planta de amoniaco.docx

CARRERA DE INGENIERÍAQUÍMICA

Diseño de planta de producción de amoniaco

Diseño de plantas químicas

Estudiante: DIEGO LOPEZ M.

Materia: Diseño de plantas químicas

Docente: Ing. Balderrama José Luis

Fecha: 1/11/2011

Gestión: II/2011

Cochabamba-Bolivia

Resumen del proyecto

El objetivo del presente proyecto es la simulación, diseño y evaluación de una Planta de Amoniaco a

partir de Gas Natural.

El Amoniaco es el segundo producto químico sintético de mayor producción mundial. La mayoría

del amoniaco producido en el mundo se utiliza para la fabricación de fertilizantes en la forma de

Urea o Sales de Amonio.

Los pasos básicos para el proceso de producción industrial son: producción de Gas de Síntesis,

acondicionamiento del gas, compresión, y síntesis de Amoniaco. El objetivo de la producción de Gas

de Síntesis y de los pasos de acondicionamiento es proporcionar una corriente de gas cuya

composición sea principalmente Hidrógeno y Nitrógeno a la entrada del convertidor de síntesis.

La planta proyectada se ubicará en Tarija que ahí se encuentra el 87.1% de las reservas de gas

natural en Bolivia.

La Reformación con Vapor Combinada del Gas Natural es la que posee más ventajas. En cuanto al

acondicionamiento del Gas de Síntesis, Síntesis de Amoniaco y separación final del Amoniaco se

utilizaron los métodos más adecuados de acuerdo a las condiciones de operación del proceso.

Económicamente, el proyecto es muy sensible al precio del Gas Natural y a los precios

internacionales del Amoniaco, por lo que no se recomienda su implementación hasta tener una

fuente estable, segura y económica de Gas Natural.

Índice

Resumen del proyecto............................................................................................................................................................... 2

CAPÍTULO 1: RESUMEN EJECUTIVO...................................................................................................................................7

1.1. INTRODUCCIÓN.............................................................................................................................................................7

1.2. ANTECEDENTES............................................................................................................................................................7

1.3. JUSTIFICACIÓN.............................................................................................................................................................. 8

1.4. ALCANCE...........................................................................................................................................................................8

CAPITULO2: DESCRIPCIÓN DEL PRODUCTO..................................................................................................................9

1.1. INTRODUCCIÓN.............................................................................................................................................................9

1.2. ORIGEN DEL COMPUESTO........................................................................................................................................9

1.3. PROPIEDADES FISCAS................................................................................................................................................9

1.4. PROPIEDADES QUÍMICAS......................................................................................................................................10

1.4.1. Comportamiento básico.....................................................................................................................................10

1.4.1.1. Reacciones en NH 3 líquido.........................................................................................................................10

1.4.1.2. Sales amonicas...................................................................................................................................................10

1.4.2. Reacciones como reductor................................................................................................................................11

1.5. SÍNTESIS INDUSTRIAL.............................................................................................................................................12

1.6. MATERIAS PRIMAS................................................................................................................................................... 13

1.7. USOS DEL AMONIACO..............................................................................................................................................15

CAPÍTULO 3: DESCRIPCIÓN DE LA MATERIA PRIMA..............................................................................................17

2.1. DESCRIPCIÓN Y CARACTERÍSTICAS TÉCNICAS DEL GAS NATURAL..................................................17

2.2. USOS DEL GAS NATURAL........................................................................................................................................18

2.3. RESERVAS DE GAS NATURAL EN SUDAMÉRICA.........................................................................................19

CAPÍTULO 4: ESTUDIO DE MERCADO.............................................................................................................................21

3.1. PRODUCCIÓN MUNDIAL DE AMONIACO.........................................................................................................21

3.2. PRECIO DEL AMONIACO.........................................................................................................................................22

3.3. ANÁLISIS DE LA DEMANDA...................................................................................................................................23

3.4. ANÁLISIS DE LA OFERTA........................................................................................................................................23

3.5. ANÁLISIS DE LA OFERTA Y DEMANDA............................................................................................................24

3.6. CAPACIDAD DE LA PLANTA..................................................................................................................................24

3.7. UBICACIÓN DE LA PLANTA..................................................................................................................................25

CAPÍTULO 4: INGENIERÍA DEL PROYECTO..................................................................................................................27

5.1. DIAGRAMA DE FLUJO...............................................................................................................................................27

5.2. DESCRIPCIÓN DEL PROCESO................................................................................................................................30

5.2.1. Reformado........................................................................................................................................................... 30

5.2.2. Conversión del monóxido de carbono.....................................................................................................32

5.2.3. Enfriamiento y condensación del agua...................................................................................................33

5.2.4. Absorción de dióxido de carbono..............................................................................................................33

5.2.5. Metanización...................................................................................................................................................... 35

5.2.6. Condensación y secado del gas de síntesis............................................................................................35

5.2.7. Compresión del gas de síntesis...................................................................................................................36

5.2.8. Síntesis de amoniaco.......................................................................................................................................36

5.2.9. Purificación del amoniaco.............................................................................................................................37

5.3. BALANCES DE MASA.................................................................................................................................................39

5.3.1. Reformado........................................................................................................................................................... 39



5.3.4. Adsorción de dióxido de carbono..............................................................................................................40

5.3.5. Metanización...................................................................................................................................................... 41





5.4. BALANCES DE ENERGÍA.........................................................................................................................................44

5.4.1. Reformado........................................................................................................................................................... 44



5.4.4. Adsorción de dióxido de carbono..............................................................................................................45

5.4.5. Metanización...................................................................................................................................................... 46





5.5. DISEÑO DE EQUIPOS................................................................................................................................................48

5.5.1. Reactor R-110......................................................................................................................................................... 48

5.5.2. Convertidor de alta temperatura R-210......................................................................................................49

5.5.3. Reactor R-510. Metanizador.............................................................................................................................50

5.5.4. Sistema de absorción de CO2...........................................................................................................................52

5.5.5. Reactor de síntesis de amoniaco.....................................................................................................................54

5.5.6. Diseño de la bomba L-401.................................................................................................................................56

5.5.7. Diseño del compresor G-101............................................................................................................................56

5.5.8. Diseño del intercambiador E-701..................................................................................................................57

5.5.9. Diseño del intercambiador E-601..................................................................................................................57

1. Reformado..................................................................................................................................................................... 74

a. Reformado primario R-110...................................................................................................................................74

b. Requerimiento de aire............................................................................................................................................. 77

c. Reformado secundario R-120...............................................................................................................................78

2. Conversión del monóxido de carbono..............................................................................................................88

a. Convertidor de CO de alta temperatura HTS..................................................................................................88

b. Convertidor de CO de baja temperatura LTS.................................................................................................89

3. Enfriamiento y condensación del agua.............................................................................................................89

4. Adsorción de dióxido de carbono........................................................................................................................90

5. Metanización................................................................................................................................................................ 92

6. Condensación y secado del gas de síntesis......................................................................................................93

7. Compresión del gas de síntesis............................................................................................................................94

8. Síntesis de amoniaco.................................................................................................................................................95

1. Datos................................................................................................................................................................................ 98

2. Calculo de las propiedades.....................................................................................................................................98

3. Calculo para la coraza- mezcla gaseosa............................................................................................................99

4. Cálculos en los tubos-agua...................................................................................................................................101

5. Calculo del factor de conversión.......................................................................................................................102

6. Calculo de la caída de presión............................................................................................................................103

CAPÍTULO 1: RESUMEN EJECUTIVO

1.1. INTRODUCCIÓN

El principal objetivo de este estudio es el evaluar la posibilidad y el impacto de la construcción de

una planta de producción de amoniaco a partir del gas natural. Tal medida puede constituir una

parte importante para desarrollar una estrategia defertilizantes que abarque la seguridad

alimentaria y la competitividad internacional del sector agrícola, o la producción de nitratos

amónicos para la producción de explosivos, producción de ácido nítrico o como fluido frigorífico.

Por tal motivo, se realizará un estudio de mercado que nos permita determinar la demanda

insatisfecha en el país. En el presente proyecto, se diseñará una planta para la obtención de

amoniaco a partir de gas natural que es materia prima principal. Dicha planta debe tener

una capacidad mínima suficiente para satisfacer la demanda nacional.

1.2. ANTECEDENTES

Diseñar una planta de obtención de amoniaco a partir de gas natural, que satisfaga la demanda de

fertilizantes. La demanda nacional de fertilizantes minerales en 1996 fue estimada en 27 000

TN, si bien las estadísticas oficiales nacionales indican 14 000 TM. De las 35000 hectáreas

cultivada con papa en el país, casi todas reciben fertilización mineral en una proporción de

2 a 5 bolsas/ha, a menudo en combinación con estiércol; alrededor del 82% del consumo

anual de fertilizantes, o sea cerca de22000 TM se utilizan en este cultivo. El sector hortícola

también utiliza una cantidad importante de fertilizantes, aunque en menor proporción que

la papa. Los tomates, los viñedos, el maíz para choclo, las cebollas y el ajo, reciben

fertilización mineral en más del 30% de su superficie cultivada, totalizando 2 000 TN. En los

cereales el consumo es muy bajo y de un total de aproximadamente 600 000 hectáreas de

arroz, trigo, maíz y cebada, solamente 30 000 hectáreas reciben fertilización mineral con

una dosis muy baja (una bolsa/ha), totalizando 1 600 TN. El uso de fertilizantes ha sido

recientemente introducido en la caña de azúcar en cerca del 10% de la superficie sembrada.

En el caso del café –23 500 hectáreas- el uso de fertilizantes se limitó a tres plantaciones

que cubren 120 hectáreas. E n e l c o n t e x t o l a t i n o a m e r i c a n o , B o l i v i a e s e l p a í s

q u e a p l i c a m e n o s c a n t i d a d d e nutrientes por hectárea; con solo 9 kg/ha está lejos

de países agro-exportadores como Chile, Colombia, Uruguay y Venezuela que consumas de

100Kg/Ha; Brasil, Ecuador y México están alrededor de 60Kg/Ha y Argentina muestra en

los últimos cinco años un incremento importante en su consumo. Es probable que esta

tendencia se mantenga, ya que estos dos últimos países están enfatizando la producción del

sector agropecuario. Bolivia, sin embargo está quedando rezagada respecto a la aplicación

de fertilizantes ya que se aplican, casi exclusivamente, a los cultivos de papa y hortalizas.

1.3. JUSTIFICACIÓN

Disminución de precios de fertilizantes en el mercado interno boliviano.

Dar un valor agregado a cada fracción de GN, ya que para la obtención de amoniaco se requiere solo

la fracción de metano del GN, así que se puede utilizar el restante de las fracciones como el etano,

propano, etc., en otros procesos.

Con la implementación de este proyecto se genera empleos y beneficios sociales para las

comunidades vecinas de su localización.

1.4. ALCANCE

Con la elaboración del presente proyecto se pretende darle mayor importancia a uno de recursos

más abundantes en nuestro país industrializando el gas natural

CAPITULO2: DESCRIPCIÓN DEL PRODUCTO

1.1. INTRODUCCIÓN

El nombre de amoniaco deriva del nombre dado a una divinidad egipcia: Amón. Los egipcios

preparaban un compuesto, cloruro amónico, a partir de la orina de los animales en un templo

dedicado a este Dios. Cuando se llevó a Europa mantuvo ese nombre en recuerdo de la salde Amón.

Formula: NH3

Peso Molecular: 17,03 g/mol

Composición: N: 82,25 % y H: 17,75 %

1.2. ORIGEN DEL COMPUESTO

En 1784 Berthollet descubrió que el amoniaco estaba formado por nitrógeno e hidrógeno. En1795

Hildebrandt intentó su síntesis a partir de la homogeneización de sus elementos a temperatura

ambiente. A principios del siglo XIX se empezaron a realizar experimentos para sintetizar amoniaco

con la ayuda de catalizadores como el hierro. Alrededor de 1900 Haber empezó a investigar el

equilibrio del amoniaco. En 1913 se establece la primera planta de producción de amoniaco a escala

industrial.

1.3. PROPIEDADES FISICAS

1.4. PROPIEDADES

QUÍMICAS

En las reacciones químicas, el NH3

puede actuar como base o bien como un

reductor.

Gas incoloro en condiciones

normales

Temperatura de solidificación: –77,7ºC

Temperatura normal de ebullición: –33,4ºC

Calor latente de vaporización a 0ºC: 302 kcal/kg

Presión de vapor a 0ºC: 4,1 atm.

Temperatura crítica: 132,4ºC

Presión crítica: 113 atm.

Densidad del gas (0ºC y 1atm.): 0,7714 g/l

Constante dieléctrica: 22

1.4.1.Comportamiento básico

Se debe al par de electrones no enlazantes de su molécula, capaz de unirse a un protón por un

enlace covalente coordinado.

NH 3+H 2O→NH 4+¿+OH−¿ Kb=1,8∗10−5 ¿¿

El valor de Kb indica que es una base débil, por lo que se utiliza en muchas reacciones comofuente

moderada de iones OH-.

1.4.1.1. Reacciones en NH 3líquido

La transferencia de H+ puede tener lugar desde una molécula a otra del propio NH3. Así enNH3

líquido existe la autoionización:

NH 3+NH 3→NH 4+¿+NH 2

−¿k=10−30T a=33 °C ¿¿

Análoga a la autoionización del H2O, pero en mucho menor grado.

En NH3 líquido como disolvente, el ión amonioNH 4+¿¿

, es el ácido análogo al H 3O+¿¿

, en disoluciones

acuosas y el ión amiduro NH 2−¿¿

, es la base, análoga al OH−¿¿acuoso. Asimismo, los hidróxidos

alcalinos (bases muy fuertes en H2O) tienen sus análogos amoniacales en amiduros alcalinos (bases

muy fuertes en NH3), que se pueden obtener de forma similar por ejemplo:

Na+NH3→Na+NH 2

−¿+12H 2¿

Reacción completamente análoga, (aunque mucho más lenta) a la correspondiente con H2O:

Na+H 2O→Na+OH−¿+ 1

2H 2¿

1.4.1.2. Sales amonicas

Se obtienen fácilmente por reacción del NH3 con el ácido correspondiente. En disolución acuosa, la

reacción general es:

NH 3+H 3O+¿→H2O+NH4

+¿ ¿¿

Las sales amónicas son compuestos iónicos en los que existe el ión NH 4+¿¿

, que puede actuar como

ácido y reaccionar con el H2O:

NH 4+¿+H 2O→NH3+H 3O

+¿¿ ¿

Es decir, que las sales amónicas se hidrolizan en pequeño grado y sus disoluciones tienen carácter

ácido, esto ocurre cuando son sales amónicas de ácidos fuertes, pero si son de ácido débil, la

disolución puede ser, acida, neutra o básica. Por otra parte, como el ión NH4 +, se transforma

fácilmente, cediendo un protón, en NH3 que es gaseoso, las sales amónicas son térmicamente

inestables. La mayoría se descomponen al calentarlas en NH3 y el ácido correspondiente. Si éste es

también volátil, la descomposición es muy fácil:

NH 4Cl (s )→HCl (g )+NH 3(g)

Con calor y hasta en algún caso, puede ocurrir de forma espontánea.

(NH 4 )2CO3 ( s)→NH 4 HCO3 (s )+NH 3(g)

Si el anión de la sal amónica, tiene propiedades oxidantes (Cr2O7)=, (NO3)-, (NO2)-, etc., al calentar la

sal, se produce la oxidación del ión NH 4+¿ , ¿originando N2 (caso del NH4NO2) o bienN2O (caso del

NH4NO3).

1.4.2.Reacciones como reductor

El NH3 solo puede actuar como reductor en las reacciones redox a temperatura ambiente, el NH3 es

bastante inerte como reductor debido en muchos casos a la lentitud de la reacción (control cinético),

pero a temperatura elevada, puede reducir a óxidos de metales poco activos. A temperatura elevada,

el NH3 se oxida con oxígeno molecular, y puede ocurrir de dos formas:

4 NH3+3O2→6 H 2O+2N2∆G=−1305 [KJ ]

4 NH3+3O2→6 H 2O+4 NO∆G=−1132 [ KJ ]

Es más favorable termodinámicamente la primera, pero con un catalizador de Pt (800ºC) se cataliza

selectivamente la segunda reacción que es prácticamente la única que tiene lugar.

1.5. SÍNTESIS INDUSTRIAL

El NH3 se obtiene exclusivamente por el método denominado Haber-Bosh (Fritz Haber y Carl Bosch

recibieron el Premio Nobel de química en los años 1918 y 1931). El proceso consiste en la reacción

directa entre el nitrógeno y el hidrógeno gaseoso.

N2 (g )+3 H 2 (g )→2 NH 3 (g )∆ H=−46.2 [ KJ /mol ] ; ∆ S<0

Es una reacción exotérmica por lo que un excesivo aumento de temperatura no favorece la

formación de amoniaco. Sin embargo, la velocidad a la que se forma NH3 a temperatura ambiente es

casi nula. Es una reacción muy lenta, puesto que tiene una elevada energía de activación,

consecuencia de la estabilidad del N2. La solución de Haber al problema fue utilizar un catalizador

(óxido de hierro que se reduce a hierro en la atmósfera de H2) y aumentar la presión, ya que esto

favorece la formación del producto. Convertir el método de Haber en un proceso de fabricación fue

trabajo realizado por Carl Bosch, ingeniero químico de la BASF, quien de este modo consiguió su

Nobel.

En la práctica las plantas operan a presiones de 100-1000 atm y temperaturas de 400-600ºC. En el

reactor de síntesis se utiliza -Fe como catalizador (Feα 2O3 sobre AlO3 → catálisis heterogénea). A

pesar de todo, la formación de NH3 es baja con un rendimiento alrededor del 15%. Los gases de

salida del reactor pasan por un condensador donde se puede licuar el NH3 separándolo así de los

reactivos, los cuales pueden ser nuevamente utilizados.

Los estudios sobre el mecanismo de la reacción indican que la etapa determinante de la velocidad de

la reacción es la ruptura de la molécula de N2 y la coordinación a la superficie del catalizador. El otro

reactivo, H2, se activa más fácilmente. Se producen una serie de reacciones de inserción entre las

especies adsorbidas para producir el NH3.

El catalizador funciona adsorbiendo las moléculas de N2 en la superficie del catalizador debilitando

el enlace interatómico N-N; de esta forma se origina N atómico el cual reacciona con átomos de

hidrógeno que provienen de la disociación de H2 que también tiene lugar en la superficie metálica.

Las modificaciones más importantes están relacionadas con la fuente del gas de síntesis, la

diferencia en los procesos de preparación del gas de síntesis y las condiciones de obtención del

amoniaco.

La producción de una planta típica de NH3 ronda las 1500 ton/día.

1.6. MATERIAS PRIMAS1

El amoniaco es obtenido por la reacción catalizada de nitrógeno e hidrógeno. La fuente de nitrógeno

es el aire atmosférico; el hidrógeno requerido puede ser producido de diferentes materias primas

pero actualmente es producido principalmente de la reformación con vapor de combustibles fósiles.

Dependiendo del tipo de combustible fósil, diferentes métodos de producción son aplicados para

producir hidrógeno para la síntesis de amoniaco.

Actualmente alrededor del 80% de la capacidad de producción mundial de amoniaco es

proporcionada por el proceso de reformado con vapor.

Tabla 1 Procesos aplicado y materia prima en la producción de amoniaco. La tercera

Materia prima Proceso % capacidad

mundial

Gas Natural Reformación con vapor 77

Nafta, GLP, Gas de Refinería Reformación con

vapor

6

1http://www.textoscientificos.com/quimica/amoniaco/produccion

Fracciones de hidrocarburos

pesados

Oxidación parcial 3

Coque, carbón Oxidación parcial 13,5

Agua Electrólisis del agua 0,5

Tabla 2 Diferencia de costo y energía total demandada para la producción de

Materia prima Proceso consumo de energía

primaria neta

GJ/t de NH3 (LHV)

Inversión

relativa

Gas Natural Reformación con vapor 28 1

Hidrocarburos

pesados

Oxidación parcial 38 1,5

Carbón Oxidación parcial 48 2 – 3

Tabla 3Costo de producción de distintas materias primas

Gas Natural Fuel oil pesado Carbón

Consumo de energía 1,0 1,3 1,7

Costo de inversión 1,0 1,4 2,4

Costo de

producción

1,0 1,2 1,7

Las previsiones son que el gas natural siga siendo la materia prima principal durante por lo menos

los próximos 50 años.

Puesto que la mayor parte de la producción mundial de amoniaco utiliza como materia prima el gas

natural, el costo de este es el principal en la producción de amoniaco. Una planta media de amoniaco

consume 33 Millones de Btu de gas natural y 101,4 KWh de electricidad para producir una tonelada

métrica de amoniaco.

La figura 1.1, muestra la dependencia del costo del amoniaco con el gas natural. El costo de

conversión permanece constante de acuerdo a USGS, mientras que cerca del 90% o más del costo de

producción de amoniaco, como por ejemplo a alto precio del gas natural, constituye el costo del

combustible fósil. Un cambio en el precio del gas natural de USD 1 por millón de Btu resulta en

alrededor de USD 33 de variación por tonelada en el costo de producción de amoniaco.

Figura 1Costo de Producción de Amoniaco (2005)2

2Abram, A. and Foster, D.L.. 2005. A Primer on Ammonia, Nitrogen Fertilizers, and Natural Gas Markets. Department of AED Economics, The Ohio State University. http://www.aede.osu.edu/resources/docs/pdf/kp90ms9c-3h54-c92j- 73lb0htnncbaf66g.pdf

http://www.aede.osu.edu/resources/docs/pdf/kp90ms9c-3h54-c92j-

1.7. USOS DEL AMONIACO

El amoniaco, nitrato de amonio, urea, soluciones nitrogenadas, sulfato de amonio y fosfatosde

amonio como fosfato de diamonio (DAP) y fosfato de monoamonio (MAP) estáncategorizados como

fertilizantes nitrogenados.

Figura2 Usos del amoniaco

El amoniaco es la materia prima base para la industria mundial de fertilizantes basados en

nitrógeno y el compuesto principal para la manufactura de seis productos principales: urea, nitrato

de amonio, sulfato de amonio, fosfatos de amonio, ácido nítrico y soluciones nitrogenadas. A escala

mundial, 85–90% del amoniaco se consume como fertilizantes nitrogenados. El amoniaco también

tiene una variedad amplia de aplicaciones industriales como: producción de acrilonitrilo y

caprolactama, compuesto intermedio para fibras sintéticas y resinas. También es usado para

fabricación de otros compuestos orgánicos incluyendo alquilaminas, etanolaminas y anilina. Otras

aplicaciones incluyen limpiadores líquidos, producción de pulpa y papel, refrigeración y metalurgia.

Estos usos finales forman parte del 10–15% del amoniaco producido.

CAPÍTULO 3: DESCRIPCIÓN DE LA MATERIA PRIMA

1.8. DESCRIPCIÓN Y CARACTERÍSTICASTÉCNICAS DEL GAS NATURAL

El gas natural es incoloro, inodoro, insípido, sin forma particular y más ligero que el aire. Se

presenta en su forma gaseosa por encima de los -161ºC. Por razones de seguridad, se le añade

mercaptanos, un agente químico que le da un olor característico, con el propósito de detectar una

posible fuga de gas.

Se formó hace millones de años cuando una serie de organismos descompuestos como animales y

plantas, quedaron sepultados bajo lodo y arena, en lo más profundo de antiguos lagos y océanos. En

la medida que se acumulaba lodo, arena y sedimento, se fueron formando capas de roca a gran

profundidad. La presión causada por el peso sobre éstas capas más el calor de la tierra,

transformaron lentamente el material orgánico en petróleo crudo y en gas natural. El gas natural se

acumula en bolsas entre la porosidad de las rocas subterráneas. Pero en ocasiones, el gas natural se

queda atrapado debajo de la tierra por rocas sólidas que evitan que el gas fluya, formándose lo que

se conoce como un yacimiento.

El gas natural se puede encontrar en forma "asociado", cuando en el yacimiento aparece

acompañado de petróleo, o gas natural "no asociado" cuando está acompañado únicamente por

pequeñas cantidades de otros hidrocarburos o gases.

Tabla 4 Composición Típica del Gas Natural

Compuesto Composición Química Rango (en %)

Metano CH4 91-95

Etano C2H6 2-6

Dióxido de

Carbono

CO2 0-2

Propano C3H8 0-2

Nitrógeno N2 0-1

La composición del gas natural incluye diversos hidrocarburos gaseosos, con predominio del

metano, por sobre el 90%, y en proporciones menores etano, propano, butano, pentano y pequeñas

proporciones de gases inertes como dióxido de carbono y nitrógeno.

Extraído del subsuelo, el gas natural se trata para quitarle las impurezas como el agua, otros gases,

arena y otros compuestos. Algunos hidrocarburos se remueven y se venden por separado, como el

propano y el butano. Otras impurezas también se quitan, como el ácido sulfhídrico (la refinación del

cual puede producir azufre, que entonces también se comercializa por separado).

El gas natural no es ni corrosivo ni tóxico, su temperatura de combustión es elevada y posee un

estrecho intervalo de inflamabilidad, lo que hace de él un combustible fósil seguro en comparación

con otras fuentes de energía. Además, por su densidad de 0,60, inferior a la del aire (1,00), el gas

natural tiene tendencia a elevarse y puede, consecuentemente, desaparecer fácilmente del sitio

donde se encuentra por cualquier grieta. A presión atmosférica normal, si el gas natural se enfría a

una temperatura de -161°Caproximadamente, se condensa bajo la forma de un líquido llamado Gas

Natural Licuado(GNL). Un volumen de este líquido ocupa casi 600 veces menos espacio que el gas

natural yes dos veces menos pesado que el agua (45% aproximadamente).

El gas natural es considerado como un combustible limpio. Bajo su forma comercializada, casi no

contiene azufre y virtualmente no genera dióxidos de azufre (SO2). Sus emisiones de óxidos de

nitrógeno (NOx) son menores a las generadas por el petróleo y el carbón. Las emisiones de dióxido

de carbono (CO2) son inferiores a la de otros combustibles fósiles(según Eurogas emite 40 a 50%

menos que el carbón y 25 a 30% menos que el petróleo).

El gas natural se puede medir de diversas maneras. Como gas, puede ser medido por el volumen que

ocupa a temperaturas y presiones normales, siendo expresado comúnmente en metros cúbicos. Las

compañías de producción y distribución miden comúnmente el gas natural en miles de metros

cúbicos, millones de metros cúbicos, o trillones de metros cúbicos.

A pesar que medir por su volumen es útil, el gas natural se puede también medir como fuente de

energía. Como otras formas de energía, el gas natural se mide y se expresa comúnmente en calorías.

Un metro cúbico de gas natural contiene cerca de 9.300.000calorías o 9.300 kilo calorías

1.9. USOS DEL GAS NATURAL

El gas natural tiene diversas aplicaciones en la industria, el comercio, la generación eléctrica, el

sector residencial y el transporte de pasajeros. Ofrece grandes ventajas en procesos industriales

donde se requiere de ambientes limpios, procesos controlados y combustibles de alta confiabilidad

y eficiencia.

En el siguiente cuadro se presentan algunas de las aplicaciones más comunes de gas natural:

Tabla 5Aplicaciones del Gas Natural:

Sector Aplicaciones/Procesos

Industrial Generación de vaporIndustria de alimentosSecadoCocción de productos cerámicosFundición de metalesTratamientos térmicosTemple y recocido de metalesGeneración eléctricaProducción de petroquímicosSistema de calefacción

Comercio y Servicios Hornos de fusiónCalefacción centralCocción/preparación de alimentosAire acondicionado

Energía Agua calienteCogeneración eléctricaCentrales térmicas

Residencial CocinaCalefacciónAgua calienteAire acondicionado

Transporte de pasajeros

TaxisBuses

1.10. RESERVAS DE GAS NATURAL EN SUDAMÉRICA

La mayor reserva, por muy lejos de gas natural se encuentra en Venezuela. Luego de ella viene

Bolivia quién aún no tiene las inversiones necesarias para explotar este recurso. Posteriormente

Argentina tiene el tercer lugar, sin embargo su alta demanda interna producto del congelamiento de

precios le hace destinar prácticamente toda su producción al consumo interno.

Tabla 6Reservas probadas de Gas Natural en Sudamérica, Enero 2007.

País Reservas Probadas de Gas Natural

(trillones de pies cúbicos)

Argentina 16,090

Bolivia 24,000

Brasil 10,820

Chile 3,460

Colombia 3,996

Ecuador 0,000

Paraguay 0,000

Perú 8,723

Uruguay 0,000

Venezuel

a

153,380

TOTAL 220,469

Figura 3 Reservas Probadas de Gas Natural en Sudamérica en porcentaje por país, Enero de 2007

CAPÍTULO 4: ESTUDIO DE MERCADO

1.11. PRODUCCIÓN MUNDIAL DE AMONIACO

El nitrógeno se utiliza virtualmente en cada país en el mundo y consecuentemente muchos países

tienen plantas productoras de amoníaco. En el 2003, un poco más de 146 millones de toneladas

cortas de amoniaco fueron producidas en 75 países, representando todos los continentes

exceptuando la Antártica. La producción total mundial casi es doblada en los últimos 25 años. Los

mayores productores de amoniaco en orden descendente son:

Tabla 7Mayores Productores de Amoniaco.

País Producción (Ton corta) % de capacidad utilizada

China 40487 100

India 13015 85

Rusia 12200 79

EEUU 11757 74

Juntos estos países representan cerca del 50% de la capacidad de producción mundial de amoniaco,

y 55% de la producción actual. Asia es el mayor productor de amoniaco seguido por Norte América

y Europa.

La figura 3.1 proporciona una interesante información sobre qué ha pasado con la industria mundial

del amoniaco en los últimos 25 años. La rentabilidad de la producción de amoniaco es gobernada

principalmente por los precios del gas natural, los cuales representan alrededor del 90% de los

costos de producción de amoniaco totales.

Figura 4Producción mundial de amoniaco (Data outsourcedfromUSGS).

1.12. PRECIO DEL AMONIACO

El costo del gas natural corresponde aproximadamente a un 90% del costo de producción de

amoniaco, por lo tanto, los precios del amoniaco responden a los cambios de precio del gas natural.

La tabla 8 hace una comparación de precios de amoniaco de diferentes países exportadores.

Tabla 8Precio promedio de amoniaco por tonelada en USD

Promedio de precio unitarioCIF (usd/ton)

año

país de origen 2003 2004 2005 2006Argentina 301 331 377 359Brasil 249 289 294 -Indonesia 240 319 - -México - 338 - 385Trinidad y Tobago - 292 406 -USA 432 212 326 381Venezuela 246 335 330 374

promedio 294 302 357 375

1.13. ANÁLISIS DE LA DEMANDA

La demanda del amoniaco en sud América se detalla a continuación:

Tabla 9Análisis de la demanda de la urea

PAÍSCONSUMO (AÑO 2012)

TN/AÑOBrasil 3.653.340,25Argentina 1.312.507,96México 2.477.535,68Chile 928.643.99Perú 736.342,13Venezuela 853.673,16Ecuador 330.183,29Bolivia 29.604,89Colombia 689.682,82Uruguay 136.810,09Paraguay 17.341,81

1.14. ANÁLISIS DE LA OFERTA

Los principales ofertantes de urea en nuestro continente son Brasil, México y Argentina.

La producción de urea es estos países se detalla a continuación en la tabla:

Tabla 10 Análisis de la oferta de la urea

PAÍSCAP INSTALADA (AÑO 2012)

TN/AÑOBrasil 1.719.000Argentina 1.308.000México 0Chile 0Perú 0Venezuela

251.000

Ecuador 0Bolivia 0Colombia 11.000Uruguay 0Paraguay 0

1.15. ANÁLISIS DE LA OFERTA Y DEMANDA3

En la tabla 11 se muestra la oferta, la demanda y la demanda insatisfecha la urea a nivel sud

América:

Tabla 11Análisis de la oferta y demanda de la urea

PAÍSCONSUMO (AÑO

2012)TN/AÑO

CAP INSTALADA (AÑO 2012)

TN/AÑO

DEMANDA INSATISFECHA

TN/AÑOBrasil 3.653.340,25 1.719.000 1.934.340,25Argentina 1.312.507,96 1.308.000 4.507,96México 2.477.535,68 0 2.477.535,68Chile 928.643.99 0 928.643,99Perú 736.342,13 0 736.342,13Venezuela 853.673,16 251.000 602.673,16Ecuador 330.183,29 0 330.183,29Bolivia 29.604,89 0 29.604,89Colombia 689.682,82 11.000 678.682,82Uruguay 136.810,09 0 136.810,09Paraguay 17.341,81 0 17.341,81Total 11.165.666,07 5.548.000 5.617.666,06

A partir de la demanda insatisfecha de la urea es que se pretende abordar el trabajo tomando en

cuenta que para producir 7.876.666,07Tn/año de urea, son necesarios 3.201904,98 Tn/año de

amoniaco.

1.16. CAPACIDAD DE LA PLANTA

La planta en la cual se trabajara producirá Amoniaco a partir del gas natural

Para la capacidad de la planta se pretende alcanzar el % del mercado nacional como internacional

por lo tanto la capacidad de la planta o producción anual de Amoniaco es del orden de 335940

Ton/año de Amoniaco al 99% de pureza.

Se asume que un año es igual a 330 días, siendo los 35 días restantes del año utilizados para

mantenimiento general de la planta, y que los trabajos diarios son distribuidos en 3 turnos de 8

horas cada uno.

3Medina - Carrazana 2004

1.17. UBICACIÓN DE LA PLANTA

El departamento de Tarija posee el 87,1 % de las reservas de GN de Bolivia, lo que marca la

preferencia, expresada ya en las políticas del Gobierno y de diversos proyectos petroquímicos bajo

estudio, de que cualquier intento de industrializar el GN para la producción amoniaco, tenga su

ubicación cerca de las fuentes de GN, es decir específicamente en el Chaco, en puntos próximos a

carreteras e infraestructura ya existente, tanto la ciudad de Villamontes, como Yacuiba donde se

encuentra la "Zona Franca Yacuiba S.A.", ubicada en Campo Grande Km. 5 carretera a Santa Cruz,

son buenas opciones de ubicación (ver ubicación en la figura 5, donde se indica también la red de

vías férreas del cono sur).

La zona franca está exenta del pago de impuestos internos y de aranceles aduaneros, con el

siguiente trato tributario especial. Yacuiba está ubicada sobre uno de los principales corredores de

exportación y abastecimiento del Cono Sur y muy cerca del nodo central que unen varios corredores

Norte-Sur y Este-Oeste, como se puede observar en el esquema de las vías férreas en la figura 5. Por

otro lado tiene la ventaja de estar en la zona fronteriza con la República Argentina y Paraguay,

países identificados como potenciales mercados y con los cuales hay conexiones de carretera y vía

férrea.

Para el transporte y la distribución del producto al interior del país, se utilizaría la vía férrea de 500

Km., Yacuiba-Santa Cruz, centro agropecuario de Bolivia, junto con la región del Chapare, a unos 200

Km. De Santa Cruz.

Figura5 Vías férreas del cono sur4

1.

4W Bank - PNUD. Bolivia National Transport Study.La Paz - 1999

CAPÍTULO 4: INGENIERÍA DEL PROYECTO

1.1. DIAGRAMA DE FLUJO

Especificación de equipos:

M-111: MezcladorE-101 Intercambiador de calorG-101: CompresorE-102 Intercambiador de calor

E-103: Intercambiador de calorR-110: ReactorR-120: ReactorR-210: Convertidor de alta temperaturaR-210: Convertidor de baja temperatura

E-201: Intercambiador de calorE-301: Intercambiador de calorH-310: Separador líquido-vaporH-320: Separador líquido-vaporE-301: Intercambiador de calor


D-410: Columna de absorción L-411: BombaV-401: Válvula de expansión

H-401: Separador Líquido-vapor D-420: Columna de desorción M-401: Mezclador

E-402 Intercambiador de calorE-401: Intercambiador de calor


H-601: Separador Líquido-vaporR-410: ReactorE-401: Intercambiador de calor

B-601: Secador de tamiz molecularH-920: Separador Líquido-vaporH-930: Separador Líquido-vaporH-910: Separador Líquido-vaporV-901: Válvula de expansión RTFP-810: Reactor tubular flujo pistónRTFP-820: Reactor tubular flujo pistónRTFP-830: Reactor tubular flujo pistón

G-701: CompresorM-801: MezcladorG-702: CompresorM-902: MezcladorM-801: MezcladorG-901: Compresor

1.2. DESCRIPCIÓN DEL PROCESO

1.2.1. Reformado

El objetivo del reformado es convertir el gas natural (principalmente metano) en una mezcla de

hidrógeno, nitrógeno y óxidos de carbono, a través del agregado de vapor de agua y de aire. El

reformado tiene lugar en dos etapas: en un reformador primario calentado mediante fuego

directo y en un reformador secundario, catalítico y auto térmico.

Figura 6 Etapa de Reformación

La reacción se realiza sobre un catalizador de níquel y con suministro de calor en el reformador

primario (R-110). En el reformador secundario (R-120) se agrega aire precalentado, y se

combustiona parte de la mezcla, esencialmente hidrocarburo no reaccionado en el reformador

primario.

La cámara en donde ocurre el reformado contiene tubos de acero con alto contenido de Cr- Ni,

montados verticalmente y rellenos con el catalizador. El gas natural libre de compuestos de

azufre se mezcla con vapor de agua en el mezclador Mix-111. La relación vapor/carbono es de

3/1. La mezcla reactiva (corriente 2) se precalienta en la unidad E-102 y se alimenta a los tubos

catalíticos a través de distribuidores, a 600 °C, donde se llevan a cabo las siguientes reacciones:

NH 3+H 2O→3 H 2+CO

CO+H 2O→H 2+CO 2

El gas de síntesis producido sale del reformador a 800ºC y 38,23 bar (corriente 3). Los tubos son

calentados por medio de quemadores, alimentados con gas natural y distribuido sobre las

paredes del horno, de tal manera que se asegure un control óptimo de la temperatura del lecho

catalítico en toda la longitud de los tubos.

El calor de los gases de combustión es utilizado en la parte conectiva del reformador para

precalentar la alimentación a R-110 (E-102), precalentar el aire a R-102 (E-103).

El aire a temperatura y presión atmosférica es comprimido a 38,4 bar para su posterior

utilización en el reformador secundario. Para esto se utiliza un compresores centrífugos (G-101).

Posterior a la compresión, el aire (corriente 4) necesita elevar su temperatura a 600ºC antes del

ingreso a R-120. Esto logra en el intercambiador E-103, el cual utiliza el calor de los gases de

combustión de la sección de convección del reformador primario R-110.

El gas de proceso proveniente del reformador primario (corriente 3) es enviado al reformador

secundario R-120. El gas es ingresado al recipiente a través de una cámara de mezclado ubicada

en el tope, donde se mezcla con el aire de proceso (corriente 5). El reformador secundario

consiste en un recipiente de acero especial, recubierto en su interior con material refractario. El

reactor contiene en el tope del recipiente un mezclador en el cual se lleva a cabo la combustión y

hacia abajo un lecho de catalizador de níquel, soportado por una grilla de material resistente a

las altas temperaturas. Las reacciones que tienen lugar son las siguientes:

CH 4+32O2→CO+2H 2O

CH 4+32H 2O↔2 H 2+CO

CO+H 2O↔H 2+CO2

La cantidad de aire alimentada al reformador secundario está determinada por la necesidad de

obtener a la entrada del circuito de síntesis de NH3 una relación H2/N2 de 3/1 (volumen). El

reactor procede adiabáticamente. El gas de proceso abandona el reformador secundario a 981,2

°C (corriente 6) y es enfriado hasta 350 °C en el recuperador de calor E-103, donde se recalienta

vapor saturado de 120 bar a 490ºC. Después del enfriamiento, el gas de proceso fluye hacia el

convertidor de CO de alta temperatura, HTS.

1.2.2. Conversión del monóxido de carbono

La conversión de monóxido de carbono se realiza por medio de una reacción exotérmica y

catalítica con vapor de agua, obteniéndose dióxido de carbono como subproducto el hidrógeno.

CO+H 2O↔H 2+CO2

La conversión del CO tiene lugar en dos reactores adiabáticos, HTS y LTS. En ambas etapas

ocurre la misma reacción, pero usando estas dos etapas se maximiza la conversión. El reactor

HTS contiene un catalizador de alta actividad y alta resistencia mecánica. El convertidor LTS es

cargado con un catalizador diferente, de baja temperatura caracterizado por su alta actividad,

resistencia mecánica.

Figura 7 Etapa de conversión del CO

Después de la sección de reformado (corriente 7), los gases ingresan al reactor HTS y a su salida

(corriente 8) la temperatura aumenta de 350 °C a 428,4 °C. El gas es luego enfriado hasta 200 °C

(corriente 10), antes de ingresar al reactor LTS, en el cual el contenido de CO es, aumentando la

temperatura hasta 222,9 °C.

El contenido calórico de la corriente de proceso de salida del HTS (corriente 12) es recuperado

en los intercambiadores de calor E-201 y E-202. El equipo E-106 es utilizado para ajustar la

temperatura de entrada del reactor M-510 (metanizador). El equipo E-201genera vapor saturado

a 40,14 bar.

1.2.3. Enfriamiento y condensación del agua

Figura 8Etapa de enfriamiento y condensación de agua

El gas de proceso procedente del Convertidor LTS (corriente 11) es enfriado a 35ºC en dos

etapas E-301 y E-302. Después de cada etapa de enfriamiento parte del agua es condensada y

removida en los Separadores Liq-VapH-310 y H-320. Este procedimiento es necesario para el

correcto ingreso del gas de proceso a la etapa de absorción de CO2.El intercambiador E-301

enfría la corriente 11 desde 222,9ºC hasta 149,7ºC, mientras que elE-302 enfría la corriente 16

desde 149,7ºC hasta los 35ºC utilizando agua de enfriamiento.

1.2.4. Absorción de dióxido de carbono

En esta etapa, el CO2 contenido en el gas de síntesis se remueve a través de la absorción con

aminas. La corriente pasa a través del absorbedor, donde el CO2 se absorbe químicamente con la

amina (Monoetanolamina). Por ser la reacción entre el CO2 y la aminareversible, la amina es

regenerada en la columna de desorción y luego nuevamente reutilizada como solvente en la

columna de absorción.

El CO2 en el gas de proceso proveniente del separador H-320 entra a la columna de absorción D-

410, con una composición molar de 17,8%, para ponerse en contacto contracorriente con una

solución de MEA al 28,5% en peso que desciende por la torre. La concentración de CO2 en el gas

de síntesis se reduce hasta 0,05% molar en el tope de la torre, para luego ser enviada hacia el

metanizadorR-510. La reacción que se lleva a cabo en esta columna es:

Formación de Carbamato (Rápida)

Ácido base (Lenta)

La solución de MEA rica en CO2 del fondo de la columna D-410 pasa a través de la válvula de

expansión V-401 donde se reduce su presión a 4,4 bar formándose dos fases (corriente 19). Esta

corriente es enviada al separador H-401. La fase líquida de salida (corriente 21) es llevada al

intercambiador E-401 donde su temperatura es elevada a 100ºC por intercambio de calor con la

solución de MEA pobre en CO2 (corriente 23) proveniente de la columna regeneradora de MEA

(D-420). Esta temperatura fue considerada como óptima para el ingreso a la columna de

desorción de CO2 En la etapa de desorción la solución de MEA rica en CO2 (corriente 22) es

ingresada en la columna en el plato número 4, la cual consta de 20 platos, un condensador parcial

y un reboiler, el cual sirve como fuente de calor en la regeneración de la amina.

La MEA pobre en CO2 (corriente 223) deja la torre a 112,9°C y es enfriada hasta 64,8ºC, al

intercambiar calor en la unidad E-401 con la solución de MEA rica. Debido a las pérdidas de agua

y MEA en las corrientes 33, 24 y CO2, es necesario ingresarlas al ciclo como alimentación fresca.

Esto es llevado a cabo en el mezclador M-401. A la salida del mezclador la corriente 25 es

recirculada a la columna de absorción D-410, para ello es necesario disminuir su temperatura en

el intercambiador E-402 y aumentar su presión en la bomba L-401para alcanzar las condiciones

de entrada a la columna: 30ºC y 30,7 bar.

1.2.5. Metanización

Figura 9 Metanizador

Después de la absorción de CO2, el gas de síntesis contiene 0,05 % vol. de CO2 y 0,3 % de CO (base

seca). Estos compuestos deben ser eliminados porque constituyen venenos para el catalizador de

síntesis de NH3. La eliminación de CO y CO2 se realiza en el Metanizador (R-510), donde estos

compuestos reaccionan con H2 para formar metano (CH4), que es inocuo para el catalizador de

síntesis de NH3.

CO+3H 2→CH 4+H 2O

CO2+4 H 2→CH 4+2 H 2O

La reacción tiene lugar sobre un catalizador de Níquel. El contenido de CO + CO2 en el gas de

proceso es reducido a menos de 10 ppm.

1.2.6. Condensación y secado del gas de síntesis

El agua contenida en la corriente de salida del Metanizador (corriente 30) causa envenenamiento

en el catalizador de síntesis de amoniaco por lo que debe ser removida antes del ingreso al

convertidor.

La corriente 30 es enfriada desde 314,3ºC a 187,8ºC en el intercambiador E-601 y

posteriormente enfriada en el intercambiador E-602 desde 187,8ºC hasta 35ºC para condensar

gran parte del agua y retirarla en el separador H-601. Luego de esto, el contenido remanente de

agua en la corriente 34 es ingresada al secador de tamiz molecular B-601, en donde es eliminada.

Figura 10Etapa de condensación y secado del gas de síntesis

1.2.7. Compresión del gas de síntesis

Figura 11Etapa de compresión del gas de síntesis

En esta etapa el gas de síntesis seco (corriente 35) se comprime desde 27,9 a 220,1 bar. Para esto

se utilizan dos compresores centrífugos (G-701 y G-702) con una razón de compresión de 2,8 y

enfriamiento intermedio en E-701.

1.2.8. Síntesis de amoniaco

La Síntesis de Amoniaco tiene lugar sobre un catalizador de fierro a 200 bar y 400ºC de acuerdo

a la siguiente reacción:

N2+3 H 2↔2NH 3

Bajo estas condiciones el 27,8% del gas de síntesis es convertido por paso en el reactor. A medida

que la reacción de síntesis (exotérmica) procede, se produce una reducción en el volumen lo que

significa que altas presiones y bajas temperaturas favorecen la reacción. Por otro lado,

temperaturas altas aumentan la velocidad de reacción, por lo tanto la temperatura del reactor

debe ser controlada. Esto se consigue separando el reactor en tres lechos catalizados con

enfriamiento intermedio.

Figura 12Etapa de síntesis de amoniaco

El gas de síntesis (alimentación fresca), proveniente de la sección de compresión se introduce en

el lazo de síntesis en el mezclador M-801. El gas de síntesis se mezcla aquí con la corriente de

reciclo (corriente 59), que luego de la etapa de purificación, se le ha condensado y extraído la

mayor parte del amoniaco producido en el convertidor. A la salida del mezclador (M-802) la

corriente 40 debe aumentar su temperatura desde 225,9ºC a400,9ºC en el intercambiador E-801

antes de ingresar al convertidor de síntesis de amoniaco.

La corriente de salida del convertidor (corriente 45) posee una concentración de amoniaco de

15,2% molar y una temperatura de 509,4ºC.

1.2.9. Purificación del amoniaco

En esta etapa se debe extraer la mayor parte del amoniaco de la corriente 45 antes de ser

recirculado a reactor de síntesis. Para ello la corriente 45 es enfriada en cuatro unidades antes de

la primera separación de condensado de amoniaco en H-910.

Figura 13Etapa de purificación del amoniaco

Después del enfriamiento en E-902 a 23ºC la corriente 48 ingresa al separador H-910 donde

ocurre la primera extracción de amoniaco (corriente 49). La corriente gaseosa de salida

(corriente 50) es enviada al enfriador E-903 donde es disminuida su temperatura a -26ºC para

condensar el amoniaco remanente. Para esto se utiliza amoniaco como refrigerante.

Luego de esto, esta corriente es enviada a la unidad H-920 para separar el condensado de

amoniaco (corriente 53). La corriente gaseosa de salida (corriente 52), es enviada al

intercambiador E-902 en donde se usa como fluido de enfriamiento elevando su temperatura a

25,2ºC. Esta corriente contiene principalmente nitrógeno e hidrógeno, además de metano, argón

y amoniaco no recuperado. Para prevenir la acumulación de metano y argón en el ciclo de

síntesis cierta cantidad de gas circulante debe purgarse en forma continua. Esta purga se realiza

en la unidad M-901. Después de esto, la corriente es comprimida a 220,3 bar en G-901, debido a

que arrastra las caídas de presión del proceso. Además es calentada a 241,3 ºC en E-804, por

intercambio de calor con la corriente de salida del convertidor de amoniaco (corriente 44), y

luego reciclada al circuito de amoniaco (corriente 59). La corriente 49 proveniente del separador

H-910 y la corriente 58 proveniente del separador H-920 son mezcladas en el M-902 para su

última purificación. Esta corriente es pasada a través de la válvula de expansión v-901 donde se

disminuye su presión desde 218,1 bar hasta 15 bar para lograr separar los gases contenidos en

ella en el separador H-930. En este separador se libera una segunda purga y se obtiene por el

fondo el producto final de 1054.7 toneladas por día de amoniaco al 99,56% de pureza.

1.3. BALANCES DE MASA

1.3.1. Reformado

Flujo Kg/h Gas Natural Vapor 1 2 3CH 4 20054,0 0,0 20054,0 20054,0 8442,0H 2O 0,0 67557,0 0,0 0,0 47621,0H 2 0,0 0,0 0,0 0,0 5118,1CO 0,0 0,0 0,0 0,0 9631,0CO2 132,0 0,0 132,0 132,0 16722,0N2 40,0 0,0 40,0 40,0 40,0O2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0Ar 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0NH 3 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0MEA 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

TOTAL 20226,0 67557,0 20226,0 20226,0 87574,1

Flujo Kg/h Aire 4 5 6 7CH 4 0,0 0,0 0,0 590,9 590,9

H 2O 0,0 0,0 0,0 51238,0 51238,0

H 2 0,0 0,0 0,0 6722,0 6722,0

CO 0,0 0,0 0,0 22321,0 22321,0CO2 0,0 0,0 0,0 18734,6 18734,6

N2 37654,2 37654,2 37654,2 37654,2 37654,2

O2 11585,9 11585,9 11585,9 0,0 0,0

Ar 699,2 699,2 699,2 699,2 699,2NH 3 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

MEA 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0TOTAL 49939,3 49939,3 49939,3 137959,9 137959,9


Flujo Kg/h 7 8 9 10 11CH 4 590,9 590,9 590,9 590,9 590,9

H 2O 51238,0 40332,6 40332,6 40332,6 37199,2

H 2 6722,0 7933,7 7933,7 7933,7 8281,9

CO 22321,0 15357,0 15357,0 15357,0 10482,9CO2 18734,6 45159,7 45159,7 45159,7 52819,0

N2 37654,2 37654,2 37654,2 37654,2 37654,2

O2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

Ar 699,2 699,2 699,2 699,2 699,2

NH 3 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

MEA 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0TOTAL 137959,9 147727,3 147727,3 147727,3 147727,3


Flujo Kg/h 12 13 14 15CH 4 590,9 0,0 590,9 590,9

H 2O 37199,2 11272,9 25926,3 25926,3

H 2 8281,9 0,0 8281,9 8281,9

CO 482,9 0,0 482,9 482,9CO2 52819,0 0,0 52819,0 52819,0

N2 37654,2 0,0 37654,2 37654,2

O2 0,0 0,0 0,0 0,0

Ar 699,2 0,0 699,2 699,2NH 3 0,0 0,0 0,0 0,0

MEA 0,0 0,0 0,0 0,0TOTAL 137727,3 11272,9 126454,4 126454,4

Flujo Kg/h 16 17CH 4 0,0 590,9

H 2O 25669,3 257,0

H 2 0,0 8281,9

CO 0,0 482,9CO2 0,0 52819,0

N2 0,0 37654,2

O2 0,0 0,0

Ar 0,0 699,2NH 3 0,0 0,0

MEA 0,0 0,0TOTAL 25669,3 100785,1

1.3.4. Adsorción de dióxido de carbono

Flujo Kg/h 18 19 20 21 22CH 4 1,0 1,0 1,2 0,0

H 2O 441734,4 441734,4 27,2 441707,5 441707,5

H 2 14,4 14,4 13,3 1,0 1,0

CO 1,0 1,0 0,6 0,0 0,0CO2 83370,5 83370,5 1043,7 82326,9 82326,9

N2 9,3 9,3 38,8 1,0 1,0

O2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

Ar 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0NH 3 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

MEA 187215,3 187215,3 0,4 187214,2 187214,2TOTAL 712345,9 712345,9 1125,3 711250,8 711250,8

Flujo Kg/h CO2 23 24 MEA AGUACH 4 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

H 2O 3386,6 0,0 438321,0 0,0 3284,5

H 2 1,0 0,0 0,0 0,0 0,0

CO 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0CO2 53267,6 29059,3 29059,3 0,0 0,0

N2 1,0 0,0 0,0 0,0 0,0

O2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

Ar 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0NH 3 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

MEA 0,0 187214,2 187214,2 1,0 0,0TOTAL 216273,5 654594,4 654594,4 1,0 3284,5

Flujo Kg/h 25 26 27 28CH 4 0,0 0,0 0,0 589,9

H 2O 441606,5 441606,5 441606,5 146,4

H 2 0,0 0,0 0,0 8540,7

CO 0,0 0,0 0,0 465,1CO2 29059,3 29059,3 29059,3 121,7

N2 0,0 0,0 0,0 38974,7

O2 0,0 0,0 0,0 0,0

Ar 0,0 0,0 0,0 711,6NH 3 0,0 0,0 0,0 0,0

MEA 187216,3 187216,3 187216,3 0,0TOTAL 657882,1 657882,1 657882,1 49550,0


Flujo Kg/h 29 30

CH 4 589,9 899,9

H 2O 146,4 545,0

H 2 8540,7 8418,9

CO 465,1 0,0CO2 121,7 0,0

N2 38974,7 38974,7

O2 0,0 0,0

Ar 711,6 711,6NH 3 0,0 0,0

MEA 0,0 0,0TOTAL 49550,0 49550,0


Flujo Kg/h 31 32 33 34 35CH 4 899,9 899,9 0,0 899,9 899,9

H 2O 545,0 545,0 318,7 226,9 0,0

H 2 8418,9 8418,9 0,0 8418,9 8418,9

CO 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0CO2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

N2 38974,7 38974,7 0,0 38974,7 38974,7

O2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

Ar 711,6 711,6 0,0 711,6 711,6NH 3 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

MEA 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0TOTAL 49550,0 49550,0 318,7 49231,9 49005,0


Flujo Kg/h 36 37 38CH 4 899,9 899,9 899,9

H 2O 0,0 0,0 0,0

H 2 8418,9 8418,9 8418,9

CO 0,0 0,0 0,0CO2 0,0 0,0 0,0

N2 38974,7 38974,7 38974,7

O2 0,0 0,0 0,0

Ar 711,6 711,6 711,6NH 3 0,0 0,0 0,0

MEA 0,0 0,0 0,0TOTAL 49005,0 49005,0 49005,0


Flujo Kg/h 39 40 41 42 43CH 4 18434,4 18434,4 18434,4 18434,4 18434,4

H 2O 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

H 2 29107,8 29107,8 29107,8 29107,8 29107,8

CO 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0CO2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

N2 131348,9 131348,9 105725,7 105725,7 100664,4

O2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

Ar 24940,5 24940,5 24940,5 24940,5 24940,5NH 3 3755,8 3755,8 34910,5 34910,5 41065,0

MEA 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0TOTAL 207587,4 207587,4 213118,9 213118,9 214212,1

Flujo Kg/h 44 45 46CH 4 18434,4 18434,4 18434,4

H 2O 0,0 0,0 0,0

H 2 29107,8 29107,8 29107,8

CO 0,0 0,0 0,0CO2 0,0 0,0 0,0

N2 100664,4 94904,9 94904,9

O2 0,0 0,0 0,0

Ar 24940,5 24940,5 24940,5NH 3 41065,0 48067,1 48067,1

MEA 0,0 0,0 0,0TOTAL 214212,1 215454,7 215454,7


Flujo Kg/h 49 50 51 52 56CH 4 307,3 18127,1 18127,1 17972,4 17972,4

H 2O 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

H 2 26,8 21211,6 21211,6 21205,4 21205,4

CO 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0CO2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

N2 185,6 94719,3 94719,3 94680,1 94680,1

O2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

Ar 83,5 24857,0 24857,0 24835,3 24835,3NH 3 26227,5 21839,6 21839,6 21839,6 21839,6

MEA 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0TOTAL 26830,8 180754,6 180754,6 180532,8 180532,8

Flujo Kg/h PURGA 1 57 58 59 53CH 4 438,3 17534,2 17534,2 17534,2 154,7

H 2O 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

H 2 517,7 20688,7 20688,7 20688,7 6,2

CO 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0CO2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

N2 2310,0 92370,2 92370,2 92370,2 39,2

O2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0

Ar 606,4 24229,0 24229,0 24229,0 21,7NH 3 93,8 3755,8 3755,8 3755,8 17990,0

MEA 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0TOTAL 3966,1 158577,8 158577,8 158577,8 18211,7

Flujo Kg/h 54 55 PURGA 2 AMONIACOCH 4 463,0 463,0 288,7 173,3

H 2O 0,0 0,0 0,0 0,0

H 2 33,0 33,0 32,0 1,0

CO 0,0 0,0 0,0 0,0CO2 0,0 0,0 0,0 0,0

N2 224,8 224,8 214,5 10,3

O2 0,0 0,0 0,0 0,0

Ar 105,2 105,2 96,9 8,3NH 3 44217,5 44217,5 465,1 43751,4

MEA 0,0 0,0 0,0 0,0TOTAL 45043,5 45043,5 1097,2 43944,2

1.4. BALANCES DE ENERGÍA

1.4.1. Reformado

Flujo Kg/h Gas Natural

Vapor 1 2 3

T °C 33 320 238 600 800P Bar 40 40 40 40 38

Cp Kcal/Kg°C 0,537 0,482 0,708 0.988 1,803Entalpia Kcal/h -22662900 -

207669612-21111782 -16659928 -167474862

Flujo Kg/h Aire 4 5 6 7T °C 20 197 600 981 350P Bar 31,0135 38 38 38 38Cp Kcal/Kg°C 0,241 0,048 0,267 1,739 1,573Entalpia Kcal/h -62605 1724 6986159 -161070152 -205152991


Flujo Kg/h 8 9 10 11T °C 428,4 342,1 200 223P Bar 35 35 35 30Cp Kcal/Kg°C 1,790 1,780 1,763 1,825Entalpia Kcal/h -

205680009-

211434006-

220615420-220957628


Flujo Kg/h 12 13 14 15T °C 150 150 150 35P Bar 30 30 30 30Cp Kcal/Kg°C 1,815 0,460 1,918 1,896Entalpia Kcal/h

-225543695 -35494434,9

-190049071 -196455950

Flujo Kg/h 16 17T °C 35 35P Bar 30 30Cp Kcal/Kg°C 0,448 2,201Entalpia Kcal/h -

82094450,9-114361404

1.4.4. Adsorción de dióxido de carbono

Flujo Kg/h 17 18 19 20 21

T °C 35 63 62 62 62P Bar 30 30 4,4 4,4 4,4Cp Kcal/Kg°C 2,201 0,434 0,434 0,873 0,433Entalpia Kcal/h -

114361404-1585202383

-1585402135

-2312194,15

-1583090914

Flujo Kg/h 22 CO2 23 24 MEAT °C 100 60 113 65 25P Bar 4 1,5 1,5 1,3 1,3Cp Kcal/Kg°C 0,438 0,243 0,221 0,444Entalpia Kcal/h -1575473852 -124393204 -61770441,5 -1458138668 83,3

Flujo Kg/h Agua 25 26 27T °C 25 65 29 30P Bar 1,3 1,3 1,3 30Cp Kcal/Kg°C 0,447 0,444 0,441 0,441Entalpia Kcal/h

-10518385,6 -1468604062 -1475538465 -1475346273


Flujo Kg/h 28 29 30T °C 30 290 314,3P Bar 30 30 28Cp Kcal/Kg°C 2,630 2,674 2,661Entalpia Kcal/h -

1634782,418532688,67 8500694,62


Flujo Kg/h 31 32 33 34 35T °C 188 35 35 35 35P Bar 28 28 28 28 28Cp Kcal/Kg°C 2,646 2,616 0,447 2,622 2,627Entalpia Kcal/h 3543122,02 -2369298,79 -1019366,77 -1351995,85 -626429,125


Flujo Kg/h 36 37 38T °C 17 38 182,2P Bar 28 28 28

Cp Kcal/Kg°C 2,622 2,628 2,656Entalpia Kcal/h

-1310029,39 -512323,549 5025292,52


Flujo Kg/h 39 40 41 42 43T °C 226 400 550 500 528P Bar 220 220 220 220 220Cp Kcal/Kg°C 2,493 2,517 2,427 2,417 2,401Entalpia Kcal/h 7635827,9

532976364,

852032732,

744810859,3 48205431

Flujo Kg/h 44 45 46 58 59T °C 475 510 350 26,4 241P Bar 220 220 220 220 220Cp Kcal/Kg°C 2,391 2,373 2,350 2,387 2,433Entalpia Kcal/h 40646996,

344926111 22610520,

5-

19470106,72479520,24


Flujo Kg/h 47 48 49 50 51T °C 40 23 23 23 -26P Bar 220 220 220 220 220Cp Kcal/Kg°C 2,298 2,293 0,037 2,237 2,221Entalpia Kcal/h -18693777,3 -20872160,8 -344153,782 -20477019,6 -25448445,4

Flujo Kg/h 52 56 PURGA 1 57 53T °C -26 25 25 25 -26P Bar 220 220 220 220 220Cp Kcal/Kg°C 2,222 2,238 2,387 2,387 0,015Entalpia Kcal/h -25271645,8 -20099727,2 -490156,78 -19609581,6 -176788,262

Flujo Kg/h 54 55 PURGA 2 AMONIACOT °C 4 6 6 6P Bar 220 15 15 15Cp Kcal/Kg°C 0,028 0,028 0,930 0,490

Entalpia Kcal/h -524322,596

-523711,86 -327729,205 -194813,408

1.5. DISEÑO DE EQUIPOS

1.5.1.Reactor R-110

El reformador primario es de flujo de calor limitado; esto es, el tamaño del reactor es

determinado basado en el área de superficie sobre el cual el calor necesario para la reformación

es transferido. El tamaño de tubo elegido fue de 4 pulg de diámetro y 35 pies de largo. Este

tamaño es consistente con el promedio industrial.

Debido a la alta presión y temperatura en el reformador primario, el material más adecuado

para los tubos es aleación 310, 25% Cr – 20% Ni. El volumen de catalizador fue calculado del

número de tubos y el volumen de tubo. El reformador primario contiene un total de 672 pie 3 de

catalizador.

Tabla 12 Especificaciones del catalizador

Nombre NIAP-18

Forma anillo

Composición química, %

NiO 10 - 12

Densidad bulk, g/cm3 1,0

Tamaño (H x D x Di),

mm

14,5*12*6,5

Condiciones de operación 5

Presión: sobre 34 bar

Temperatura de salida del horno: 750 – 850ºC

Velocidad espacial: 1500 – 1800 h-1

Razón Vapor/gas: 2,9 – 4,0

Tabla 13 Datos de operación del reformador primario

Presión de entrada [lb/pie2] 83541,7

F másico [lb/h] 193525,7

promedio [lb/pie3]ρ 0,4852

Área transversal del tubo [pie2] 0,0872

G [lb/pie2*h] 10080,5

L [pie] 35

promedio [lbm/pie*h]μ 0,0688

Φ 0,55

Vp [pulg3] 0,0707

Sp [pulg2] 1,5539

DP [pie] 0,0228

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1.5.2.Convertidor de alta temperatura R-210

Para el diseño de los convertidores de monóxido de carbono se asumió una velocidad espacial

dentro de los rangos de operación de cada catalizador. Así, conociendo los flujos de gas

alimentados al sistema, es posible determinar el volumen total de catalizador requerido para

cada uno de los convertidores.

Las consideraciones que se tuvieron son las siguientes:

Presión de entrada: 38,02 [bar]

Temperatura de entrada: 350,0 [ºC]

F volumétrico (Fvol): 11991,8 [m3/h]

Velocidad espacial (Vesp) recomendada: 1175 [h-1]

Catalizador: SK-201

Fracción de huecos ( ): Φ 0,33

Razón H/D: 2


Nombre SK—201

Forma Tableeta

Composición química, % Fe2O3

Cr2O3

CuO

Densidad bulk, g/cm3 1.2

Tamaño (H x D x Di),

mm

6*6

Tabla 15 Datos de operación del convertidos HTS

Presión de entrada [lb/pie2] 79402,4 Presión de entrada [Pa] 38

F másico [lb/h] 303969,9 F másico [Kg/h] 137880

promedio [lb/pie3]ρ 0,6755 promedio [Kg/m3]ρ 11,49

Área transversal del tubo [pie2] 38,45 Área transversal del tubo [m2] 3,56

G [lb/pie2*h] 7904,7 G [Kg/m2*h] 38730,3

4

L [pie] 13,99 L [m] 4,26

promedio [lbm/pie*h]μ 0,0559 promedio [Kg./m*h]μ 0,0231

Φ 0,33 Φ 0,33

Vp [pulg3] 0,000006 Vp [m3] 1,7E-7

Sp [pulg2] 0,001826 Sp [m2] 1,69E-4

DP [pie] 0,019685 DP [m] 6E-3

Para obtenerla caída de presión se utiliza la ecuación de Ergun y la presión de salida es de 35,58

Bar, lo que da una caída de presión a través del lecho de 2,51 Bar

1.5.3.Reactor R-510. Metanizador

El método de diseño del Metanizador es el mismo que el utilizado para el diseño de los

convertidores de monóxido de carbono.

Las consideraciones que se tuvieron son las siguientes:

Presión de entrada: 30,5 [bar]

Temperatura de entrada: 290,0 [ºC]

F volumétrico (Fvol): 8584,3 [m3/h]

Velocidad espacial (Vesp) recomendada: 3000 [h-1]

Catalizador: NIAP-07-02

Fracción de huecos ( ): Φ 0,33

Razón H/D: 2

Nombre NIAP-07-02

Forma Tableta

Composición química, %

NiO 32-38

Densidad bulk, g/cm3 1,15

Tamaño (H x D x Di), mm 5,5*5

Condiciones de operación

Presión: 20 - 300 bar

Temperatura: 180 - 450ºC

Velocidad espacial: 3000 - 20000 h-1

Tabla 16Datos de operación del Metanizador

Presión de entrada [lb/pie2] 63793,5 Presión de entrada [Pa]

F másico [lb/h] 105930,1

,

F másico [Kg/h]

promedio [lb/pie3]ρ 0,3302 promedio [Kg/m3]ρ

Área transversal del tubo [pie2] 16,5 Área transversal del tubo [m2]

G [lb/pie2*h] 6432,4 G [Kg/m2*h]

L [pie] 9,2 L [m]

promedio [lbm/pie*h]μ 0,0492 promedio [Kg./m*h]μ

Φ 0,033 Φ

Vp [pulg3] 0,000004 Vp [m3]

Sp [pulg2] 0,00144, Sp [m2]

DP [pie] 0,017462 DP [m]

Con la ecuación de Ergun obtenemos la presión de salida es de 58522,3 lb/pie2 o 28,02 bar, lo

que da una caída de presión a través del lecho de 2,52 bar.

1.5.4.Sistema de absorción de CO2

Aspectos generales

El dióxido de carbono (CO2) contenido en el gas de síntesis de amoniaco debe ser eliminado con

el objeto de prevenir y evitar el envenenamiento del catalizador del convertidor de síntesis de

amoniaco.

El sistema de absorción de CO2 consiste en la absorción química del CO2 con una solución de

amina, en este caso MEA, en una columna de absorción de platos, seguido de la posterior

regeneración de la amina utilizada en una columna de desorción. La unidad está localizada entre

el convertidor de CO de baja temperatura y la unidad de Metanización. La selección de la solución

de MEA es debido a que opera en forma óptima cuando se trata de condiciones de baja presión

parcial de CO2 (< 100 Psia) y se requiere una alta captura deCO2. Otra de sus ventajas es su alta

alcalinidad y su facilidad de descarga, lo que hace que pueda ser regenerado fácilmente.

Características del sistema de absorción de CO2 con MEA

Tabla 17Características generales del sistema de Absorción de CO2

Concentración solución MEA, % en peso 28,5

Remoción de CO2, [Ton/día] 1318,5

Carga de amina pobre en CO2, [mol CO2/mol

MEA]

0,22

Carga de amina rica en CO2, [mol CO2/mol

MEA]

0,62

Circulación de MEA, [gpm] 2762,9

Carga calórica del regenerador, [MMBtu/h] 150

CO2 no absorbido, ppmv 484,3

Tabla 18Características del Absorbedor

Temperatura gas alimentación, [ºC] 35,0

Presión gas alimentación, [bar] 30,7

Presión parcial CO2, [bar] 5,5

Temperatura MEA pobre en CO2, [ºC] 30,0

Temperatura MEA rica en CO2, [ºC] 62,5

Número de platos 20

Espaciamiento de platos, [m] 0,61

Diámetro, [m] 1,90

Altura, [m] 15

Tabla 19 Características del Desorbedor

Temperatura gas alimentación, [ºC] 100

Presión gas alimentación, [bar] 3,7

Presión parcial CO2, [bar] 112,4

Temperatura MEA pobre en CO2, 20

Temperatura MEA rica en CO2, [ºC] 4

Número de platos 1,1

Espaciamiento de platos, [m] 0,61

Diámetro, [m] 3,40

Altura, [m] 15

1.5.5.Reactor de síntesis de amoniaco

La síntesis de amoniaco desde nitrógeno e hidrógeno es una reacción reversible y puede ser

descrita por la reacción global siguiente:

N2+3 H 2↔2NH 3

∆ H 298 ° K=−45,7KJmol

Y su constante de equilibrio está definida como:

K eq=PNH 3

PN 21/2∗PH2

3 /2

La formación de amoniaco es una reacción reversible exotérmica con una considerable liberación de

calor. La reacción está acompañada por una disminución en el número de moles de gas de 2 a 1.

Según el principio de Le Chatelier:

i. Incrementando la presión causa que el equilibrio se desplace a la derecha resultando una

mayor formación de amoniaco ya que hay una disminución en la presión.

ii. Disminuyendo la temperatura también causa que el equilibrio se desplace a la derecha

resultando una mayor formación de amoniaco ya que la reacción es exotérmica.

Se puede concluir entonces que la síntesis de amoniaco es una reacción que es favorecida por bajas

temperaturas y alta presión.

Usualmente, un sistema que tiene un calor de reacción exotérmico bajo condiciones de operación

debería reaccionar espontáneamente. Sin embargo, para formar amoniaco desde moléculas de

nitrógeno e hidrógeno, se requiere alta energía para conseguir que la molécula de nitrógeno alcance

un estado activado. Esto es debido a su alta energía de disociación (941 kJ/mol) la cual es

considerablemente mayor que la del hidrógeno. Para conseguir esto es necesario trabajar a altas

temperaturas lo cual conduce a la reacción inversa, es decir, a la descomposición de amoniaco. Aquí

es donde el catalizador de fierro cumple un rol importante.

Figura 1Fracción molar de amoniaco al equilibrio desde una mezcla inicial de gas N2/H2 1:3 a (A) diferentes temperaturas para un valor fijo de presión (B) a diferentes presiones a un valor fijo de temperatura.

El convertidor a diseñar consiste en tres lechos catalíticos de flujo pistón adiabáticos con

enfriamiento intermedio usando vapor.

Para flujo pistón la temperatura del fluido en el reactor se desplaza a lo largo de la línea de

operación adiabática. La línea de operación adiabática corresponde a la relación entre la

temperatura y la conversión dada por el balance de energía. Este balance está dado por la siguiente

ecuación.

X=Cp∗∆T−∆ H r

Donde:

X=conve rsion

Cp∗∆T=calor necesario para elevarhasta T 2 lacorriente de alimentacion

−∆ H r=Calor desprendido por lareaccion T 2

La temperatura de entrada al primer lecho catalítico es de 400,9 ºC y la temperatura de salida de

este es de 549,9 ºC. Esto cumple con el intervalo normal de operación del catalizador de óxido de

fierro que es de 400 a 550 ºC. La corriente de salida del primer lecho es enfriada hasta cumplir con

la condición de que la velocidad de reacción que sale del lecho catalítico sea igual a la velocidad de

reacción que entra en el siguiente lecho catalítico. Por lo tanto se enfría hasta la misma curva de

velocidad de reacción. Este método también es utilizado para los siguientes lechos catalíticos

teniendo en cuenta las siguientes consideraciones:

Trabajar a lo largo del perfil óptimo de temperaturas.

Intervalo de temperatura de operación del catalizador (400-550ºC).

Alejarse de condiciones de velocidad baja.

Obtener la conversión global deseada.

Tabla 20Características del reactor

Lecho Nº1 Lecho

Nº2

Lecho Nº3 Total

Volumen, [m3] 20,03 8,63 19,58 48,23

Diámetro, [m] 2,40 2,40 2,40 2,40

Largo, [m] 4,43 1,91 4,33 10,67


Diámetro de partícula: 3,1 [mm]

Densidad bulk: 2225,5 [Kg/m3]

Capacidad calorífica: 1100 [KJ/Kg*ºC]

1.5.6.Diseño de la bomba L-401

Tabla 22 Especificaciones de la bomba

Flujo másico 637953 [Kg/h]

Potencia 577 Kw

NPSH 21,1 [Kgf/Kg*m]

1.5.7.Diseño del compresor G-101

Tabla 23 Especificaciones del compresor

Compresión Adiabática

Eficiencia 80%

Potencia al

freno

10 Hp

1.5.8.Diseño del intercambiador E-701

Tabla 24 Características del intercambiador

Tubos Coraza

Tipo 16 BWG

Largo 16 pie

Diámetro externo 0,75 pulg

Diámetro interno 0,62 pulg 29 pulg

Numero de pasos 2 1

Pitch 1 pulg

Arreglo Triangular

Numero de tubos 668

Caída de presión 10 psi 2 psi

Flujo de calor Q 2’145.2536,3 Btu/h

Área de transferencia A 2.098,05 pie2

Coeficiente de diseño, UD 143,2 Btu/h*pie2*°F

Factor de Obstrucción 0,0028 h*pie2*°F/Btu

1.5.9.Diseño del intercambiador E-601

Tubos Coraza

Tipo 12BWG

Largo 12 pie

Diámetro externo 0,75 pulg

Diámetro interno 0,532 pulg 45pulg

Numero de pasos 1 1

Pitch 0,9375pulg

Arreglo Triangular

Numero de tubos 1960

Caída de presión 1 psi 10 psi

Flujo de calor Q 2’145.2536,3 Btu/h

Área de transferencia A 2.098,05 pie2

Coeficiente de diseño, UD 143,2 Btu/h*pie2*°F

Factor de Obstrucción 0,0028 h*pie2*°F/Btu

CAPÍTULO 5: ANÁLISIS ECONÓMICO

5.1. Inversión total

El capital necesario para la instalación de una planta, desde la iniciación del proyecto hasta su

puesta en marcha, esta compuesto de los siguientes ítems:

• Capital Fijo

• Capital De Trabajo

En la tabla 25, se muestra el resumen de la Inversión Total.

Tabla 25: Detalle Inversión Total, en USD

Capital Fijo (TCF) 214.267.118

Gastos Puesta en Marcha (10% del TCF) 21.426.712

Capital Trabajo 42.060.000

Inversión Total 277.753.830

5.1.1.Capital fijo

Está constituido por el capital necesario para la adquisición de todos los equipos involucrados en el

proceso, cubriendo gastos de accesorios e instalación , terrenos, edificios industriales y oficinas ,

bodegas , comedores, baños, gastos de transporte, mano de obra de instalación y en general todos

aquellos gastos necesarios para que la planta quede en condiciones de operar.

En la tabla 26, se muestra el detalle del Capital Fijo.

Tabla 26 Resumen Capital Fijo, en USD.

Capital Fijo Directo (CFD) 154.270.081

Capital Fijo Indirecto (CFI) 59.997.037

Total Capital Fijo 214.267.118

5.1.1.1. Total capital fijo (TCF)

El Total Capital Fijo (TCF), está constituido por Capital Fijo Directo y Capital Fijo Indirecto, se

utilizarán factores de referencias6.

Capital Fijo Directo:

1. Equipos de proceso

2. Instalación de equipos

3. Aislamiento térmico

4. Instrumentación y Control

5. Cañerías de proceso

6. Instalaciones eléctricas

7. Edificios de Planta

8. Servicios de Planta

9. Terrenos

10. Preparación de terrenos

Capital Fijo Indirecto

11. Ingeniería y Supervisión

12. Gastos de Construcción

13. Honorarios contratista

14. Gastos legales

15. Contingencias

Para el cálculo del Capital Fijo Directo (CFD) se utilizaron los factores presentados en la tabla 27,

que son en base a los valores de los equipos requeridos.

Tabla 27 Factores Capital Fijo Directo

6Max Peters and Klaus Timmerhaus. 1991. Plant Design and Economic for Chemical Engineers, 4ª Edition, Editorial Mac Graw - Hill

Capital Fijo Directo Factor Utilizado Rango Bibliografía

CFD1 Equipos de proceso - -

CFD2 Instalación de Equipos 40% 20%-60%

CFD3 Aislamiento Térmico 10% 8%-10%

CFD4 Instrumentación y Control 20% 8%-50%

CFD5 Cañerías de proceso 60% Hasta 80%

CFD6 Instalaciones Eléctricas 30% Hasta 40%

CFD7 Edificios de Planta 30% 30%-40%

CFD8 Servicios de Planta 55% 30%-80%

CFD9 Terrenos 8% 8%

CFD10 Preparación de Terreno 10% 10%-20%

En la tabla 28, se presenta el resumen del Capital Fijo Directo. Para el cálculo de los costos de los

equipos se utilizaron las referencias789 y fueron actualizados al 2011 con los índices de Marshall &

Swift.

7 Estimación de Costos para Intercambiadores de Casco y Tubos. Facultad de Ingeniería Universidad de Buenos Aires http://www.fi.uba.ar/materiales/7604/costos.pdf

8Stanley M. Walas. 1990. Chemical Process Equipment. Butterworth-Heinemann, USA

9Strait, Allum, Gidwani. 2005. Synthesis Gas Reformer. Department of Chemical Engineering. Rice University.http:// www.owlnet.rice.edu/chbe403/nh3ref97.html

Tabla 28Resumen de Capital Fijo Directo en USD.

Nombre equipo CFD1 CFD2 CFD3 CFD4 CFD5 CFD6 CFD7 CFD8 CFD9 CFD10

Reformador R-110 6.218.529 2.487.412 621.853 1.243.706 3.731.118 1.865.559 1.865.559 3.420.191 497.482 621.853

Reformador R-120 1.243.706 497.482 124.371 248.741 746.224 373.112 373.112 684.038 99.496 124.371

Convertidor R-210 HTS 296.563 118.625 29.656 59.313 177.938 88.969 88.969 163.110 23.725 29.656

Convertidor R-220LTS 591.562 236.625 59.156 118.312 354.937 177.469 177.469 325.359 47.325 59.156

MetanizadorR-510 117.513 47.005 11.751 23.503 70.508 35.254 35.254 64.632 9.401 11.751

Convertidor NH3 4.745.335 1.898.134 474.534 949.067 2.847.201 1.423.601 1.423.601 2.609.934 379.627 474.534

Torre T-410 364.973 145.989 36.497 72.995 218.984 109.492 109.492 200.735 29.198 36.497

Torre T-420 407.716 163.086 40.772 81.543 244.629 122.315 122.315 224.244 32.617 40.772

Condensador 267.672 107.069 26.767 53.534 160.603 80.302 80.302 147.220 21.414 26.767

Reboiler 962.120 962.120 384.848 192.424 577.272 288.636 288.636 529.166 76.970 96.212

Deshidratador 1 267.361 106.945 26.736 53.472 160.417 80.208 80.208 147.049 21.389 26.736

Deshidratador 2 267.361 106.945 26.736 53.472 160.417 80.208 80.208 147.049 21.389 26.736

Bomba L-401 208.839 83.535 20.884 41.768 125.303 62.652 62.652 114.861 16.707 20.884

Compresores

G-101 1.681.032 672.413 168.103 336.206 1.008.619 504.310 504.310 924.568 134.483 168.103

G-701 3.115.219 1.246.088 311.522 623.044 1.869.132 934.566 934.566 1.713.371 249.218 311.522

G-702 3.207.662

1.283.065 320.766 641.532 1.924.597 962.299 962.299 1.764.214 256.613 320.766

G-901 322.084 128.834 32.208 25.767 32.208 64.417 193.251 96.625 96.625 177.146

Intercambiadores de calor

E-101 199.553 79.821 19.955 39.911 119.732 59.866 59.866 109.754 15.964 19.955

E-102 3.038.274 1.215.310 303.827 607.655 1.822.965 911.482 911.482 1.671.051 243.062 303.827

E-103 1.015.132 406.053 101.513 203.026 609.079 304.540 304.540 558.322 81.211 101.513

E-201 199.553 79.821 19.955 39.911 119.732 59.866 59.866 109.754 15.964 19.955

E-202 210.807 84.323 21.081 42.161 126.484 63.242 63.242 115.944 16.865 21.081

E-301 255.689 102.275 25.569 51.138 153.413 76.707 76.707 140.629 20.455 25.569

E-302 456.090 182.436 91.218 273.654 136.827 136.827 250.850 36.487 45.609 45.609

E-401 1.281.270 512.508 128.127 256.254 768.762 384.381 384.381 704.699 102.502 128.127

E-402 811.253 324.501 81.125 162.251 486.752 243.376 243.376 446.189 64.900 81.125

E-501 210.807 84.323 21.081 42.161 126.484 63.242 63.242 115.944 16.865 21.081

E-601 156.377 62.551 15.638 31.275 93.826 46.913 46.913 86.007 12.510 15.638

E-602 162.206 64.882 16.221 32.441 97.324 48.662 48.662 89.213 12.976 16.221

E-701 99.813 39.925 9.981 19.963 59.888 29.944 29.944 54.897 7.985 9.981

E-801 1.360.129 544.052 136.013 272.026 816.077 408.039 408.039 748.071 108.810 136.013

E-802 411.879 164.751 41.188 82.376 247.127 123.564 123.564 226.533 32.950 41.188

E-803 456.090 182.436 91.218 273.654 136.827 136.827 250.850 36.487 45.609 45.609

E-804 349.419 139.768 34.942 69.884 209.652 104.826 104.826 192.181 27.954 34.942

E-901 162.206 64.882 16.221 32.441 97.324 48.662 48.662 89.213 12.976 16.221

E-902 1.216.848 486.739 121.685 243.370 730.109 365.054 365.054 669.266 97.348 121.685

E-903 1.390.684 556.273 139.068 278.137 834.410 417.205 417.205 764.876 111.255 139.068

Separadores

V-100 206.100 82.440 20.610 41.220 123.660 61.830 61.830 113.355 16.488 20.610

V-101 111.292 44.517 11.129 22.258 66.775 33.388 33.388 61.210 8.903 11.129

V-102 95.505 38.202 9.551 19.101 57.303 28.652 28.652 52.528 7.640 9.551

V-103 125.349 50.140 12.535 25.070 75.209 37.605 37.605 68.942 10.028 12.535

V-104 497.055 198.822 49.706 99.411 298.233 149.117 149.117 273.380 39.764 49.706

V-105 314.166 125.667 31.417 62.833 188.500 94.250 94.250 172.791 25.133 31.417

V-106 57.959 23.183 5.796 11.592 34.775 17.388 17.388 31.877 4.637 5.796

TOTAL 4249864516999458

4249865 849972925499187

1274959412749594

23374255

3399892 4249865

Total Capital Fijo Directo CFD = 154.270.081

Para el cálculo del Capital Fijo Indirecto (CFI) se utilizaron los factores que se muestran en la tabla 29.

Tabla 29Factores Capital Fijo Indirecto, en USD.

Capital Fijo Indirecto Factor

CFI 11 Ingeniería y

supervisión

30% del costo

Equipos

12.749.594

CFI 12 Gastos de Construcción 10% del CFD 15.427.008

CFI 13 Honorarios Contratista 5% del CFD 7.713.504

CFI 14 Gastos Legales 3% del CFD 4.628.102

CFI 15 Contingencias 10% de CFD+CFI 19.478.829

Total Capital Fijo Indirecto CFI 59.997.037

5.1.2.Capital de trabajo

El capital de trabajo incluye los siguientes ítems:

Inventario materias primas

Inventarios de productos

Cuentas por cobrar

El capital de trabajo se calcula en base a una producción de 1.000 ton/día de amoniaco. En la tabla

30, se muestra el detalle de los costos del capital de trabajo.

Tabla 30Detalle costos de Capital de Trabajo.

Inventario Materias Primas USD 3.960.000

Inventario Productos USD 4.800.000

Cuentas por Cobrar USD 33.300.000

Total Capital Trabajo USD 42.060.000

En la tabla 31, se muestra el costo de producción de una planta de amoniaco a distintos precios del

gas natural. De acuerdo a esta tabla se calcularán los siguientes ítems.

Tabla 31Costo de Producción de Amoniaco

Precio del GN

Uso de GN

Costo del GN

USD/Millón Btu 2 4 6

Millón Btu/Ton NH3 33 33 33

USD/Ton NH3 66 132 198

Costo de conversión

Costo Total

USD/Ton NH3 28 28 28

USD/Ton NH3 94 160 226

5.1.2.1. Inventario Materias Primas para 30 días producción

Para 30 días de producción, se requieren 990.000 MMBtu de Gas Natural, a un precio de 4 USD el

Millón de Btu, el costo en este ítem es igual a USD 3.960.000.

5.1.2.2. Inventarios Productos

En este ítem se considera un mes de producto terminado al costo, a un precio del gas natural de 4

USD/Millón de Btu, el valor de este ítem es igual a USD 4.800.000.

5.1.2.3. Cuentas por cobrar

Se toma el valor de tres meses de producto a un precio de venta del amoníaco igual a 370 USD/Ton.

En tres meses se producen 90.000 Ton de amoniaco, por lo tanto el total de este ítem es igual a USD

33.300.000.

5.2. Costos de producción

Para esta planta, el costo para un año de producción a un precio del gas natural de 4 USD/Millón de

Btu es igual a USD 48.000.000

5.3. Flujo de caja

En el estudio económico de un proyecto industrial, es de mucha utilidad conocer el flujo de dinero

en el sistema operativo de la planta. Esta circulación de dinero es conocida con el nombre de Flujo

de Caja.

El Flujo de Caja se calcula a partir de los ingresos netos. Los ingresos netos, son aquellos percibidos

por efecto de las ventas del producto elaborado.

La diferencia de los ingresos netos y los gastos anuales de operación recibe el nombre de Ingreso o

Margen Operacional, y está constituida por la suma de las depreciaciones y la utilidad bruta.

Por esta razón, para obtener la utilidad neta, debe descontarse de la utilidad bruta las

depreciaciones y los intereses pagados por la deuda adquirida, para así obtener una utilidad afecta a

impuestos. Al aplicar los correspondientes impuestos, queda un remanente denominada Utilidad

Neta.

Para obtener el flujo de caja anual, a la utilidad neta debe sumarse las depreciaciones y el valor

residual de las instalaciones, y restarse la amortización de la deuda. La razón de por qué la

depreciación regresa a los fondos de la empresa y no sale al exterior acompañado a los otros gastos,

es debido a que es un costo de tipo interno, y por tanto debe quedar dentro de la empresa para

absorber el desgaste de los equipos. La conveniencia de realizar el proyecto, desde el punto de vista

económico, se determina por medio de los indicadores siguientes.

5.3.1.Valor Actual Neto VAN

Corresponde a la suma de los beneficios netos actualizados que se obtienen durante la vida útil del

proyecto.

5.3.2.Tasa interna de retorno

En la tasa de actualización para la cual el VAN es nulo. Se determina de la ecuación siguiente.

Generalmente un proyecto es conveniente de realizar si su VAN es mayor que cero y la TIR es mayor

que el costo alternativo del capital (tasa de interés que entrega entidad financiera en la que invierte

el capital).

5.3.3.Naturaleza de la de deuda

La deuda se contrae con una entidad financiera para poder solventar los gastos de inversión inicial,

compra de terreno y capital de trabajo necesario para el funcionamiento de la planta. La deuda se

paga en anualidades iguales, en un periodo de tiempo determinado, con un interés bancario del 10%

anual. Debido a que la rentabilidad de un proyecto se incrementa al disminuir la proporción de

capitales propios en la inversión, se recomienda la utilización del máximo financiamiento posible

(rango de 50 a 70% referencia). Así se estima viable que el proyecto tenga su inversión compuesta

en un 30% de capitales propios y un 70% correspondiente a financiamiento

5.3.4.Calculo del flujo de caja

Teniendo en cuenta todo lo anterior, el flujo de caja del proyecto, considerando un 70% de

financiamiento, un precio del gas natural de 4 USD/Millón de Btu y un precio de venta del amoniaco

de 370 USD/Ton.

Utilizando una tasa de descuento del 10%, el valor del VAN es:

VAN = 47.251.713

La tasa interna de retorno (TIR) para este proyecto es:

TIR = 19,5

Tabla 32 Flujo de Caja a 4 US/MMBtu de GN y 370 US/Ton NH3

Inversión total 277753830

30% Recursos propios 83326149

70% Préstamo 194427681

Tasa de interés 10%

Tasa de impuestos 15%

Precio Venta NH3 370 US/Ton

Precio GN 4 US/Millón Btu

Costo Producción 160 US/Ton NH3

Tabla 33Flujo de Caja a 4 US/MMBtu de GN y 370 US/Ton NH3

Ton/dia 800 1000 1000 1000 1000 1000 1000 1000 1000 1000

año 0 año 1 año 2 año 3 año 4 año 5 año 6 año 7 año 8 año 9 año 10

Inversión

Inicial83.326.149

Ingresos88.800.0

0111.000.00 111.000.00 111.000.00 111.000.00 111.000.00 111.000.00 111.000.00 111.000.00 111.000.00

Egresos38.400.0

048.000.00 48.000.00 48.000.00 48.000.00 48.000.00 48.000.00 48.000.00 48.000.00 48.000.00

Ingresos de

Operación

50.400.0

063.000.00 63.000.00 63.000.00 63.000.00 63.000.00 63.000.00 63.000.00 63.000.00 63.000.00

Depreciación4.237.04

64.237.04 4.237.04 4.237.04 4.237.04 4.237.04 4.237.04 4.237.04 4.237.04 4.237.04

Interés9.442.76

89.442.76 9.442.76 9.442.76 9.442.76 9.442.76 9.442.76 9.442.76 9.442.76 9.442.76

Renta

Gravable

16.720.1

829.320.18 29.320.18 29.320.18 29.320.18 29.320.18 29.320.18 29.320.18 29.320.18 29.320.18

Impuestos2.508.02

84.398.02 4.398.02 4.398.02 4.398.02 4.398.02 4.398.02 4.398.02 4.398.02 4.398.02

Utilidad Neta14.212.1

524.922.15 24.922.15 24.922.15 24.922.15 24.922.15 24.922.15 24.922.15 24.922.15 24.922.15

Amortización19.442.7

619.442.76 19.442.76 19.442.76 19.442.76 19.442.76 19.442.76 19.442.76 19.442.76 19.442.76

Valor

Salvamento4.249.86

Capital de

trabajo42.060.00

Terreno 3.399.89

Flujo de caja -83.326.14 9.006.43 19.716.43 19.716.43 19.716.43 19.716.43 19.716.43 19.716.43 19.716.43 19.716.43 19.716.43

VAN 47.251.71

TIR 19,5

5.4. Análisis de la sensibilidad

En la tabla 9.9, muestra la variación del VAN y el TIR, manteniendo el costo del gas natural a 4

USD/Millón de Btu y variando el precio de venta del amoníaco.

En las Figuras 14 y 15, se aprecia el comportamiento de la variación del VAN y el TIR en las

condiciones de la tabla 34.

Tabla 34Variación VAN y TIR a costo de gas constante.

Costo Gas Natural USD/Millón Btu Precio VentaNH3USD/ton VAN TIR

4 250-

133734734-28,0

4 300 -54709232 -2,8

4 350 18120015 13,8

4 400 90949262 27,7

4 500 163778509 40,2

Figura 14 Gráfico VAN v/s Precio Venta NH3

Figura 15 Gráfico TIR v/s Precio Venta NH3

De acuerdo al análisis de sensibilidad, el precio del gas natural es determinante en la viabilidad

económica del proyecto, ya que este determina el precio de venta del amoniaco. El costo del gas

natural corresponde a aproximadamente al 90% del costo de producción del amoniaco.

A un precio de venta de amoniaco de 350 USD/ton, el precio de costo del gas natural para obtener

un TIR del 20% es de 3,4 USD/MMBtu, y para obtener un VAN = 0 el precio de costo del gas natural

es de 4,4 USD/MMBtu. Por lo tanto, a este precio de venta, el precio del gas natural para que el

proyecto sea rentable debe ser menor que 4,4 USD/MMBtu.

A un precio de venta de amoniaco de 400 USD/ton, el precio de costo del gas natural para obtener

un TIR del 20% es de 4,7 USD/MMBtu, y para obtener un VAN = 0 el precio de costo del gas natural

es de 5,8 USD/MMBtu. Por lo tanto, a este precio de venta, el precio del gas natural para que el

proyecto sea rentable debe ser menor que 5,8 USD/MMBtu.

Considerando este análisis y tomando en cuenta de que el precio promedio CIF del amoniaco que se

transa en la región llegó en el 2006 a 375 USD/Ton, se llega a la conclusión de que un precio

conveniente de venta es de 370 USD/Ton. Para obtener un TIR del 20%, el precio del gas natural

deberá ser de 4 USD/MMBtu, el cual es un precio razonable en la región.

CAPÍTULO 6: CONCLUSIONES

• El principal uso del amoniaco en el mundo es para la fabricación de fertilizantes. Como también su

uso para la fabricación de explosivos.

• En la actualidad no existen plantas de producción de amoniaco en Bolivia en operación. Peros se

tiene elaborado el proyecto para la implementación en Bulo-Bulo Cochabamba

• La tendencia mundial es la relocalización de la producción de amoniaco hacia países donde el

precio del gas natural es menor como en Asia, Europa del este, Medio Oriente y Latino América. Esta

transferencia viene a costa de Norte América y Europa del Oeste.

• El amoniaco se obtiene exclusivamente por el método denominado Haber-Bosh. El proceso

consiste en la reacción catalítica directa entre el nitrógeno y el hidrogeno gaseoso. La fuente de

nitrógeno es el aire atmosférico, el hidrógeno requerido puede ser producido de diferentes materias

primas pero actualmente es producido principalmente por la reformación de metano con vapor.

• La inversión total del proyecto es de USD 277.753.830 compuesta de un 30% de capitales propios

y un 70% de financiamiento. La tasa interna de retorno (TIR) que entrega el proyecto es del 20% y

un valor actual neto (VAN) de 47,3 MMUSD considerando una tasa de descuento de 10%. El precio

de venta del amoniaco producido es de 370 USD/ton y el costo de la materia prima, en este caso gas

natural, es de 4 USD/MMBtu.

BIBLIOGRAFÍA

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H. Scott Fogler. Elementos de ingeniería de las reacciones químicas, cuarta edición

PLANT DESIGN ANDECONOMICS FORCHEMICAL ENGINEERS, Max S. Peters, Klaus D.

Timmerhaus,4ª Edition, Editorial Mac Graw – Hill.

Anexo A:Detalle de los balances de masa y energía

1. Reformado

a. Reformado primario R-110

Datos conocidos:

Reactor de equilibrio

Conversión de equilibrio 0.42

Temperatura de la corriente de entrada 600°C

Presión de la corriente de entrada 600°C

Caída de presión 2 bar

Temperatura de salida 800 °C

Cálculos:

Cantidad necesaria de vapor 3.34 del gas natural

20226 KgGasnatural∗3.34 Kg vapor

1 KgGasnatural=67555 Kg.Vapor

Si la reformación del metano es 0.42

CH 4 (que noreacciona )=20054−(20054∗0,42 )=11612KgCH 4

11612

Kg .CH 4

h∗1 KmolCH 4

16kgCH 4

∗3Kmol H 2

1 KmolCH 4

∗2 KgH 2

1Kmol H 2

=4354,5 Kg .H 2

h

11612

Kg .CH 4

h∗1 KmolCH 4

16kgCH 4

∗1 KmolCO

1 KmolCH 4

∗28KgCO

1KmolCO=20321 Kg .CO

h

10690

KgCOh

∗1KmolCO

28kgCO∗1KmolCO2

1 KmolCO∗44 KgC O2

1 KmolCO2

=16722Kg .CO2

h

11612

Kg .CH 4

h∗1 KmolCH 4

16kgCH 4

∗1 Kmol H 2O

1 KmolCH 4

∗18 Kg H 2O

1Kmol H 2O=

13063.5 Kg. H 2O

h

10690

KgCOh

∗1KmolCO

28kgCO∗1Kmol H 2O

1KmolCO∗18 Kg H 2O

1 KmolH 2O=

6872 KgH 2O

h

H 2O=67555−(13064+6872 )=47621Kg H 2O

h

10690

KgCOh

∗1KmolCO

28kgCO∗1Kmol H 2

1KmolCO∗2 KgH 2

1 KmolH 2

=4763,6 Kg .H 2

h

H 2=4354,5+763,6=5118,1Kg H 2

h

CO=20321−10690=9631Kg .COh

Balance de energía en la reacción R-110

NH 3+H 2O→3 H 2+CO

CO+H 2O→H 2+CO 2

∆ H f° Kcal

KgCp

KcalKg °C

CH 4 -1117,5 1.10H 2O 3211.7 0.50H 2 0,0 3.50CO -943,7 0.26CO2 -2138.0 0.25

Para la primera reacción

entrada:

∆ HCH 4=0,25∗(25−600 )=−143,75Kcal /Kg

∆ H H 2O=0,5∗(25−600 )=−287,5 Kcal /Kg

salida:

∆ HCO=0,26∗( 800−25 )=201,5 Kcal/Kg

∆ H H 2=3,5∗(800−25 )=2712,5 Kcal /Kg

∆ HCH 4=0,25∗(800−25 )=193,75Kcal /Kg

∆ H H 2O=0,5∗(800−25 )=387,5 Kcal /Kg

Kgr/h Entrad

a

Reacciona Salida

H2 0 4354,5 4354,5CO 0 20321 20321H2O 67557 13064 54493CH4 20054 11612 8442

∆ H °R=(−943,7∗20321 )−[ (3211,65∗13064 )+(−1117,5∗11612) ]

∆ H °R=35756477,9 Kcal /h

q=∆H °R−[ (−287,5∗67557 )+(−143,75∗20054 ) ]+[ (201,5∗2032 )+ (2712,5∗4354,5 )+(193,75∗8442 )+(387,5∗54493 ) ]

q=43205701kcal /h

Para la Segunda reacción

Reactivos:

∆ HCO=1,1∗(25−800 )=−852,5 Kcal /Kg

∆ H H 2O=0,26∗(25−600 )=−201,5Kcal /Kg

Productos:

∆ HCO=0,26∗( 800−25 )=201,5 Kcal/Kg

∆ H H 2O=0,5∗(800−25 )=387,5 Kcal /Kg

∆ HCO 2=0,25∗(800−25 )=193,75 Kcal /Kg

∆ H H 2=3,5∗(800−25 )=2712,5 Kcal /Kg

Kgr/h Entrad

a

Reacciona Salida

H2 0 763,6 763,6CO 20321 10690 9631H2O 54493 6872 47621CO2 0 16722 16722

∆ H °R=(−2138,02∗16722 )−[ (6872∗−3211,65)+(−943,7∗10690 ) ]

∆ H °R=−3593358,64 Kcal /h

q=−3593358,64 kcal/h

QR−110=43205701kcal /h−3593358,64kcal /h

QR−110=476537 Kcal /h

b. Requerimiento de aire

Aire en condiciones atmosféricas

Temperatura 20 °C

Presión 1,01325 bar

Presión final 38,4 bar (3,84 atm)

Relación empíricas de la densidad del aire es:

ρ=

1

(0,030091+0,002744∗T )1

0,972755

∗P

101325

Para calcular la temperatura final usamos también la ecuación de estado de los gases

ideales

ρ=P∗MR∗T

Combinando ambas ecuaciones tenemos:

3,84atm∗28,597Kg

Kmol

0,082atm∗m3

Kmol∗° K∗T

=

1

(0,030091+0,002744∗T )1

0,972755

∗3840000 Pa

101325Pa

T=470,26 ° K−273,15

T=197,1 °C

Calculo del flujo másico requerido de aire

8442 Kg .

CH 4∗1KmolCH 4

16 Kg.CH 4

∗2 KmolH 2

1 KmolCH 4

∗2Kg H 2

1Kmol H 2

=2110,5Kg .H 2

47672 Kg .H 2

O∗1 Kmol H 2O

18 Kg .H 2O∗1 KmolH 2

1 Kmol H 2O∗2Kg H 2

1 Kmol H 2

=5296,9Kg . H 2

H 2=2110,5+5296,9+5144=12551,4 Kg . H 2

Relación en volumen hidrogeno y nitrógeno es de 1/3

mH 2

mN 2

=13=

ρH 2∗mH 2

ρN 2∗mN 2

mN 2=mH 2∗3

mN 2=12551,4∗3

mN 2=¿37654,2 Kg. N2

Composición del aire seco (75,4% N2, 23,2%O2,0,14%Ar)

37654,2 Kg.N 2∗1 Kg Aire

0,754 Kg . N2

=49939,3 Kg.de aire

37654,2 Kg.N 2∗0.232 KgO 2

0,754 Kg N2

=11585,9KgO2

37654,2 Kg.N 2∗0.014 Kg Ar

0,754 Kg N2

=699,15Kg . Ar

c. Reformado secundario R-120

CH 4+32O2→CO+2H 2O

CH 4+32H 2O↔2 H 2+CO

CO+H 2O↔H 2+CO2

El componente en menor cantidad es el oxígeno y se lo considerara como reactivo limitante.

En esta etapa se considera el 93% de conversión de los hidrocarburos

11613Kg

O2∗1KmolO2

32 KgO2

∗2 KmolCH 4

1,5KmolO2

∗16 KgCH 4

1 KmolCH 4

=3871 KgCH 4(gastado)

El 7 % que no reacciona

8442−x8442

=0,07 x=7851,06 Kgr .C H 4quereaccionan

7851,06−3871=3980,06 Kgr .C H 4 parala segundareaccion

11613Kg

O2∗1KmolO2

32 KgO2

∗1 KmolCO

1,5 KmolO2

∗28 KgCO

1KmolCO=6774,25 KgCO (producido por reaccion)

11613Kg

O2∗1KmolO2

32 KgO2

∗2 Kmol H 2O

1,5 KmolO2

∗28 Kg H 2O

1Kmol H 2O=8709,75 Kg H 2O( producido x reaccion)

Para la segunda reacción

3980,06 Kg

CH 4∗1 KmolCH 4

16 KgCH 4

∗1Kmol H 2O

1 KmolCH 4

∗18 Kg H 2O

1Kmol H 2O=4477,57 KgH 2O (gastado )

3980,06 Kg

CH 4∗1 KmolCH 4

16 KgCH 4

∗3Kmol H 2

1KmolCH 4

∗2 KgH 2

1 KmolH 2

=1492,52 KgH 2 (roducido x reaccion)

3980,06 Kg

CH 4∗1 KmolCH 4

16 KgCH 4

∗1KmolCO

1 KmolCH 4

∗28KgCO

1 KmolCO=6965,1KgCO ( producido xreaccion)

Para la tercera reacción

85,48 Kg

H 2∗1Kmol H 2

2 KgH 2

∗1 KmolCO

1 Kmol H 2

∗28 KgCO

1KmolCO=1196,72KgCO (gastado )

85,48 Kg

H 2∗1Kmol H 2

2 KgH 2

∗1 KmolH 2O

1 Kmol H 2

∗18 KgH 2O

1Kmol H 2O=769,32Kg H 2O (gastado )

85,48 Kg

H 2∗1Kmol H 2

2 KgH 2

∗1 KmolCO2

1Kmol H 2

∗44 KgCO2

1KmolCO2

=1880,56 KgCO2 (producido x reaccion)

Calculo de la temperatura de salida

Kgr/h Te Entrada Reacciona Salida

CH4 800 8442 -3980,06-3871 590,94H2O 800 47672 -4477,57+8709,75-769,32 51238H2 800 5144 1492,52+85,48 6722CO 800 9631 6965,11+6774,57-1196,72 22321CO2 800 16854 1880,56 18734,56O2 600 11613 -11613 0N2 600 37794 0 37794Ar 600 690 0 690

∆ H f° Kcal

KgCp

KcalKg °C

CH 4 -1117,5 1,10H 2O 3211,7 0,50H 2 0,0 3,50CO -943,7 0,26CO2 -2138,0 0,25O2 0 0,22CO2 0 0,26

∆ H °R=(12542,96∗−943,7 )+ (1880,56∗−2138,02 )±(7851,06∗−1117,5 )

∆ H °R=121480723,55 Kcal

Entrada:

∆ HCH 4=1,1∗(25−800 )=−852,5 Kcal /Kg

∆ H H 2O=0,5∗(25−800 )=−387,5 Kcal /Kg

∆ H H 2=3,5∗(25−800 )=−2712,5 Kcal /Kg

∆ HCO=0,26∗(25−800 )=−201,5 Kcal /Kg

∆ HCO 2=0,25∗(25−800 )=−193,75 Kcal /Kg

∆ HO 2=0,22∗(25−800 )=−170,5 Kcal /Kg

∆ H N 2=0,26∗(25−800 )=−201,5 Kcal /Kg

Salida:

∆ HCH 4=1,1∗(Tf−298 )

∆ H H 2O=0,5∗(Tf−298 )

∆ H H 2=3,5∗(Tf−298 )

∆ HCO=0,26∗(Tf −298 )

∆ HCO 2=0,25∗(Tf−298 )

∆ HO 2=0,22∗(Tf −298 )

∆ H N 2=0,26∗(Tf −298 )

La operación se lleva a cabo de manera adiabática

q=0=∆ H °R−(8442∗−852,5 )−( 47642∗−387,5 )−(5144∗−2712,5 )−(9631∗−201,5 )−(16854∗193,75 )−(11613∗−170,5 )−(37794∗−201,5 )+(590,94∗1,1∗(Tf−298 ))+51238∗0,5∗(Tf−298 )+6722∗3,5∗(Tf−298 )+22321∗0,26∗(Tf −298 )+18734,56∗0,25∗(Tf−298 )+37794∗0,26(Tf−298)

Resolviendo Tf=1234,45 ° k=981,45 °C

Para el cálculo de las entalpias se utilizaron las siguientes ecuaciones

H (T )=∆ H°T ref+∫

T ref

T

(A+B∗T +C∗T 2+D∗T 3 )dT

Cp=A+B∗T+C∗T2+D∗T3

Cp=∑ y i∗Cpi

Balance de energía para el gas natural

corriente GLP Kg/h PM H° 298 J/mol

Kmol/h A B C D T °C

CH4 20054,0 16 -7,49E+04 1253 1,93E+01 5,21E-02 1,20E-05 -1,13E-08 33H2O 0,0 18 -2,41E+05 0 3,22E+01 1,92E-03 1,06E-05 -3,60E-09 33H2 0,0 2 0 0 2,71E+01 9,27E-03 -1,38E-05 7,65E-09 33CO 0,0 28 -1,11E+05 0 3,09E+01 -1,29E-02 2,79E-05 -1,27E-08 33CO2 132,0 44 -3,94E+05 3 1,98E+01 7,34E-02 -5,60E-05 1,72E-08 33N2 40,0 28 0 1 3,11E+01 -1,36E-02 2,68E-05 -1,17E-08 33O2 0,0 32 0 0 2,81E+01 3,68E-06 1,75E-05 -1,07E-08 33Ar 0,0 40 0 0 2,08E+01 0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00 33

NH3 0,0 17 -6,72E+04 0 2,73E+01 2,38E-02 1,71E-05 -1,19E-08 33

Total 1258

T °K CpKj/Kmol Cp Kcal/kg

H KJ/Kmol

H Kcal/Kg kcal/h Fracion molar

Cp promedio

306,15 36,01 0,54 -7,47E+04 -1116 -22381068 0,996 0,536306,15 33,71 0,45 -2,41E+05 -3199 0 0,000 0,000306,15 28,89 3,45 2,17E+02 26 0 0,000 0,000306,15 29,19 0,25 -1,10E+05 -941 0 0,000 0,000306,15 37,53 0,20 -3,93E+05 -2136 -

281916,9040,002 0,000

306,15 29,12 0,25 2,48E+02 2 84,7662921 0,001 0,000306,15 29,44 0,22 2,25E+02 2 0 0,000 0,000306,15 20,80 0,12 1,66E+02 1 0 0,000 0,000306,15 35,87 0,50 -6,70E+04 -941 0 0,000 0,000

Total -8302 -22662900 1,000 0,537

Balance de energía para el vapor de agua

Kg/h PM H° 298 J/mol


CH4 0,0 16 -74900 0 19,25

0,05213 0,00001197 -1,132E-08

320

H2O 67557,0

18 -241286 3753,16667 32,24

0,001924 0,00001055 -3,596E-09

320

H2 0,0 2 0 0 27,13

0,009274 -0,00001381

7,645E-09 320

CO 0,0 28 -110520 0 30,87

-0,01285 0,00002789 -1,272E-08

320

CO2 0,0 44 -393510 0 19,8 0,07344 -0,00005602

1,715E-08 320

N2 0,0 28 0 0 31,1 -0,01357 0,0000268 -1,168E-08

320

O2 0,0 32 0 0 28,11

0,00000368

0,00001746 -1,065E-08

320

Ar 0,0 40 0 0 20,8 0 0 0 320

NH3 0,0 17 -67200 0 27,31

0,02383 0,00001707 -1,185E-08

320

Total 3753,1666

7


H KJ/Kmol


Cp promedio

593,15 52,0 0,8 -66872 -998 0 0,000 0,000593,15 36,3 0,5 -231608 -3074 -207669612 1,000 0,482593,15 29,4 3,5 8303 992 0 0,000 0,000593,15 30,4 0,3 -101758 -868 0 0,000 0,000593,15 47,2 0,3 -384920 -2090 0 0,000 0,000593,15 30,0 0,3 8791 75 0 0,000 0,000593,15 32,0 0,2 8422 63 0 0,000 0,000593,15 20,8 0,1 6136 37 0 0,000 0,000593,15 45,0 0,6 -57983 -815 0 0,000 0,000

Total -6679 -207669612 1,000 0,482

Balance de energía para la corriente 1



CH4 20054

16 -74900 1253,375 19,25 0,05213 0,00001197 -1,132E-08

238

H2O 0 18 -241286 0 32,24 0,001924 0,00001055 -3,596E-09

238

H2 0 2 0 0 27,13 0,009274 -0,00001381

7,645E-09 238

CO 0 28 -110520 0 30,87 -0,01285 0,00002789 -1,272E-08

238

CO2 132 44 -393510 3 19,8 0,07344 -0,00005602

1,715E-08 238

N2 40 28 0 1,42857143

31,1 -0,01357 0,0000268 -1,168E-08

238

O2 0 32 0 0 28,11 0,00000368

0,00001746 -1,065E-08

238

Ar 0 40 0 0 20,8 0 0 0 238NH3 0 17 -67200 0 27,31 0,02383 0,00001707 -1,185E-

08238

Total 1257,80357

T °K CpKj/ Cp H H Kcal/Kg kcal/h Fracion Cp

Kmol Kcal/kg KJ/Kmol molar promedio511,15 47,5 0,7 -69584 -1039 -

20836026,70,996 0,707

511,15 35,5 0,5 -234343 -3110 0 0,000 0,000511,15 29,3 3,5 5949 711 0 0,000 0,000511,15 29,9 0,3 -104153 -889 0 0,000 0,000511,15 45,0 0,2 -387798 -2106 -

277938,4660,002 0,001

511,15 29,6 0,3 6397 55 2183,15976 0,001 0,000511,15 31,3 0,2 6038 45 0 0,000 0,000511,15 20,8 0,1 4430 26 0 0,000 0,000511,15 42,4 0,6 -60794 -854 0 0,000 0,000

Total -7161 -21111782 1,000 0,708




CH4 20054

16 -74900 1253,375 19,25 0,05213 0,00001197 -1,132E-08

600

H2O 0 18 -241286 0 32,24 0,001924 0,00001055 -3,596E-09

600

H2 0 2 0 0 27,13 0,009274 -0,00001381

7,645E-09 600

CO 0 28 -110520 0 30,87 -0,01285 0,00002789 -1,272E-08

600

CO2 132 44 -393510 3 19,8 0,07344 -0,00005602

1,715E-08 600

N2 40 28 0 1,42857143

31,1 -0,01357 0,0000268 -1,168E-08

600

O2 0 32 0 0 28,11 0,00000368

0,00001746 -1,065E-08

600

Ar 0 40 0 0 20,8 0 0 0 600NH3 0 17 -67200 0 27,31 0,02383 0,00001707 -1,185E-

08600

Total 1257,80357

T °K CpKj/Kmol

Cp Kcal/kg

H KJ/Kmol


Cp promedio

873,15 66,4 1,0 -54764 -818 -16398356,4

0,996 0,987

873,15 39,6 0,5 -221860 -2945 0 0,000 0,000873,15 29,8 3,6 16467 1967 0 0,000 0,000873,15 32,4 0,3 -93474 -798 0 0,000 0,000873,15 52,6 0,3 -373066 -2026 - 0,002 0,001

267379,531873,15 31,9 0,3 17018 145 5808,1835 0,001 0,000873,15 34,3 0,3 16979 127 0 0,000 0,000873,15 20,8 0,1 11960 71 0 0,000 0,000873,15 53,2 0,7 -46799 -658 0 0,000 0,000

Total -4933 -16659927,7

1,000 0,988




CH4 8442,0 16 -74900 527,625 19,25 0,05213 0,00001197 -1,132E-08

800

H2O 47621,0

18 -241286 2645,61111

32,24 0,001924 0,00001055 -3,596E-09

800

H2 5118,1 2 0 2559,05 27,13 0,009274 -0,00001381

7,645E-09 800

CO 9631,0 28 -110520 343,964286

30,87 -0,01285 0,00002789 -1,272E-08

800

CO2 16722,0

44 -393510 380,045455

19,8 0,07344 -0,00005602

1,715E-08 800

N2 40,0 28 0 1,42857143

31,1 -0,01357 0,0000268 -1,168E-08

800

O2 0,0 32 0 0 28,11 0,00000368

0,00001746 -1,065E-08

800

Ar 0,0 40 0 0 20,8 0 0 0 800NH3 0,0 17 -67200 0 27,31 0,02383 0,00001707 -1,185E-

08800

Total 6457,72442

T °K CpKj/Kmol Cp Kcal/kg H KJ/Kmol H Kcal/Kg kcal/h Fracción molar

Cp promedio

1073,15 75,0 1,1 -43490 -649 -5481915,13 0,082 0,0911073,15 42,0 0,6 -214410 -2846 -135516344 0,410 0,2281073,15 30,6 3,7 22358 2671 13668616,5 0,396 1,4501073,15 33,5 0,3 -87274 -745 -7171702,1 0,053 0,0151073,15 55,3 0,3 -363255 -1972 -32981411,7 0,059 0,0181073,15 33,0 0,3 23132 197 7894,78554 0,000 0,0001073,15 35,1 0,3 23535 176 0 0,000 0,0001073,15 20,8 0,1 16120 96 0 0,000 0,0001073,15 57,9 0,8 -37298 -524 0 0,000 0,000

Total -3596 -167474862 1,000 1,803

Balance de energía el aire



CH4 0,0 16 -74900 0 19,25 0,05213 0,00001197 -1,132E-08

20

H2O 0,0 18 -241286 0 32,24 0,001924 0,00001055 -3,596E-09

20

H2 0,0 2 0 0 27,13 0,009274 -0,00001381

7,645E-09 20

CO 0,0 28 -110520 0 30,87 -0,01285 0,00002789 -1,272E-08

20

CO2 0,0 44 -393510 0 19,8 0,07344 -0,00005602

1,715E-08 20

N2 37654,2

28 0 1344,79286

31,1 -0,01357 0,0000268 -1,168E-08

20

O2 11585,9

32 0 362,059375

28,11 0,00000368

0,00001746 -1,065E-08

20

Ar 699,2 40 0 17,47875 20,8 0 0 0 20NH3 0,0 17 -67200 0 27,31 0,02383 0,00001707 -1,185E-

0820

Total 0,0 1724,33098


H KJ/Kmol


Cp promedio

293,15 35,3 0,5 -74996 -1120 0 0,000 0,000293,15 33,6 0,4 -241447 -3205 0 0,000 0,000293,15 28,9 3,4 -136 -16 0 0,000 0,000293,15 29,2 0,2 -110675 -944 0 0,000 0,000293,15 36,9 0,2 -393608 -2137 0 0,000 0,000293,15 29,1 0,2 -156 -1 -

50013,11670,780 0,194

293,15 29,3 0,2 -141 -1 -12157,2202

0,210 0,046

293,15 20,8 0,1 -104 -1 -434,275407

0,010 0,001

293,15 35,5 0,5 -67336 -946 0 0,000 0,000Total -8371 -

62604,61241,000 0,241

Balance de energía la corriente 4



CH4 0,0 16 -74900 0 19,25 0,05213 0,00001197 -1,132E- 197

08H2O 0,0 18 -241286 0 32,24 0,001924 0,00001055 -3,596E-

09197

H2 0,0 2 0 0 27,13 0,009274 -0,00001381

7,645E-09 197

CO 0,0 28 -110520 0 30,87 -0,01285 0,00002789 -1,272E-08

197

CO2 0,0 44 -393510 0 19,8 0,07344 -0,00005602

1,715E-08 197

N2 37654,2

28 0 1344,79286

31,1 -0,01357 0,0000268 -1,168E-08

197

O2 11585,9

32 0 362,059375

28,11 0,00000368

0,00001746 -1,065E-08

197

Ar 699,2 40 0 17,47875 20,8 0 0 0 197NH3 0,0 17 -67200 0 27,31 0,02383 0,00001707 -1,185E-

08197

Total 0,0 1724,33098

T °K CpKj/Kmol

Cp Kcal/kg

H KJ/Kmol


Cp promedio

470,15 45,2 0,7 -70800 -1057 0 0,000 0,000470,15 35,1 0,5 -235695 -3128 0 0,000 0,000470,15 29,2 3,5 4782 571 0 0,000 0,000470,15 29,7 0,3 -105356 -899 0 0,000 0,000470,15 43,7 0,2 -389109 -2113 0 0,000 0,000470,15 29,4 0,3 5191 44 1667858,5

50,780 0,196

470,15 30,9 0,2 4862 36 420571,082

0,210 0,048

470,15 20,8 0,1 3578 21 14939,074 0,010 0,001470,15 41,1 0,6 -62124 -873 0 0,000 0,000

Total -7397 2103368,71

1,000 0,245




CH4 0,0 16 -74900 0 19,25 0,05213 0,00001197 -1,132E-08

600

H2O 0,0 18 -241286 0 32,24 0,001924 0,00001055 -3,596E-09

600

H2 0,0 2 0 0 27,13 0,009274 -0,00001381

7,645E-09 600

CO 0,0 28 -110520 0 30,87 -0,01285 0,00002789 -1,272E-08

600

CO2 0,0 44 -393510 0 19,8 0,07344 - 1,715E-08 600

0,00005602N2 37654,

228 0 1344,7928

631,1 -0,01357 0,0000268 -1,168E-

08600

O2 11585,9

32 0 362,059375

28,11 0,00000368

0,00001746 -1,065E-08

600

Ar 699,2 40 0 17,47875 20,8 0 0 0 600NH3 0,0 17 -67200 0 27,31 0,02383 0,00001707 -1,185E-

08600

Total 0,0 1724,33098

T °K CpKj/Kmol

Cp Kcal/kg

H KJ/Kmol


Cp promedio

873,15 66,4 1,0 -54764 -818 0 0,000 0,000873,15 39,6 0,5 -221860 -2945 0 0,000 0,000873,15 29,8 3,6 16467 1967 0 0,000 0,000873,15 32,4 0,3 -93474 -798 0 0,000 0,000873,15 52,6 0,3 -373066 -2026 0 0,000 0,000873,15 31,9 0,3 17018 145 5467562,5

80,780 0,212

873,15 34,3 0,3 16979 127 1468655,07

0,210 0,054

873,15 20,8 0,1 11960 71 49941,6718

0,010 0,001

873,15 53,2 0,7 -46799 -658 0 0,000 0,000

Total -4933 6986159,33

1,000 0,267




CH4 590,9 16 -74900 36,93375 19,25 0,05213 0,00001197 -1,132E-08

981

H2O 51238,0

18 -241286 2846,55556

32,24 0,001924 0,00001055 -3,596E-09

981

H2 6722,0 2 0 3361 27,13 0,009274 -0,00001381

7,645E-09 981

CO 22321,0

28 -110520 797,178571

30,87 -0,01285 0,00002789 -1,272E-08

981

CO2 18734,6

44 -393510 425,785455

19,8 0,07344 -0,00005602

1,715E-08 981

N2 37654,2

28 0 1344,79286

31,1 -0,01357 0,0000268 -1,168E-08

981

O2 0,0 32 0 0 28,11 0,00000368

0,00001746 -1,065E-08

981

Ar 699,2 40 0 17,48 20,8 0 0 0 981NH3 0,0 17 -67200 0 27,31 0,02383 0,00001707 -1,185E- 981

08Total 0,0 8829,7261

9

T °K CpKj/Kmol

Cp Kcal/kg

H KJ/Kmol


Cp promedio

1254,15 81,1 1,2 -31553 -471 -278409,99 0,004 0,0051254,15 44,2 0,6 -207264 -2751 -140949776 0,322 0,1891254,15 32,1 3,8 27749 3315 22280809,9 0,381 1,4601254,15 33,5 0,3 -81414 -695 -

15505120,60,090 0,026

1254,15 57,6 0,3 -353756 -1921 -35984509,2

0,048 0,015

1254,15 33,2 0,3 28897 247 9283814,88 0,152 0,0431254,15 34,6 0,3 29736 222 0 0,000 0,0001254,15 20,8 0,1 19885 119 83039,3961 0,002 0,0001254,15 60,7 0,9 -27705 -389 0 0,000 0,000

Total -2325 -161070152 1,000 1,739




CH4 590,9 16 -74900 36,93375 19,25 0,05213 0,00001197 -1,132E-08

350

H2O 51238,0

18 -241286 2846,55556

32,24 0,001924 0,00001055 -3,596E-09

350

H2 6722,0 2 0 3361 27,13 0,009274 -0,00001381

7,645E-09 350

CO 22321,0

28 -110520 797,178571

30,87 -0,01285 0,00002789 -1,272E-08

350

CO2 18734,6

44 -393510 425,785455

19,8 0,07344 -0,00005602

1,715E-08 350

N2 37654,2

28 0 1344,79286

31,1 -0,01357 0,0000268 -1,168E-08

350

O2 0,0 32 0 0 28,11 0,00000368

0,00001746 -1,065E-08

350

Ar 699,2 40 0 17,48 20,8 0 0 0 350NH3 0,0 17 -67200 0 27,31 0,02383 0,00001707 -1,185E-

08350

Total 0,0 8829,72619

T °K CpKj/ Cp H H Kcal/Kg kcal/h Fracion Cp

Kmol Kcal/kg KJ/Kmol molar promedio623,15 53,6 0,8 -65785 -982 -

580461,4530,004 0,003

623,15 36,7 0,5 -230596 -3061 -156816729 0,322 0,157623,15 29,4 3,5 9170 1095 7363344,49 0,381 1,337623,15 30,6 0,3 -100882 -861 -

19212851,40,090 0,024

623,15 48,0 0,3 -383790 -2084 -39039620,8

0,048 0,013

623,15 30,2 0,3 9665 82 3105097,59 0,152 0,039623,15 32,3 0,2 9306 69 0 0,000 0,000623,15 20,8 0,1 6760 40 28229,9202 0,002 0,000623,15 45,9 0,6 -56903 -800 0 0,000 0,000

Total -6499 -205152991 1,000 1,573

2. Conversión del monóxido de carbono

a. Convertidor de CO de alta temperatura HTS

Temperatura de entrada 350 °C

Presión de entrada 38 bar

Reducir el 76% de CO

x22321

=0,76⇒ x=16963,96

16963,96 Kg

CO∗1 KmolCO28 KgCO

∗1KmolCO2

1KmolCO∗44 KgC O2

1KmolCO2

=26657,65 KgCO2( producido xreaccion )

16963,96 Kg


∗1Kmol H2O

1 KmolCO∗18 Kg H 2O

1 Kmol H 2O=10905,4 Kg H 2O(gastado)

16963,96 Kg


∗1Kmol H2

1 KmolCO∗2Kg H 2

1 Kmol H 2

=1211,71Kg H 2(producido por reaccion)

Kg/

h

Entrada Reacciona Salida

H2O 51238 -10905,4 40332,60

H2 6722 1211,71 7933,7

CO 22321 -16963,96 5357.04

CO2 18502 26657,65 45159,65

b. Convertidor de CO de baja temperatura LTS

Temperatura de entrada 342,1 °C

Presión de entrada 35,5 bar

Reducir el 92% de CO

x5298

=0,92⇒ x=4874,16 KgCOreaccionado

4874,16 Kg


∗1 KmolC O2

1 KmolCO∗44 KgCO2

1 KmolC O2

=7659,39KgCO2( producido x reaccion)

4874,16 Kg


∗1 KmolH 2O

1KmolCO∗18 KgH 2O

1Kmol H 2O=3133,39 KgH 2O(gastado)

4874,16 Kg


∗1 KmolH 2

1KmolCO∗2 Kg H 2

1 KmolH 2

=348,15Kg H 2 (producido por reaccion )

Kg/h Entrada Reacciona Salida

H2O 40332,60 -3133,39 37199,21

H2 7933,70 348,15 8281,85

CO 5357,04 -4874,16 482,88

CO2 45159,65 7659,39 52819,04

Balance de energía:

3. Enfriamiento y condensación del agua

Primera condensación

Balance general:

137727,3=13+14

Balance Para el H2O

37199,2=13+ x∗14

x=P°V (H 2O)(149,7 ° C)

30,82 ¿=4,7253082

=0,15

Kmol H 2OKmol

∗18

14,21=0,19¿

Resolviendo el sistema

13=11272.85

14=136454,4

Segunda condensación

Balance general:

1 26454,4=16+17

Balance Para el H2O

25926,3=16+x∗17

x=P°V (H 2O )(35 °C )

38,7 ¿=0.05638,7

=1,8359

Kmol H 2OKmol

∗18

14,21=2,325E-3¿

H-310

1211

1314

H-310

1514

1617


16=25669,3

17=110785,1

4. Adsorción de dióxido de carbono

Fase gaseosa: Gas de síntesis

Fase liquida: Monoetanolamina (MEA)+agua+CO2

-la absorción debe ser casi completa, el porcentaje de absorción =0,998α

Calculo del peso molecular de la corriente 27

nT=428229

18+ 28184

44+181545

60=6784,73

M 17=

42822918

6784,73∗18+

2818444

6784,73∗44+

1815456784,73

∗60

M 17=23,23

L0=27456,8 Kmol /h

Fracción molar del CO2

x0=0,23

Flujo molar de la corriente gaseosa 17

GN+1=100889

Kgh

∗1Kmol

17,87=6784,73

Y N+1=0,117

Calculo de la constate de Henrry para la ecuación de equilibrio

Y=H∗X

H=P°vP

lnP° v

Pc=(1−x )−1∗[VPA∗x+VPB∗x1.5+VPC∗x3+VPD∗x5 ]

x=1− TTc

Propiedades para el CO2

VPA -6,95626

VPB 1,19695

VPC -3,12614

VPD 2,99448

Pc 73,9 Bar

Tc 304,1°K

De la ecuación anterior tenemos:

P°v=0.23 ¿

H= 0,2330,68

=7,51E-3

Calculo de la fracción de salida de la columna

y 11− y 1

=(1−0,998 )∗0,177

1−0,177

y 1=4,81E-4

xN=4,81E-47,51E-3

=0,0641

faseLiquida {x0=0,023 Entradaa la columnaxN=0,0641Salidaa lacolumna

faseGaseosa {yN+1=0,117Entrada a lacolumnay1=4,81E-4 Salidaa lacolumna

{L¿+GN+1∗y N+1=LN∗xN +G1∗y1(Balance parael CO2)¿L0+GN+1=LN +G1(Balance general)

{27456,8∗0,023+6784,73∗0,117=0,0641∗LN+4,81E-4∗G1

27456,8+6784,73=LN+G1

Resolviendo el sistema tenemos:

LN=18=22145,11Kmol /h

G1=28=12096,42Kmol /h

5. Metanización

Temperatura de entrada 290 °C

Presión de entrada 30,5 bar

Catalizador Níquel

Conversión 1 eliminación total del CO y CO2

CO+3H 2→CH 4+H 2O

CO2+4 H 2→CH 4+2 H 2O

465,1 Kg

CO∗1KmolCO28 KgCO

∗3Kmol H2

1KmolCO∗2 KgH 2

1Kmol H 2

=99,66 KgH 2 (gastado )

465,1 Kg

CO∗1KmolCO28 KgCO

∗1KmolC H 4

1 KmolCO∗16 KgC H 4

1KmolC H 4

=265,77 KgC H 4 ( producido xreacion )

465,1 Kg

CO∗1KmolCO28 KgCO

∗1Kmol H2O

1 KmolCO∗18Kg H 2O

1 Kmol H 2O=298,99Kg H 2O ( producido xreac ion)

121,7 Kg

CO2∗1 KmolCO2

44 KgCO2

∗4 Kmol H 2

1 KmolCO2

∗2Kg H 2

1Kmol H 2

=22,13 KgH 2 (gastado )

121,7 Kg

CO2∗1 KmolCO2

44 KgCO2

∗1 KmolC H 4

1KmolCO2

∗16 KgC H 4

1 KmolC H 4

=44,25 KgC H 4 ( producido xreacion )

121,7 Kg

CO2∗1 KmolCO2

44 KgCO2

∗2 Kmol H 2O

1KmolCO2

∗18 Kg H 2O

1 Kmol H 2O=99,57 Kg H 2O ( producido xreaccion )

Kg/h

Entrada Reacciona Salida

CH4 589,9 265,77+44,24 899,91

H2O 146,4 298,99+99,57 544,96

H2 8540,7 -99,66-22,13 8418,91

CO 465,1 -465,1 0

CO2 121,7 -121,7 0

6. Condensación y secado del gas de síntesis

Balance general:

49550=33+34

Balance Para el H2O

544,96=33+x∗34

x=P°V (H2O )(35 °C)

28 ¿=0.05628

=2,08E-3

Kmol H 2OKmol

∗18

8,66=4,176E-3¿


33=339,46 Kg /h

34=49210,54 Kg /h

Agua para la corriente 34

H 2O=544,96−339,46=205,5Kgh

En la parte de secado:

35=34−205,5=49210,54−205,5=49005 Kg /h

Balance en el intercambiador E-601

Flujo paralelo

h agua⟶

c fluido de la corriente 30-31⟶

Datos

T h1=314,3

T h2=?

T c2=241,5

T c1=180,9

mc=67557 Kg /h

mh=48050 Kg /h

Cph=0.31Kcal /Kg°C

Cpc=0.47 Kcal /Kg °C

T h2=T h1−mh∗Cph

mc∗Cp c

∗(T c 2−Tc 1)

T h2=180,9−48050∗0,31❑

57557∗0,47∗(241,5−180,9)

T h2=185,12° C

7. Compresión del gas de síntesis

Se comprime desde 27,9 bar a 220,1 bar

La razón de compresión es de 2,8

La corriente 35 corresponde al gas de síntesis

P36=27,9∗2,8=78,12 ¿

P37=78,12∗2,8=218,74 ¿

Factor de compresibilidad para el gas de síntesis Z=0,55 (Himenblaum 3° Ed., pág. 176)

P36∗V

P37∗V=

nRT 36

z∗nRT 37

T 37=2,8∗3,5

0,55

T 37=178,18 °C

8. Síntesis de amoniaco

N2+3 H 2↔2NH 3∆ H °R=−45,7 KJ /mol

Cambiando la nomenclatura

A+3 B↔2C

Datos

T 0 400°C

P0 200 bar

Catalizador FeFracción de hueco 0,5Diámetro de partículas 0,0031 m.Esfericidad de partícula

1

Cinética de la síntesis de amoniaco

r=K10∗PA∗[ PB3

PC2 ]

α

−K−10∗[ PB3

PC2 ]

1−α

Dónde:

Balance de masa:

dNidm

= Riρb

Balance de energía:

m∗Cp∗dTdm

=r∗(−∆ H°R )

Consideramos la ecuación de Ergun para la caída de presión:

dPdz

= Gρ0∗Dp

(1−φ

φ3 )∗[ 150 (1−φ )∗μφ

+1,75G ]∗T

¿ ∗Po

P∗Nt

Nto

Figura 14Gráfico de diseño del Convertidor de síntesis de Amoniaco

Anexo B: Diseño del intercambiador de calor E-7011. Datos

Están especificados en la tabla 11, además se considera que el espacio entre deflectores es de 12

pulg.

Del balance de masa tenemos los flujos másicos de la coraza y el tubo:

W c=4752 Kg /h

W T=625225Kgh

2. Calculo de las propiedades

Temperatura en la coraza T - Gas de síntesis

T 1=175,5 °C=353,3 ° F

T 2=37,8 °C=100,04 ° F

T m=178,15+37,8

2=108,15 °C=226,67 ° F

Temperatura en los tubos t - agua fría

t 1=25 °C=77 ° F

T 2=45 ° C=113° F

tm=25+45

2=35° C=95 ° F

Propiedades del agua - tabla A.2-11 Geankoplis

A 95 °F

μ=1742,4lbpie

∗h

k=0,3601Btu /h∗pie∗° F

Cp=0,998Btulb

∗° F

Propiedades de la mezcla gaseosa a 226,67 °F

M lb/lbmol W Kg./h W lb/h N lbmol/h µ cp µ lb/pie*hCH4 16 873 1921,00 120,06 0,0128 0,0310H2 2 8164 17964,57 8982,29 0,0100 0,0242N2 28 37794 83164,26 2970,15 0,0210 0,0508Ar 40 690 1518,32 37,96 0,0260 0,0629MEZCLA 71,15 12110,46

numerador denominador µ CPBtu/lb°F

Xi CpiBtu/lb°F

KBtu/lbpie°F

Ki 226,67

14,8713 480,2508 0,6 0,01 0,01 0,0262 0,000307,3078 12702,8705 3,45 0,74 2,56 0,1294 0,096798,4519 15716,5680 0,25 0,25 0,06 0,0183 0,004

15,1000 240,0673 0 0,00 0,00 0 0,0001135,7312 29139,7566 0,0390 1 2,63 0,101

μ=∑ μi∗M i0,5∗N i

∑M i0,5∗N i

=0,039

μ=0,039lbmpie∗h

1kg→2,20462lbm

1Cp→2,4192lbmpie∗h

3. Calculo para la coraza- mezcla gaseosa

Qc=m∗Cp∗∆T=T=47521Kgh

∗2,20462lbmKg

∗2,63BTUlbm°F

(353,3−100,01 )° F

Qc=69 '781.719,23BTUh

Temperatura media logarítmica

MLDT=(100,04−77 )−(353,3−113)

ln(100,04−77 )(353,3−113 )

=92,66 ° F

Calculo del área específica

C '=Pt−do=2916

−34=1 pulg .

as=Di∗C'∗BPt∗144

=29∗1∗122916

∗144=1,33 pie2

G=47621

Kgh

∗2,20462lbkg

1,33 pie 2=78771,24

lb

pie2∗h

Calculo del diámetro equivalente

Deq=4∗( 1

2

2916

∗0,86∗29

16− π

2

34

2

4 )12π

34

Deq=4,05 pulg=0,337 pie

Coeficiente de película en la coraza

hio∗De

k=0,36∗(De∗G

μ )0,55

∗(Cp∗μk )

13∗( μ

μp )0,14

( De∗Gμ )

0,55

=( 0,337 pie∗78771,24lb

pie2∗h

0,039lbmpie∗h

)0,55

=1614,78

(Cp∗μk )

13=( 2,63

BTUlbm° F

∗0,039lbmpie∗h

0,101BTU

h pie ° F)

13

=1,05

( μμp )

0,14

=1

hio=0,101

BTUh pie ° F

∗1

0,337 pie∗1614,78∗1,005

hio=486,45BTU

h pie2° F

4. Cálculos en los tubos-agua

hio∗De

k=0,0,027∗(De∗G

μ )0,8

∗(Cp∗μk )

13∗( μ

μp )0,14

Área especifica de la tubería de ¾ 16 BGW

di=0,62 pulg=0,052 pie

as=2,1E-3 pie2

aT=as∗¿ tubos¿ pasos

=2,1E-3∗6682

=0,7014 pie2

G=62522,5

Kgh

∗2,20462lbkg

0,7014 pie2 =196.486,81lb

pie2∗h

( De∗Gμ )

0,55

=( 0,62 pie∗196.486,81lb

pie2∗h

1742,4lbmpie∗h

)0,55

=4,09hi=481,75BTU

h pie2 ° F

(Cp∗μk )

13=( 0,998

BTUlbm° F

∗1742,4lbmpie∗h

0,3601BTU

h pie° F)

13

=16,9

( μμp )

0,14

=1

hi= 120,62 pie

0,3601BTU

h pie° F∗4,09∗16,9

hi=481,75BTU

h pie2° F

ho=481,75

BTU

h pie2 ° F∗0,62

34

=398,25BTU

h pie2 ° F

5. Calculo del factor de conversión

R=T 1−T 2

t 2−t 1

=353,3−100,04113−77

=7,035

S=t2−t1

T 1−t 1

= 113−77353,3−398,25

=0,1303

De la gráfica-18 del Kern Fc=0,78

U c=486,45∗398,25486,45+98,25

=218,98BTU

h pie2° F

Calculo del área total

AT=¿ tubos∗a} *¿

a} =π*do*L=π* {{3} over {4}} over {12} *1=0,196 {{pie} ^ {2}} over {pie lineal¿

AT=668∗0,196pie2

pie lineal∗16 pie=2094,85 pie2

Coeficiente global de diseño

U D=69' 781.719,23

BTUh

92,66 ° F∗2094,85 pie 2∗0,78=460,89

BTU

h pie2° F

1UD

= 1U c

+Rd

Rd= 1U D

− 1U c

=2,39E-3

Rd=0,0024

6. Calculo de la caída de presión

Para la caída de presión en la coraza

∆ P=f∗Gs

2∗Ds∗(N+1 )2gc∗ρ∗De∗φs

ℜ=680.664,3=del grafico29 delKern f =0,00096pie2

pulg2

Gs=78,771,24lb

pie2h

ρ≅ ρH 2=0,41 lbm/ pie3

Ds=29 pulg=2,42 pie

De=0,337 pie

φ s=1

N+1=( μμp )

0,14

=1

∆ P=0,00096pie2

pulg2∗¿¿

∆ P=1,99lbf

pulg2=0,14 ¿

Caída de presión en los tubos

∆ P=f∗Gs

2∗L∗n2∗gc∗ρ∗Di∗φs

ℜ=5,83=del grafico delKern f =0,021pie2

pulg2

Di=0,62 pulg=0,052 pie

G=196.486,81lb

pi e2h

L=16 pies

n=2 pasos

gc=32,2lbm pie

lbf s2

ρ=59,45lbm / pie3

φ s=1

∆ P=0,021

pie2

pulg2∗(196.486,81lb

pie2h )2

∗16 pies∗2

2∗32,2lbm pielbf s2 ∗59,45

lbmpie3∗0,052 pie∗1

∆ P=10,06lbf

pulg2

planta de amoniaco.docx

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