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PONTIFICIA UNIVERSIDAD CATÓLICA DE VALPARAISO FACULTAD DE INGENIERIA

ESCUELA DE INGENIERIA QUIMICA

PROYECTO PARA OPTAR AL TÍTULO DE INGENIERO CIVIL QUÍMICO

PLANTA DE DESCOMPOSICIÓN TÉRMICA PARA ÁCIDO SULFÚRICO TIPO C

Alumno:

VÍCTOR PEÑA VIDELA

Profesor Guía:

HORACIO AROS MENESES

2007

PLANTA DE DESCOMPOSICIÓN TÉRMICA

Índice Contenidos. Capitulo I 21.1 Introducción 31.2 Antecedentes Generales 71.2.1 Caracterización del Ácido tipo C 71.2.2 Remoción de Arsénico del Ácido C 71.2.3 Remoción de Haluros y Mercurio 81.2.4 Fundamentos del Proceso de Descomposición Térmica 81.3 Determinación de Información Básica 91.3.1 Solubilidad del Trióxido de Arsénico en Ácido Sulfúrico 91.3.2 Vaporización de Ácido C 101.4 Alternativas para la Regeneración de Ácido Sulfúrico 121.4.1 Reconcentración de Ácido Sulfuro (70% - 75%) 121.4.2 Concentración de Ácido Sulfúrico del 93 al 98% 21Referencia Bibliográficas 30 Capítulo II 322.1 Descripción del Proceso de Descomposición Térmica 332.2 Balance de Masa y Energía del Proceso de Descomposición Térmica 362.2.1 Balance Estanque de Almacenamiento (TK-1) 492.2.2 Balance Estanque de Enfriamiento (TK-2) 522.2.3 Balance Espesador (S-1) 562.2.4 Balance Estanque de Almacenamiento (TK-5) 592.2.5 Balance Filtro (F-1) 622.2.6 Balance Estanque de Almacenamiento (TK-3) 652.2.7 Balance Evaporador Doble Efecto (E-1) 69Calculo Balances Evaporador E-1 732.2.8 Balance Condensador (C-1) 752.2.9 Balance Estanque de Almacenamiento (TK-4) 792.2.10 Balance Reactor de Descomposición Térmica (R-1) 82Calculo Balance R-1 87 Capítulo III 89Antecedentes Generales Diseño Equipos 903.1 Estanque de Almacenamiento Ácido C (TK-1) 933.2 Estanque Enfriador (TK-2) 1003.3 Espesador (S-1) 1073.4 Estanque Almacenamiento Ácido C (TK-5) 1143.5 Filtro tipo Prensa (F-1) 1203.6 Estanque de Almacenamiento Ácido C (TK-3) 1263.7 Evaporador Doble Efecto (E-1) 1313.8 Condensador (C-1) 1463.9 Estanque Almacenamiento Ácido Concentrado (TK-4) 1583.10 Reactor de Descomposición Térmica (R-1) 1643.11 Dimensionamiento de Bombas 169


Capitulo IV Evaluación Económica 179Antecedentes Generales 180Diseño de Equipos y Costos 181Capital Total de Inversión 183Cuadro de Flujo de Caja 186Calculo del Valor Actual Neto (VAN) y Tasa Interna de Retorno (TIR) 187Referencia Bibliográfica 188 Índice de Tablas. Tabla 1: Caracterización del Ácido tipo C año 2004 7Tabla 2: Análisis Comparativo de Ácido tipo C v/s Solución de Residuos 12Tabla 3: Resumen Balance de Masa Estanque TK-1 50Tabla 4: Resumen Balance de Masa Estanque de Enfriamiento TK-2 53Tabla 5: Resumen Balance de Energía TK-2 55Tabla 6: Resumen Balance de Masa Espesador S-1 57Tabla 7: Resumen Balance de Masa Estanque TK-5 60Tabla 8: Resumen Balance de Masa Filtro F-1 63Tabla 9: Resumen Balance de Masa Estanque TK-3 66Tabla 10: Resumen Balance de Masa y Energía del Evaporador E-1 71Tabla 11: Resumen Balance de Masa Condensador C-1 76Tabla 12: Resumen Balance de Energía Condensador C-1 78Tabla 14: Resumen Balance de Masa RDT R-1 84 Índice de Figura. Figura 1: Solubilidad Trióxido de Arsénico en Ácido C 9Figura 2: Eliminación de Impurezas mediante evaporación a Presión atm. 10Figura 3: Eliminación de impurezas mediante evaporación a vacío 11Figura 4 14Figura 5 17Figura 6 20Figura 7 22Figura 8 24Figura 9: Esquema del Proceso de Descomposición Térmica 35Figura 11: Diagrama del Balance de Masa TK-1 50Figura 12: Diagrama del Balance de Energía TK-1 51Figura 13: Diagrama del Balance de Masa TK-2 52Figura 14: Diagrama del Balance de Energía TK-2 55


Figura 15: Diagrama del Balance de Masa Espesador S-1 56Figura 16: Diagrama del Balance de Energía Espesador S-1 58Figura 17: Diagrama del Balance de Masa TK-5 60Figura 18: Diagrama del Balance de Energía TK-5 61Figura 19: Diagrama del Balance de Masa Filtro F-1 62Figura 20: Diagrama del Balance de Energía Filtro F-1 64Figura 21: Diagrama del Balance de Masa TK-3 67Figura 22: Diagrama del Balance de Energía TK-3 68Figura 23: Diagrama del Balance de Mas Evaporador E-1 70Figura 24: Diagrama del Balance de Masa Condensador C-1 76Figura 25: Diagrama del Balance de Energía Condensador C-1 78Figura 26: Diagrama del Balance de Masa TK-4 79Figura 27: Diagrama del Balance de Energía TK-4 81Figura 28: Diagrama del balance de Masa RDT R-1 83Figura 29: Diagrama Quemador Gas Natural del RDT 83Figura 9: Esquema del Proceso de Descomposición Térmica 35Figura 11: Diagrama del Balance de Masa TK-1 50Figura 12: Diagrama del Balance de Energía TK-1 51Figura 13: Diagrama del Balance de Masa TK-2 52Figura 14: Diagrama del Balance de Energía TK-2 55Figura 15: Diagrama del Balance de Masa Espesador S-1 56Figura 16: Diagrama del Balance de Energía Espesador S-1 58Figura 17: Diagrama del Balance de Masa TK-5 60Figura 18: Diagrama del Balance de Energía TK-5 61Figura 19: Diagrama del Balance de Masa Filtro F-1 62Figura 20: Diagrama del Balance de Energía Filtro F-1 64Figura 21: Diagrama del Balance de Masa TK-3 67


1

RESUMEN

El presente estudio analiza la factibilidad técnica de recuperar el azufre tratando el ácido C

mediante el proceso de descomposición térmica, evaluando además los tratamientos

necesarios para remover las impurezas, especialmente el arsénico y los haluros.

La primera etapa del trabajo consistió en obtener, mediante ensayos experimentales, la

información básica requerida para establecer los parámetros operacionales de los procesos

de remoción de arsénico, retiro de haluros y mercurio y de la descomposición térmica.

A través de ensayos experimentales de solubilización de trióxido de arsénico en ácido C a temperaturas de 20 a 70 ºC y a concentraciones de ácido de 30 a 60 %, se confirmó que el proceso de enfriamiento de ácido C, saturado en trióxido de arsénico, permitiría disminuir la concentración de este compuesto desde 14 g/l a 7 g/l , al enfriar ácido C al 50 % desde 70 ºC a 30 ºC, lográndose así remover arsénico del sistema mediante cristalización. El análisis de las alternativas de procesamiento para el ácido C, permitieron definir un

proceso que contempla las etapas de enfriamiento y filtrado de sólidos arsenicales, la

evaporación del ácido C, la descomposición térmica del ácido concentrado y el tratamiento

de los residuos generados. La planta para el Proceso de Descomposición Térmica ha sido

evaluada para el tratamiento de 4,4 toneladas por hora de ácido C al 50% (35900 tpa).

La estimación de costos para la planta industrial entrega un costo total de inversión de US$

11.312.866 y un costo operacional de US$/año 1.257.455. Generando un aumento de

producción de ácido sulfúrico avaluado en US$/año 724.224, además de un ahorro en

transporte, por concepto de movilización del ácido a una planta de limpieza de US$/año

2.956.800, lo que entrega un VAN de US$ 4.224.482 y un TIR del 7%.


2

CAPITULO I

INTRODUCCIÓN, OBJETIVOS Y ASPECTOS

GENERALES

DESCOMPOSICIÓN TÉRMICA DE ÁCIDO SULFÚRICO


3

1.1 INTRODUCCIÓN.

La mayoría del ácido sulfúrico producido no entra en productos comerciales finales, sino

que por el contrario termina como ácido gastado, yeso impuro u otros sulfatos de metal, los

cuáles son residuos. La disposición de estas basuras químicas representa un problema

ambiental sin resolver, que está llegando a ser más serio mientras que las capacidades de

producción se amplían y las regulaciones de ambientales son más rigurosas.

El volumen de ácido gastado es generado por las industrias químicas orgánicas y

petroquímicas. La naturaleza del ácido varía extensamente de altamente diluido a

relativamente concentrado, con los niveles bajos y altos de impurezas orgánicas e

inorgánicas.

Una fuente importante de los ácidos gastados que contienen impurezas son las industria de

productos químicos inorgánicos, especialmente la industria del pigmento de TiO2, que

genera ácido gastado que contiene una concentración de H2SO4 del 20 - 23% y sulfatos de

metal del 7 - 15%. Similar en calidad es el ácido gastado obtenido de operaciones de

lixiviación en la industria metalúrgica. Otra fuente de ácido gastado es la sección de

limpieza de gases de una planta metalúrgica.

En el pasado, los métodos típicos de la disposición o del reciclaje para el ácido sulfúrico

gastado incluyeron:

1. neutralización con cal.

2. “descargar en océanos”

3. Reconcentración / mezcla con ácido sulfúrico deshidratado (oleum)

Las actuales regulaciones de control de la contaminación junto con la disposición de áreas

más limitadas han eliminado virtualmente el uso de la neutralización y los métodos de

descarga en los países industrializados. La reconcentración de ácidos débiles, mezclándolo

con ácido sulfúrico deshidratado también tiene límites prácticos. De hecho, el método es


4

conveniente solamente para volúmenes pequeños de ácidos, lo que implica altas

concentraciones del H2SO4, entonces solamente si el contenido de impureza es específico

puede permitir el reciclaje o uso del ácido en otro proceso.

La regeneración de ácidos sulfúricos gastados es por lo tanto el único método disponible

para obtener un producto de la calidad original y al mismo tiempo que cumple con las

regulaciones ambientales, aunque el costo del ácido derivado de tal proceso excede

grandemente el costo de producción en una planta "normal" de ácido sulfúrico.

La regeneración del ácido gastado abarca normalmente dos pasos de proceso importantes:

1. Concentración del ácido gastado al nivel factible más alto, junto con la separación

de sales al grado necesario.

2. Descomposición del ácido gastado y /o de sulfatos.

Ningún procedimiento se puede considerar universalmente conveniente para concentrar

todos los tipos de ácidos sulfúricos gastados. La opción del método de evaporación

depende del uso para el cual el ácido sulfúrico regenerado es destinado y este uso puede

tolerar las impurezas residuales.

El proceso de concentración de ácido sulfúrico diluido consume cantidades substanciales de

energía térmica, no solamente para evaporar el agua sino también para deshidratar el ácido.

Para la concentración a presión atmosférica o cerca del punto de ebullición debe ser

considerado que también se eleva el punto de ebullición del ácido sulfúrico abruptamente

mientras la concentración de H2SO4 aumenta.

La combinación de alta temperatura ácida, concentraciones intermedias de H2SO4, y ciertos

tipos de impurezas pueden dar lugar a condiciones extremadamente corrosivas, lo que hace

necesario el uso de materiales de construcción especiales para el equipo de concentración.


5

El ácido sulfúrico gastado se puede concentrar por calefacción directa o indirecta, y en una

o varias etapas. Los métodos se pueden clasificar en dos grupos grandes [ 128 ].

1. Evaporación a una concentración del H2SO4 menor al 75 % en peso.

2. Evaporación a la alta concentración (hasta el punto azeotropico, 98.3% H2SO4 a

presión atmosférica).

Al concentrarse H2SO4 en menos del 75%, el agua es casi la única sustancia evaporada. El

contenido del H2SO4 de la fase de gas es insignificante a causa de la baja presión del vapor

del H2SO4, un sistema que limpieza para quitar el ácido sulfúrico es raramente necesario.

Para evaporar a una concentración más alta (hasta el punto azeotropico) se requiere de alta

temperatura. Sin embargo, el calor para la evaporación en una gama de concentración más

alta es relativamente bajo porque permanece en solución poca agua. Por ejemplo, si el

ácido gastado contiene 20% de H2SO4 es concentrado hasta el 98% en dos etapas - desde

el 20% al 75% y de 75% al 98% - el 92% de la cantidad total de agua quitada se evapora

en el primer paso, dejando solo el solo 8% para ser evaporada en el segundo paso.

El segundo paso de la regeneración es la descomposición del ácido gastado y de los

sulfatos. Tales sulfatos pueden estar presentes en el mismo ácido o pueden ser sulfatos de

metal libres. La selección de un procedimiento apropiado para la descomposición es crucial

para una operación satisfactoria, donde la composición del ácido, sólido y sales contenidos

son factores determinantes. Tres conceptos de procesos que han probado su valor en usos a

nivel industrial son:

1. Descomposición en fase gaseosa en un horno a vacío.

2. Descomposición sobre un lecho candente de coke en un horno rotatorio.

3. Descomposición en un lecho fluidizado.


6

Una planta de descomposición de este tipo se encuentra normalmente unida con una

sección de limpieza gases de una planta de ácido sulfúrico, tales que el producto final es

ácido sulfúrico puro.


7

1.2 ANTECEDENTES GENERALES A ANALIZAR.

1.2.1.- Caracterización del Ácido C

El ácido C generado en la Planta de Ácido de la Fundición Chagres presentó en el año 2004

la caracterización mostrada en la tabla 1.

Tabla 1: Caracterización del Ácido C año 2004

Elemento Unidad Promedio Máximo Mínimo

H2SO4 % 43,7 49,2 32,7 T.S.S. mg/L 1898 6068 77,0 Cu mg/L 3819 55000 825 Fe mg/L 1608 27000 200 Pb mg/L 448 4120 16,0 Zn mg/L 369 936 164,0 Mo mg/L 26 114 4,4 Na mg/L 1009 8000 656,0 Al mg/L 136 476 40,0 F- mg/L 1732 2905 1075,0 Cl- mg/L 892 1344 541 Hg mg/L 15 115 2,5 As mg/L 5731 12850 1718 D kg/L 1,3 1,4 1,3 Según el análisis para la producción de 184 ktpa de cobre moldeado y en el escenario de

concentrados con niveles de arsénico de 1021 ppm, él ácido C generado podría alcanzar

valores de 10.000 mg/l de As, equivalentes a los máximos observados durante el año 2004.

1.2.2.- Remoción del Arsénico del Ácido C

Por los altos contenidos de arsénico en el ácido C, se estima que un proceso de

enfriamiento permitirá precipitarlo principalmente como As2O3 desde el ácido.


8

Según bibliografía (10), la solubilidad del trióxido disminuye significativamente al

disminuir la temperatura desde 70 a 30°C en ácido sulfúrico de un 40 a 60% en peso.

Se requiere entonces, determinar experimentalmente la solubilidad del arsénico como

As2O3 en el ácido C a concentraciones típicas de operación de la planta de ácido.

1.2.3.- Remoción de Haluros y Mercurio

La eliminación de haluros y mercurio del ácido C puede efectuarse mediante una etapa de

evaporación del ácido, previa a la descomposición térmica. El aplicar la evaporación

permitiría además disminuir el consumo energético del proceso global.

1.2.4- Fundamentos del Proceso de Descomposición Térmica

La descomposición térmica se realiza mediante el contacto directo del ácido C con gases

calientes de combustión. La temperatura óptima de descomposición se encuentra entre los

800 y 1050°C.

Las reacciones químicas involucradas en el proceso son: Disociación de ácido sulfúrico

OHSOSOH 2342 +→ (1)

La reacción de disociación del ácido ocurre totalmente a temperaturas mayores de 400°C. (11) Descomposición de Trióxido de Azufre

221

23 OSOSO +→ (2)

Esta reacción muestra una conversión mayor al 95% a temperaturas sobre 950°C (12). Es

necesario determinar, además de las condiciones para la obtención de una alta conversión

de SO3 a SO2, la temperatura óptima de permita una máxima concentración de SO2 final.


9

1.3. DETERMINACIÓN DE INFORMACIÓN BÁSICA

1.3.1.- Solubilidad de Trióxido de Arsénico en Ácido Sulfúrico

Las pruebas con ácido C se realizaron variando la concentración del ácido entre 30 a 60%

en peso, a temperaturas entre 20 y 70°C, manteniendo las soluciones a temperatura y

agitación constante por periodos de 24 horas. Los resultados se muestran en la figura 3.

La experimentación realizada indica que un proceso de enfriamiento de soluciones de ácido

C al 50 %, saturadas en trióxido de arsénico, permitiría disminuir la concentración de este

compuesto desde 14 g/l a 7g/l, al enfriar desde 70 ºC a 30 ºC, lográndose una importante

remoción de arsénico del sistema mediante cristalización. Un ácido C al 45 % muestra una

disminución de solubilidad del trióxido desde 16 a 7 g/l a igual gradiente de temperatura.

Solubilidad de As en ácido C

0

5

10

15

20

25

30

0,0 10,0 20,0 30,0 40,0 50,0 60,0

% H2SO4

As2

O3

(g/l)

-

70°C60°C50°C30°C20°C

Figura 1: Solubilidad de As2O3 en ácido C


10

1.3.2.- Vaporización del Ácido C

Los resultados experimentales indican que para efectuar un retiro significativo de estas

impurezas desde el ácido C, la vaporización debe realizarse hasta alcanzar una

concentración del 80 % en el ácido remanente de la vaporización. En la evaporación a

presión atmosférica se observa que prácticamente la eliminación del mercurio se inicia

cuando se ha removido cerca del 90 % del cloro y el flúor. Sin embargo, en la vaporización

a vacío, el mercurio comienza a ser removido a porcentajes menores de evaporación de

cloro y flúor.

La elección de la concentración del ácido final de la evaporación deberá estar en relación

con los niveles de eliminación de las impurezas estudiadas que se requieran.

Las pruebas de vaporización, en ambos casos estudiados, muestran la factibilidad técnica

de remover cloro, flúor y mercurio a través de este proceso.

% Eliminación de impurezas en proceso evaporaciónRespecto a la Concentración de Ácido

0%

20%

40%

60%

80%

100%

120%

40 50 60 70 80 90 100

% H2SO4

% E

limin

ació

n .

FlúorCloroMercurio

Figura 2: Eliminación de impurezas mediante evaporación a P atmosférica


11

% Recuperación de impurezas

-20

0

20

40

60

80

100

120

40 50 60 70 80 90 100

% H2SO4

% E

limin

ació

n .

FlúorCloroMercurio

Figura 3: Eliminación de impurezas mediante evaporación a vacío

1.3.3.- Descomposición Térmica Experimental de Ácido C

La descomposición térmica de ácido C se realizó en una mufla a 1000 ºC, previa

concentración del ácido hasta sequedad. Los residuos sólidos remanentes fueron calcinados

por un período de 24 horas, enfriados y pesados.

El residuo sólido obtenido en los ensayos experimentales de descomposición térmica

representan en promedio un 1,2 % del peso inicial del ácido C (los ensayos se efectuaron

con ácido C con una concentración del 45 % de ácido sulfúrico).

La Tabla 4 muestra el análisis químico del ácido C utilizado para la descomposición

térmica y el análisis de la solución obtenida al disolver los residuos sólidos.


12

Tabla 2 Análisis Comparativo de Ácido C y Solución de los Residuos

Nº Cu Fe Zn Mo Al As

Muestra mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l

Ácido C 3780 1560 460 43 204 4150

Sólidos finales 3400 1540 470 46 184 2390

Estos resultados experimentales muestran que prácticamente todo el Cu, Fe, Zn, Mo y Al

presentes en el ácido C, pasan a formar parte del residuo sólido de la descomposición

térmica. Además, se observa que cerca del 50 % del arsénico del ácido C queda retenido en

el sólido.

1.4 ALTERNATIVAS PARA EL PROCESO DE REGENERACIÓN DE

ÁCIDO SULFURICO.

1.4.1. Reconcentración del ácido sulfúrico. (70%-75%).

Evaporación a vacío.

En este proceso, el ácido sulfúrico diluido es mantenido en la temperatura que hierve bajo

vacío por calefacción indirecta con vapor. Los vapores desarrollados son recondensados

casi totalmente en un sistema de enfriamiento en sentido descendente de modo que, aparte

de cantidades insignificantes de gases inertes del ácido, no hay efluente gaseoso. Otras

impurezas volátiles disueltas que pueden estar presentes, especialmente en ácidos orgánicos

contaminados, generalmente también pueden condensar. Ácidos pesadamente

contaminados que contienen sustancias inorgánicas, las cuáles tienden a depositar los

sólidos durante la evaporación, se concentran con eficacia en evaporadores de circulación

forzada, mientras que para los ácidos gastados comparativamente puros un sistema de

circulación natural puede ser adecuado [128]. Las evaporadores de este tipo son

satisfactorias para concentrar ácidos sulfúricos diluidos de 70 a 80% [129].


13

Planta de concentración a vacío de ácido sulfúrico gastado.

La Figura 15 es un organigrama de una planta típica de diseño Lurgi para la concentración

a vacío de ácido sulfúrico gastado, que lleva el H2SO4 de una concentración del 20% a

H2SO4 del 78% [84]. Abarca un total de cuatro unidades de evaporación. El ácido se

preconcentra a partir H2SO4 de 20% al 54% en la primeras tres unidades, cuáles se arreglan

como un sistema de triple efecto. La concentración final del 78% ocurre en un cuarto

evaporador, etapa de efecto simple con calefacción de vapor vivo.

El gradiente de presión se mantiene a través de las primeras tres unidades (etapa de triple

efecto) para asegurarse de que el agua continúa evaporándose a pesar de que la temperatura

disminuye. Así, la primera etapa (primer efecto) funciona virtualmente a presión

atmosférica, mientras que el tercero funciona a una presión mucho más baja (70 mbar), por

ejemplo, en este punto la temperatura de condensación del vapor es 40°C. El vapor vivo

de 5.5 bar se utiliza para calentar la primera y cuarta etapa. Esto se puede lograr, a partir de

vapor desde 3 y hasta 28 bares, usando un eyector de vapor seguido por un saturador de

vapor.

El ácido diluido de la alimentación está precalentado en intercambiadores de placas con el

vapor condensado y concentrado del ácido de producción. Entonces es desgasificado en

una columna de platos por stripping con el vapor de la etapa final de concentración; esto

también sirve para recuperar cualquier ácido sulfúrico que todavía pueda estar presente en

los vapores de la etapa final de concentración. El ácido diluido desgasificado está

precalentado en intercambiadores de placas con vapor y del vapor condensado del

intercambiador del evaporador que son introducidos en el circuito ácido en la primera etapa

de evaporación.

En la primera etapa, calentada por vapor vivo, el agua se evapora del ácido alrededor de los

120°C. La fuente del vapor se ajusta para mantener una concentración ácida en la primera

etapa del 25% de H2SO4, donde el punto de ebullición del ácido se utiliza como el

parámetro de control. De hecho, la elevación del punto de ebullición del ácido sobre el


14

punto ebullición del agua pura a una presión predeterminada se puede utilizar como medida

exacta de la concentración del H2SO4 considerando la influencia de los contaminantes

disueltos. En la segunda etapa, donde el ácido es calentado indirectamente por los vapores

de la primera etapa, más agua se evapora en alrededor de los 95°C a pesar de la

concentración ácida más alta; esto es posible debido a una presión más baja. Los vapores

de la segunda etapa proporcionan el calor para el ácido que circula en la tercera etapa, a

donde se concentra cerca de los 55% en 65°C bajo el apropiado vacío. Según lo

mencionado previamente, el vapor vivo se utiliza otra vez para la concentración final hasta

el 78% en la cuarta etapa.

Figura 4

Debido al gradiente de presión, el ácido no necesita ser bombeado de etapa a etapa.

Después de la cuarta etapa, el ácido concentrado se refresca indirectamente con el ácido

diluido entrante en un intercambiador de calor de placas y que es bombeado a los tanques

de almacenaje. Los vapores de la tercera etapa se mezclan con los vapores del evaporador

final y son limpiados en una columna de desgasificación, y entonces pasados a través de un


15

condensador superficial. Los gases de incondensables que emergen de este condensador se

agotan a través de condensadores superficiales auxiliares del sistema de vacío que consisten

en eyectores de vapor, y finalmente se descargan a la atmósfera.

El vapor condensado de los elementos de calefacción de la primera y cuarta etapa del

evaporador se recoge, expande, y enfría por intercambio de calor indirecto con el ácido

diluido antes de ser descargado. El condensado del vapor de la segunda y tercera etapa es

similar y es utilizado para precalentar el ácido gastado en un intercambiador de placas,

después de lo cual se mezcla en un colector con el condensado del sistema de vacío. El

calor residual del vapor condensado acumulado se utiliza para el precalentamiento inicial

del ácido gastado.

El proceso toma así la máxima ventaja del contenido de calor de los vapores por medio de

un arreglo de múltiple efecto de los evaporadores, y también recupera la máxima cantidad

posible de calor inútil del condensado para los propósitos de precalentamiento. Esto es de

importancia vital en vista del precio continuamente creciente de la energía.

La capacidad máxima de agua evaporada de una unidad de evaporadores de varios efectos

de circulación forzada está actualmente en la gama de 8 - 10 toneladas de agua por hora.

Proceso de Reconcentración por Venturi.

El sistema de reconcentración de ácido sulfúrico por venturi desarrollado por Lurgi se

integra en una planta de producción de ácido sulfúrico en la sección de uso de energía, de

tal manera usa el calor inútil de tal modo evita el costo de calefacción con vapor o

combustibles fósiles. El sistema esta diseñado para utilizar al calor sensible de los gases de

la cola así como el contenido bajo de calor del ácido que circula en el sistema del absorción

del trióxido de sulfuro de una planta de producción de ácido [ 122 ], [ 130 ].

La característica más significativa del proceso de reconcentración de venturi es que (a

presión atmosférica) el agua está evaporada del ácido sulfúrico diluido en una temperatura


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muy por debajo del punto de ebullición de la solución ácida. Los gases que pasan a través

del sistema de venturi son cargados con el vapor de agua, en proporción con la presión

parcial del vapor de agua del ácido (que es función de la concentración y de la temperatura

del H2SO4), para llevar esta agua fuera del sistema de reconcentración para su subsecuente

descarga a la atmósfera. El sistema de venturi se ha utilizado de largo en plantas de

limpieza de gases como depurador de gas, pero solamente en los años 70 Lurgi desarrolló

los sistemas de venturi específicamente para la concentración ácida. Éstos mientras tanto

han rendido servicio satisfactorio en varias plantas industriales.

La unidad de concentración consiste en un venturi depurador donde el ácido es inyectado

en contracorriente con el flujo del gas, seguido por una torre en la cual ácido diluido y gas

gastados interactúan en contracorriente. A pesar de un corto tiempo de retención del gas,

el agua se equilibra entre el ácido y el vapor porque la mezcla de los dos es eficiente e

íntima en la unidad de venturi. Los gases portadores adquieren una carga de humedad más

alta en un sistema dos etapas de evaporación con dos circuitos de ácido separados que

funcionan en diversas concentraciones del H2SO4 que en cualquier sistema etapa simple, la

capacidad de evaporación del agua tiene mayor rendimiento que para el mismo de proceso

de gas. Al mismo tiempo, el contenido del H2SO4 de los gases de descarga sigue siendo

extremadamente bajo, incluso cuando la concentración del ácido sulfúrico se eleva más de

70%, a causa de la concentración más baja del ácido que circula en la segunda etapa de

evaporación. Se ha demostrado en la práctica que los reconcentradores de venturi también

funcionan bien como depuradores de gas de cola, reduciendo substancialmente el contenido

natural de H2SO4 en los gases de cola de una planta del ácido sulfúrico [75]. El calor

requerido para la deshidratación y la evaporación del agua durante la concentración del

ácido es provisto directamente al sistema como calor sensible de los gases portadores así

como por la calefacción indirecta de los circuitos de ácido del concentrador del producto de

la planta principal. La capacidad concentración puede ser aumentada introduciendo aire

caliente con exceso de calor junto a gas seco de cola de la planta del ácido sulfúrico.

La demanda de temperatura se asoció al sistema de reconcentración por venturi, el cuál

tiene una temperatura de funcionamiento comparativamente baja, y es absolutamente


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compatible con la cantidad de calor inútil disponible en el ácido que circula en el sistema de

adsorción del trióxido de azufre de una planta del ácido sulfúrico, él cuál debe en cualquier

caso ser disipado. El sistema del reconcentrador de venturi es así una muy buena manera de

hacer uso económico del calor inútil de bajo nivel de una planta de ácido sulfúrico. Si el

concentrador se integra a fondo en el sistema de calor inútil de la planta ácida, entonces de

22 a 26 t/h de agua se pueden evaporar con el calor inútil de 1000 t/h de ácido sulfúrico de

la planta.

La Figura 16 es un diagrama de un reconcentrador de venturi de dos fases diseñado para la

evaporación de ácido sulfúrico inútil que contiene originalmente 30% de H2SO4 hasta que

alcanza una concentración del 70%. Los gases de cola que dejan el absorbedor final de

trióxido de sulfuro de la planta del ácido sulfúrico a 80°C se pasan directamente al

reconcentrador de venturi. El ácido circulado, en una concentración cercana al 70% y

calentados a 80°C, se inyecta en el tope de la unidad de venturi en cocorriente con los

gases. La evaporación adiabática del agua refresca los gases y el ácido alrededor a los

74°C. Una rejilla especial instalada en el enchufe del inyector de la sección del venturi

proporciona turbulencia adicional que ayuda a la subsecuente separación de los gases de la

fase liquida.

Figura 5


18

Los gases que salen de la sección del venturi tienen típicamente un contenido en agua de 20

gr/m3. Se introducen en el fondo de una torre subsecuente a través de la cual se levantan en

a contracorriente con el spray de ácido sulfúrico de 55% del segundo circuito ácido,

calentado otra vez alrededor a 80°C. Dentro de la torre el contenido en agua de los gases

aumenta a cerca de 80 gr/m3. Un separador de gotas en el enchufe de la torre quita

cualquier gota restante de los gases, cuáles se descargan posteriormente a la atmósfera. El

ácido que acumula el colector la torre se refresca a 70°C como resultado de la evaporación

del agua. El ácido en ambos circuitos del concentrador es calentado en intercambiadores de

calor de tubos de Teflón por el ácido sulfúrico de 98.5% a 100°C derivados de los

absorbedores intermedio y final de la planta de doble absorción del ácido sulfúrico.

El ácido diluido conforme a la concentración, cuál es de cerca del 30% en H2SO4, se

alimenta al colector de líquido de la torre de la segunda etapa. El ácido preconcentrado de

la segunda etapa simplemente desborda del colector de líquido de la torre en el colector de

de la unidad de venturi de la primera etapa. El 70% del ácido reconcentrado desborda del

colector de líquido de la unidad de venturi al almacenaje del producto.

La operación del sistema de reconcentración por venturi es absolutamente directa. El nivel

de entrada del ácido gastado es controlado en referencia a la concentración ácida en el

circuito del venturi, con lo que mantiene la concentración ácida deseada en el producto, no

se requiere ninguna otra medida de control.

El reconcentrador de venturi se diseña para una presión de gas de 15 a 20 mbar. Aparte de

la energía consumida por la capacidad suplementaria del soplador y la energía eléctrica de

las bombas de circulación ácidas, no se requiere de energía adicional.

Puesto que son relativamente compactos, el reconcentrador de venturi se adapta bien a la

instalación en plantas existentes de ácido sulfúrico.


19

El primer del sistema ácido del reconcentración por venturi ha estado en la operación en

Süd-Chemie AG en Kelheim, en la república de Alemania, desde 1972. Concentra el ácido

sulfúrico gastado diluido a un nivel cerca del 70%, y se asocia a una planta de ácido

sulfúrico de doble absorción diseñada para una capacidad de 220 t/d. La unidad más grande

de reconcentrador de venturi, diseñada para un rendimiento de procesamiento de gas de

200.000 m3/h, integrado a la planta de doble absorción de ácido sulfúrico utilizada en la

fabricación de vinos, trabaja en Arizona (Estados Unidos). El reconcentrador de venturi

integrado a la planta del ácido sulfúrico también se utiliza para procesar los ácidos gastados

saturados con sulfato ferroso, encontrado, por ejemplo, ácidos en el sistema de limpieza de

gases de la planta de tostado de pirita.

Proceso de la Combustión Sumergida.

Los procesos de combustión sumergida se utilizan a veces para concentrar ácido gastado

con altos contenidos de sal hasta un 60 o 70% de H2SO4 [128 ], [ 131 ], [ 132 ], [ 133 ],

[134 ].

Se utilizan combustibles líquidos o gaseosos que en una hornilla generan gases de

combustión con temperaturas entre los 1500 - 1600°C que son forzados a pasar a través del

ácido concentrado vía una tubería sumergida. Los humos son enfriados por la evaporación

adiabática del agua, simultáneamente el vapor de agua es adsorbido en una cantidad que

depende de la presión parcial del vapor de agua sobre el ácido. Dependiendo de la

concentración del ácido, la temperatura del baño oscila entre los 120-150°C. Los humos, se

van a una temperatura casi igual, conteniendo vapor de agua hasta en un 60% en volumen.

Antes de ser descargado a la atmósfera, estos gases se limpian y se enfrían en un separador

de líquido, en una torre de limpieza y enfriamiento, en un precipitador húmedo y, en caso

de necesario, una torre de limpieza especial para el dióxido de sulfuro.

La Figura 17 es un diagrama esquemático de un evaporador de combustión sumergido. El

recipiente del evaporador se construye de acero revestido con plomo, y en la mayoría de los

casos es pozo es de ladrillo alineado. La cámara de combustión está situada sobre el


20

recipiente, del cuál se proyecta la tubería hacia debajo de la superficie del ácido. El tubo de

circulación se coloca concéntrico alrededor del tubo de inmersión, a través del cual el

líquido es forzado por los humos ascendentes. Aparte de causar una circulación vigorosa

del ácido, esto también promueve una favorable transferencia de masa y de calor entre el

gas y el líquido.

Figura 6

El ácido gastado se alimenta continuamente a través de un inyector separado, según lo

demostrado en la Figura 17, a través de un deflector colocado encima de la entrada del gas

[131], [132]. Una mezcla de ácido concentrado y sales precipitadas deja el evaporador a

través de una pipa de desbordamiento.

Este sistema de transferencia de calor directa entre los gases de combustión y el ácido evita

en gran parte las incrustaciones que serían depositadas normalmente en la superficie de la

calefacción, especialmente durante la evaporación de ácido gastado cargado de sal. Sin

embargo, la alta temperatura de los gases y la consiguiente alta temperatura de la pared del

tubo de inmersión imponen demandas muy fuertes a los materiales de construcción.


21

La cámara de combustión enchaquetada es refrescada por el aire de combustión entrante

que pasa a través de la chaqueta. El tubo de inmersión, hecho de hierro fundido, es

protegido en su región superior, sin enfriar, por un aislamiento interno. La parte más baja

del tubo de inmersión es refrescada por el ácido. La zona crítica con respecto a la corrosión

y a la erosión es el exterior del tubo de inmersión sobre la tapa del tubo de circulación. Con

el tiempo, esta pieza del tubo de inmersión gradualmente desaparece, con mayor velocidad

en su parte más baja, de la vida de servicio del tubo esta limitada a un máximo de 2000

horas de funcionamiento [133].

Un evaporador de combustión sumergida es útil, por ejemplo, para concentrar las sales que

contaminan el ácido sulfúrico que se utiliza para la fabricación de pigmento de TiO2 a

partir de 21% a una concentración final de H2SO4 de 65 - 68% [133]. Cerca de 27 m3/h de

ácido gastado con una gravedad específica de 1.3 kg/l se alimentan al recipiente de un

evaporador con una capacidad de 3 m3. El índice de diseño para la evaporación de agua es

de 1.95 ton/h, 3.1-3.2 GJoule de energía en forma de combustible fósil se consumen por

tonelada de agua evaporada. Sin embargo, el requerimiento de calor del proceso de

evaporación de combustión sumergida puede ser reducido (en este caso, por ejemplo, a

cerca de 1.9 GJ por tonelada de agua evaporada) [133] utilizando el calor de la

condensación de los vapores para concentrar el ácido gastado en una etapa precedente.

1.4.2. Concentración de Ácido Sulfúrico del 93 al 98%.

Los vapores que se desarrollan durante la concentración del ácido sulfúrico gastado a un

estado más concentrado (H2SO4 93-98%) contienen cantidades significativas de ácido

sulfúrico gaseoso. Es por lo tanto absolutamente obligatorio que los vapores estén limpios

antes de descargarlos a la atmósfera. La concentración puede implicar la calefacción directa

o indirecta, con el último acercamiento aplicable a presión normal o bajo vacío.


22

Concentrador de Tambor de Encendido Químico Directo.

El proceso del concentrador de tambor [135] fue desarrollado en los años 20. Se utiliza

especialmente para concentrar los ácidos gastados de la industria de los explosivos. El

principio es similar al del método combustión sumergida. Los gases resultando de la

combustión de combustible gaseoso o líquido pasan a través de un tubo de inmersión en el

ácido que se concentrará, los flujos están a contracorriente con los gases a través de varios

recipientes con un arreglo tipo cascada (Figura 18). Los recipientes se construyen de acero-

plomo alineado protegido con hasta tres capas de los ladrillos a prueba de ácidos [136],

[137]. Los tubos de la inmersión se fabrican de ferrosilicón.

Figura 7

Los gases del combustible entran en el concentrador a 600°C [128]. Debido a que la

temperatura de los gases es relativamente baja, prácticamente no hay descomposición

térmica del sulfúrico ácido, casi no se formándose dióxido de sulfuro.

El concentrador se subdivide en dos compartimientos que contienen el ácido a diferente

concentración. Un el primer compartimiento, en cuál entran los gases calientes y se

descarga el ácido concentrado, la concentración ácida se mantiene en 93-94%. El gas

entonces pasa al segundo compartimiento a 250-260°C. Una porción de la corriente de los


23

gases calientes se puede introducir directamente en el segundo compartimiento con el fin de

controlar la concentración ácida. Los humos que dejan el segundo compartimiento a 180-

200°C se refrescan a 130-150°C en un segundo recipiente. El ácido de la alimentación

(generalmente a una concentración del 70%) se introduce en este recipiente. Los gases

descargados deben ser limpiados.

El proceso Químico comparado con el método de combustión sumergida tiene la ventaja

que evita que las superficies de la calefacción sufran incrustaciones de sales contaminantes

durante la concentración del ácido sulfúrico; todo el calor indispensable es provisto por los

gases de combustión. Por otra parte, la evaporación del agua no ocurre en el rango

temperatura del punto de ebullición del ácido sulfúrico pero sobre 50°C debajo del punto de

ebullición a presión atmosférica [136]. El proceso satisface la concentración de volúmenes

relativamente grandes de ácido. Las plantas con un solo tren sean diseñado con capacidades

de hasta 18 ton/h de ácido al 93-94%.

Una desventaja significativa del proceso Químico es la gran cantidad de gas contaminante

que se produce, la limpieza del cual es muy costosa. Una torre de lavado y un sistema

eléctrico de limpieza de gases fueron antes utilizados en este propósito, pero las plantas

modernas emplean limpiadores de venturi casi exclusivamente. Éstos se combinan con los

ciclones para separar gotas. El ácido sulfúrico contenido en el gas inútil de la planta es del

orden de 75 – 200 mg/m3 [135].

El ácido gastado puede contener impurezas orgánicas, éstas serían arrastradas junto a los

productos de la descomposición por los gases de desecho y sujetas a la eliminación parcial

en el sistema de la limpieza de estos gases. Al procesar el ácido gastado que contiene

nitratos o los óxidos del nitrógeno, NO/NO2 liberados durante la concentración no serían

eliminados por el sistema de limpieza de los gases, dando por resultado una nube visible en

la salida de los gases. En vista del aumento en el rigor de las regulaciones ambientales en

muchas localidades, la utilización de este proceso está llegando a ser más y más

problemático [137].


24

Proceso de Concentración por Calefacción Indirecta. (Proceso de Pauling-Plinke)

En este proceso, el ácido sulfúrico gastado es concentrado a 95-98% de H2SO4 bajo presión

normal por calefacción indirecta con gases de combustión. El proceso fue desarrollado por

Pauling en 1915, y actualizado por Plinke [138].

La concentración real ocurre en un recipiente de hierro fundido (diagrama de Pauling)

suspendido en un horno. El horno es seguido de una columna de destilación (en la mayoría

de los casos una columna de plato burbuja) hecha del hierro de silicio (véase la Fig. 19).

Recipientes de este tipo están construidos con un volumen útil de 12 m3; un mezclador de

cerca de 3 m3 de ancho (también hecho del hierro de silicio) es incluido [138].

El ácido gastado de 70% de H2SO4 se alimenta a la columna por el tope, y fluye hacia

abajo en el recipiente en contracorriente con los vapores del extractor. El ácido entrante es

concentrado al 82-85% de H2SO4 por la transferencia de calor y de masa con los vapores;

simultáneamente, el ácido sulfúrico presente en los vapores se condensa casi totalmente. Si

el ácido gastado tiene un contenido de H2SO4 mayor al de 70% el ácido se admite en un

plato más bajo en la columna.

Figura 8


25

La concentración en el recipiente de ácido sulfúrico se debe mantener sobre el 80% para

evitar la corrosión [136]. En la mayoría de los casos, la concentración del ácido que hierve

se mantiene sobre el 95% (correspondiendo a una temperatura de ebullición de 330°C).

Bajo estas condiciones, la cantidad media de la pérdida por la corrosión es cerca de 8-10

milímetros por año [138]. Una vida de servicio de 3-5 años es alcanzada diseñando el

recipiente con una pared suficientemente gruesa.

El ácido es calentado indirectamente por los gases que pasan alrededor del recipiente. Estos

gases, son generados al quemarse combustible líquido o gaseoso, entrando al horno a una

temperatura de 800-1100°C y dejándolo a 450°C. La transferencia de calor de la superficie

del recipiente es de 144000 KJ/m2h = 40 kilovatiosm2 [138]. La alta temperatura de los

gases significa que el material de la pared del recipiente en el lado del horno está sometido

a una alta tensión estructural.

Los gases que salen del horno se pueden utilizar para precalentar el aire de combustión a

200°C. La parte de la corriente de gas se enfría a 200-250°C y se recicla en el interior del

horno. Tal precalentamiento del aire de combustión y recirculación de gases levanta la

eficacia del horno al 80-83%.

El calor del ácido sulfúrico concentrado se extrae continuamente del recipiente. Se enfría

indirectamente con agua en los enfriadores especiales [138], donde la mayoría de las

impurezas inorgánicas disueltas precipitan. Las impurezas orgánicas en la alimentación son

descompuestas por oxidación dentro del evaporador: solo por alta temperatura o - en caso

de ser necesario - por la adición del ácido nítrico.

Los vapores que salen por el tope de la columna de descarga lo hacen a 130°C y contienen

vapor de ácido sulfúrico al 1%, en algunos casos contienen dióxido de sulfuro, dióxido

nítrico, sustancias orgánicas, así como los gases inertes [128], [138]. El vapor de agua se

separa en un condensador, mientras que los componentes no condensados se pasan a un

sistema de limpieza de gases de desecho.


26

Todos los procesos de concentración que implican la calefacción indirecta, incluyendo el

proceso de Pauling-Plinke, tiene ventaja sobre los procesos calentados directamente debido

a que el volumen de gases inútiles que resulta y deben limpiarse es bajo. Sin embargo,

sufren la desventaja de que las superficies de la calefacción son propensas a la incrustación

de impurezas precipitadas del ácido gastado. Esto hace necesario el chequeo frecuente y

exige los altos costos de mantenimiento [136].

En el proceso de Pauling-Plinke, el cociente entre la superficie de calefacción y el volumen

del recipiente, y así como el cociente entre el índice de transferencia de calor del ácido al

índice de producción de ácido, son relativamente bajos. Debido a la capacidad limitada de

evaporación de una sola unidad, para un alto rendimiento del proceso se requieren varias

unidades paralelas [136]. Típicamente, 0.6-1.2 ton/h de agua se puede evaporar por

recipiente [137].

Proceso de Evaporación de película descendente.

En este proceso, el ácido sulfúrico gastado desciende como una película delgada (fina)

sobre la superficie interior de un tubo calefacción externo. Este arreglo proporciona una

transferencia de calor favorable y una gran superficie en cual el agua puede evaporarse. Los

vapores evaporados ascienden en contracorriente con el ácido, considerables son los

vapores de ácido sulfúrico que son liberados y arrastrado, esta niebla por la acción del

fregado entran en el ácido gastado en una columna que se encuentra antes del evaporador,

similar al proceso de Pauling-Plinke.

Un evaporador de película descendiente anteriormente fue operado por Du Pont en

condiciones de vacío (27-40 mbar), con calefacción indirecta de vapor a 25-30 bares [139].

Un proceso más reciente - el proceso de BOSAC, desarrollado por Bofors - funciona a

presión normal con calefacción indirecta por un flujo de gas [137], [140], [141], [142]. El

flujo de gases que surge es usado para precalentar el aire de combustión, una eficacia

termal del 82-85 % es alcanzada [141].


27

Proceso Bayer - Bertrams.

Este proceso es aplicable a presión atmosférica y hasta aproximadamente 5 bares; la

calefacción indirecta es suministrada por calor proveniente del transfieren el medio [137],

[143], [144]. El portador de calor es una sal se derrite (nitrato / nitrito) que es calentado

indirectamente por gases de un horno separado.

La versión moderna del proceso usa tubos de borosilicato o cristal puro de cuarzo con un

diámetro de 150-400 mm. El ácido gastado es alimentado a una columna de stripping en

una concentración del 65-85 % H2SO4 y es descompuesto casi completamente, añadiendo

un oxidante si es necesario.

Una ventaja especial del proceso de concentración de película descendente es el favorable

aumento de temperatura de la superficie del volumen de ácido. Por conectando un número

grande de tubos en paralelo, se logra una capacidad de evaporación comparable a la de una

unidad Pauling-Plinke. Una planta de evaporación de película descendente compuesta de 12

tubos, tiene una capacidad de 1 ton/h de sulfúrico el ácido al 96-97 % comenzando con

ácido del 65-70 %, con una tasa de evaporación de agua por tubo de 50 kg/h.

Procesos a Vacío.

Los procesos en esta categoría transforman el ácido gastado directamente en un material

sumamente concentrado. El principio es comparable al usado para la evaporación a

concentración intermedia. Encuentra problemas debido a los escasos materiales de

construcción, sin embargo, es esencial que el sistema de limpieza quite todos los vapores de

ácido sulfúrico emitidos. No es posible aprovechar el principio de múltiples efectos debido

a la alta temperatura requerida. El ácido es calentado indirectamente con vapor de alta

presión en cada etapa.


28

Proceso Simonson - Mantius.

Desarrollado en 1921, esto es uno de los métodos a vacío más conocidos para lograr altas

concentraciones ácidas. La mayor parte de las plantas correspondientes a este proceso son

unidades multiefecto que funcionan con circulación natural o forzada, dependiendo su

diseño, y con intercambiadores de calor separados o tubos calentadores instalados

directamente en el interior del evaporador [145]. El recipiente del evaporador es construido

de acero revestido de plomo protegido por ladrillos de prueba ácidos o una capa de grafito o

esmalte. Los intercambiadores de calor o tubos calentadores son hechos de plomo, grafito,

el hierro de silicio, o el tantalio.

El proceso de Simonson-Mantius recientemente ha sido desarrollado por Chemetics

Internacional Ltda. [137], [146]. En la versión Chemetics del proceso, los evaporadores son

hechos de acero esmaltado o, en el caso de unidades muy pequeñas, acero con líneas de

cristal, y ellos incorporan calentadores de bayoneta hechos de tantalio. En su estándar el

proceso forma el ácido sulfúrico al 93 %, pero puede ser diseñado para proporcionar

concentraciones del 95-96 % de ser deseado [137].

La unidad existente más grande concentra aproximadamente 28 t/h de ácido sulfúrico

(calculando que el 100 % es H2SO4) del 70 % H2SO4 al 93 %; esto corresponde a una

capacidad de evaporación de agua de 10 t/h [137]. Sólo los ácidos que no contienen

elementos sólidos, o que no producirán aumentos durante la concentración, pueden ser

tratados por este proceso.

Proceso Corning / EIVS

Este proceso está basado en evaporadores horizontales [147]. El ácido gastado fluye

continuamente por un recipiente horizontal cilíndrico hecho de cristal de borosilicato.

Deflectores PTFE son usados para prevenir mezclamientos. El ácido es calentado

indirectamente con vapor de 15 bares, que es pasado a través de tubos internos de tantalio.


29

La temperatura de funcionamiento de los evaporadores es limitada a un máximo de 180 º C

para restringir la corrosión.

El ácido gastado puede ser concentrado del 65 % H2SO4 al 88 % en una sola etapa que

funciona en una presión absoluta de 93 mbar. Para la concentración de triple efecto al 95 %

H2SO4, las presiones en las etapas individuales son 133, 40 y 13 mbar [147]. El consumo

de vapor, es 2 toneladas de vapor por tonelada de agua evaporada, correspondiente a 4 GJ

por tonelada de H2O.


30

REFERENCIAS BIBLIOGRAFICAS CAPITULO I 1 . BEAGLE, M. J.: Chem. Eng. Prog., 58(10):79 (1962). 2. BOARTS, R. M.; BADGER, W. L., y MEISENBURG, S. J.: Trans. AIChE, 33:363 (1937). 3. FOUST, A. S.; BAKER, E. M., y BADGER, W. L.: Trans. AIChE, 3545 (1939). 4 . LINDSEY, E.: Chem. Eng. 60(4):227 (1953). 5. MCADAMS, W. H.: (Heat Transmission) 3.” ed., MacGraw-Hill, New York, 1954; pp. 398 y SS. 6. MCADAMS, W. H.: Trans. AIChE, 31:129 (1935). 7. MOORE, J. G., y HESLER, W. E.: Chem. Eng. Prog., 59(2):87 (1963). 8. SINEK, J. R., y YOUNG, E. H.: Chem. Eng. Prog., 58(12):74 (1962). 9. STANDIFORD, F. C.; en PERRI, J. H. (ed.): <<Chemical Engineers’ Handbook», 5.” ed., McGraw-Hill, New York, 1973; (a) pp. ll-27 y SS, (b) p, 11-37. 10. R. Reddy, J. Hendrix, P. Queneau, “Arsenic Metallurgy Fundamentals and Applications”, p. 293-294. 11 www. Textoscientificos.com/sulfurico 12 www. Textoscientificos.com/sulfurico 75 U. Sander, Chem. Eng. Prog 73 (1977) no. 3, 61-64. 84 U. Sander, M. Beckmann, Sulphur 162 (1982) 33-39. 122 U. Sander, Dechema Monogr. 80 (1976) no.2, 379-391. 128 K. Bodenbrenner, H von Plessen, R. Steiner, Chem. Ing. Tech. 50 (1978) no. 1,30-36. 129 A. Kirsch, C. K. McEwen: “ Purification and Reconcentration of Waste Sulphuric Acid,” in “Making the Most of Sulphuric Acid”, proc. Br. Sulphur Corp 5th Conf. (1981) 275-284. 130 U. Sander, H. W. Schmidt, Verfahrenstechnik 10 (1976) no. 4, 197-201. 131 A. Heitmann, P. Reher, Chem. Ing. Tech. 46 (1974) no. 14 589-594.


31

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32

CAPITULO II

PROCESO

DE

DESCOMPOSICIÓN TÉRMICA DE ÁCIDO SULFÚRICO


33

2.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO DE DESCOMPOSICIÓN TÉRMICA.

Una vez analizados los resultados experimentales (Anexo III), los datos entregados por la

simulación computacional y las opciones de procesamiento del ácido C mediante

descomposición térmica, se definió un diagrama esquemático de proceso para la Planta de

Descomposición Térmica de Ácido C (PDT) tal como se muestra en la figura 2.9., que

contempla las siguientes etapas:

Enfriamiento y Filtrado de Sólidos

Evaporación del Ácido C

Descomposición Térmica.

Enfriamiento y Filtrado de Sólidos:

Se requiere inicialmente de una etapa de precipitación y filtrado de los sólidos insolubles

presentes en el ácido C. Actualmente la decantación de sólidos del ácido C se realiza en dos

piscinas de 170 ton y el sólido recuperado es tratado con cal. Se estima que la cantidad de

sólidos recuperados en esta etapa será de 418 tpa.

Evaporación:

La evaporación del 50% ácido C se efectúa en un evaporador de circulación forzada a

vacío. Esta operación genera 1,6 tph de condensado, equivalente a 13000 tpa. Estos vapores

pasan por un condensador y lavador de gases no condensables. Debido al contenido de

impurezas, el agua que condensa (pH=1), no puede ser descartada sin tratamiento. El flúor

es eliminado mediante el tratamiento de los condensados con cal. Parte del mercurio es

eliminado junto al flúor. Una mayor precipitación de mercurio se puede conseguir con la

adición de carbonato de calcio para lograr la formación de carbonato de mercurio o

mediante el tratamiento de los condensados con TMT15, que es un reactivo comercializado


34

por Degusa. La eliminación del cloro, de ser necesaria, puede realizarse mediante

intercambio aniónico.

El ácido será concentrado a vacío hasta un 80% a una temperatura de 95°C. El modelo de

simulación indica que la potencia requerida para la evaporación será de 1386 kW en caso

de usar calefacción eléctrica, y de 2204 kg/h de vapor en caso de utilizar vapor saturado.

Descomposición Térmica:

La descomposición térmica se realiza en un reactor por contacto directo del ácido

concentrado proveniente de la evaporación, con un gas producido por la combustión de gas

natural y oxígeno al 95%. El proceso industrial genera 3340 Nm3/h de gas y 1,5 tpd de

sólidos (510 tpa). La utilización de oxígeno al 95% y no de aire, para la combustión del gas

natural, permite un menor consumo de combustible y un bajo flujo en los gases de salida

del reactor, condición necesaria para poder ingresar los gases de anhídrido sulfuroso a la

zona de limpieza de la planta de ácido.


35

Enfriamiento

S L

Evaporación

Descomposición Térmica

Filtración

Neutralización

Ensacado

Tratamiento Externo

Precipitación de Impurezas

Filtración

Agua tratada

Gases a P.A.

Polvos a Fundición

Ácido C

Cal

40% sólidos

70% sólidos

Figura 9: Esquema del Proceso de Descomposición Térmica


36

2.2 BALANCE DE MASA Y ENERGIA DEL PROCESO DE

DESCOMPOSICIÓN TÉRMICA.

La planta para el Proceso de Descomposición Térmica ha sido evaluada para el tratamiento

de 4,4 toneladas por hora de ácido C al 50% (35900 tpa). La figura 10 muestra un diagrama

de la planta.

Figura 10: Diagrama general de la Planta de Descomposición Térmica

Listado de Equipos de la Planta de Descomposición Térmica de ácido sulfúrico tipo C:

1. Estanque de Almacenamiento ácido tipo C. (TK – 1)

2. Estanque Enfriador ácido tipo C. (TK – 2)

3. Espesador. (S – 1)


5. Filtro tipo prensa. (F – 1)


7. Evaporador. (E – 1)

8. Estanque de Almacenamiento ácido concentrado. (TK – 4)

9. Condensador. (C – 1)

10. Reactor de Descomposición Térmica. (R – 1)

Balances de Masa y Energía Planta de Descomposición Térmica

46

Sección de Clarificación y Filtrado de ácido C de la Planta de Descomposición Térmica.


47

Sección de Concentrado de ácido C de la Planta de Descomposición Térmica.

FI

PI

FI TI


48

Sección de Descomposición Térmica de ácido Sulfúrico.

FI F FI FI TI TI FI FI


49

2.2.1 BALANCE ESTANQUE DE ALMACENAMIENTO (TK – 1).

Balance de Masa. Reacciones Supuestas.

• No hay reacciones en esta etapa. Suposiciones Adicionales.

• El ácido C es alimentado desde el Estanque de Almacenamiento TK-1 a 70 ºC al

Estanque Enfriador TK-2.

• A razón de 4.400 [Kg/h].

La figura 11 y la tabla 3 entregan el balance de masa para el Estanque de Almacenamiento TK-1


50

Figura 11. Diagrama del Balance de Masa.

TK-1

TK – 2

Acido C70°C

1

2

Tabla 3. Tabla Resumen Balance de Masa. Los Flujos de entrada y salida de TK – 1 son iguales

Flujo Entrada: Corriente 1 Alimentación [Kg/h] 4400 Densidad [Kg/l] 1,37 Alimentación [l/h] 3207 Concentración ác. 0,5 Temperatura °C 70 As2O3 [Kg/h] 44,91 As2O3 [Kg/l] 0,014 Cu [Kg/l] 0,055 Fe [Kg/l] 0,027 Pb [Kg/l] 0,00412 Zn [Kg/l] 0,000936Mo [Kg/l] 0,000114Na [Kg/l] 0,00800 Al [Kg/l] 0,000476F- [Kg/l] 0,00291 Cl- [Kg/l] 0,001344Hg [Kg/l] 0,000115


51

Balance de Energía

Corriente Características Estado Presión Temperatura

1 Ácido Tipo C Líquido 1 atm 70 °C


Suposiciones Adicionales

• Como el ácido está en constante circulación en el estanque se supondrá despreciable

la pérdida de calor por las paredes del estanque.

El esquema del balance de Energía del Estanque de Almacenamiento de Ácido Sulfúrico

tipo C (TK – 1), se muestra en la figura 12.

Figura 12. Diagrama del Balance de Energía TK – 1.


52

2.2.2 BALANCE ESTANQUE DE ENFRIAMIENTO (TK-2)



• Mediante un serpentín de enfriamiento con agua se disminuye la temperatura del

ácido de 70 a 30 ºC.

• A razón de 4.400 [kg/h].

La figura 13 y la tabla 4 entregan el balance de masa para el Estanque de Enfriamiento TK – 2. Figura 13. Diagrama del Balance de Masa TK – 2.


53

Tabla 4. Tabla Resumen Balance de Masa.

Flujo Entrada Acido: Corriente 2

Flujo Salida Acido: Corriente 3

Alimentación [Kg/h] 4400 Descarga [Kg/h] 4400 Densidad [Kg/l] 1,37 Densidad [Kg/l] 1,37 Alimentación [l/h] 3207 Descarga [l/h] 3207 Concentración ác. 0,5 Concentración ác. 0,5 Temperatura °C 70 Temperatura °C 30 As2O3 [Kg/h] 44,91 As2O3 [Kg/h] 44,91 As2O3 [Kg/l] 0,014 As2O3 [Kg/l] 0,014 Cu [Kg/l] 0,055 Cu [Kg/l] 0,055 Fe [Kg/l] 0,027 Fe [Kg/l] 0,027 Pb [Kg/l] 0,00412 Pb [Kg/l] 0,00412 Zn [Kg/l] 0,000936 Zn [Kg/l] 0,000936 Mo [Kg/l] 0,000114 Mo [Kg/l] 0,000114 Na [Kg/l] 0,00800 Na [Kg/l] 0,00800 Al [Kg/l] 0,000476 Al [Kg/l] 0,000476 F- [Kg/l] 0,00291 F- [Kg/l] 0,00291 Cl- [Kg/l] 0,001344 Cl- [Kg/l] 0,001344 Hg [Kg/l] 0,000115 Hg [Kg/l] 0,000115


54

Balance de Energía




4 Agua

Enfriamiento

Líquido 1 atm 20 °C

5 Agua

Enfriamiento

Líquido 1 atm 60 °C


• Con el Balance de Energía al Estanque de Enfriamiento TK – 2, se puede

determinar la masa de Agua necesaria para disminuir la temperatura de la corriente

3 (ácido tipo C) desde los 70 °C a 30 °C.

La figura 14 y la tabla 5 entregan el balance de energía para el Estanque de Enfriamiento TK – 2.


55


Tabla 5. Tabla Resumen Balance Energía Ácido Sulfúrico Agua Enfriamiento Alimentación [Kg/h] 4400 Alimentación [Kg/h] 2596,0 Cp ácido [cal/Kg °C] 590 Cp agua [cal/Kg °C] 1000 Temp. Entrada 70 Temp. Entrada 20 Temp. Salida 30 Temp. Salida 60 Calor [cal/h] 103.840.000 Calor [cal/h] 103.840.000 Serpentín de Enfriamiento U [cal/ h m2 °C] 244000 Área Transf. [m2] 10,64 radio ducto [m] 0,0625 12,5 Diámetro ducto [m] 0,125 Largo [m] 27,1 velocidad agua [m/s] 3,9


56

2.2.3 BALANCE ESPESADOR (S – 1). Balance de Masa. Reacciones Supuestas.


• El ácido frío es transferido al Espesador S-1 desde TK – 2 a razón de 4.400 [Kg/h].

• En el espesador decantan los sólidos arsenicales y el ácido limpio descarga por

rebalse en el Estanque TK-3.

La figura 15 y la tabla 6 entregan el balance de masa para el Espesador S – 1. Figura 15. Diagrama del Balance de Masa Espesador S – 1.

S – 1

TK – 2

F – 1

TK – 3 Acido C

Acido C30°C 3

6

7

Sólidos


57


. Flujo Entrada: Corriente 3

Salida Líquidos: Corriente 6

Salida Sólidos: Corriente 7

Alimentación [Kg/h] 4400 Descarga [Kg/h] 4344 Descarga [Kg/h] 56,13 Densidad [Kg/l] 1,37 Densidad [Kg/l] 1,37 Alimentación [l/h] 3207 Descarga [l/h] 3166,31 Descarga [l/h] 40,92 Concentración ác. 0,5 Concentración ác. 0,5 Concentración ác. 0,5 Temperatura °C 30 Temperatura °C 30 Temperatura °C 30 As2O3 [Kg/h] 44,91 As2O3 [Kg/h] 22,45 As2O3 [Kg/h] 22,45 As2O3 [Kg/l] 0,014 As2O3 [Kg/l] 0,007 As2O3 [Kg/l] 0,007 Cu [Kg/l] 0,055 Cu [Kg/l] 0,055 Fe [Kg/l] 0,027 Fe [Kg/l] 0,027 Pb [Kg/l] 0,00412 Pb [Kg/l] 0,00412 Zn [Kg/l] 0,000936 Zn [Kg/l] 0,000936 Mo [Kg/l] 0,000114 Mo [Kg/l] 0,000114 Na [Kg/l] 0,008 Na [Kg/l] 0,008 Al [Kg/l] 0,000476 Al [Kg/l] 0,000476 F- [Kg/l] 0,00291 F- [Kg/l] 0,002905 Cl- [Kg/l] 0,001344 Cl- [Kg/l] 0,001344 Hg [Kg/l] 0,000115 Hg [Kg/l] 0,000115


58

Balance de Energía




7 Sólidos

Arsenicales

Solución 1 atm 30 °C


• Como el ácido está en constante circulación en el estanque se supondrá despreciable la pérdida de calor por las paredes del estanque.

El esquema del balance de Energía del Espesador de Ácido Sulfúrico tipo C (S – 1), se muestra en la figura 16.

Figura 16. Diagrama del Balance de Energía Espesador S – 1.


59

2.2.4 BALANCE ESTANQUE DE ALMACENAMIENTO (TK – 5).



• TK – 5 es alimentado con 56,13 [kg/h] de sólidos en solución provenientes de la precipitación de arsénico desde S – 1.

• El estanque almacenará la corriente proveniente de S – 1 durante 24 horas,

alcanzando una masa de 1.350 Kg. de sólidos en solución.

• Desde TK – 5 se enviarán 1000 Kg. de solución cada 18 horas a F – 1.


60

La figura 17 y la tabla 7 entregan el balance de masa para el Estanque de Almacenamiento TK-5. Figura 17. Diagrama del Balance de Masa.


Entrada Sólidos: Corriente 7

Salida Sólidos: Corriente 7 – A

Descarga [Kg/h] 56,13 Descarga [Kg/h] 56,13Densidad [Kg/l] 1,37 Densidad [Kg/l] 1,37 Descarga [l/h] 40,92 Descarga [l/h] 40,92Concentración ác. 0,5 Concentración ác. 0,5 Temperatura °C 30 Temperatura °C 30 As2O3 [Kg/h] 22,45 As2O3 [Kg/h] 22,45As2O3 [Kg/l] 0,007 As2O3 [Kg/l] 0,007


61

Balance de Energía


7 Sólidos

Arsenicales


7 –A Sólidos

Arsenicales









62

2.2.5 BALANCE FILTRO (F – 1). Balance de Masa. Reacciones Supuestas.


• El 70% de los sólidos decantados en S-1 son filtrados en el Filtro F-1.

• F – 1 es alimentado con 56,13 [kg/h] o 1000 Kg. de sólidos en solución provenientes de TK – 5.

La figura 19 y la tabla 8 entregan el balance de masa para el Filtro F – 1. Figura 19. Diagrama del Balance de Masa Filtro F – 1.


63

Tabla 8. Tabla Resumen Balance de Masa. Entrada Ácido y Sólidos: Corriente 7

Salida Sólidos: Corriente 9

Salida Ácido: Corriente 8

Entrada [Kg/h] 56,13 Descarga [Kg/h] 32,08 Descarga [Kg/h] 24,06 Entrada [l/h] 40,92 Descarga [l/h] 23,38 Descarga [l/h] 17,54 As2O3 [Kg/h] 22,45 As2O3 [Kg/h] 22,45 As2O3 [Kg/h] 0 Ácido [Kg/h] 33,68 Ácido [Kg/h] 9,62 Ácido [Kg/h] 24,06 Temperatura °C 30 Temperatura °C 30 Temperatura °C 30

Balance de Energía


7 Ácido y Sólidos Líquido 1 atm 30 °C


9 Sólidos

Arsenicales



• Como el ácido está en constante circulación en el estanque se supondrá despreciable la pérdida de calor por las paredes del estanque.

El esquema del balance de Energía del Filtro de Sólidos Arsenicales (F – 1), se muestra en la figura 20.


64

Figura 20. Diagrama del Balance de Energía Filtro F – 1.


65

2.2.6 BALANCE ESTANQUE DE ALMACENAMIENTO (TK – 3). Balance de Masa. Reacciones Supuestas.


• Desde el espesador S – 1 el ácido limpio se descarga por rebalse en este Estanque a

razón de 4.344 [Kg/h].

• Desde el filtro F – 1 el ácido filtrado se descarga al estanque TK – 3. a razón de

24,06 [Kg/h].

• Desde este estanque, el ácido es alimentado al Evaporador de circulación forzada,

E-1, que opera a vacío.

La figura 21 y la tabla 9 entregan el balance de masa para el Estanque de Almacenamiento

TK – 3.


66


Entrada Ácido: Corriente 6 Descarga [Kg/h] 4344 Densidad [Kg/l] 1,37 Descarga [l/h] 3166,31 Concentración ác. 0,5 Temperatura °C 30 As2O3 [Kg/h] 22,45 As2O3 [Kg/l] 0,007 Cu [Kg/l] 0,055 Fe [Kg/l] 0,027 Pb [Kg/l] 0,00412 Zn [Kg/l] 0,000936 Mo [Kg/l] 0,000114 Na [Kg/l] 0,008 Al [Kg/l] 0,000476 F- [Kg/l] 0,002905 Cl- [Kg/l] 0,001344 Hg [Kg/l] 0,000115

Salida Ácido Corriente 9 Alimentación [Kg/h] 4368 Densidad [Kg/l] 1,37 Alimentación [l/h] 3188 Concentración ác. 0,5 Temperatura K 303 As2O3 [Kg/h] 22,45 As2O3 [Kg/l] 0,007 Cu [Kg/l] 0,055 Fe [Kg/l] 0,027 Pb [Kg/l] 0,00412 Zn [Kg/l] 0,000936 Mo [Kg/l] 0,000114 Na [Kg/l] 0,008 Al [Kg/l] 0,000476 F- [Kg/l] 0,002905 Cl- [Kg/l] 0,001344 Hg [Kg/l] 0,000115

Entrada Ácido Filtrado: Corriente 8 Descarga [Kg/h] 24,06Densidad [Kg/l] 1,37 Descarga [l/h] 21,69Concentración ác. 0,5 Temperatura °C 30


67

Figura 21. Diagrama del Balance de Masa Estanque de Almacenamiento TK – 3.


68

Balance de Energía











69

Figura 22. Diagrama del Balance de Energía Estanque de Almacenamiento TK – 3.


70

2.2.7 BALANCE EVAPORADOR DOBLE EFECTO (E – 1). Balance de Masa. Reacciones Supuestas.


• El ácido es alimentado al Evaporador de circulación forzada, E-1, que opera a vacío

a razón de 4.368 [Kg/h] desde TK – 3 a una concentración del 50%.

• Desde E-1, el ácido concentrado obtenido, al 80 %, es enviado al Estanque Diario,

TK-4. Los vapores generados en el evaporador son condensados en el Condensador

C-1.

La figura 23 y la tabla 10 entregan el balance de masa para el Evaporador E – 1.


71

Figura 23. Diagrama del Balance de Masa Evaporador E – 1.


72

Tabla 10 Tabla Resumen Balance de Masa y Energía.

Balance Evaporador E – 1.

)(º1º2%80)(%50 ..

Svaporcondensado

efectovaporocondesndadefectoSncalefacció LLVAcVAc +++=+

)(12)(131411129 LL FFFFFF +++=+

Flujo Alimentación: Entrada

Segundo EfectoIntermedia

Primer Efecto Entrada

Corriente 9 Corriente 10 Corriente 12 Alimentación [Kg/h] 4368 L1 [Kg/h] 3360 S [Kg/h] 1389,6 Densidad [Kg/l] 1,37 X1 0,65 λs [Kj/Kg] 1887,7 Alimentación [l/h] 3188 T1 K 322,3 Ts K 485

Concentración ác. 0,5 Corriente 14 Salida

Corriente 11 Salida

Temperatura K 303 V1 [Kg/h] 819,0 L2 [Kg/h] 2730,0 Cu [Kg/l] 0,055 t1 K 322,3 X2 0,8 Fe [Kg/l] 0,027 T2 K 368

Pb [Kg/l] 0,00412 Corriente 13 Intermedia

Zn [Kg/l] 0,000936 V2 [Kg/h] 819,0 Mo [Kg/l] 0,000114 t2 K 368 Na [Kg/l] 0,008 λ2 [Kj/Kg] 2667 Al [Kg/l] 0,000476 P2 [mmHg] 10 P1 [mmHg] 253 As2O3 [Kg/l] 0,007 U2 [Kj/m2 s K] 4104 U1 [Kj/m2 s K] 1620 F- [Kg/l] 0,002905 F- [Kg/l] v 0,002615 F- [Kg/l] l 0,000291 Cl- [Kg/l] 0,001344 Cl- [Kg/l] v 0,00121 Cl- [Kg/l] l 0,000134 Hg [Kg/l] 0,000115 Hg [Kg/l] v 0,000104 Hg [Kg/l] l 1,2E-05


73

Balance de Energía


9 Ácido Tipo C Líquido 760 mm Hg 30 °C



12 Vapor vivo Vapor 15040,7 mm Hg 212 °C

13 Vapor Vapor 253 mm Hg 95 °C

14 Vapor Vapor 25 mm Hg 49 °C


• Con el Balance de Energía al Evaporador E - 1, se puede determinar la masa de

vapor de agua a 20 [bar] necesaria para elevar la temperatura de la corriente 10 de

los 49 a 95 °C.

• Además, del mismo balance se obtiene la masa y la temperatura de los vapores del

primer efecto que son enviados al segundo efecto, logrando elevar la temperatura

de la corriente 9 (ácido tipo C) desde los 30 °C a los 49 °C.

• Con estos resultados se calcula el área de transferencia de calor necesaria para

realizar este proceso.


74

CALCULO BALANCES EVAPORADOR Balance de Masa 1 F * Xf = L2 * X2 L2 = 2730 kg/h 2 F * Xf = L1 * X1 L1 = 3360 kg/h 3 V1 + V2 = F – L2 (asumiendo que V1 = V2 =V) 2V = F - L2 V = 819 Kg/h Balance de Energía Flujo X Cp H [BTU/ lb] F 0,5 2,496 -186,110 L1 0,65 2,367 -197,290 L2 0,8 2,239 -92,846 V1 1 4,186 2589,7 V2 1 4,186 2.667 Q1 = Q2 4 U1 * (Ts - t2) = U2 * (t2 - t1) t2 = 368 K * Entalpías Ác. Sulfúrico

Perry, Manual Ing.

Químico,

Cap. 3, Pág.

3-278


75

Balance Primer Efecto 5 S * λs + L1 * h1 = V2 * H2 + L2 * h2 S = 1386,90 Kg/h Balance Segundo Efecto 6 F * Hf + V2 * H2 = V1 * H1 + L1 * H1 V2 = 871,81 Kg/h Transferencia de Calor 7 Q1 = S * λs = U1 * A1 * (Ts -t2) A1 = 15 m2 8 Q2 = V2 * (λ2 + Cpv) = U2 * A2 *(T2 -T1) A2 = 15 m2

Nomenclatura Cálculo E – 1.

Nombre Flujo Sigla Nombre Flujo Sigla

Flujo entrada ác. 50% F Flujo salida vapor 2º Efecto V1

Fracción Acido en F Xf Flujo salida vapor 1º Efecto V2

Flujo salida ác. 2º Efecto L1 Flujo Vapor Calefacción S

Fracción ác. en L1 X1 Calor 1º Efecto Q1


76

Flujo salida ác. 1º Efecto L2 Calor 2º Efecto Q2

Fracción ác. en L2 X2 Área Transferencia Calor A

Coeficiente Trans. Calor U Entalpía Vapor H

Entalpía de Vaporización λ Entalpía Líquido H

2.2.8 BALANCE CONDENSADOR (C – 1). Balance de Masa. Reacciones Supuestas.


• Los vapores generados en el evaporador son condensados en el Condensador C-1 y

el agua líquida formada se separa de los gases no condensables en el Separador S-2.

• El agua condensada en C-1 es transferida desde el Separador S-2 al Reactor de

Precipitación, R-2, donde se adiciona cal para neutralizar el agua y precipitar

impurezas.

La figura 24 y la tabla 11 entregan el balance de masa para el Condensador C – 1.


77

Figura 24. Diagrama del Balance de Masa Condensador F – 1.

Tabla 11. Tabla Resumen Balance de Masa Condensador C – 1. Entrada Vapores: Corriente 14

Entrada Agua Enfriamiento: Corriente 16

Salida Condesados: Corriente 15

Salida Agua: Corriente 17

Entrada [Kg/h] 819 Entrada [Kg/h] 10.601,3 Descarga [Kg/h] 819 Descarga [Kg/h] 10.601,3 Temperatura K 322,3 Temperatura K 298 Temperatura K 310,3 Temperatura K 310,3 Cp [Kj/Kg K] 2,080 Cp [Kj/Kg K] 4,188 Cp [Kj/Kg K] 4,214 Cp [Kj/Kg K] 4,214 F- [Kg/l] v 0,00261 F- [Kg/l] v 0,00261 Cl- [Kg/l] v 0,00121 Cl- [Kg/l] v 0,00121 Hg [Kg/l] v 0,000104 Hg [Kg/l] v 0,000104


78

Balance de Energía


14 Vapores E – 1 Vapor 25 mm Hg 71,2 °C

15 Condensados Líquido 25 mm Hg 59,2 °C

16 Agua

Enfriamiento

Líquido 760 mm Hg 25 °C

17 Agua

Enfriamiento

Líquido 760 mm Hg 59,2 °C


• Con el Balance de Energía al Condensador C – 1, se puede determinar la masa de

de agua de enfriamiento necesaria para disminuir la temperatura de la corriente 14

de los 71,2 °C a 59,2 °C.

El esquema del balance de Energía del Condensador C – 1, se muestra en la figura 25 y en

la tabla 12.


191

Figura 25. Diagrama del Balance de Energía Condensador C – 1.

Tabla 12. Tabla Resumen Balance de Energía Condensador C – 1.

Entrada Vapores Entrada Agua Enfriamiento Salida Condesados Salida Agua Entrada [Kg/h] 819 Entrada [Kg/h] 21374,3 Descarga [Kg/h] 819 Descarga [Kg/h] 21374,3Temperatura K 322,3 Temperatura K 288 Temperatura K 310,3 Temperatura K 310,3Entalpía [Kj/Kg] 2589,5 Entalpía [Kj/Kg] 62,238 Entalpía [Kj/Kg] 155,5 Entalpía [Kj/Kg] 155,5


192

2.2.9 BALANCE ESTANQUE DE ALMACENAMIENTO (TK – 4). Balance de Masa. Reacciones Supuestas.


• Desde E-1, el ácido concentrado obtenido, al 80 %, es enviado al Estanque Diario,

TK-4.

• El ácido concentrado es alimentado desde TK-4 al Reactor de Descomposición

Térmica, R-1, a razón de 2.730 [Kg/h].

La figura 26 y la tabla 13 entregan el balance de masa para el Estanque de

Almacenamiento TK – 4.

Figura 26. Diagrama del Balance de Masa Estanque de Almacenamiento TK – 4.


193

Tabla 13. Tabla Resumen Balance de Masa. Los Flujos de entrada y salida de TK – 4 son iguales.

Entrada ácido concentrado: Corriente 11

Entrada [Kg/h] 2730

Ácido [Kg/h] 2184

Agua [Kg/h] 324

Ácido [l/h] 1594,1

Agua [l/h] 236,7

Cu [Kg/h] 109,60

Fe [Kg/h] 53,80

Pb [Kg/h] 8,21

Zn [Kg/h] 1,87

Mo [Kg/h] 0,23

Na [Kg/h] 15,94

Al [Kg/h] 0,95

F- [Kg/h] 5,79

Cl- [Kg/h] 2,68

Hg [Kg/h] 0,23

As2O3 [Kg/h] 22,45


194

Balance de Energía









Figura 27. Diagrama del Balance de Energía Estanque de Almacenamiento TK – 4.


195

2.2.10 BALANCE REACTOR DE DESCOMPOSICIÓN TÉRMICA (R – 1). Balance de Masa. Reacciones Supuestas.

• Reacción de disociación del ácido sulfúrico a SO3 que ocurre totalmente a

temperaturas mayores de 400°C.

• Reacción disociación del SO3 en SO2 que tiene una conversión mayor al 95% a

temperaturas sobre 950°C.

• Reacción de combustión de gas natural que entrega el calor para la

descomposición.

Suposiciones Adicionales.

• El ácido concentrado es alimentado desde TK-4 al Reactor de Descomposición

Térmica, R-1.

• En el reactor R-1, mediante calentamiento directo con gases de combustión, el ácido

se descompone a 1000 ºC generando gases ricos en SO2.

• Estos gases son enviados a la Planta de Ácido y los sólidos formados se envían al

tratamiento de residuos.

La figura 28 y la tabla 14 entregan el balance de masa para el Reactor de Descomposición

Térmica R – 1.


196

Figura 28. Diagrama del Balance de Masa Reactor de Descomposición Térmica R – 1.

Figura 29. Quemador de gas natural del Reactor de Descomposición Térmica.


197

Tabla 14. Tabla Resumen Balance de Masa. Entrada ácido concentrado:

Entrada aire de combustión:

Polvos Fundición

Gases P.A.

Corriente 19

Corriente 18

Corriente 20

Corriente 21

Entrada [Kg/h] 2730 Oxigeno[Kg/h] 1269 Cu [Kg/h] 109,60 Descarga SO3 [Kg/h] 53,5

Ácido [Kg/h] 2184 Nitrógeno[Kg/h] 63,45 Fe [Kg/h] 53,80 Descarga SO2 [Kg/h] 1383,5

Agua [Kg/h] 324 Gas natural[Kg/h] 305 Pb [Kg/h] 8,21 Descarga O2 [Kg/h] 345,9

Ácido [l/h] 1594,1 Zn [Kg/h] 1,87 Descarga H2O [Kg/h] 1735,9

Agua [l/h] 236,7 Mo [Kg/h] 0,23 Descarga N2 [Kg/h] 63,5

Cu [Kg/h] 109,60 Na [Kg/h] 15,94 Descarga CO2 [Kg/h] 838,8

Fe [Kg/h] 53,80 Al [Kg/h] 0,95

Pb [Kg/h] 8,21 F- [Kg/h] 5,79

Zn [Kg/h] 1,87 Cl- [Kg/h] 2,68

Mo [Kg/h] 0,23 Hg [Kg/h] 0,23

Na [Kg/h] 15,94 As2O3 [Kg/h] 22,45

Al [Kg/h] 0,95

F- [Kg/h] 5,79

Cl- [Kg/h] 2,68

Hg [Kg/h] 0,23

As2O3 [Kg/h] 22,45

Balance de Energía.


18 Gas Natural Gaseoso 760 mm Hg 25 °C

19 Ácido

Concentrado

Líquido 760 mm Hg 98 °C

20 Polvo Fundición Sólidos 760 mm Hg 1.000 °C

21 Gases P. A. Gaseoso 760 mm Hg 1.000°C


198

Suposiciones Adicionales.

• Del Balance de Energía al Reactor de Descomposición Térmica se obtiene la

cantidad de gas Natural necesaria para obtener la reacción de descomposición del

ácido concentrado.

• Se supone oxígeno estequeométrico al 95% y base de Entalpía de 25ºC.

• Del Balance al Quemador se obtiene la temperatura de los gases de combustión.

La figura 30 y la tabla 15 entregan el balance de masa para el Reactor de Descomposición

Térmica R – 1.

Figura 30. Diagrama del Balance de Masa Reactor de Descomposición Térmica R – 1.


199

CALCULO DE BALANCE R – 1.

Balance de Masa.

TES °C 203 PM H2SO4 98 PM H2O 18 La reacción de disociación del ácido ocurre totalmente a temperaturas mayores de 400°C. Entrada Salida moles ácido [mol/h] 22,3 moles agua [mol/h] 40,3 moles agua [mol/h] 18,0 moles SO3 [mol/h] 22,3 Esta reacción muestra una conversión mayor al 95% a temperaturas sobre 950°C. Entrada Salida moles SO3 [mol/h] 22,3 moles SO3 [mol/h] 0,7 moles SO2 [mol/h] 21,6 moles O2 [mol/h] 10,8 Esta reacción muestra la combustión de gas natural que entrega el calor para la descomposición. Entrada Salida moles metano [mol/h] 19,1 moles agua [mol/h] 38,1 moles oxigeno [mol/h] 39,7 moles CO2 [mol/h] 19,1

OHSOSOH 2342 +→

221

23 OSOSO +→

OHCOOCH 2224 22 +→+


200

Tabla 15: Balance Final Reacciones Conversión.

Elementos Entran Reaccionan Producen Salen % H2SO4 22,3 22,3 0 0 0,0

SO3 22,3 21,6 0,7 0,7 0,4 H2O 18,0 0 78,4 96,4 63,9 SO2 0 0 21,6 21,6 14,3 O2 39,7 39,7 10,8 10,8 7,2

CH4 19,1 0,0 0,0 0,0 0,0 CO2 0,0 0,0 19,1 19,1 12,6 N2 2,3 0,0 0 2,3 1,5

∑ ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡==

hkmolnn iTsalida 9,150

Si consideramos que Zi a 1 atm. es aproximadamente igual a 1, tenemos:

[ ]38,751.151

1273082.09,150 mP

TRnV T =⋅⋅

=⋅⋅

=

Diseño Equipos

191

CAPITULO III

DISEÑO EQUIPOS

PLANTA DE DESCOMPOSICIÓN TÉRMICA ÁCIDO TIPO

C.

Diseño Equipos

192

ANTECEDENTES GENERALES. Los objetivos específicos planteados en el presente capítulo son:

• Diseñar un sistema que permita realizar la descomposición térmica del ácido

sulfúrico tipo c.

• Diseñar, a nivel básico, los equipos necesarios para Clarificar, Concentrar y

Descomponer ácido sulfúrico tipo c.

• Para el cálculo de los Volúmenes de los equipos y estanques se utilizará como base

de cálculo 1 hora de Flujo.

Listado de Equipos de la Planta de Descomposición Térmica de ácido sulfúrico tipo C:


12. Estanque Enfriador ácido tipo C. (TK – 2)

13. Espesador. (S – 1)


15. Filtro tipo prensa. (F – 1)


17. Evaporador. (E – 1)

18. Estanque de Almacenamiento ácido concentrado. (TK – 4)

19. Condensador. (C – 1)

20. Reactor de Descomposición Térmica. (R – 1)

Diseño Equipos

193

EQUIPO : ESTANQUE ALMACENAMIENTO ÁCIDO C

TAG : TK-1

CARACTERÍSTICAS TÉCNICAS

ESPECIFICACIÓN ÍTEM UNIDAD ESPECIFICACIONES

Capacidad l 5.500 Diámetro interno mm 1.854

Altura Líquido mm 1.854 Altura mm 2.039

Diseño Equipos

194

ACCESORIO : AGITADOR DE ESTANQUE TK – 1

CANTIDAD : 1

CARACTERÍSTICAS TÉCNICAS ESPECIFICACIÓN ÍTEM UNIDAD

Tipo de Agitador Paleta Velocidad rpm 60 Diámetro Giro mm 1.112 Longitud Paleta mm 1.200 Ancho Paleta mm 50

MOTOR

Potencia HP 3 Voltaje V 380 Frecuencia Hz 50

Diseño Equipos

195

3.1 ESTANQUE ALMACENAMIENTO ÁCIDO C TK-1.

• Suposiciones.

1. Capacidad normal de servicio igual a 3.2 [m3].

2. Volumen líquido igual a 1.5 la capacidad normal servicio.

3. Volumen libre igual a 10% volumen líquido.

4. 10 años servicio.

5. Presión interna 1 [atm]a.

6. Altura de líquido del estanque igual a su diámetro.

• Cuerpo Estanque.

Tipo: Cilíndrico.

Material: Polipropileno virgen recubierto con resina tipo palatal A-430.

• Dimensiones

• Espesor Mínimo recomendado por el fabricante (Infraplast) = 2,5 [mm]

• Volumenes (Vl , VL).

Vl = 3.2 x 1.5 = 4.8 ~ 5 [m3]

VL= 0.1 x 5 = 0.5 [m3]

VT= 5.5 [m3]

Diseño Equipos

196

• Diámetro Interno (Di).

Con ll rh ⋅= 2 y ll hr ⋅⋅Π= 2V

3

25Π⋅

=r = 0,927 [m] = 927 [mm]

Entonces

Di = 1.854 [mm]

• Alturas (Hl , HL).

ll rH ⋅= 2 = 1.854 [mm]

[ ] [ ]mmmr

VH L

L 185185,0927,05,0

22 ==⋅

=⋅

=ππ

• Fondo Estanque.

Tipo: Base plana unida al cuerpo por soldadura plástica.


• Dimensiones

• Diámetro: 1.854 [mm].

Diseño Equipos

197

• Cabezal Superior Estanque.



• Dimensiones


• Diseño Agitador.

• Suposiciones

• Diámetro del agitador igual al 60% del diámetro de volumen útil. (Criterio

diseñador agitador paleta).

• Sobredimensionamiento de 30%.

• Diámetro Giro Aspas.

[ ]mmDD la 112.1854.16,06,0 =⋅=⋅=

• Potencia Motor Agitador.

6.03.01.133 HWDNSLCP ⋅⋅⋅⋅⋅⋅=

P, potencia motor agitador, [HP].

L, longitud de la paleta, pie, 1.200 [mm] = 3,94 [pie] (recomendado).

S, densidad del líquido, 1.37 [Kg/l] = 85.52 [lb/pie3].

N, velocidad paleta, 60 rpm = 1 rps.

Diseño Equipos

198

D, diámetro estanque, 1.854 [mm] = 6,08 [pie].

W, ancho paleta, 50 [mm] = 0.164 [pie] (recomendado).

H, altura del líquido, 1.854 [mm] = 6,08 [pie].

Z, viscosidad absoluta, 6,5 Cp = 0.0044 [lb/pie ּs]

C, coeficiente de potencia, adimensional.

000022.0934.3010044.0

52.85194,3 22

=⇒=⋅⋅

=⋅⋅ C

ZSNL

Por lo tanto,

=⋅⋅⋅⋅⋅= 6.03.01.133 08,6164,008.6152,8594,3*000022,0P 1,43 [HP].

PHidráulica = 1,3 x P = 1,86[HP].

PDiseño = 1,56 x PHidráulica = 2,90 [HP] = 3 [HP].

• Ductos.

• Cuerpo

• Descarga Ácido C

Diámetro: 2 [pulg] = 50,8 [mm]

• Ducto Limpieza

Diámetro: 5 [pulg] = 127 [mm]

• Cabezal Superior

• Entrada Hombre

Diseño Equipos

199


• Indicador de nivel


• Alimentación Ácido C


• Venteo


Diseño Equipos

200

EQUIPO : ESTANQUE ENFRIADOR ÁCIDO C

TAG : TK-2



Capacidad L 5.500 Diámetro interno mm 1.854 Largo Serpentín Enfriador M 27,1 Volumen Serpentín M3 0,33

Altura Líquido mm 1.854 Altura Total mm 2.161

Diseño Equipos

201


CANTIDAD : 1


ESPECIFICACIÓN ÍTEM UNIDAD


MOTOR


Diseño Equipos

202

3.2 ESTANQUE ENFRIADOR ÁCIDO C TK-2.

• Suposiciones.



3. Volumen libre igual a 10% volumen líquido más volumen desplazado por

serpentín.





Tipo: Cilíndrico.


• Dimensiones

• Espesor


• Volumenes (Vl , VL , VS), donde VS = Volumen Serpentín Enfriamiento.

Vl = 3,2 x 1,5 = 4.8 ~ 5 [m3]

VS = So

S LDLA ⋅⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⋅=⋅

4

2

π ,LS: Esta dado por el Balance de Energía del Capitulo II.

Diseño Equipos

203

VS= [ ]32

33,01,274

125,0 mLA S =⋅⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⋅=⋅ π

VL= 0.1 x 5 + 0,33 = 0,83 [m3]

VT= 5,83 [m3] ~ 6 [m3]



3

25Π⋅

=r = 0,927 [m] = 927 [mm]

Entonces

Di = 1,854 [mm]


ll rH ⋅= 2 = 1.854 [mm]

[ ] [ ]mmmr

VH LL 307307,0

927,083,0

22 ==⋅

=⋅

=ππ

Diseño Equipos

204

• Fondo Estanque.



• Dimensiones





• Dimensiones



• Suposiciones

• Diámetro del agitador igual al 60% del diámetro de volumen útil.(Criterio diseñador

agitador paleta).



[ ]mmDD la 112.1854.16,06,0 =⋅=⋅=


Diseño Equipos

205

6.03.01.133 HWDNSLCP ⋅⋅⋅⋅⋅⋅=










000022.0934.3010044.0

52.85194,3 22

=⇒=⋅⋅

=⋅⋅ C

ZSNL

Por lo tanto,

=⋅⋅⋅⋅⋅= 6.03.01.133 08,6164,008.6152,8594,3*000022,0P 1,43 [HP].



• Ductos.

• Cuerpo


Diámetro: 1,5 [pulg] = 38,1 [mm]

Diseño Equipos

206

• Descarga Agua Enfriamiento


• Ducto Limpieza



• Entrada Hombre






• Alimentación agua enfriamiento


• Venteo


Diseño Equipos

207

EQUIPO : ESPESADOR

TAG : S – 1



Capacidad L 5.500 Diámetro interno mm 2.334


Diseño Equipos

208

ACCESORIO : AGITADOR DE ESPESADOR S – 1

CANTIDAD : 1




MOTOR


Diseño Equipos

209

3.3 ESPESADOR S – 1.

• Suposiciones.



3. Volumen libre igual a 10 % volumen líquido.



6. Altura de líquido del estanque igual a la mitad de su diámetro.


Tipo: Cilíndrico.


• Dimensiones



Vl = 3.2 x 1.5 = 4.8 ~ 5 [m3]

VL= 0.1 x 5 = 0.5 [m3]

VT= 5.5 [m3]

Diseño Equipos

210


Con ll rh = y ll hr ⋅⋅Π= 2V

35Π

=r = 1,167 [m] = 1.167 [mm]

Entonces

Di = 2.334 [mm]


ll rH = = 1.167 [mm]

[ ] [ ]mmmr

VH L

L 116116,0167,15,0

22 ==⋅

=⋅

=ππ

• Fondo Estanque.

Tipo: Base cónica con 10° de inclinación, según criterio diseñador,

unida al cuerpo por soldadura plástica.


• Dimensiones


Diseño Equipos

211




• Dimensiones



• Suposiciones


diseñador agitador paleta de arrastre).



[ ]mmDD la 867.1334.28,08,0 =⋅=⋅=


6.03.01.133 HWDNSLCP ⋅⋅⋅⋅⋅⋅=





Diseño Equipos

212






000022.0934.3010044.0

52.85194,3 22

=⇒=⋅⋅

=⋅⋅ C

ZSNL

Por lo tanto,

=⋅⋅⋅⋅⋅= 6.03.01.133 657,7164,0657,7152,8523,6*000022,0P 8,39 [HP].


PDiseño = 1,56 x PHidráulica = 17 [HP].

• Ductos.

• Cuerpo



• Ducto Limpieza


Diseño Equipos

213


• Entrada Hombre






• Venteo


Diseño Equipos

214


TAG : TK-5





Diseño Equipos

215


CANTIDAD : 1



Tipo de Agitador Paleta Velocidad rpm 60 Diámetro Giro mm 744 Longitud Paleta mm 1.200 Ancho Paleta mm 50

MOTOR


Diseño Equipos

216


• Suposiciones.

1. Capacidad normal de servicio igual a 1,0 [m3].

2. Volumen líquido igual a 1,5 la capacidad normal servicio.






Tipo: Cilíndrico.


• Dimensiones



Vl = 1,0 x 1.5 = 1,5 [m3]

VL= 0.1 x 1,5 = 0,15 [m3]

VT= 1,65 [m3]

Diseño Equipos

217



3

25,1Π⋅

=r = 0,620 [m] = 620 [mm]

Entonces

Di = 1.240 [mm]


ll rH ⋅= 2 = 1.240 [mm]

[ ] [ ]mmmr

VH L

L 124124,0620,015,0

22 ==⋅

=⋅

=ππ

• Fondo Estanque.



• Dimensiones


Diseño Equipos

218




• Dimensiones



• Suposiciones


diseñador agitador paleta).



[ ]mmDD la 744240.16,06,0 =⋅=⋅=


6.03.01.133 HWDNSLCP ⋅⋅⋅⋅⋅⋅=






Diseño Equipos

219





000022.0934.3010044.0

52.85194,3 22

=⇒=⋅⋅

=⋅⋅ C

ZSNL

Por lo tanto,

=⋅⋅⋅⋅⋅= 6.03.01.133 4,06164,04,06152,8594,3*000022,0P 0,72 [HP].



• Ductos.

• Cuerpo



• Ducto Limpieza


Diseño Equipos

220


• Entrada Hombre






• Venteo


Diseño Equipos

221

EQUIPO : FILTRO TIPO PRENSA TAG : F – 1



Número de placas 14 Espesor Torta cm 2,93 Área Filtración Cm2 83.446,24 Porcentaje de Llenado % 97,81 Caída de Presión Mm Hg 608,6

Diseño Equipos

222

3.5 FILTRO TIPO PRENSA F – 1.

• Suposiciones.

1. Masa de sólidos Arsenicales húmedos igual a 56,13 [Kg/h], en 18 horas son

1.000 [Kg.]

2. El diseño de este equipo se realiza a partir de datos de filtrado de pulpa a

nivel de laboratorio, como se describe a continuación.

• Consideraciones.

• Medio Filtrante: Tela Marca Reicotex 3083.

Área Filtrante (laboratorio) (A0):

Diámetro Área

[cm] [cm2] [pie2]

11,5 103,87 0,11

Pulpa: Cristales de Trióxido con solución acida.

Masa Volumen W

[Kg] [Lb] [l] [pie3] [Kg/l] [Lb/pie3]

405 892,87 740 26,13 0,55 34,17

Densidad aparente del sólido (ρas):

[gr/cm3] [Lb/ pie3]

1,5 93,64

Diseño Equipos

223

Densidad aparente del sólido (ρas):

[gr/cm3] [Lb/ pie3]

1,9 118,61

Viscosidad de la pulpa (μ):

( )⎥⎦⎤

⎢⎣

⎡⋅−

⋅=⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

s

s

l

m

φφ

μμ

25,115,2

ln (Correlación de Mooney´s)

Fracción volumétrica del sólido (φs): 0,030.

Viscosidad del líquido (μl): 1,9 (H2SO4 50%, 30 ºC)

[cp] [Lb/ (pie s]

2,06 1,38 x10-3

Presión de Vacío (-ΔP).

[mmHg] [Lb/pie2]

550 1531,9

1. Calculo de la resistencia específica de la torta (α):

Ecuación del sistema:

( )( ) [ ]ec

VVPAg

wVT

+⋅⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡Δ−⋅⋅

⋅⋅=

ΔΔ

20

αμ

Donde:

y = VT

ΔΔ

b = ( )( )⎥⎦⎤

⎢⎣

⎡Δ−⋅⋅

⋅⋅PAg

w

c20

αμ

x = V

Diseño Equipos

224

a = ( )( )⎥⎦⎤

⎢⎣

⎡Δ−⋅⋅

⋅⋅PAg

w

c20

αμ

Regresión Lineal a partir de los datos empíricos:

bxay +⋅=

8125.0375,6932,571

2 =

+⋅=

Rxy

b a

[s/l2] [s/(pie3)2] [s/l] [s/(pie3)]

571,32 458.108,54 69,375 1.964,48

De la ecuación: eVba ⋅=

Ve

[l] [pie3]

0,121 4,288 x 10-3

Con b: ( )

( ) ⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡⋅

Δ−⋅⋅⋅=

wPAgb c

μα

20

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡ ⋅= 2

2

2,62s

piepiegc

Luego: ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡⋅=

Lbpie10105,5α

Diseño Equipos

225

2. Cálculo de la superficie específica de la torta (S0).

( )( ) ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⋅

⋅−⋅= 3

2015

ερε

αs

S Donde 210,0

1=

−=

s

as

ρρ

ε

S0 = 124.380,67 [pie2/pie3 de sólidos]

3. Cálculo del Área de filtrado (A).

A partir del balance de masa

( )ALVwAL S ⋅⋅+⋅=⋅−⋅⋅ ερε )1(

Espesor de la torta filtrada (L):

[cm] [pie]

3 0,0984

Volumen de filtrado en la torta ( AL ⋅⋅ε ) [pie3] = 6,62 (masa sólido/ ρs)

Volumen total de pulpa ( )ALV ⋅⋅+ ε [pie3] = 218,51 (Volumen líquido + volumen filtrado)

Luego:

[ ]3855,87 pieA =

Diseño Equipos

226

4. Cálculo del número de placas (o marcos) del filtro (Nm).

NmaaA ⋅⋅=

Lado de placa (o marco) del filtro (a):

[cm] [pie]

77,2 2,533

Luego: 69,13=Nm

5. Recalculo de los valores

Número de placas reales: 14

Área de filtración real:

[cm2] [pie2]

83.446,24 89,82

Espesor de la torta

[cm] [pie]

2,93 0,0963

Porcentaje de llenado de la placa (o marco): 97,81%

Caída de Presión del filtro:

( ) ( ) ⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡⋅+

⋅⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡⋅⋅

⋅⋅=Δ−

VVV

tAgwP

ec 2

2

20

αμ

Tiempo (t)

[min] [s]

240 14.400

( )PΔ−

[mmHg] [Lb/pie2]

608,6 14.400

Diseño Equipos

227


TAG : TK – 3





Diseño Equipos

228


• Suposiciones.








Tipo: Cilíndrico.


• Dimensiones



Vl = 3.2 x 1.5 = 4.8 ~ 5 [m3]

VL= 0.1 x 5 = 0.5 [m3]

VT= 5.5 [m3]

Diseño Equipos

229



3

25Π⋅

=r = 0,927 [m] = 927 [mm]

Entonces

Di = 1.854 [mm]


ll rH ⋅= 2 = 1.854 [mm]

[ ] [ ]mmmr

VH L

L 185185,0927,05,0

22 ==⋅

=⋅

=ππ

• Fondo Estanque.



• Dimensiones


Diseño Equipos

230




• Dimensiones


• Ductos.

• Cuerpo

• Descarga Ácido C (succión bomba P.TK.3)


• Ducto Limpieza



• Entrada Hombre


Diseño Equipos

231





• Venteo


Diseño Equipos

232

EQUIPO : EVAPORADOR TAG : E – 1



CUERPO

Capacidad Cuerpo L 5.000 Diámetro Interno mm 1.785 Espesor mm 25,65 INTERCAMBIADOR DE CALOR

Diámetro Tubos pulg ¾ Diámetro Carcasa pulg 12 Número Tubos 70 Pasos 8 Largo pie 12

Diseño Equipos

233

3.7 EVAPORADOR DOBLE EFECTO E-1.

• Suposiciones.



3. Presión interna 10 [mmHg].


5. Diámetro cabezal superior igual a diámetro carcaza más 20 [cm].

• Cuerpo Efecto I y II.

Tipo: Cilíndrico.

Material:

Carcaza: Acero al carbono con alto silicio, Duriron.

Recubrimiento externo: Resina epóxica.

Recubrimiento interno: Resina tipo palatal A-430.

• Dimensiones

Volumen (Vcil).

Vcil = 3.2 x 1.5 = 4.8 ~ 5 [m3]

Diámetro Interno (Di).

Con lll rDh ⋅== 2 y lcil hr ⋅⋅Π= 2V

Diseño Equipos

234

Π⋅=

25r = 0.892 [m] = 892 [mm]

Entonces

Do = 1.785 [mm]

• Espesores.

Resina epóxica: 4 [mm] (recomendado como barrera química)

Acero Duriron:

PEfrPt

t

oc ⋅−⋅⋅

⋅=

6,02,04

Con

ft = 17.500 [lb/pulg2]

P = 10 [mm Hg] = 0,19 [psi]a

ro = 892 [mm] = 35.11 [pulg]

E= 0.85

7,07,146,02,085,0500.17

11,357,144=

⋅−⋅⋅⋅⋅

=ct [pulg.]

Considerando un espesor de corrosión por año de 1/64 debido al recubrimiento epóxico, se

obtiene,

01,132107,0 =+=+= corrct ttt [pulg] ↔ tt ~ 25,65 [mm].

• Diámetros.

Diseño Equipos

235

Di = 1.785 [mm] (Diámetro interno)

35,815.135,252785.12 =⋅+=+= tie tDD [mm].

• Cabezal Superior e Inferior.

Tipo: Elíptico.

Material:

Carcaza: Acero al carbono con alto silicio, Duriron.

Recubrimiento externo: Resina epóxica.

Recubrimiento interno: Resina tipo palatal A-430.

• Dimensiones

Altura

Para estos tipos de cabezales el código ASME recomienda R = 2h. Donde para este caso, la

tensión tangencial σt(2), se convierte en:

)()2( compresióntRPt ⋅

−=σ

Luego, los valores reales de nuestro equipo, serán:

P = 0,19 [psi]

R = D/2 = 892 [mm] = 35.11 [pulg]

t = 25,35 [mm] – espesor corrosión (0.6 mm) = 24,75 [mm] = 0,97 [pulg]

Diseño Equipos

236

Intercambiadores de Calor.

Intercambiador Segundo Efecto.

La energía a retirar por el equipo se muestra en el capítulo de Balances de Masa y

Energía, la que corresponde a 1.175.496,08 [BTU/h] por cada intercambiador.

El fluido caliente irá por la coraza y corresponde a vapor = 871,8 [Kg/h] = 1921,99

[lb/h] con una temperatura de entrada de 368,4 K (203,45 °F) y una temperatura de salida

de 368,4 K (203,45 °F).

El fluido frío en cambio corresponde al ácido tipo C = 4.368 [Kg/h] = 9629,79

[lb/h] con una temperatura de entrada de 303 K (85,73 ºF) y una temperatura de salida de

322,3 K (120,47 º F).

Fluido caliente Fluido frío Diferencias

203,45 Alta Temperatura 120,47 82,98

203,45 Baja temperatura 85,73 117,72

0 Diferencias 34,74 34,74

Diferencia logarítmica de temperatura:

F

TT

TTT

f

C

fCLMTD º34,99

73,8545,20347,12045,203ln

)73,8545,203()47,12045,203(

ln)( =

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛−

−−−−

=

ΔΔ

Δ−Δ=Δ

Diseño Equipos

237

• Suposiciones.

1. Capacidad normal de servicio igual a 3.2 [m3/h].

2. Área de transferencia de calor es 161,46 pie2.

3. Ud = 200 ⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡

°⋅⋅ FpiehBTU

2

4. La práctica industrial establece el uso de tubos de ¾ pulgada DE, 14 BWG

y 12´0” de largo. El arreglo triangular es satisfactorio para esta clase de

servicio.

5. Rd mínimo = 0.002

6. ΔP permitido para coraza de 2 [psi] y 10 [psi] para los tubos.

De la tabla 16 del Anexo I, se obtiene la superficie exterior por tubo.

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡=

pielinealpiea

2

1963,0"

Numero de tubos:

5,680,261812

161,46 Nt =⋅

=

De la tabla 17 del Anexo I, se obtiene:

• 70 tubos de ¾ pulgada DE en arreglo triangular de 1 pulgada y ocho pasos y coraza

con DI de 12 pulgadas.

Diseño Equipos

238

Ud corregido:

[ ]289,1641963,01270 pieA =⋅⋅=

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡°⋅⋅

=⋅

=Δ⋅

=Fpieh

BTUTA

QUd 25,14334,99164,89

162.350.992,

Cálculo de coeficientes de transferencia de calor

• Lado de la coraza:

Ts P

BCDia⋅

⋅′⋅=

144

Donde:

Di: Diámetro interno de la coraza= 12 [pulg].

C´: Pt – De = 1 – ¾ = 0,25.

B: Espaciamiento entre deflectores = 12 [pulg].

Pt: Espaciamiento entre tubos = 1 [pulg].

as 0,25 [pie2]

Cálculo del flujo másico por los tubos:

ss a

wG =

Diseño Equipos

239

Tal como se mostraba inicialmente el flujo másico por la coraza corresponde al

vapor que ingresa al segundo efecto, el cual correspondía a 1.921,99 [lb/h].

w : Flujo másico lado coraza, [lb/hr].

Gs 7.687,96 [lb/h*pie2]

Para el cálculo del número de Reynold por el lado de la coraza se usa la siguiente

expresión:

μs

sGD *

Re =

D : Diámetro interior tubo, [pie].

μ : Viscosidad fluido frío [lb/hr*pie].

A la temperatura del vapor en el segundo efecto es = 203,45 °F

De la figura 31 del Anexo I, se obtiene la viscosidad del vapor a esta temperatura.

[ ]cPvapor 013,0=μ

[ ] ⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡==

hpielbcPvapor *

03146,042,2*013,0μ


[ ]pieD 0695,0

12834,0

==

Diseño Equipos

240

Y se obtiene el número de Reynold por los tubos:

ReS 14.866

luego

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡°⋅⋅

=Fpieh

BTUho 21500

( )acoi

oap tT

hhhtt −⋅+

+=

• Lado de los tubos:

Lado tubos:

naNa tt

t *144* '

= [pie2]

De la tabla 19 del Anexo I, se obtiene la viscosidad del vapor a esta temperatura.

NT : Número de tubos = 70 tubos.

a’T : Área de flujo por tubo, [pulg2] = 0,268 [pulg2].

n : Número de pasos en los tubos = 8.

aT 0,0163 [pie2]

Diseño Equipos

241


tt a

wG =

Tal como se mostraba inicialmente el flujo másico por los tubos corresponde al

fluido frío, el cual correspondía a 9.629,79 [lb/h], pero para este calculo se aumentará el

flujo en tres veces.

w : Flujo másico lado tubo, [lb/hr].

Gt 1.772.354 [lb/h*pie2]

Para el cálculo del número de Reynold por el lado de los tubos se usa la siguiente

expresión:

μt

tGD *Re =



A la temperatura de salida del segundo efecto es = 120,47 °F

De la figura 22 del Anexo I, se obtiene la viscosidad del ácido tipo C a esa

temperatura.

[ ]cPacido 5,2=μ

[ ] ⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡==

hpielbcPacido *

05,642,2*5,2μ

Diseño Equipos

242

De la tabla 16 del Anexo I, se obtiene el diámetro interno del tubo.


ReT 14.354

La ecuación para el cálculo del coeficiente de transferencia de calor por el lado de

los tubos es:

tt

iti k

cpDGDkh φμ

μ⋅⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

⋅⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛ ⋅⋅⋅=

3/18.0

027,0

25,0=acidok

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡=

FhBTUCpacido *º

596,0

114,0

=⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

Wμμ ,29

Y de esta forma se obtiene el coeficiente de transferencia de calor hi:

hi 908 [BTU/h*pie2*ºF]

[ ]pieD 049,012584,0

==

Diseño Equipos

243

Para calcular el hio, se utiliza la siguiente expresión

Eiio D

Dhh *=

hio 706,4 [BTU/h*pie2*ºF]

Con los coeficientes, se calcula el coeficiente global de transferencia de calor

limpio:

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡=

+=

+=

FpiehBTU

hhhhU

oio

oioC *º*

2,48015002941500*294*

2

Factor de obstrucción

dC

dCd UU

UUR*−

=

RD 0,003 [h*pie2*ºF/BTU]

Al comparar el valor con el supuesto inicialmente se concluye que el equipo

satisface los requerimientos puesto que el Rd calculado = 0,003 es mayor que el

especificado (Rd = 0,002)

Diseño Equipos

244

• Caída de Presión.

Se utilizan básicamente las mismas variables del diseño de equipos.

Lado coraza:

SE

SSsD

NDGfPsφ***10*22,5)1(***

10

2 +=Δ [psi]

Donde:

f = Factor de fricción lado de la coraza.

Gs = Flujo másico [lb/h].

N+1 = Número de cruces.

BLN *121 =+

De = Diámetro equivalente [pie].

s = Gravedad específica = 1.

Φs = corrección por viscosidad de la solución.

El factor de fricción por el lado de la coraza se obtiene de la Figura 43 del Anexo I

y con los datos obtenidos en la etapa de diseño, la caída de presión por el lado de la coraza

es:

[ ]psiPs 54,0=Δ

Lado tubos:

t

ttsDnLGfP

φ***10*22,5***

10

2=Δ [psi]

Diseño Equipos

245

Donde:

f = Factor de fricción lado de los tubos.

Gt = Flujo másico [lb/h].

n = Número de pasos.

Lt = Largo de los tubos [pie].

D = Diámetro interno de los tubos [pie].

V = velocidad en los tubos [pie/s].

s = Gravedad específica.

Φt = corrección por viscosidad de la solución.

De la Figura 34 se obtiene el valor de f por los tubos y con los datos anteriormente

calculados, se obtiene:

[ ]psiPt 4,4=Δ

De Figura 35, se obtiene el factor (V2/2g’) y se calcula Pr:

Pr = 1,46

Y la caída total de presión por el lado de los tubos:

[ ]psiPt t 87,5PrPr =Δ+=Δ

En base a que los calores corresponden a 1/2 del calor total, el diseño de los 2

intercambiadores es igual. Además se supone que las áreas son aproximadamente iguales

[ ]psig

Vs

n⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

'*2**4Pr

2

Diseño Equipos

246

porque los ∆T y los coeficientes de transferencia de calor no varían mucho. A continuación

se presenta el detalle de las características de los intercambiadores a utilizar cuyos datos

son obtenidos de la tabla 20 del Anexo I.

Tubo DE ¾ [pulg]

Tubo DI carcasa 12 [pulg]

Arreglo Triangular

Pitch 1 [pulg]

Nº tubos 70

Pasos 8

Largo 12 [pie]

Se obtiene de la tabla 16, la información correspondiente para los tubos:

Tubo DE ¾ [pulg]

Tubo DI 0,584 [pulg]

BWG 14

Espesor de la pared 0,083 [pulg]

Área de flujo de tubo 0,268 [pie2]

Superficie 0,1963 [pie2]

Sumario

1500 h exterior 908

Uc 480,2

Ud 143,5

Rd calculado 0,003

Rd requerido 0.002

0,54 Calculado ΔP 5,87

2 Permitido ΔP 10

Diseño Equipos

247

EQUIPO : CONDENSADOR TAG : C – 1



Diámetro Tubos pulg 1 Diámetro Carcasa pulg 25 Número Tubos 242 Pasos 8 Largo pie 8

Diseño Equipos

248

3.8 CONDENSADOR C – 1.

La energía a retirar por el equipo se muestra en el capítulo de Balances de Masa y

Energía, la que corresponde a 1.889.381,56 [BTU/h].

El fluido caliente irá por la coraza y corresponde a vapor = 819 [Kg/h] = 1.805,58

[lb/h] con una temperatura de entrada de 322,3 K (120,47 °F) y una temperatura de salida

de 322,3 K (120,47 °F).

El fluido frío en cambio corresponde a agua de enfriamiento = 21.374,3 [Kg/h] =

47.122,26 [lb/h] con una temperatura de entrada de 288 K (59 ºF) y una temperatura de

salida de 310,3 K (98,87 º F).

Fluido caliente Fluido frío Diferencias

120,47 Alta Temperatura 98,87 21,60

120,47 Baja temperatura 59 61,47

0 Diferencias 39,87 39,87

Diferencia logarítmica de temperatura:

F

TT

TTT

f

C

fCLMTD º12,38

5947,12087.9847,120

ln

)5947,120()87,9847,120(

ln)( =

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

−−−−

=

ΔΔ

Δ−Δ=Δ

Diseño Equipos

249

• Suposiciones.

1. Q = 4.705.311,92 [BTU/h]

2. Ud = 100 ⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡

°⋅⋅ FpiehBTU

2

3. La práctica industrial establece el uso de tubos de 1 pulgada DE, 14 BWG

y 8´0” de largo. El arreglo triangular es satisfactorio para esta clase de

servicio.

4. Rd mínimo = 0.003

5. ΔP permitido para coraza de 2 [psi] y 10 [psi] para los tubos.

[ ]264,49538,12100

561.889.381, A pie=⋅

=

De la tabla 16 del Anexo I, se obtiene la superficie exterior por tubo.

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡=

pielinealpie

a2

2618,0"

Numero de tubos:

2370,26184

247,82 Nt =⋅

=

De la cantidad de tubos y de la tabla 17 del Anexo I.

• 242 tubos de 1 pulgada DE en arreglo triangular de 1 ¼ pulgada, 8 paso y coraza

con DI de 25 pulgadas.

Diseño Equipos

250

Ud corregido:

[ ]28,5062618,08242 pieA =⋅⋅=

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡°⋅⋅

=⋅

=Δ⋅

=Fpieh

BTUTA

QUd 28,9712,38506,8

561.889.381,

Cálculo de coeficientes de transferencia de calor

• Lado de la coraza:

Ts P

BCDia⋅

⋅′⋅=

144

Donde:

Di: Diámetro interno de la coraza= 25 [pulg].

C´: Pt – De = 1 ¼ – 1 = 0,25.

B: Espaciamiento entre deflectores = 12 [pulg].

Pt: Espaciamiento entre tubos = 1 ¼ [pulg].

as 0,4167 [pie2]


ss a

wG =

Diseño Equipos

251

Tal como se mostraba inicialmente el flujo másico por la coraza corresponde a

1.805,58 [lb/h].

w : Flujo másico lado coraza, [lb/hr].

Gs 4.333,4 [lb/h*pie2]

Para el cálculo del número de Reynold por el lado de la coraza se usa la siguiente

expresión:



A la temperatura del vapor en el segundo efecto es = 120,47 °F


[ ]cPvapor 011,0=μ

[ ] ⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡==

hpielbcPvapor *

02662,042,2*011,0μ

De la figura 36 del Anexo I, se obtiene el diámetro equivalente.

[ ]pieD 06,01272,0

==

μs

sGD*Re =

Diseño Equipos

252


ReS 9.767,2

luego

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡°⋅⋅

=Fpieh

BTUho 21500

( )acoi

oap tT

hhhtt −⋅+

+= = 108,58 ºF

• Lado de los tubos:

Lado tubos:

naNa tt

t *144* '

= [pie2]

De la tabla 16, se obtiene el área de flujo por tubo.

NT : Número de tubos = 242 tubos.

a’T : Área de flujo por tubo, [pulg2] = 0,546 [pulg2].

n : Número de pasos en los tubos = 8.

aT 0,1122 [pie2]

Diseño Equipos

253


Tal como se mostraba inicialmente el flujo másico por los tubos corresponde al

fluido frío, el cual correspondía a 47.122,26 [lb/h]

w : Flujo másico lado tubo, [lb/hr].

Gt 420.125,3 [lb/h*pie2]

Para el cálculo del número de Reynold por el lado de los tubos se usa la siguiente

expresión:

μt

tGD *

Re =



La temperatura del agua de enfriamiento es = 80 °F

De la figura 22 del Anexo I, se obtiene la viscosidad del agua a esa temperatura.

[ ]cPagua 9,0=μ

[ ] ⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡==

hpielbcPagua *

1,242,2*9,0μ

tt a

wG =

Diseño Equipos

254

De la tabla 16, se obtiene el diámetro interno del tubo.


ReT 13.904,1

La ecuación para el cálculo del coeficiente de transferencia de calor por el lado de

los tubos es:

tt

iti k

cpDGDkh φμ

μ⋅⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

⋅⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛ ⋅⋅⋅=

3/18.0

027,0

35,0=acidok

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡=

FhBTUCpacido *º

1

114,0

=⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

Wμμ

Y de esta forma se obtiene el coeficiente de transferencia de calor hi:

hi 509,7 [BTU/h*pie2*ºF]

[ ]pieD 07,012834,0

==

Diseño Equipos

255

Para calcular el hio, se utiliza la siguiente expresión

Eiio D

Dhh *=

hio 425,1 [BTU/h*pie2*ºF]

Con los coeficientes, se calcula el coeficiente global de transferencia de calor

limpio:

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡=

+=

+=

FpiehBTU

hhhhU

oio

oioC *º*

2,33115001,4251500*1,425*

2

Factor de obstrucción

dC

dCd UU

UUR*−

=

RD 0,007 [h*pie2*ºF/BTU]

Al comparar el valor con el supuesto inicialmente se concluye que el equipo

satisface los requerimientos puesto que el Rd calculado = 0,007 es mayor que el

especificado (Rd = 0,003)

Diseño Equipos

256

• Caída de Presión.

Se utilizan básicamente las mismas variables del diseño de equipos.

Lado coraza:

SE

SSsD

NDGfPsφ***10*22,5)1(***

10

2 +=Δ [psi]

Donde:

f = Factor de fricción lado de la coraza.

Gs = Flujo másico [lb/h].

N+1 = Número de cruces.

BLN *121 =+

De = Diámetro equivalente [pie].

s = Gravedad específica = 1.

Φs = corrección por viscosidad de la solución.

El factor de fricción por el lado de la coraza se obtiene de la Figura 33 y con los

datos obtenidos en la etapa de diseño, la caída de presión por el lado de la coraza es:

[ ]psiPs 0004,0=Δ

Diseño Equipos

257

Lado tubos:

t

ttsDnLGfP

φ***10*22,5***

10

2=Δ [psi]

Donde:

f = Factor de fricción lado de los tubos.

Gt = Flujo másico [lb/h].

n = Número de pasos.

Lt = Largo de los tubos [pie].

D = Diámetro interno de los tubos [pie].

V = velocidad en los tubos [pie/s].

s = Gravedad específica.

Φt = corrección por viscosidad de la solución.

De la Figura 44 se obtiene el valor de f por los tubos y con los datos anteriormente

calculados, se obtiene:

[ ]psiPt 85,6=Δ

De Figura 45, se obtiene el factor (V2/2g’) y se calcula Pr:

Pr = 0,96

Y la caída total de presión por el lado de los tubos:

[ ]psiPt t 81,7PrPr =Δ+=Δ

[ ]psig

Vs

n⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

'*2**4Pr

2

Diseño Equipos

258

A continuación se presenta el detalle de las características del condensador a utilizar

cuyos datos son obtenidos de la tabla 9 del libro “Procesos de Transferencia de calor”,

Donald Q. Kern.

Tubo DE 1 [pulg]

Tubo DI carcasa 25 [pulg]

Arreglo Triangular

Pitch 1 ¼ [pulg]

Nº tubos 242

Pasos 8

Largo 8 [pie]

Se obtiene de la tabla 10, la información correspondiente para los tubos:

Tubo DE 1 [pulg]

Tubo DI 0,834 [pulg]

BWG 14

Espesor de la pared 0,083 [pulg]

Área de flujo de tubo 0,546 [pie2]

Superficie 0,2618 [pie2]

Sumario

1500 h exterior 509,7

Uc 331,2

Ud 97,8

Rd calculado 0,007

Rd requerido 0.003

0,0004 Calculado ΔP 7,81

2 Permitido ΔP 10

Diseño Equipos

259

EQUIPO : ESTANQUE ALMACENAMIENTO ÁCIDO CONCENTRADO

TAG : TK-4



Capacidad l 3.300 Diámetro interno mm 1.564


Diseño Equipos

260

3.9 ESTANQUE ALMACENAMIENTO ÁCIDO CONCENTRADO TK-4.

• Suposiciones.

1. Capacidad normal de servicio igual a 1,85 [m3].







Tipo: Cilíndrico.


• Dimensiones

• Espesor



Vl = 1,85 x 1,5 = 2,8 ~ 3 [m3]

VL= 0.1 x 3 = 0.3 [m3]

VT= 3.3 [m3]

Diseño Equipos

261



3

23Π⋅

=r = 0,782 [m] = 782 [mm]

Entonces

Di = 1.564 [mm]


ll rH ⋅= 2 = 1.564 [mm]

[ ] [ ]mmmr

VH LL 156156,0

782,03.0

22 ==⋅

=⋅

=ππ

• Fondo Estanque.



• Dimensiones


Diseño Equipos

262




• Dimensiones


• Ductos.

• Cuerpo

• Descarga Ácido Concentrado (succión bomba P.TK.4)


• Ducto Limpieza



• Entrada Hombre



Diseño Equipos

263


• Alimentación Ácido Concentrado


• Venteo


Diseño Equipos

264

EQUIPO : REACTOR DESCOMPOSICIÓN TÉRMICA

TAG : R – 1



Capacidad M3 157,5 Diámetro interno mm 6.720

Altura mm 8.400 Espesor mm 8

Diseño Equipos

265

ACCESORIO : QUEMADOR REACTOR R – 1

CANTIDAD : 3



Tipo de Quemador Gas Metano Flujo Total Gas Kg/h 305 Flujo Total Oxigeno Kg/h 1.219 Flujo Total Nitrógeno Kg/h 63,45 Diámetro Inyector mm. 60 Largo Llama mt. 1,5

Diseño Equipos

266

3.10 REACTOR DE DESCOMPOSICIÓN TÉRMICA R – 1.

• Suposiciones.

1. Capacidad normal de servicio igual a 157,5 [m3/h].

2. Volumen gases P.A. igual a 1,5 la capacidad normal servicio.

3. Presión interna de diseño 1 [atm].


5. Diámetro cabezales superior igual al diámetro de la carcaza.

6. Diámetro del inyector de gas igual a 100 veces el largo de la llama.(*)

• Cuerpo Reactor.

Tipo: Rectangular.

Material: Acero al Carbón.

Recubrimiento interno: Ladrillos refractarios de arcilla porosa.

• Dimensiones

• Volumen (Vcil).

Vcil = 157,5 x 1,5 = 236 ~ 240 [m3]


Con cilcilcil rDh ⋅== 2 y cilcil hr ⋅⋅Π= 2V

3

2240

Π⋅=r = 3.36 [m] = 3360 [mm]

(*)Dr. Ing. E. Brizuela – Dra. Ing. S. D. Romano, Combustión, V Unidad, pag. 95-104.

Diseño Equipos

267

Entonces

Di = 6.720 [mm]

• Espesor recubrimiento interno.

Mínimo recomendado = 200 [mm]

• Espesor Coraza.

Acero al Carbón:

PEfrPt

t

ic ⋅−⋅

⋅=

6.0

Con

ft = 17.500 [lb/pulg2]

P = 1 [atm]a = 14,7 [psi]a

ri = 3.360 [mm] = 132,28 [pulg]

E= 0,85

13,07,146,085,0500.17

28,1327,14=

⋅−⋅⋅

=ct [pulg]

Considerando un espesor de corrosión por año de 1/64 debido al recubrimiento refractario,

se obtiene,

=+=+=641013,0corrct ttt 0,29 [pulg] ↔ tt ~ 8 [mm].

• Diámetros.

Diseño Equipos

268

Di = 6.720 [mm] (Diámetro interno)

736.682124.32 =⋅+=+= tie tDD [mm].

• Cabezal Superior e Inferior.

Tipo: Elíptico.

Material:

Carcaza: Acero al carbono.

Recubrimiento interno: Ladrillos refractarios.

• Dimensiones

Altura

Para estos tipos de cabezales el código ASME recomienda R = 2h. Donde para este caso:

R = D/2 = 3.360 [mm] = 132,28 [pulg]

h = 1.680 [mm] = 66,14 [pulg].

• Espesores

Para los cabezales elípticos se tiene:

PEfDPt

tC ⋅−⋅⋅

⋅=

2,02

Donde:

ft = 17.500 [lb/pulg2]

P = 1 [atm]a = 14,7 [psi]a

Diseño Equipos

269

Di = 6.720 [mm] = 264,6 [pulg]

E= 0,85

[ ] [ ]mm 3,3lg13,07,142,085,0500.172

6,2647,14==

⋅−⋅⋅⋅

= putC

[ ]mmttt CtT 3,633,3 =+=+=

Diseño Quemadores

Velocidad del gas ( )gas Densidad tuberiaAreagas Masa V

⋅=

Flujo Total Gas natural[Kg/h] 305,00 Flujo Total Gas natural[Lb/h] 672,41 Flujo Total Gas natural[Lb/seg] 0,19 Numero de Inyectores 3 Flujo por quemador Gas natural[Lb/seg] 0,06 Radio Inyector [mm] 30,00 Radio Inyector [pie] 0,10

Área Inyector [mm2] 2826,0

0 Área Inyector [pie2] 0,03 Densidad gas [g/l] 0,60 Densidad gas [Lb/pie3] 0,04 Velocidad del gas [pie/s] 54,72 Largo Llama [m] 1,50 Diámetro inyector [pulg] 2,4

Diseño Equipos

270

• Ductos.

• Cuerpo



• Alimentación Ácido Concentrado


• Quemador


• Entrada Hombre


• Descarga Gases Planta de Ácido


• Cabezal Inferior

• Descarga Sólidos Fundición


Diseño Equipos

271

3.11 DIMENCIONAMIENTO DE BOMBAS

• Suposiciones

1. El caudal se supone el doble para un funcionamiento holgado de las bombas.

Dimensionamiento de bomba P TK – 1.

Bomba para el traslado de ácido C desde TK – 1 hacia TK – 2.

Bernoulli.

fDD

fss

hBB

hBB

+=

+=

2

1

fDfscc

hhgZg

gvPW ++

Δ+

Δ+

Δ=

2

2

1ρ

Datos

ΔZ Diferencia de Altura 7,09 [pie] ΔP Caída de Presión 0 Δv Diferencia de velocidad v2 – v1 ρ1

Densidad del Líquido 85,52 [Lb/pie3] Qi Caudal del sistema 0,062 [pie3/s] μ Viscosidad del fluido 0,00168 [Lb/(pie s)]

Dinos Diámetro interno de succión 0,250 [pie] Dintd Diámetro interno de descarga 0,167 [pie]

As Área de succión 0,049 [pie2] Ad Área de descarga 0,022 [pie2] Efi Eficiencia de la bomba 0,60

Diseño Equipos

272

Resolviendo.

fDfsC

hhZAg

QW ++Δ+⋅

= 2

2

2

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡==

spie

AQV

S

iS 05,5

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡==

spie

AQV

D

iD 37,11

• Calculo de las perdidas por cañerías.

• Pérdidas en cañería de Succión.

164.32Re 1int =⋅⋅

=μ

ρSS VD

Por gráfica de Rugosidad relativa, Apuntes del Ramo de Mecánica de Fluidos de EIQ.

e/D = 0,0015

Por gráfica de Moody con Re y e/D, de los mismos apuntes, se obtiene el factor de fricción

fs.

fs = 0,026

Diseño Equipos

273

Determinación del Largo Equivalente

Fittings Largo Equivalente Unidades L. equi. [pie] Cañerías 3,28 1 3,28

Entrada ordinaria 2,5 1 2,5 Válvula Bola 50 1 50

Total 55,78

Luego utilizando la ecuación de Darcy tenemos:

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ −

=⋅

⋅⋅=

lbmlbfpie

gDVLf

hCS

Seqsfs 603,4

2int

2

• Perdidas en cañerías de Descarga.

246.48Re 1int =⋅⋅

=μ

ρDD VD

Por gráfica de Rugosidad relativa, Apuntes del Ramo de Mecánica de Fluidos de EIQ.

e/D = 0,0019

Por gráfica de Moody con Re y e/D, de los mismos apuntes, se obtiene el factor de fricción

fs.

fs = 0,027

Diseño Equipos

274

Determinación del Largo Equivalente

Fittings Largo Equivalente Unidades L. equi. [pie] Cañerías 13,648 1 13,648

Entrada ordinaria 1,5 1 1,5 Válvula Bola 30 1 30

Codos 1,5 3 4,5 Válvula Check 7 1 7

Total 56,65

Luego utilizando la ecuación de Darcy tenemos:

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ −

=⋅

⋅⋅=

lbmlbfpie

gDVLf

hCD

DeqsfD 865,36

2int

2

Reemplazando luego en la ecuación siguiente tenemos:

fDfsC

hhZAg

QW ++Δ+⋅

= 2

2

2

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ −

=lbm

lbfpieW 95,48

Calculo Potencia Hidráulica de la bomba (PH):

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ −

=⋅⋅

=lbm

lbfpieefi

QWPH 6,4321ρ

KWHPPH 45,06,0 ≈=

Potencia motor eléctrico (PE):

PHPHPE 7,018,1 =⋅=

Potencia Estandarizada del motor eléctrico = 1 HP

Diseño Equipos

275

Dimensionamiento de Bomba PK – 2.

Tabla Resumen para Bomba alimentación Espesador S – 1.

ΔZ Diferencia de Altura 4,26 [pie]

ΔP Caída de Presión 0

Δv Diferencia de velocidad v2 – v1

ρ1 Densidad del Líquido 85,52 [Lb/pie3]

Qi Caudal del sistema 0,062 [pie3/s]

μ Viscosidad del fluido 0,00168 [Lb/(pie s)]

Dinos Diámetro interno de succión 0,250 [pie]

Dintd Diámetro interno de descarga 0,167 [pie]

As Área de succión 0,049 [pie2]

Ad Área de descarga 0,022 [pie2]

Efi Eficiencia de la bomba 0,60

hfs Perdidas por succión 4,603 ⎥⎦

⎤⎢⎣⎡ −

lbmlbfpie

hfD Perdidas por Descarga 35,028 ⎥⎦

⎤⎢⎣⎡ −

lbmlbfpie

PH Potencia Hidráulica 0,5 HP

PE Potencia Eléctrica 1 HP

Diseño Equipos

276

Dimensionamiento de Bomba S – 1.

Tabla Resumen para Bomba alimentación del estanque TK -5 desde el Espesador S – 1











efi Eficiencia de la bomba 0,60

hfs Perdidas por succión 1,594 ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ −

lbmlbfpie

hfD Perdidas por Descarga 12,473 ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ −

lbmlbfpie


PE Potencia Eléctrica 0,5 HP

Diseño Equipos

277


Tabla Resumen para Bomba alimentación del Filtro F – 1 desde el estanque TK -5.












hfs Perdidas por succión 1,594 ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ −

lbmlbfpie

hfD Perdidas por Descarga 12,473 ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ −

lbmlbfpie



Diseño Equipos

278


Tabla Resumen para Bomba alimentación del Evaporador E – 1 desde el estanque TK -3.













⎤⎢⎣⎡ −

lbmlbfpie


⎤⎢⎣⎡ −

lbmlbfpie


PE Potencia Eléctrica 1 HP

Diseño Equipos

279

Dimensionamiento de Bomba PE – 1.

Tabla Resumen para Bomba alimentación del estanque TK -4 desde el Evaporador E – 1.













⎤⎢⎣⎡ −

lbmlbfpie


⎤⎢⎣⎡ −

lbmlbfpie



Diseño Equipos

280


Tabla Resumen para Bomba alimentación del reactor de Descomposición Térmica R – 1

desde el estanque TK – 4.













⎤⎢⎣⎡ −

lbmlbfpie


⎤⎢⎣⎡ −

lbmlbfpie



Evaluación Económica

191

CAPITULO IV

EVALUACIÓN ECONÓMICA

PLANTA DE DESCOMPOSICIÓN TÉRMICA ÁCIDO TIPO C.


192

ANTECEDENTES GENERALES. Los objetivos específicos planteados en el presente capítulo son:

• Evaluar económicamente el proceso de Descomposición Térmica de ácido sulfúrico

tipo c.


193

DISEÑO DE EQUIPOS Y COSTOS AREA ENFRIAMIENTO Y FILTRADO DE SÓLIDOS

Equipo/Identificación Características Dimensiones Material Costo US$ Estanque ácido c

TK-1 5,5 m3 Polipropileno 4.000

Agitador Estanque TK – 1 4.000

Bombas de ácido P.TK-1

2 unidades 6 m3/h, 0,75 kW

5.000

Estanque enfriamiento

ácido c TK-2

Estanque refrigerado

5,5 m3 Polipropileno 8.000




5.000

Espesador

S-1 5,5 m3 Polipropileno 10.000

Agitador Espesador S – 1 15.000

Bombas de Barro Arsenical

P.S -1 2 unidades 6 m3/h, 0,37

kW 3.000

Estanque ácido c

TK-5 1, 65 m3 Polipropileno 2.000




3.000

Filtro F-1

Tipo Prensa 45.000

Estanque ácido c

TK-3 5,5 m3 Polipropileno 4.000

Bombas de ácido

P.TK-3 2 unidades 6 m3/h, 0,75

kW 5.000

Torre de Enfriamiento 1

T-1 0,4 m3/s 100.000

Bombas de Torre

P.T-1 2 unidades 0,4 m3/s, 1,5

kW 7.500

228.500


194

AREA EVAPORACIÓN DEL ÁCIDO C

Equipo/ Identificación Características Dimensiones Material Costo US$ Evaporador Circulación

forzada Carcasa

Polipropileno 2E-1 Vacío Pa=10

mmHg Tubos High

Incluye bombas silicon steel

P.E-1.1/1.2 (0,37 kW)

1.400.000

Condensador Carcasa y 3

C-1 Tubos High silicon steel

27.000

Estanque ácido Concentrado

TK-4

3,3 m3 Polipropileno 4.000

Bombas ácido

P.TK-4 2 unidades 6 m3/h, 0,37

kW 3.000

1.434.000

AREA DESCOMPOSICIÓN TERMICA

Equipo/ Identificación Características Dimensiones Material Costo US$ Quemador GN-

Oxígeno Q-1

50.000

Reactor Carcasa acero Altura 8,4 m 4

Descomposición Diámetro 6,72

R-1 Refractario Espesor 200 mm

500.000

550.000 TOTAL COSTOS DE EQUIPOS 2.212.500


195

CAPITAL TOTAL DE INVERSIÓN

Capital Fijo Inversión de Capital Fijo Directo US$ Porcentajes Equipos de Procesos 2.212.500 100% Instalación de los equipos 1.106.250 50% Instrumentación y Control 1.106.250 50% Piping, fitting y valvulas 1.327.500 60% Instalaciones eléctricas 221.250 10% Edificios de la Planta 110.625 5% Servicios de la Planta 663.750 30% Terrenos 0 0% Preparación Terreno 221.250 10% Subtotal Capital Fijo Directo 6.969.375

Inversión de Capital Fijo Indirecto

Ingeniería y Supervición 663.750 30% Gastos de Construcción 696.938 10% Honorario Contratista 139.388 2%

Subtotal Capital Fijo Indirecto 1.500.075

Gastos Puesta en Marcha 677.556 8% Continguencias 1.693.890 20% Total Capital Fijo 10.840.896


196

Costo el Producto Insumos Costo Unitario Cantidad US$/año Gas Natural (Des. Térmica) 5 US$/MMBTU 121.439 MMBTU 607.195 Oxígeno (Des. Térmica) 20 US$/ton 10.660 TPA 213.200 Vapor (Evap. Ácido) 5 US$/MMBTU 20.884 MMBTU 104.420 Electricidad 50 US$/MWh 300 MWh 15.000 Agua Enfriamiento 1 US$/ton 17.640 TPA 17.640 Total Insumos 957.455 Recursos Humanos Costo Unitario Cantidad US$/año

Operador Planta 32.000

US$/año/un 0,4 unidad 128.000

Mecánico 32.000

US$/año/un 0,5 unidad 16.000

Instrumentista 32.000

US$/año/un 0,5 unidad 16.000 Total Reursos Humanos 160.000 Mantención Costo Unitario Cantidad US$/año Mantención Anual 140.000 1 140.000 Total Mantención 140.000 Costo Total del Producto 1.257.455 Capital de Trabajo (15% Total Inversión) 1.913.099 Capital Total de Inversión 12.753.995


197

FLUJO DE CAJA PLANTA DE DESCOMPOSICIÓN TÉRMICA Flujo de Caja Planta de Descomposición Térmica Datos Adjuntos Ingresos SO2 producido en PDT 12.070 TPA Porcentaje de conversión SO2 en H2SO4 99 % Costo H2SO4 60 US$/ton Ingresos por H2SO4 producido 724.224 US$/año Ahorro Acido Tipo C 36.960 TPA Costo por transporte ác. C a Copiapo 90 US$/ton Total costo transporte 3.326.400 US$/año Tasas Interes 10% 0,1Impuesto 19% 0,19


198

CUADRO DE FLUJO DE CAJA. Años 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

Inversión 12.753.995

Capital de Trabajo 1.913.099 1.913.099

Ingreso 724.224 724.224 724.224 724.224 724.224 724.224 724.224 724.224 724.224

Ahorro Trans. de ác. C 3.326.400 3.326.400 3.326.400 3.326.400 3.326.400 3.326.400 3.326.400 3.326.400 3.326.400

Costos 1.257.455 1.257.455 1.257.455 1.257.455 1.257.455 1.257.455 1.257.455 1.257.455 1.257.455

Valor de Salvamento 221.250

FCAI 2.793.169 2.793.169 2.793.169 2.793.169 2.793.169 2.793.169 2.793.169 2.793.169 3.014.419

Depreciación 674.813 674.813 674.813 674.813 674.813 674.813 674.813 674.813 674.813

Intereses 1.275.400 1.275.400 1.275.400 1.275.400 1.275.400 1.275.400 1.275.400 1.275.400 1.275.400

Renta Gravable 842.957 842.957 842.957 842.957 842.957 842.957 842.957 842.957 1.064.207

Impuestos 160.162 160.162 160.162 160.162 160.162 160.162 160.162 160.162 202.199

Amortización 1.275.400 1.275.400 1.275.400 1.275.400 1.275.400 1.275.400 1.275.400 1.275.400 1.275.400

Valor de Salvamento 221.250

FCDI -12.753.995 82.208 82.208 82.208 82.208 82.208 82.208 82.208 82.208 1.953.270


199

CALCULO DEL VALOR ACTUAL NETO (VAN) Y TASA INTERNA DE RETORNO (TIR).

Años 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 Inversión 12.753.995 FC 2.763.169 2.763.169 2.763.169 2.763.169 2.763.169 2.763.169 2.763.169 2.763.169 2.763.169 2.763.169 Interes 0,1 0,1 0,1 0,1 0,1 0,1 0,1 0,1 0,1 0,1 0,1(1+i)^n 1 1,10 1,21 1,33 1,46 1,61 1,77 1,95 2,14 2,36 2,591/(1+i)^n 1,00 0,91 0,83 0,75 0,68 0,62 0,56 0,51 0,47 0,42 0,39FCd -12.753.995 2.511.972 2.283.611 2.076.010 1.887.282 1.715.711 1.559.737 1.417.943 1.289.039 1.171.853 1.065.321

VAN 4.224.482 TIR 7%


200

REFERNCIAS BIBLIOGRÁFICAS

1. Plant Design and Economics for Chemical Engineers. Peters, Timmerhaus, West.

Quinta Edición, Figura B – 6, página 893.


Quinta Edición, Figura 14 – 33, página 690.






201

CONCLUSIÓN.

Para el caso específico de regeneración de ácido de la Fundición Chagres, por los altos

contenidos de arsénico en el ácido C, se estima que un proceso de enfriamiento, previo a su

concentración, permitirá precipitarlo principalmente como As2O3 desde el ácido, la

solubilidad del trióxido, en ácido sulfúrico de un 40 a 60% en peso, disminuye

significativamente al reducir la temperatura desde 70 a 30°C

La evaporación del ácido C con 50% en peso se efectúa en un evaporador de doble efecto

de circulación forzada a vacío (10 mmHg). El ácido es concentrado a vacío hasta un 80% a

una temperatura de 95°C.

La eliminación de haluros y mercurio del ácido C se efectúa mediante dos etapas de

evaporación de ácido, previa a la descomposición térmica.

El aplicar la evaporación permitiría además disminuir el consumo energético del proceso

global.

La descomposición térmica se realiza en un reactor por contacto directo del ácido

concentrado proveniente de la evaporación, con un gas producido por la combustión de gas

natural y oxígeno al 95%.

La utilización de oxígeno al 95% y no de aire, para la combustión del gas natural, permite

un menor consumo de combustible y un bajo flujo en los gases de salida del reactor,

condición necesaria para poder ingresar los gases de anhídrido sulfuroso a la zona de

limpieza de la planta de ácido.

La temperatura óptima de descomposición se determinó estar entre 950 a 1050°C.


202

La selección de materiales para el manejo de ácido sulfúrico exige una comprensión clara

del comportamiento de este ácido, como agente corrosivo y conocimiento completo del

sistema o problema particular respecto a concentración del ácido, presencia y concentración

de otros iones, contaminantes, temperatura de operación, velocidad de flujo y presencia de

sólidos en suspensión. El hierro fundido alto en silicio tal como “Duriron” (carbón total

del 1%, manganeso 1.5%, 0.15% P, 0.15% S, silicio del 15%, Cu del Cr del 5% 1Mo%,

0.5%,) posee la mejor resistencia a la corrosión, sobre una gama de ácido sulfúrico de 0 al

100%, de todos los metales y aleaciones "comerciales"

La estimación de costos para la planta industrial entrega un costo total de inversión de US$

11.312.866 y un costo operacional de US$/año 1.257.455.

El ácido sulfúrico producido del SO2 retornado a la Planta de Ácido genera un ingreso

adicional de US$/año 724.224.

Adicionalmente, la descomposición térmica permite ahorrar en transporte, por concepto de movilización del ácido, un monto de US$/año 3.326.400.

La evaluación económica entrega para esta alternativa de tratamiento para el ácido C de Fundición Chagres un VAN de US$ 4.224.482 y un TIR del 7%.

Anexo I

191

ANEXO I

TABLAS Y FIGURAS PARA DISEÑO DE INTERCAMBIADORES DE CALOR

Anexo I

192

Tabla 16.

Anexo I

193

Tabla 17.

Anexo I

194

Figura 31.

Anexo I

195

Figura 32.

Anexo I

196

Figura 33.

Anexo I

197

Figura 34

Anexo I

198

Figura 35

Anexo I

199

Figura 36

Anexo II

200

ANEXO II

MATERIALES DE CONSTRUCCIÓN Y COMPORTAMIENTO DEL

ÁCIDO SULFÚRICO EN CONDICIONES DE PROCESO.

Anexo II

201

Materiales de construcción.

La selección de materiales para el manejo de ácido sulfúrico exige una comprensión clara

del comportamiento de este ácido, como agente corrosivo y conocimiento completo del

sistema o problema particular respecto a concentración del ácido, presencia y concentración

de otros iones, contaminantes, temperatura de operación, velocidad de flujo y presencia de

sólidos en suspensión.

No existe un material único adecuado para todas las posibles situaciones, de modo que a la

simple pregunta ¿qué acero resiste al ácido sulfúrico?...debe suceder la única respuesta

correcta: depende de las condiciones. El ácido sulfúrico en concentración bajo 85% a

temperatura ambiente y bajo 65 % a temperatura alta (66ºC), tiene carácter ‘’reductor’’.

Sobre estos valores de concentración, tiene un carácter ‘’oxidante’’. La presencia de otras

especies disueltas en el ácido (oxígeno, Fe3+, Cu2+, Cl-) pueden cambiar este carácter.

Los elementos de aleación principales en los aceros inoxidables y Alloys, Cr, Ni, Mo, W,

determinan su resistencia a la corrosión. El cromo es responsable del carácter inoxidable de

los aceros, al formar una capa pasiva de óxido de cromo, protectora. Un ambiente reductor

tiende a destruir (disolver) esta capa pasiva, dejando el metal base expuesto a la corrosión.

En ambiente oxidante, la capa pasiva se engrosa, protegiendo al material. A mayor

contenido de cromo, en el acero, mayor es la resistencia a la corrosión en medio oxidante.

El molibdeno y el tungsteno, confieren al acero, una resistencia a la corrosión en medios

reductores. Estabilizan la capa pasiva de óxido de cromo, contrarrestando al medio

reductor. A mayor contenido de molibdeno y tungsteno, mayor es la resistencia a la

corrosión en medio reductor.

Anexo II

202

Tipos de aceros y Alloys

Dependiendo de las condiciones, es posible utilizar alguno de los siguientes aceros y

Alloys, entre otros:

• Acero al carbono

• Aceros austeníticos (304, 316, 317)

• Aceros especiales (254SMO, 654SMO, SAF2507)

• Alloys (Alloy 28, Alloy 20, 904L)

• Hastelloy (B2, C276, C2000)

• Titanio aleado

• Tantalio

• Circonio

ACIDO SULFURICO DILUIDO Aceros inoxidables austeníticos. A medida que se diluye el ácido, su porcentaje de disociación aumenta pero al mismo

tiempo su concentración disminuye. En el extremo de muy baja concentración su carácter

reductor y agresividad se encuentra disminuida. El acero al carbono no es apto para estas

condiciones pero los aceros austeníticos de la serie 300 podrían ser utilizados, a veces, en

su variedad L de bajo carbono. El acero 304L sólo resiste concentraciones menores de

1%(de ácido puro) y a temperatura ambiente, por no contener molibdeno. El acero 316L

(con molibdeno) en cambio, resiste hasta 10% (de ácido puro) a temperatura ambiente,

siempre y cuando se mantenga una buena aireación (oxigenación), para mantener la capa

pasiva de óxido de cromo (hay reportes de haber usado el 316L hasta 50ºC en esta

concentración, con buena aireación). El acero 317 (con molibdeno), puede ser usado hasta

5% (de ácido puro) a 65ºC. A temperatura de ebullición, ninguno de los aceros

mencionados es adecuado. Para una concentración 10% (de ácido puro) las velocidades de

corrosión uniforme son: 16.8 mm/ año (304L), 16.1 mm/año(316L) y 7.5 mm/año (317L),

Anexo II

203

todas muy sobre el límite de 0.1 mm/ año normalmente aceptado como adecuado para una

instalación. La presencia de cloruros en el ácido, va a producir un aumento en la velocidad

de corrosión uniforme y picaduras.

ACIDO SULFURICO CONCENTRADO

Acero al carbono

Cuando la concentración de ácido supera 70-80%, el ácido está poco disociado y tiende a

reaccionar muy lentamente con el hierro. A temperatura ambiente, el producto formado,

sulfato ferroso, tiene una escasa solubilidad en este medio, por lo que forma una capa

protectora sobre la superficie del acero, que evita la corrosión ulterior del material (se dice

que el acero se pasiva). Es posible utilizar líneas de cañería y estanques para manejar ácido

sulfúrico (puro) ‘’concentrado’’. Si se trata de un flujo, la capa pasivante de sulfato ferroso

puede ser destruida por la erosión del fluido por lo que se recomienda no exceder una

velocidad lineal de 0.6 m/s.

Aceros inoxidables austeníticos.

Tanto el acero inoxidable 304, 304L y 316L pueden ser utilizados a temperatura ambiente

en el rango de concentración 80- 100%(ácido puro). A concentraciones menores de 80%, la

pasividad de la capa de óxido puede perderse y el comportamiento es errático. Los aceros

mencionados no son aconsejables para temperaturas mayores. Hay reportes que establecen

para un ácido 93% un límite de 40ºC y para un ácido 98.5% un límite de 70ºC, para el acero

304L.

Anexo II

204

ACIDO SULFURICO DE CONCENTRACIÓN MEDIA

Aceros inoxidables austeníticos

El rango de concentración intermedio, 10-80%, es el más difícil de manejar y ninguno de

los aceros austeníticos mencionados se presta para este nivel de concentración aún a bajas

temperaturas. Todos sufren corrosión a velocidades inaceptables.

Acero al carbono

El sulfato ferroso formado, al reaccionar el hierro con el ácido sulfúrico, es bastante soluble

en el ácido, a estos niveles de concentración, por lo que no forma una capa protectora sobre

el acero, el que sin pasivarse en contacto con el ácido, se corroe rápidamente.

CURVAS DE ISOCORROSION

Un buen punto de partida para la elección de un acero apto para ácido sulfúrico, lo

constituyen las curvas de isocorrosión de los distintos materiales en el ácido. Estas curvas

cubren en forma gráfica, todo el rango de concentraciones de ácido en el eje X, e indican la

temperatura del ácido en el eje Y, a la cual se produce una velocidad de corrosión uniforme

a razón de 0.1 mm/año. Este es el límite normalmente aceptado para una instalación.

Mientras más alta la curva mayor es la resistencia a la corrosión. Estas curvas normalmente

son para ácido puro o para ácido con algún contaminante particular, a una concentración

particular. Se suele incluir en una sola gráfica varias curvas de isocorrosión de materiales

distintos, para fines de comparación La presencia de otros iones en el ácido, puede

modificar la curva de isocorrosión, de modo que para cada caso particular (su sistema)

existe una curva particular. Hay especies como cloruro, que no sólo modifican la velocidad

de corrosión uniforme sino que además, producen otro tipo de corrosión conocida como

picadura o ‘’pitting’’, cuya velocidad es impredecible.

Anexo II

205

Comparación entre: Acero carbono SAF2304 SAF2507 Duplex 2205 904L Titanio (en ácido sulfúrico puro)

ACERO 904L

Propiedades

A veces considerado un acero austenítico de alta aleación, es en realidad una Alloy de

níquel como lo indica su número UNS (N08904). Fue diseñado para resistir condiciones de

alta corrosividad. Con 20% de cromo, 25% de níquel, 4.5% de molibdeno más 1.5% de

cobre, resiste la agresividad del cloruro como también la de ambientes reductores, dentro de

los cuales está el ácido sulfúrico de concentración baja a media. Los niveles de níquel y

molibdeno le confieren gran resistencia a la corrosión bajo tensión (SCC o cracking) en

Anexo II

206

medios con cloruros. El cromo y molibdeno lo hacen resistente a la corrosión por picadura

o pitting en presencia de cloruros, por sobre el 316 y 317. La presencia de cobre en la

aleación contribuye a aumentar su resistencia a la corrosión en medios reductores. Esta

aleación fue diseñada para manejar ácido sulfúrico diluido. En ácido sulfúrico puro, puede

ser usado en todo el rango de concentración (0- 98%) hasta 40ºC.

Corrosión uniforme Otra forma de comparar la resistencia a la corrosión uniforme, distinta de las curvas de

isocorrosión, es medir la velocidad de corrosión (mm/año) de los materiales, al ser

sometidos a la acción de distintos medios a la temperatura de ebullición. Esta condición

está por encima de la mayoría de las condiciones de operación reales, pero es una manera

acelerada de probar materiales y comparar.

Corrosión por picaduras

Tanto la resistencia a la corrosión por picaduras(pitting) y en grietas(crevice) se puede

probar en forma comparativa, sometiendo los materiales a la acción de una solución de

prueba(cloruro férrico 10%) durante un período fijo de tiempo, a una temperatura dada.

Esta temperatura se varía para cada ensayo. Después de cada ensayo se observa la aparición

de picaduras o ataque. La temperatura más baja a la cual comienza a observarse el ataque se

Anexo II

207

registra. Esta es la CPT(temperatura crítica de picaduras) o CCT(temperatura crítica en

grietas).

Alloy20

Propiedades

Es un Alloy de níquel, UNS ( N08020 ), diseñado especialmente para manejar ácido

sulfúrico de concentración baja a intermedia. Un 19.5% de cromo, 33% de níquel, 2.5% de

molibdeno más 3.2% de cobre, le confieren una gran resistencia a la corrosión por agentes

agresivos como cloruros y agentes reductores como ácido sulfúrico. Tiene gran resistencia

a la corrosión por picaduras y a la corrosión bajo tensión producidas por cloruro. El

contenido de cobre y níquel es responsable de la mayor resistencia al ácido sulfúrico

reductor. Una pequeña cantidad de columbio + tantalio (máx 1%), evitan la precipitación de

carburos en la zona afectada por el calor en una soldadura. Esto permite su uso, después de

soldada, sin tratamiento térmico y sin perder su resistencia a la corrosión, en esa zona.

Puede ser usado en todo el rango de concentraciones (0-100%) de ácido sulfúrico (puro),

hasta 60ºC, sin superar una velocidad de corrosión uniforme de 0.12 mm/año. La máxima

velocidad de corrosión está en el rango 60-75% de ácido. La presencia de ión Fe3+ y Cu2+

en el ácido tiene un efecto inhibidor, disminuyendo la velocidad de corrosión. El cloruro,

sobre cierto nivel, en cambio, aumenta la corrosión, produciendo picaduras.

Anexo II

208

Corrosión uniforme

Con fines comparativos se incluye una tabla con las velocidades de corrosión (mm/año) del

Alloy20 en diversas disoluciones a ebullición.

Corrosión por picaduras

El Alloy20 tiene una resistencia a picaduras y corrosión en grietas, comparable a la del

acero 316, por sus similares niveles de Cr y Mo. La resistencia a corrosión bajo tensión o

cracking es superior.

Anexo II

209

Hastelloy - Ti - Ta - Zr

Hastelloy B2 Posee buena resistencia a la corrosión en el rango de concentración medio y alto. Más

apropiado para condiciones reductoras, es susceptible a contaminantes oxidantes como

ácido nítrico, cloro, cloruro cúprico, cloruro férrico, sulfato férrico y aireación constante.

En ácido sulfúrico puro al 10% se puede llegar hasta 54ºC sin superar el límite de 0.12

mm/año como velocidad de corrosión. Para un ácido al 68% el límite es 160ºC y para uno

al 98 % el límite es 110ºC.

Hastelloy C-276 Bajo condiciones oxidantes puede usarse en todo el rango de concentraciones. Puede

soportar la presencia de cloruros hasta 200 ppm en todo el rango de concentración y hasta

70ºC. Para un ácido 10% 70ºC es el límite para no superar una velocidad de corrosión de

0.12 mm/ año. Para un ácido al 68% el límite es 54ºC y para uno al 98% el límite es 77ºC.

Hastelloy 2000 Un alto contenido de cromo asegura una gran resistencia a la corrosión en ambiente

oxidante, mientras que un alto contenido de molibdeno y tungsteno aseguran una gran

resistencia a la corrosión en ambientes reductores. El Hastelloy 2000 ha logrado combinar

ambos aspectos. En ácido sulfúrico puro de características reductoras, entre 0-60% y en

caliente, el Hastelloy 2000 supera al más conocido Hastelloy C-276 por un orden de

magnitud. En efecto con una solución de prueba (ASTM G-28A) a ebullición, las

velocidades de corrosión uniforme son 6.25 mm/año para el Hastelloy C-276 y sólo 0.65

mm/año para el Hastelloy 2000.

Titanio

El titanio puro (CP) tiene excelente resistencia a la corrosión, en ambientes oxidantes, que

preservan la capa pasiva de óxido de titanio, pero no es adecuado para ambientes

reductores. En efecto, es clara su deficiencia en ácido sulfúrico puro, en relación a otros

Anexo II

210

aceros y alloys. El titanio aleado Gr12 (0.3%Mo, 0.8%Ni) y Gr16 (0.005%Pd), son muy

superiores. En efecto, a 50ºC el titanio CP resiste hasta 2% de ácido sin superar el límite de

0.12 mm/año como velocidad de corrosión, el titanio Gr12 resiste hasta 5% de ácido y el

titanio Gr16 resiste hasta 24% de ácido. Una gran ventaja es su baja densidad (4.51 g/cm3).

Tantalio Es un metal de extraordinaria resistencia a la corrosión, comparable a la del vidrio. Con

ácido sulfúrico 40% a ebullición la velocidad de corrosión es cero. Con ácido sulfúrico

98% a ebullición, la velocidad de corrosión es menor que 0.05 mm/año. Sólo se corroe

frente a fluor, ácido fluorhídrico, trióxido de azufre, ácido sulfúrico fumante, álcalis fuertes

concentrados y algunas sales fundidas. Un inconveniente es su alta densidad(16.6 g/cm3).

Circonio

Es excepcionalmente resistente a la corrosión en ácidos (ácido sulfúrico 50-70% a alta

temperatura) y álcalis comunes, agua de mar y otros medios. Se utiliza puro (contiene 1-3%

hafnio) y aleado (Zircadyne, Zircaloy-2, Zircaloy-4). Es además refractario (funde a

1852ºC). Es biocompatible.

Hierro Fundido Alto en Silicio. (Duriron)

Un hierro fundido alto en silicio tal como “Duriron” (carbón total del 1%, manganeso

1.5%, 0.15% P, 0.15% S, silicio del 15%, Cu del Cr del 5% 1Mo%, 0.5%,) posee la mejor

resistencia a la corrosión, sobre una gama de ácido sulfúrico de 0 al 100%, de todos los

metales y aleaciones "comerciales". Se utiliza extensamente para muchas aplicaciones de

ácido sulfúrico. Es duro, frágil, susceptible a los choques térmicos severos, y disponible

solamente en forma moldeada, pero es relativamente barato, no contiene elementos de

aleación "estratégicos", no es afectado por la aireación, y es muy resistente a la erosión de

la corrosión, particularmente cuando los sólidos están en suspensión en el líquido

manejado, debido a su dureza inherente. Los equipos hechos de esta aleación incluyen las

bombas, válvulas, intercambiadores de calor, tubos de calefacción del concentrador de

ácido sulfúrico, spargers, ventiladores, recipientes pequeños, tanques de almacenamiento,

Anexo II

211

tuberías y uniones, ánodos, casquillos de burbuja, y secciones de torres. La aleación más

usada está bajo el nombre comercial de Duriron.

La figura es una carta de isocorrosión para Duriron. Esta carta es diferente a la de otros

materiales debido a que la curva en el punto de ebullición no supera el rango de 5 a 20

mpy. Esto indica la buena resistencia incluyendo la temperatura de ebullición. La corrosión

en ácidos fuertes a elevadas temperaturas es de menos de 5 mpy y generalmente es cero.

Como los otros hierros fundidos grises, Duriron no se recomienda para ácidos

deshidratados o para ácidos al 100%. El dióxido de sulfuro y fluoruro, cuando están

presentes en el ácido sulfúrico, puede aumentar la corrosión considerablemente. Duriron se

ha utilizado a temperaturas tan altas como 1000°F (538°C), pero debe ser calentado y

refrescado lentamente para evitar un choque térmico.

Anexo II

212

CONSTRUCCIÓN DE EQUIPOS

Siempre que es posible, los evaporadores se construyen con algún tipo de acero. Sin

embargo, muchas disoluciones atacan a los metales férreos y se producen contaminación.

En estos casos se utilizan materiales especiales tales como cobre, níquel, acero inoxidable,

grafito y plomo. Puesto que estos materiales son caros, resulta especialmente deseable

obtener elevadas velocidades de transmisión de calor con el fin de minimizar el costo del

equipo.

El diseñador de un evaporador ha de tener en cuenta muchas otras características del

líquido. Algunas de ellas son el calor específico, el calor de concentración, la temperatura

de congelación, la liberación de gas durante la ebullición, la toxicidad, los peligros de

explosión, la radiactividad y la necesidad de operación estéril. Debido a la gran variedad de

propiedades de las disoluciones, se han desarrollado diferentes tipos de evaporadores. La

elección para el caso de un problema específico depende esencialmente de las

características del líquido.

Los evaporadores diseñados para concentrar el ácido sulfúrico hasta el 75% se pueden

fabricar de poliéster y fibra de vidrio reforzada o de revestido plástico, caucho- esmaltado,

o acero revestido de plomo. En concentraciones y temperaturas altas es posible utilizar las

líneas de acero recubierto con FEP y protegido con dos capas de ladrillos del carbón. Los

intercambiadores de calor generalmente son construidos de grafito impregnado con resina

de fenol, en este caso pueden ser operados con temperaturas de pared < a 165°C y las

concentraciones de H2SO4 < a 84%. Las bombas de ferrosilicona son capaces de soportar

temperaturas < 140°C y una concentración del ácido sulfúrico de 75%. Materiales de

construcción especiales se requieren para condiciones más críticas.

Resumen de materiales de construcción de equipos y tuberías para grados y fuerzas

estándar de ácido sulfúrico a temperatura ambiente.

Anexo II

213

Producto Materiales

de tanques

de

almacenaje

Tuberías y

Uniones

Válvulas Empaquetaduras Bombas Sellos

Bomba

Ácido sulfúrico

54° - 60° Bé 66°

Bé - 100%

Acero

pesado

Acero, tubería

Schedule 80,

uniones de

soldadura y

rebordes de la

soldadura 150-lb.

Tubería de hierro

fundido, con hierro

fundido aumentan

las uniones 250-lb.

Aleación FA-20

con TFE. Sellos y

reborde plástico

150-lb.

Entrada, Aleación

FA-20, Manga

plástica de TFE y

rebordes 150-lb.

Plástico TFE.

Plástico CFE.

Asbesto

comprimido.

Asbesto africano

azul.

Centrifuga

- Aleación

tipo FA-

20.

Todo el

hierro con

Aleación

FA-20.

Hierro

fundido

con alto

silicio.

Packless o

sellos

mecánicos en

Plástico TFE,

Plástico

CFE, Grafito

– lubricado

con asbesto

africano azul

Electrolito de

ácido sulfúrico

y otros grados

hasta 60° Bé

Acero o

madera con

guarnición

de plomo

químico

Tubería de plomo

químico, mínimo ¼

in. grueso de pared,

con antimonio del

6% conduzca los

rebordes de 125

libras o traslape

los rebordes

comunes.

Tubería y

guarniciones de

hierro fundido con

alto silicio.

Tubería normal y

guarniciones de

cloruro de

polivinilo (PVC).

de impacto rígido,

Schedule 80

Aleación FA-20 o

Hierro fundido con

alto silicio con

sello plástico de

TFE y reborde 150-

lb.

Antimonio del 6%

con sello plástico

de TFE y reborde

150-lb.

Entrada, Aleación

FA-20, Manga

plástica de TFE y

rebordes 150-lb

Entrada, Aleación

FA-20, Manga

plástica de TFE y

rebordes 150-lb

Plástico TFE.

Plástico CFE.

Asbesto

comprimido.

Asbesto africano

azul.

Centrifuga

- Aleación

tipo FA-

20.

Aleación

FA-20.

Hierro

fundido

con alto

silicio.

Packless o

sellos

mecánicos en

Plástico TFE,

Plástico

CFE, Grafito

– lubricado

con asbesto

africano azul

Anexo II

214

Electrolito de

ácido sulfúrico

66° Bé

Acero o

madera con

guarnición

de plomo

químico.

Acero con

guarnición

fenolica

cocida al

horno

“Heresite”

P-403

Tubería de plomo

químico, mínimo ¼

in. grueso de pared,

con antimonio del

6% conduzca los

rebordes de 125

libras o traslape

los rebordes

comunes.

Tubería y

guarniciones de

hierro fundido con

alto silicio.

Aleación FA-20 o

Hierro fundido con

alto silicio con

sello plástico de

TFE y reborde 150-

lb.

Antimonio del 6%

con sello plástico

de TFE y reborde

150-lb. Entrada,

Aleación FA-20,

Manga plástica de

TFE y rebordes

150-lb

Plástico TFE.

Plástico CFE.

Asbesto

comprimido.

Asbesto africano

azul.

Centrifuga

- Aleación

tipo FA-

20.

Aleación

FA-20.

Hierro

fundido

con alto

silicio.

Packless o

sellos

mecánicos en

Plástico TFE,

Plástico

CFE, Grafito

– lubricado

con asbesto

africano azul

Ácido Sulfúrico

Químicamente

Puro

(reactivo ACS)

95.5 -96.5%

Acero con

líneas de

cristal

Cristal Pyrex

Manguera de

plástico TFE

Válvulas de

porcelana "Y" con

disco plástico de

TFE y los rebordes

de 150 libras.

Plástico tipo TFE. Centrífuga

tipo cristal

alineado.

Tipo de

diafragma

con

diafragma

del

plástico de

TFE o de

CFE

Plástico TFE.

Plástico

CFE.

TFE: Politetrafluoroetileno, nombre comercial representativo, Teflón.

CFE: Policlorotrifluoroetileno, nombres comerciales representativos, Plástico Genetron

VK, Kel – F y Fluoroetileno.

Aleación FA – 20: nombres comerciales representativos, Durimet 20, Aloyco 20, Carpenter

20.

Anexo II

215

Comportamiento del Ácido Sulfúrico en condiciones de Proceso.

Gráfico de concentración de las fracciones de líquido y vapor, en función de la temperatura

en ºC.

Rango 10% al 100% de fracción líquida.

ác. sulfurico ( X/Y)

0

5

10

15

20

25

30

35

40

45

50

55

10 20 30 40 50 60 70 80 90 98 99 100

X

Y

100150200250300350

Anexo II

216

Rango 80% al 100% de fracción líquida


0

5

10

15

20

25

30

35

40

45

50

55

80 90 98 99 100

X

Y

100150200250300350

Rango 90% al 100% de fracción líquida


0

5

10

15

20

25

30

35

40

45

50

55

60

90 92 94 96 97 98 98,5 99 99,5 100

X

Y

100150200250300350

Anexo II

217

Curvas de Ebullición de soluciones acuosas de Ácido Sulfúrico, en función de la

presión de vacío [mmHg].

Curvas de Ebullición soluciones acuosas Ácido Súlfurico

0

50

100

150

200

250

300

350

400

10 20 30 40 50 60 70 80 90 98 100

Concentración

Tem

pera

tura

100190380570760502510

Anexo II

218

Resina para Protección Química de Equipos.

PALATAL A – 430.

Naturaleza

Palatal A 430 es un epoxi-viniléster en base a Bisfenol A, disuelto en estireno. Esta resina

es de reactividad media y viscosidad media.

Aplicación

Palatal A 430 es apropiado para la fabricación de piezas reforzadas con fibra de vidrio de

propiedades mecánicas superiores para aquellas aplicaciones que requieren excelente

resistencia química (estanques, protección anticorrosión, ingeniería hidráulica, renovación

de sistemas de alcantarillado). Los laminados en base a Palatal A 430 reforzado con fibras

de vidrio presentan excelente resistencia térmica permanente y alta resistencia a grandes

cargas mecánicas dinámicas. Las piezas de Palatal A 430 sin refuerzo corresponden al tipo

11310 según DIN 16 946/2 y se clasifican dentro del grupo 5 según DIN 18 820/1.

Propiedades en estado de suministro (valores típicos)

(La viscosidad y la reactividad pueden experimentar cambios en caso de almacenamiento

prolongado)

Anexo III

219

ANEXO III

DETERMINACIÓN DE INFORMACIÓN BÁSICA

Anexo III

220

DETERMINACIÓN DE INFORMACIÓN BÁSICA

Solubilidad de Trióxido de Arsénico en Ácido Sulfúrico

Tiempo de Solubilización

Se realizaron 2 series de 18 ensayos cada una, de solubilización de trióxido de arsénico en

ácido sulfúrico analítico al 50% en peso, a una temperatura de 70°C, tomando muestras en

un periodo de 48 horas.

Los primeros 18 ensayos se realizaron disolviendo previamente el trióxido en agua caliente

y luego mezclando dicha solución con la cantidad necesaria de ácido sulfúrico al 98%, para

obtener una concentración de 50% en peso. Los 18 ensayos restantes se efectuaron

disolviendo el trióxido directamente en ácido sulfúrico al 50%.

Los resultados se muestran en la figura 1. Las soluciones preparadas fueron calentadas

inicialmente a temperaturas mayores, a la de experimentación, de 70 ºC. Se puede observar

que en ambos métodos de disolución, la concentración de As2O3 disuelto en el H2SO4 al

50%, se mantiene prácticamente constante luego de 24 horas de agitación a 70°C. De

acuerdo a estos valores, se decidió realizar las experiencias posteriores manteniendo el

tiempo de solubilización por un periodo de 24 horas. Los resultados experimentales

entregan un valor de solubilización de 12 g/l de trióxido de arsénico en ácido sulfúrico al

50% a la temperatura de 70 ºC. La bibliografía consultada entrega un valor de 10 g/l para

iguales condiciones.

Anexo III

221

Solubilización de AS2O3 en H2SO4 al 50%

0,0

2,0

4,0

6,0

8,0

10,0

12,0

14,0

16,0

0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50

Tiempo (hrs)

ppm

As2

O3

-

Serie de Ensayos 1

Serie de Ensayos 2

Promedio

Figura 36: Solubilidad de As2O3 respecto al tiempo de agitación a 70ºC

Solubilidad de As2O3 en Función de la Concentración de H2SO4 Analítico

En estos ensayos la concentración de ácido sulfúrico analítico se varió en el rango de 30 a

60% en peso y se tomaron datos entre 50 y 70°C, luego de 24 horas de agitación. Los

resultados se muestran en la figura 2. Los datos obtenidos son ligeramente mayores a los

datos bibliográficos recopilados1.

1 R. Reddy, J. Hendrix, P. Queneau, “Arsenic Metallurgy Fundamentals and Applications”, p. 293-294

Anexo III

222

Solubilidad de As en Ácido Sulfúrico

0

5

10

15

20

25

0 10 20 30 40 50 60 70

% H2SO4

As2

O3

(g/l)

- 70°C

60°C

50°C

Figura 37 Solubilidad de As2O3 en función de la temperatura y Concentración de ácido

sulfúrico

Solubilidad de As2O3 en Función de la Concentración de Ácido C

Las pruebas con ácido C se realizaron variando la concentración del ácido entre 30 a 60%

en peso, a temperaturas entre 20 y 70°C, manteniendo las soluciones a temperatura y

agitación constante por periodos de 24 horas. Los resultados se muestran en la figura 3.

La experimentación realizada indica que un proceso de enfriamiento de soluciones de ácido

C al 50 %, saturadas en trióxido de arsénico, permitiría disminuir la concentración de este

compuesto desde 14 g/l a 7g/l, al enfriar desde 70 ºC a 30 ºC, lográndose una importante

remoción de arsénico del sistema mediante cristalización. Un ácido C al 45 % muestra una

disminución de solubilidad del trióxido desde 16 a 7 g/l a igual gradiente de temperatura.

Anexo III

223

Solubilidad de As en ácido C

0

5

10

15

20

25

30

0,0 10,0 20,0 30,0 40,0 50,0 60,0

% H2SO4

As2

O3

(g/l)

-

70°C60°C50°C30°C20°C

Figura 38: Solubilidad de As2O3 en ácido C

Vaporización del Ácido C

Se realizaron 12 ensayos de vaporización de ácido C a presión atmosférica y 9 ensayos a

vacío.

El volumen inicial utilizado en estos ensayos fue de 1 litro. La vaporización se efectuó

mediante calentamiento eléctrico del ácido C y los vapores generados se condensaron y

recolectaron en cada experiencia. Luego de la vaporización, el volumen del ácido C

remanente fue restituido a 1 litro, agregando agua destilada, con objeto de determinar, a

través de análisis de absorción atómica, la composición de los elementos que

permanecieron en el ácido no evaporado.

Los resultados de las pruebas a presión atmosférica se muestran en la tabla 18.

Anexo III

224

Tabla 18: Resultados de las pruebas de vaporización a presión atmosférica H2SO4 Cu Fe Pb Zn Mo Na Al F Cl Hg As δ

% mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l gr/ccOriginal 44,52 3.780 1.560 < 0,5 460 42,8 1.128 204 1.400 903 5,00 4.150 1,37

Evaporación 10% 45,21 3.960 1.560 1,22 472 37,0 1.072 125 1.050 778,0 4,70 4.900 1,38 Evaporación 20% 45,48 3.940 1.600 1,64 478 40,6 1.090 138 600 501,3 4,40 4.925 1,38 Evaporación 30% 45,20 3.880 1.580 1,24 470 41,0 1.086 132 455 283,4 4,70 4.725 1,38 Evaporación 30% 45,12 3.980 1.520 4,20 467 41,2 1.044 137 395 304,1 4,40 4.775 1,38 Evaporación 40% 45,54 3.980 1.580 2,92 470 42,4 1.100 186 180 114,0 4,20 4.750 1,38 Evaporación 50% 45,01 3.880 1.620 2,56 474 42,6 1.068 148 75 < 20 0,93 4.650 1,38 Evaporación 50% 45,60 3.900 1.600 1,60 472 44,0 1.064 150 55 < 20 0,83 4.700 1,38 Evaporación 60% 44,80 3.880 1.552 1,46 470 41,2 1.034 146 49 < 20 0,40 4.400 1,37 Evaporación 70% 44,70 3.900 1.460 1,40 470 41,8 1.057 138 36 < 20 0,40 4.650 1,37

Muestra

Los análisis químicos de la evaporación a presión atmosférica indican que a través del

proceso de vaporización los elementos que son retirados del ácido C son el cloro, el flúor y

el mercurio. Las figuras 4, 5 y 6 muestran el comportamiento de estas impurezas respecto al

porcentaje en peso del ácido obtenido, luego de la evaporación a presión atmosférica.

Concentración de F en proceso evaporaciónRespecto a la Concentración de Ácido

0,00

200,00

400,00

600,00

800,00

1000,00

1200,00

1400,00

1600,00

40 50 60 70 80 90 100% H2SO4

ppm ppm F-

Figura 39: Flúor en ácido final luego de la evaporación a P atmosférica

Anexo III

225

Concentración de Cl en proceso evaporaciónRespecto a la Concentración de Ácido

0,00

100,00

200,00

300,00

400,00

500,00

600,00

700,00

800,00

900,00

1000,00

40 50 60 70 80 90 100% H2SO4

ppm ppm Cl-

Figura 40: Cloro en ácido final luego de evaporación a P atmosférica

Concentración de Hg en proceso evaporaciónRespecto a la Concentración de Ácido

0,00

1,00

2,00

3,00

4,00

5,00

6,00

40 50 60 70 80 90 100% H2SO4

ppm ppm Hg

Figura 41: Mercurio en ácido final luego de evaporación a P atmosférica

Anexo III

226

Las pruebas a vacío se realizaron a 500 mbar. Los resultados de las pruebas a vacío se

muestran en la tabla 3.

Tabla 19: Resultados de las pruebas de vaporización a vacío

H2SO4 Cu Fe Pb Zn Mo Na Al F Cl Hg As δ

% mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l gr/ccOriginal 44,52 3.780 1.560 < 0,5 460 42,8 1.128 204 1.400 903 5,00 4.150 1,37

Evaporación 10% 45,66 3.800 1.600 1,04 452 41,6 1.072 185 950 747,0 6,10 4.903 1,38

Evaporación 20% 45,70 3.800 1.600 1,96 448 40,8 1.064 172 700 564,0 6,00 4.788 1,38

Evaporación 30% 45,29 3.840 1.580 3,34 444 41,6 1.068 180 495 280,0 5,20 4.638 1,37

Evaporación 30% 45,66 3.800 1.580 1,70 460 40,8 1.050 169 550 356,0 4,20 4.700 1,38

Evaporación 40% 44,69 3.760 1.620 1,50 450 40,4 1.006 172 345 107,0 3,30 4.213 1,37

Evaporación 40% 45,12 3.720 1.600 0,96 462 40,6 1.014 165 380 40,00 3,70 4.538 1,37

Evaporación 50% 44,77 3.720 1.600 1,14 460 40,8 1.016 157 125 55,00 1,40 4.650 1,37

Evaporación 60% 45,35 3.800 1.560 0,50 460 41,8 1.012 152 50 55,00 0,34 4.263 1,37

Muestra

Las pruebas a vacío entregan resultados similares a los observados en las pruebas a presión

atmosférica. Las figuras 7, 8 y 9 muestran el comportamiento de las impurezas en la

vaporización a vacío.

Concentración de F- en proceso de evaporaciónRespecto a la Concentración de Ácido

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

1600

40 50 60 70 80 90 100% H2SO4

ppm

F- .

Figura 42: Flúor en ácido final luego de evaporación a vacío

Anexo III

227

Concentración de Cl en proceso evaporaciónRespecto a la Concentración de Ácido

0

100

200

300

400

500

600

700

800

900

1000

40 50 60 70 80 90 100% H2SO4

ppm

Cl-

.

Figura 43: Cloro en ácido final luego de evaporación a vacío

Concentración de Hg en proceso de evaporaciónRespecto a la Concentración de Ácido

0

1

2

3

4

5

6

7

40 50 60 70 80 90 100% H2SO4

ppm

Hg

.

Figura 44: Mercurio en ácido final luego de evaporación a vacío

Anexo III

228

La figura 45 muestra el porcentaje de eliminación de estas impurezas respecto al porcentaje

de vaporización del ácido C a presión atmosférica y la figura 11 a presión de vacío.

% Eliminación de impurezas en proceso evaporaciónRespecto a la Concentración de Ácido

0%

20%

40%

60%

80%

100%

120%

40 50 60 70 80 90 100

% H2SO4

% E

limin

ació

n .

FlúorCloroMercurio

Figura 45: Eliminación de impurezas mediante evaporación a P atmosférica

Anexo III

229

% Recuperación de impurezas

-20

0

20

40

60

80

100

120

40 50 60 70 80 90 100

% H2SO4

% E

limin

ació

n .

FlúorCloroMercurio

Figura 46: Eliminación de impurezas mediante evaporación a vacío

Los resultados experimentales indican que para efectuar un retiro significativo de estas

impurezas desde el ácido C, la vaporización debe realizarse hasta alcanzar una

concentración del 80 % en el ácido remanente de la vaporización. En la evaporación a

presión atmosférica se observa que prácticamente la eliminación del mercurio se inicia

cuando se ha removido cerca del 90 % del cloro y el flúor. Sin embargo, en la vaporización

a vacío, el mercurio comienza a ser removido a porcentajes menores de evaporación de

cloro y flúor.

La elección de la concentración del ácido final de la evaporación deberá estar en relación

con los niveles de eliminación de las impurezas estudiadas que se requieran.

Las pruebas de vaporización, en ambos casos estudiados, muestran la factibilidad técnica

de remover cloro, flúor y mercurio a través de este proceso.

Anexo III

230

Descomposición Térmica Experimental de Ácido C

La descomposición térmica de ácido C se realizó en una mufla a 1000 ºC, previa

concentración del ácido hasta sequedad. Los residuos sólidos remanentes fueron calcinados

por un período de 24 horas, enfriados y pesados.

El residuo sólido obtenido en los ensayos experimentales de descomposición térmica

representan en promedio un 1,2 % del peso inicial del ácido C (los ensayos se efectuaron

con ácido C con una concentración del 45 % de ácido sulfúrico).

La Tabla 20 muestra el análisis químico del ácido C utilizado para la descomposición

térmica y el análisis de la solución obtenida al disolver los residuos sólidos.

Tabla 20 Análisis Comparativo de Ácido C y Solución de los Residuos

Nº Cu Fe Zn Mo Al As

Muestra mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l

Ácido C 3780 1560 460 43 204 4150

Sólidos finales 3400 1540 470 46 184 2390

Estos resultados experimentales muestran que prácticamente todo el Cu, Fe, Zn, Mo y Al

presentes en el ácido C, pasan a formar parte del residuo sólido de la descomposición

térmica. Además, se observa que cerca del 50 % del arsénico del ácido C queda retenido en

el sólido.

Tratamiento Experimental de Destilados de la Evaporación

El análisis de los destilados de la evaporación confirma experimentalmente la presencia de

flúor, cloro y mercurio en las soluciones recolectadas. La Tabla 5 muestra la distribución de

dichas impurezas al evaporar un 50 % del volumen del ácido C.

Anexo III

231

Tabla 21 Distribución de Impurezas en Evaporación

F

mg/l

Cl

mg/l

Hg

mg/l

As

Mg/l

Ácido C 1400 930 5.5 4150

Ác. Evap 50 % 95 28 1.9 4200

Destilado 1625 943 3.7 60

Destilado Tratado con cal 25 917 2.6 42

Al destilado se le realizó un tratamiento adicional para la remoción de flúor y mercurio de

la solución mediante la adición de cal. La experimentación mostró, como se observa en la

tabla 5, que el flúor fue eliminado del destilado prácticamente en su totalidad. El mercurio

también disminuyó, sin embargo, estos resultados son indicadores de tendencia más que

resultados concluyentes. En caso de requerirse un tratamiento mas efectivo que por la

adición de cal, la bibliografía presenta otros métodos que podrían ser considerados, tales

como, los entregados en el Anexo A de este informe.

Simulación Computacional de la Descomposición Térmica

Los balances de masa y energía para la Planta de Descomposición Térmica de Ácido C se

realizaron por medio de un modelo de simulación en el software HYSIS. Este software

trabaja bajo la modalidad de resolución simultánea de los balances de masa, energía y

ecuaciones de equilibrio termodinámico, permitiendo una gran flexibilidad para la

evaluación de los distintos casos definidos para esta planta. El análisis de los casos

evaluados en la simulación se muestra en el Anexo B.

La tabla 6 muestra los resultados de la simulación de la etapa de descomposición térmica.

Las figuras 12, 13 y 14 muestran la variación de concentración del SO3, SO2 y O2 respecto

a la temperatura de salida de reactor de descomposición térmica (RDT). En ellas se puede

apreciar que la concentración de SO2 y O2 presentan un máximo a 1000°C. El uso de

Anexo III

232

oxígeno industrial (95 % vol.) permite generar un bajo flujo de gases desde el reactor de

descomposición térmica, condición necesaria para no producir un aumento elevado de

gases, los cuales deben ser alimentados a la planta de ácido.

Tabla 22: Resultados de simulación Descomposición Térmica

Corriente Variable Unidad 800 850 900 950 1000 1050Gas Natural Descomp Flujo masa kg/h 277 287 296 305 314 323Gas Natural Descomp Flujo Volumen Nm3/h 386 400 413 426 438 450Oxígeno 95% Flujo masa kg/h 1151 1193 1231 1269 1306 1343Oxígeno 95% Flujo masa kg/dia 27624 28620 29551 30451 31342 32234Oxígeno 95% Flujo Volumen Nm3/h 811 840 867 894 920 946Gas SO2 Flujo Volumen Nm3/h 3149 3205 3255 3306 3340 3380Gas SO2 % SO2 % 13,5 14,0 14,3 14,4 14,5 14,4Gas SO2 % SO3 % 2,4 1,5 1,0 0,7 0,5 0,3Gas SO2 % O2 % 6,7 7,0 7,2 7,2 7,2 7,2Gas SO2 % N2 % 1,3 1,3 1,3 1,4 1,4 1,4Gas SO2 % CO2 % 12,2 12,5 12,7 12,9 13,1 13,3Gas SO2 % H2O % 63,9 63,7 63,5 63,4 63,4 63,4Reactor Descomp Conversión % 85,1 90,2 93,5 95,4 96,9 97,8

Temperatura de Descomposición ºC

% SO3 salida del Reactor DT

0,0

0,5

1,0

1,5

2,0

2,5

700 750 800 850 900 950 1000 1050 1100

T de salida reactor DT (°C)

% SO3

Figura 47: Porcentaje de SO3 en gases de salida RDT

Anexo III

233

% SO2 salida del Reactor DT

13,2

13,4

13,6

13,8

14,0

14,2

14,4

14,6

700 750 800 850 900 950 1000 1050 1100


% SO2

Figura 48: Porcentaje de SO2 en gases de salida RDT

% O2 salida del Reactor DT

6,7

6,8

6,9

7,0

7,1

7,2

7,3

700 750 800 850 900 950 1000 1050 1100


% O2

Figura 49: Porcentaje de O2 en gases de salida RDT

planta de descomposiciÓn tÉrmica para Ácido …opac.pucv.cl/pucv_txt/txt-2000/uci2391_01.pdf ·...

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