CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA

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1 Reciclador Separador Absorbedor Universidad Nacional de San Juan Argentina CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA MÓDULO: SÍNTESIS DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 1 OBJETIVOS: 1. Introducirnos en el Método de Síntesis Jerárquica de Douglas, mediante la Jerarquización de flowsheets de procesos existentes. 2. Revisar los conceptos de conversión y selectividad, desarrollando correlaciones entre ambas, para su utilización en el cálculo de balances. PROBLEMA Nº 1 Un proceso para producir acetona a partir de isopropanol (IPA) se muestra en la Figura 1. La reacción es: Isopropanol Acetona + H2 La reacción tiene lugar a 1 atm y 572 ºF. Como corriente de alimentación se usa una mezcla azeotrópica de IPA H2O. Realice la jerarquización del flowsheet. H 2 H 2O Combustible Vapor Horno Agua fría IPA-H 2O Mezclador Evaporador Reactor Condendor Flash Acetona H 2O Figura 1. Proceso de producción de acetona. PROBLEMA Nº 2 (Ingeniería Química, Opcional Ingeniería en Alimentos) La reacción primaria es: Tolueno O2 Ácido Benzoico + Agua Año

2 Universidad Nacional de San Juan Argentina Sin embargo se producen reacciones reversibles para dar benzaldehído, alcohol bencílico, fenil benzoato y bencil benzoato, que se forman en las mismas condiciones de reacción, T = 160 ºC y P = 10 atm. El tolueno puro y el aire se usan como materias primas, la conversión del tolueno es aproximadamente entre 30 y 35%. Del siguiente flowsheet analizar y realizar su jerarquización. Ácido Benzoico Aire Reactor Tolueno Catalizador Stripping de Tolueno Rectificación de Ácido Benzoico Figura 2. Proceso de producción de ácido benzoico. PROBLEMA Nº 3 (Ingeniería en Alimentos, Opcional Ingeniería Química) Para producir alcohol etílico a partir de melaza, se deben llevar a cabo las siguientes reacciones: C H O H O 2 C H O (1) C H O levadura 2CO 2 CH CH OH (2) La melaza contiene 55% de azúcares y se diluye para dar un mosto con 15% de azúcar. La primera es una hidrólisis en medio ácido (sulfúrico), para desdoblar la sacarosa en glucosa y fructosa. Después se agregan nutrientes. Se ajusta la temperatura y se agregan la levadura Saccharomyces cerevisiae. Cuando termina la fermentación, el líquido resultante se pasa a una columna de destilación (alambique) donde se obtiene el alcohol de 96 G.L. Debido a que el CO2 desprendido en el fermentador lleva una cantidad apreciable de agua y vapores de alcohol, este último se recupera mediante un absorbedor y se recicla a la columna de destilación donde se separa el alcohol producido en la fermentación. El fermentador opera a 15 C y las reacciones se puede suponer que se completan en un 100%. Tanto el absorbedor como el fermentador operan a presión atmosférica. Realice la jerarquización del flowsheet de la Fig. 3. Año

3 Universidad Nacional de San Juan Argentina 5 4 Ab- sor- 3 2 be- dor 1 Agitador Mezclador Fe, Te 6 Fermentador X, S, P, CO2, T A- lam bi- 1. Melaza 2. Agua 3. Levadura y nutrientes 4. Agua 5. CO 2 6. Alcohol etílico 7. Agua (a reciclo a corriente 4) que 7 Figura 3. Proceso de producción de etanol vía fermentativa. PROBLEMA Nº 4 Considere dos reacciones isotérmicas en paralelo, de primer orden en un reactor batch (o tubular) alimentado con reactante puro: A B A C Siendo B el producto deseado y C el producto no deseado. Se define la selectividad como S = mol de producto deseado / mol de A convertido. Realizar un análisis cinético para determinar la dependencia de la selectividad con la conversión si corresponde. Cuál sería el resultado si la primera reacción fuese de primer orden y la segunda de segundo orden? PROBLEMA Nº 5 El isooctano (gasolina) se puede producir mediante las siguientes reacciones: Buteno + Isobutano Isooctano Buteno + Isooctano C12 Las reacciones tienen lugar en fase líquida a 45ºF y 90 psia en un reactor tanque agitado continuo. Asuma que la cinética de la reacción coincide con la estequiometría y desarrolle una expresión para la selectividad (isooctano producido por buteno convertido). Tome como valores de k1 y k2, 70.4 y respectivamente y que los reactivos se alimentan puros al reactor. Año

4 Universidad Nacional de San Juan Argentina PROBLEMA Nº 6 El etileno puede producirse a partir del craqueo térmico del etano mediante las siguientes reacciones: C2H6 C2H4 + H2 C2H6 ½ C2H4 + CH4 Las que tienen lugar a 820 ºC y 3.5 atm. Algunos datos de la distribución de producto se dan en la siguiente tabla. Convertir los datos de porcentaje en peso a porcentaje en moles, y luego desarrollar una correlación para la selectividad (moles de C2H4 en la salida del reactor por mol de C2H6 convertido) en función de la conversión. De manera similar, obtener correlaciones de selectividad vs. conversión para el hidrógeno y el metano. Componente Producción, % peso H CH C2H C2H Año

5 Universidad Nacional de San Juan Argentina CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA MÓDULO: SÍNTESIS DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 2 OBJETIVO: Desarrollar los balances de materia y calcular el potencial económico para el segundo nivel de decisión del método de Douglas. PROBLEMA Nº 1 El anhídrido acético se puede producir mediante el siguiente sistema de reacción: Acetona Ceteno + CH4 (700 ºC, 1 atm, en el horno) Ceteno CO + ½ C2H4 Ceteno + HAc Anhídrido Acético (80 ºC, 1 atm, en el reactor) Si el enfriamiento es adecuado, el ceteno CH2CO reacciona completamente con el ác. Acético (HAc) para formar el producto deseado. La selectividad se define como: S Moles decetenoenla salida del horno 1 1.3X Moles de Acetona convertidos en el horno El caudal de producción deseado es de lbmol/h de anhídrido acético con una pureza del 99%. Los costos son: Acetona ácido acético anhídrido acético combustible $ 15.66/lbmol $ 15.00/lbmol $ 44.41/lbmol $4.00/10 6 Btu. Dibuje la estructura de Entrada-Salida del proceso. Realice el gráfico de potencial económico. PROBLEMA Nº 2 En el siguiente proceso de producción de etanol, las reacciones son: Etileno + Agua Etanol 2 Etanol Dietil-Éter + Agua Las mismas tienen lugar a 560 K y 69 bar. La constante de equilibrio para la producción del dietil-éter en esas condiciones es K = 0.2. Las corrientes de alimentación son agua pura y etileno (90 % etileno, 8 % etano y 2% de metano). El caudal de Año

6 Universidad Nacional de San Juan Argentina producción deseado es de 783 lbmol/h de mezcla azeotrópica (85.4 %mol de etanol), y los costos son: alimentación de etileno (mezcla) $ 6.15/ lbmol, agua de proceso = $ / lbmol, etanol como azeótropo = $ 10.89/ lbmol y el costo del combustible es de $ 4.00/ 10 6 Btu. Dibuje la estructura de Entrada-Salida del proceso Realice el gráfico de potencial económico. PROBLEMA Nº 3 (Ingeniería en Alimentos, Opcional Ingeniería Química) Considere el esquema y datos de producción de etanol dado en el problema 3 del práctico 1. Por simplificación suponer que las reacciones suceden en el mismo reactor. El caudal de producción deseado es de 12.5 kmol/h de mezcla azeotrópica (85.65 %mol de etanol), y los costos son: alimentación de melaza $ 19.8/ kmol, agua de proceso = $ / kmol y etanol como azeótropo = $ 23.96/ kmol. Considere que: la melaza está constituida por sacarosa y agua; y que el CO2 tiene un costo de $ 0.96 / kmol, si se vende el efluente gaseoso. Consultar a la cátedra por otros datos. Dibuje la estructura de Entrada-Salida del proceso. Realice el gráfico de potencial económico. PROBLEMA Nº 4 Considere el esquema de producción de isooctano dado en el práctico 1. El caudal de producción deseada es de 918 lbmol/h de isooctano. Los costos de las corrientes son: Buteno Isobutano Isooctano Combustible $ 4.40/ lbmol $ 5.63/ lbmol $ 36.54/ lbmol $ 4.00/ 10 6 Btu * Asuma el costo del n-dodecano como despreciable. Y la composición de las corrientes de alimentación: Componente 1 2 C3 8 % 12 % Buteno 80 % - i-c4-73 % n-c4 12 % 15 % Dibuje la estructura de Entrada - Salida del proceso. Realice el gráfico de potencial económico. Año

7 Universidad Nacional de San Juan Argentina PROBLEMA Nº 5 El estireno puede producirse por medio de las siguientes reacciones: C6H5-C2H5 C6H5-C2H3 + H2 (1) Etilbenceno Estireno C6H5-C2H5 C6H6 + C2H4 (2) Etilbenceno Benceno Etileno C6H5-C2H5 + H2 C6H5-CH3 + CH4 (3) Etilbenceno Tolueno Metano La reacción tiene lugar a 1115 ºF y 25 psia. Se desea producir 250 lbmol/h de estireno. Wenner y Dybdal encontraron correlaciones para la distribución de producto: Moles de Benceno Mol de Estireno X 0.215X 2.547X Moles de Tolueno Mol de Estireno X 0.264X 2.638X donde X es la conversión a estireno. La corriente de alimentación de etilbenceno contiene 2 % en moles de benceno. Los costos de los productos y los reactivos son: Etilbenceno Estireno Benceno Tolueno Combustible $ 15.75/ lbmol $ 21.88/ lbmol $ 9.04/ lbmol $ 8.96/ lbmol $ 4/ 10 6 Btu Esquematice la estructura de Entrada - Salida del proceso. Realice el gráfico de potencial económico. Año

8 Universidad Nacional de San Juan Argentina CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA MÓDULO: SÍNTESIS DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 3 OBJETIVO: Desarrollar la estructura de reciclo, e incorporar los nuevos costos en el potencial económico obtenido en el nivel de decisión anterior del Método de Douglas. PROBLEMA Nº 1 Desarrollar la estructura de reciclo para el proceso de producción de isooctano vía alquilación de buteno. Suponer que H1 = - k1 ( ) exp{ 28000/ RT(º R) } h 13 1 y Btu/lbmol, H2 = Btu/lbmol, k2 ( ) exp{ 35000/ RT (º R) } h 17 1, asumir ambas constantes de primer orden respecto al buteno Usar reactor tanque agitado continuo con la siguiente correlación de costo: 3150 V $/ año R Graficar el potencial económico versus las variables de diseño. Justificar el tipo de contacto usado. PROBLEMA Nº 2 Desarrollar la estructura de reciclo para el problema de la síntesis de etanol. Suponer que HR, EtOH = Btu/lbmol y HR,DEE = Btu/lbmol; la constante cinética de reacción está dada por: k1 (1.4 x 10 ) exp / RT (º R) hr 9 1 y es de primer orden respecto al agua; y Keq (1.679 x 10 7 ) exp 10119/ T(º R) Graficar el potencial económico versus las variables de diseño. Nota: En ambos problemas, las energías de activación están dadas en [Btu/lbmol] Año

9 Universidad Nacional de San Juan Argentina CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA MÓDULO: SÍNTESIS DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 4 OBJETIVO: Desarrollar el mejor sistema de separación para diferentes procesos, utilizando para tal propósito, los heurísticos disponibles, las aproximaciones en los cálculos de separación y la asistencia de simuladores (con ayuda del profesor). PROBLEMA Nº 1 Realizar el cálculo aproximado de la separación flash producida sobre la corriente de salida del reactor del proceso HDA. Considere que los caudales de salida de cada uno de los componentes de la corriente y la constante de equilibrio líquido-vapor para cada uno de ellos son: Componente fi o fj (lbmol/h) Ki o Kj H CH Benceno Tolueno Difenilo Estos valores han sido calculados para una conversión 0.75 y un valor de yph = 0.4 PROBLEMA Nº 2 Hacer la mejor propuesta de sistema de separación para los siguientes procesos, considere si es necesario un sistema de recuperación de vapor, donde debería colocarse, qué tipo de sistema de sería el mejor, dé alternativas de secuenciamiento de columnas de destilación, cuál sería la mejor. Describa en detalle cuáles son las razones de su propuesta e indique qué cálculos debería realizar para verificar sus suposiciones o realícelos en caso de disponer de un simulador de procesos. a) Proceso del estireno. b) Proceso del anhídrido acético. (Ingeniería Química, Opcional Ingeniería en Alimentos). c) Proceso del etanol vía fermentación; considere el reciclo de levaduras. Además del Método de Douglas (1988), aplique el de Petrides (2000) para Síntesis de Procesos de bio-separación en caso de ser necesario. (Ingeniería en Alimentos, Opcional Ingeniería Química). Año

10 Universidad Nacional de San Juan Argentina CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA MÓDULO: SÍNTESIS DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 5 OBJETIVO: Desarrollar la red de intercambio calórico (RIC) más eficiente y económica posible para un conjunto dado de corrientes. PROBLEMA Nº 1 Dadas las siguientes corrientes y servicios auxiliares: Corriente Te (K) Ts (K) F.Cp, kw/k Observación Líquido Líquido Vapor Servicio auxiliar Te (K) Ts (K) Costo $/kg Vapor Agua de enfriamiento Ucooler = Uinternal network = kw/m 2. K Uheater = kw/m 2. K Costo de compra de los intercambiadores de calor: CP ($) = 3000 A 0.5 A = [m 2 ] Operación de equipos = 8500 h/año Tasa de retorno = r = 0.1 año Para un Tmín = 10 K, calcular los requerimientos mínimos de calentamiento y enfriamiento, el calor disponible en cada intervalo de temperatura, dibujar el diagrama de cascada. 2. Calcular la temperatura de pinch. 3. Calcular el número de intercambiadores de calor, sin tener que pasar energía a través del pinch. 4. Desarrollar una red de intercambiadores de calor. 5. Hacer el cálculo del costo de la RIC. 6. Calcular el número mínimo de intercambiadores de calor. 7. Realizar la ruptura de loops para eliminar intercambiadores de calor. Año

11 Universidad Nacional de San Juan Argentina PROBLEMA Nº 2 Dadas las siguientes corrientes y servicios auxiliares: Corriente Te (C) Ts (C ) F.Cp, kw/c Servicio auxiliar Te (C) Ts (C) Vapor Agua de enfriamiento Se requieren los mismos ítems que en el problema 1, con excepción del ítem 5. Año

12 Universidad Nacional de San Juan Argentina CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA MÓDULO: SIMULACIÓN DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 6 OBJETIVO: A partir del diagrama de flujo de un proceso (DFP) determinado, obtener el diagrama de flujo de información (DFI) asociado, y la secuencia lineal de resolución del mismo mediante los algoritmos de Preprocesamiento de la Información. PROBLEMA Nº 1 La alternativa tecnológica seleccionada para la producción de monoclorodecano se representa a través del diagrama de flujo mostrado en la figura: Figura 5. Diagrama de flujo del proceso de producción de monoclorodecano. Las reacciones involucradas en el reactor son: Cl2 + C10H22 MCD + HCl MCD + Cl2 DCD + HCl Realice el diagrama de flujo de información correspondiente y aplique el algoritmo de Kehat-Shacham para su particionado, el de Lee Rudd para su rasgado y realizar el ordenamiento. PROBLEMA Nº 2 (Ingeniería Química, Opcional Ingeniería en Alimentos). Se requieren los mismos ítems que en el problema 1, pero en este caso, aplicarlos al diagrama de flujo del proceso de producción de acetona a partir de isopropanol propuesto en el Práctico Nº1, Problema 1. Año

13 Percolador Universidad Nacional de San Juan Argentina PROBLEMA Nº 3 (Ingeniería en Alimentos, Opcional Ingeniería Química). El diagrama de flujo simplificado y modificado del proceso de producción de café instantáneo se muestra en la figura siguiente: Café tostado molido Agua caliente Extracto: 35% de solubles Secadero spray Agua Ciclón Café instantáneo seco Reciclo de solución Lodo con 20% de insolubles y 28% de solubles Prensa Lodo con 40% de insolubles Secadero Agua Café granulado húmedo con 62,5% de insolubles Se requieren los mismos ítems que en el problema 1. Figura 6. Proceso de producción de café instantáneo. Año

14 Universidad Nacional de San Juan Argentina CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA MÓDULO: SIMULACIÓN DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 7 OBJETIVO: Obtener el conjunto óptimo de variables de diseño y la secuencia de resolución de un módulo básico de simulación (equipo), mediante la aplicación del Algoritmo de Lee, Christensen y Rudd. PROBLEMA 01 Realizar la selección de variables de diseño y la secuencia de resolución, para un intercambiador de calor líquido líquido (Figura 7), teniendo en cuenta las siguientes hipótesis: 1- Estado Estacionario. 2- Un solo componente. 3- Sin cambio de fase. 4- Equipo de un solo paso. 5- U (coeficiente global de transferencia) se supone constante. 6- Sin pérdida de carga a lo largo del equipo. Las ecuaciones correspondientes son: q U. A. (1) T LM q Q H s H ) (2) 1 ( 1 1e q Q H H ) (3) 2 ( 2s 2e ( T1e T2s ) ( T1 s T2e ) T LM (4) ( T1e T2s ) ln ( T1 s T2e ) H 1 s H 1 s ( T 1 s, P) (5) H 2 s H 2 s ( T 2 s, P) (6) H 1 e H 1 e ( T 1 e, P) (7) H 2 e H 2 e ( T 2 e, P) (8) Año

15 Universidad Nacional de San Juan Argentina Q 2, T 2e, H 2e, P INTERCAMBIADOR DE CALOR U.A Q 1, T 1e, H 1e, P Q 1, T 1s, H 1s, P Q 2, t 2s, H 2s, P Figura 7. Calentamiento o enfriamiento de una corriente. PROBLEMA 02 Se requieren los mismos ítems que en el problema 1, pero suponiendo que un proceso (de la industria química, alimentaria o farmacéutica) está modelado por el siguiente conjunto de ecuaciones: 2x 2x 1 1 3x 4x x 2 2 7x 2 5x 2x 2 x x 3x 4x x3 2x5 15 6x 9x 5x x x (1) (2) (3) (4) (5) Año

16 Universidad Nacional de San Juan - Argentina CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA MÓDULO: SIMULACIÓN DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 8 OBJETIVO: Introducirnos en el manejo básico de un simulador comercial de procesos químicos/ petroquímicos/farmacéuticos/de la industria alimentaria, mediante la resolución de un problema de aplicación. PROBLEMA 1- COLUMNA DEMETANIZADORA Una columna demetanizadora es operada como una columna sin reflujo con una presión en el tope de kpa y una presión en el fondo de kpa. La torre tiene dos alimentaciones y un calentador lateral para controlar el caudal interno de vapor de la columna. La carga de calor del intercambiador lateral es de 2.11e6 kj/h. La torre tiene 10 etapas teóricas incluyendo el reboiler, y el calentador lateral está ubicado en la etapa 4, contando desde el tope. Se asume un caudal de kmol/h del producto de tope y los estimados de temperatura para el tope y el fondo son ºC y ºC respectivamente. A continuación se muestran las alimentaciones, sus caudales y ubicación. Condiciones de las alimentaciones: Alimentación 1 2 Plato en el que ingresa Presión (kpa) Temperatura (ºC) Componentes N2 CO2 C1 C2 C3 i C4 n C4 i C5 n C5 n C6 n C7 n C kmol/h kmol/h Año

17 Universidad Nacional de San Juan - Argentina Calcular: 1- Recuperación de etano en el producto de fondo. 2- Recuperación de propano en el producto de fondo. Debe bombearse el producto de fondo de la demetanizadora hasta una presión de 2756 kpa y usar esta corriente como alimentación a la deetanizadora. 2- COLUMNA DEETANIZADORA La columna deetanizadora opera como una columna de destilación con reflujo y tiene 15 etapas teóricas, incluyendo el condensador y el reboiler. El plato de la alimentación es el séptimo contando desde el tope. El producto de fondo de la demetanizadora es la alimentación de la columna y entra a una presión de 2756 kpa. La presión del condensador es de kpa y la del reboiler es de kpa. Para simular la columna se asume que se desea una especificación para el producto de fondo de C2/C en fracción molar y una relación de reflujo de 2.5. Se desea saber: - Cuál es la recuperación de etano en el producto de tope. - Cuál es la recuperación de propano en el producto de fondo. NOTA: El producto etano de tope es todo vapor. Asuma un estimado de temperatura para la etapa 1 de 3.89 ºC, para la etapa 15 (reboiler) de ºC, y un caudal del producto de cabeza de kmol/h. Regrese al modo EDIT FLOWSHEET (CHEMCAD) e instale una válvula para reducir la presión del producto a un valor de kpa. Esta corriente será utilizada como alimentación a la columna depropanizadora. 3- COLUMNA DEPROPANIZADORA La presión de la columna depropanizadora es de kpa, siendo la presión del reboiler de 1600 kpa. El objetivo es obtener por el tope un producto propano con la siguiente especificación de composición: i butano + n butano 1.5 % molar. La composición del propano en el producto de fondo debe ser 2% molar. Asuma que la columna tiene un total de 25 etapas ideales y la etapa de alimentación es la 12 a partir del tope. La pérdida de carga a través del condensador es de kpa y el producto de tope es un destilado líquido condensado. Calcular: - Recuperación de propano en el producto de tope. - Recuperación total de etano y de propano en el tren de destilación. Año

18 Universidad Nacional de San Juan - Argentina CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA MÓDULO: SIMULACIÓN DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 8: Simulación del Proceso Otto Williams OBJETIVOS: 1- Aplicar un programa generado en lenguaje de programación conocido (Qbasic), para la simulación de un proceso sencillo. 2- Comprender el funcionamiento de dicho programa para poder generar algoritmos propios de simulación. Consideraremos la simulación de un proceso, propuesto inicialmente por Otto y Williams. Las corrientes de alimentación son especies puras de A y B que se mezclan con una corriente de reciclo y entran a un reactor tanque agitado, donde tienen lugar las siguientes reacciones: A + B C + B P + C C P + E G Donde C es un producto intermedio, P es el producto principal, E es un subproducto, y G es un desecho aceitoso. Tanto C como E pueden venderse por sus valores como combustible, mientras G debe ser tratado para poder ser desechado. La planta consiste en un reactor, un intercambiador de calor para enfriar el efluente del reactor, un decantador para separar el producto de desecho G de los reactantes y otros productos, y una columna de destilación para separar el producto P. Debido a la formación de un azeótropo, algo del producto (equivalente al 10 % en peso del flujo másico del componente E) es retenido en el fondo de la columna. La mayoría del producto de fondo es reciclado al reactor y el resto es usado como combustible (purga). El modelado de la planta puede realizarse sin un balance de energía y además simplificar el problema considerando reacciones isotérmicas para la producción del producto P. Consideremos los modelos de las diferentes unidades a fin de simular el flowsheet. Todas las corrientes están dadas en flujos másicos. Modelo de Reactor F2 F1 F R F eff La velocidad de producción y descomposición de los componentes A, B, C, P, E y G están dados por cinéticas elementales basadas en fracciones másicas. Por simplicidad se supone un reactor isotérmico. Las reacciones para este reactor son las siguientes: F F A eff B eff A A F F k X X.. 1 R 1 A B V B B F F k X k X. X.. 2 R 1 A 2 C B V F C eff C F k X X 2k X X k X X.. R 2 1 A B 2 B C 3 P C V Año

19 Universidad Nacional de San Juan - Argentina F F F E eff P eff G eff E F 2k 2 X X. V. R B C P F k X X.5. k X X.. R 2 B C 0 3 P C V G F 1.5. k3x X. V. R P C j Feff X j, j A, B, C, E, G, P A B C E P G F F F F F F eff eff Donde las constantes de velocidad están dadas por: k k k exp / exp / exp / eff eff eff T h fracción en peso eff T h fracción en peso T h fracción en peso 1 1 y Xj mezcla. Modelo del Intercambiador de calor F eff F ex Ya que no hay un balance de energía, las ecuaciones para esta unidad son directamente relaciones de entrada y salida j j Fex Feff, j A, B, C, E, G, P Decantador F ex F d F waste Esta unidad supone una separación perfecta entre el componente G y el resto de los componentes, de tal forma que las ecuaciones pueden ser escritas de la siguiente forma: j j Fd Feff, j A, B, C, E, G, P G F d G waste 0 F F G ex Año

20 Universidad Nacional de San Juan - Argentina F j waste 0, j A, B, C, E, G, P Columna de Destilación F prod F d F bottom Esta unidad supone la separación de producto P por la cabeza pero también supone que algo del producto es retenido por debajo debido a la formación de un azeótropo, conduciendo a las siguientes ecuaciones: j j Fbottom Fd, j A, B, C, E F j 0, j A, B, C E prod, F 0. 1F P bottom P prod P d E d F F 0. 1F E d Divisor de Flujo F bottom F R F purge Las ecuaciones para esta unidad están dadas por: j j Fpurge Fbottom, j A, B, C, E, P j j FR ( 1 ) Fbottom, j A, B, C, E, P Especificaciones para la simulación: F1 = 6582 lb/h (todo A) F2 = lb/h (todo B) V = 1000 ft lb/ ft T = < 600 ºR 3 Ejecutar la simulación del proceso, previo armado del flowsheet en base al enunciado del práctico. Informar los resultados obtenidos adjuntando el flowsheet completo del proceso. Año

21 Universidad Nacional de San Juan CÁTEDRA: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA MÓDULO: OPTIMIZACIÓN DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 9 OBJETIVO: Resolver problemas de optimización empleando la función Solver (programa) correspondiente al utilitario de planilla de cálculo Excel. PROBLEMA 1 Una refinería procesa petróleo crudo para producir un número de gasolinas intermediarias, las cuales deben ser posteriormente mezcladas (o cortadas) para producir dos grados diferentes de combustible para motor: común y premium. Cada gasolina tiene un octanaje conocido, una disponibilidad máxima, y un costo unitario fijo. Los dos combustibles tiene un octanaje mínimo especificado y un precio de venta, y el mezclado (corte) se lleva a cabo a un costo unitario conocido. Obligaciones contractuales imponen requerimientos de producción mínima de ambos combustibles. Sin embargo, todo el exceso de combustible o la gasolina no usada puede ser vendido en el mercado libre a precios conocidos. Determinar el plan óptimo de producción de la refinería en el próximo periodo de tiempo. Gasolina intermedia Disponibilidad Octanaje Precio de Venta Impuestos Costo de corte αi (bbl/periodo) βi ci(3) ci(4) ci(5) 1 2,00E ,00E ,00E ,00E ,00E Tipo de Producto Ventas mínimas Octanaje Mínimo Precio de Venta de los productos contratadas δj γj ($/bbl) Contratista Venta libre cj(1) cj(2) Común 5.00E Premium 4.00E Año

22 Universidad Nacional de San Juan Figura 8. Diagrama de flujo de producción de la refinería de petróleo. El índice de performance en este caso será el beneficio neto durante el periodo planificado. El beneficio neto estará compuesto por las ventas de combustible para motor y las ventas intermedias menos los costos de mezclado menos los costos recargados por los intermediarios. Las variables independientes serán simplemente los flujos representados en la figura. Así, cada intermediario tendrá asociado con el, una variable que representa la cantidad de intermediario asignado a la producción de combustible común, otra que representa la cantidad usada para producir premium y una tercera que representa la cantidad vendida directamente. Así, para cada intermediario i, xi = cantidad usada para común, bbl/periodo yi = cantidad usada para premium, bbl/periodo zi = cantidad vendida directamente, bbl/periodo Cada producto tendrá dos variables asociadas con el: uno representa las ventas contratadas y otro representa las ventas en el mercado. Así, para cada producto j, Año

23 Universidad Nacional de San Juan uj = cantidad asignada a los contratistas, bbl/periodo vj = cantidad vendida en el mercado, bbl/periodo El modelo consistirá de balances de materia de cada intermediario y producto, restricciones de mezclado que aseguren que se alcanzarán las performances requeridas, y límites de las ventas: 1- Balance de materia para cada intermediario i: xi + yi + zi αi donde αi es la disponibilidad del intermediario i a lo largo del periodo, en bbl/periodo. 2- Balance de materia de cada producto: Σ xi = u1 + v1 Σ yi = u2 + v2 3- Restricciones de mezclado de cada producto: Σ βi xi γ1 (u1 + v1) Σ βi yi γ 2 (u2 + v1) donde βi es el octanaje del intermediario i, y γj es el octanaje mínimo del producto j. 4- Restricciones de ventas por contrato para cada producto j: uj δj Donde δj es la producción contratada mínima, en bbl/período. El criterio de beneficio neto está dado por: c (1) j Donde: u j (1) c j Precio (2) c j Precio (3) c i (4) c i c (2) j v j c (3) i z i i c (4) i ( x i y z ) i i de unitario para las ventas por contrato de j de unitario para las ventas libres de j i c (5) i ( x i y ) Precio de unitario para las ventas directas del int ermediario i Im puesto unitario del int ermediario i i (5) c i Costo de corte del int ermediario i Utilizando los datos dados en la tabla, el problema de planificación se reduce a: Maximizar: 40 u1 55u2 46v1 60v2 6 z1 8 z2 7.5 z3 7.5 z4 20 z5 25( x1 y1) 28( x2 y2) 29.5 ( x3 y3) 35.5 ( x4 y4) 41.5 ( x5 y5) Sujeto a las siguientes restricciones: x2 + y2 + z Año

24 Universidad Nacional de San Juan x3 + y3 + z x4 + y4 + z x5 + y5 + z x1 + x2 + x3 + x4 + x5 = u1 + v1 y1 + y2 + y3 + y4 + y5 = u2 + v2 70.x x x x x5 85.(u1 + v1) 70.y y y y y5 95.(u2 + v2) u u Además, todas las variables deben ser mayores o iguales a cero. PROBLEMA 2 La relación entre presión-volumen molar- temperatura de gases reales está dada para gases ideales por la relación: P.v = R.T Donde: P = presión (atm) v = volumen molar (cm 3 /gmol) T = Temperatura (K) R = constante de los gases ( atm. cm3/ gmol. K) La ecuación semiempírica, RT a P 1/ 2 b T b intenta corregir las separaciones de la idealidad pero involucra dos constantes semiempíricas a y b cuyos valores están mejor estimados a partir de datos experimentales. Se han realizado una serie de medidas de P, v, T. Experimento Nº P (atm) v (cm3/gmol) T (K) Restricciones: Pest >= Pexp a, b >= 0 Año

25 Universidad Nacional de San Juan Estimar los valores de a y b por medio de la minimización de mínimos cuadrados. Año

26 Universidad Nacional de San Juan CÁTEDRA: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA MÓDULO: OPTIMIZACIÓN DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 10 OBJETIVO: Aplicar las herramientas correspondientes del simulador de procesos químicos y petroquímicos CHEMCAD para: Optimizar la operación de un equipo simulado previamente. Realizar el Estudio de Sensibilidad de la solución obtenida ante perturbaciones en los parámetros de diseño de dicho equipo. PROBLEMA a) Se desea minimizar la fracción de propano en el producto de fondo de la columna depropanizadora, simulada en el práctico Simulación de Procesos, mediante valores óptimos de la presión de salida de la válvula reductora y de la carga calórica del condensador de reflujo. No se consideran restricciones en este último caso. Nota: para ejecutar la optimización previamente deberá modificar las siguientes especificaciones y ejecutar la simulación nuevamente: En el condensador: cambiar especificación de i-butano+n-butano, por el valor de la fracción de propano en el producto de tope, obtenido en el práctico Simulación de Procesos. En el reboiler: cambiar especificación de propano por el valor de la carga calórica del reboiler obtenida en el práctico Simulación de Procesos. b) Se desea determinar la sensibilidad de la fracción mínima de propano en el producto de fondo obtenido en (a), a una reducción del 10% en la carga calórica del reboiler (QR) debida a una disminución en el coeficiente global de transmisión de calor de dicho equipo por ensuciamiento. c) En ambos casos anteriores, plantee el problema de optimización/análisis de sensibilidad según corresponda e informe los resultados obtenidos. Año