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

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.. Revisar los conceptos de conversión y selectividad, desarrollando correlaciones entre ambas, para su utilización en el cálculo de balances. PROBLEMA Nº 1 En la Figura 1, se muestra un diagrama de flujo para la producción de etilbenceno. Las reacciones son: Etileno + Benceno Etilbenceno Etileno + Etilbenceno Dietilbenceno Etileno + Dietilbenceno Trietilbenceno La reacción se lleva a cabo con exceso de benceno y conversión casi completa del etileno, para tratar de minimizar la formación de di y trietilbenceno, y la misma tiene lugar a 300 psig y 80ºF sobre catalizador. Se requieren dos reactores (uno en funcionamiento y el otro en regeneración debido a la formación de coque). La alimentación de etileno contiene 0.94% de etano y 0.8% de agua en la alimentación de benceno. Realice los niveles de jerarquización del flowsheet. Figura 1. Proceso de etilbenceno con integración energética. Año 013 1

Columna Columna Columna Universidad Nacional de San Juan Argentina PROBLEMA Nº Un flowsheet para la síntesis del etanol se muestra en la Figura. Las reacciones son: Etileno + Agua Etanol Etanol Dietil-Éter + Agua La reacción tiene lugar a 560 ºK y 69 bar, y con una conversión del 7 % del etileno. La constante de equilibrio para la producción del dietil-éter en esas condiciones es K = 0.. Las corrientes de alimentación son agua pura y etileno (90 % etileno, 8 % etano y % de metano). Realice los niveles de jerarquización del flowsheet. Calentador de la sección de reacción R e a c t o r Separador Venteo Lava dor Agua Condensado DEE Azeótropo: EtOH - H O Alimentación de etileno H O H O Figura. Síntesis de etanol. 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 C H O (1) 1 11 6 1 6 C H O levadura CO CH CH OH () 6 1 6 3 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 CO 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. Año 013

Universidad Nacional de San Juan Argentina Realice la jerarquización del flowsheet de la Fig. 3. 5 4 Ab- sor- 3 be- dor 1 Agitador Mezclador Fe, Te 6 Fermentador X, S, P, CO, T A- lam 1. Melaza. Agua 3. Levadura y nutrientes 4. Agua 5. CO 6. Alcohol etílico 7. Agua (a reciclo a corriente 4) bi- 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 C 1 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 k 1 y k, 70.4 y 166.5 respectivamente y que los reactivos se alimentan puros al reactor. Año 013 3

Universidad Nacional de San Juan Argentina PROBLEMA Nº 6 El etileno puede producirse a partir del craqueo térmico del etano mediante las siguientes reacciones: C H 6 C H 4 + H C H 6 ½ C H 4 + CH 4 Las que tienen lugar a 80 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 C H 4 en la salida del reactor por mol de C H 6 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.00.47.98 3.51 4.07 4.64 CH 4 1.30 1.63.1.69 3.3 3.96 C H 4 8.90 35.8 43.0 51.10 59.40 67.80 C H 6 67.80 60.10 51.70 4.70 33.30 3.60 Año 013 4

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 OBJETIVO: Desarrollar los balances de materia y calcular el potencial económico para el segundo nivel de decisión del método de Douglas. PROBLEMA Nº 1 Considere el esquema de producción de etanol dado en el práctico 1. El caudal de producción deseado es de 783 lbmol/h de mezcla azeotrópica (85.4 %mol de etanol), y los costos son: alimentación de etileno (mezcla) $ 6.15/ lbmol, agua de proceso = $ 0.00194/ lbmol, etanol como azeótropo = $ 10.89/ lbmol y el costo del combustible es de $ 4.00/ 10 6 Btu. Dibuje la estructura de Entrada-Salida del proceso. Realice el gráfico de potencial económico. PROBLEMA Nº El etileno puede producirse a partir del craqueo térmico del etano mediante las siguientes reacciones: CH 6 C H 4 + H CH 6 ½ C H 4 + CH 4 Las reacciones tienen lugar a 80 ºC y 3.5 atm. Se desea producir 875 lbmol/h de un producto que contiene 75 % de etileno. Suponer que la selectividad está dada por: S Mol de C H formado 1 0.0381 (1 X ) 4 Mol de CH6 convertido La alimentación de etano contiene 5 % de CH 4 como impureza y su costo es de $ 1.65/ lbmol. El etileno con una pureza del 95 % vale $ 6.15/ lbmol. El valor del combustible es de $ 4/ 10 6 Btu. H Btu lbmol, 6 CH, 0.13 10 / H 0.41 6 C, CH 0.383 10 / 4 Btu lbmol 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 1.5 kmol/h de mezcla azeotrópica (85.65 %mol de etanol), y los costos son: alimentación de melaza $ 19.8/ kmol, agua de proceso = $ 0.0046/ kmol y etanol como Año 013 1

Universidad Nacional de San Juan Argentina azeótropo = $ 3.96/ kmol. Considere que: la melaza está constituida por sacarosa y agua; y que el CO 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 C 3 8 % 1 % Buteno 80 % - i-c 4-73 % n-c 4 1 % 15 % Dibuje la estructura de Entrada - Salida del proceso. Realice el gráfico de potencial económico. PROBLEMA Nº 5 El estireno puede producirse por medio de las siguientes reacciones: C 6 H 5 -C H 5 C 6 H 5 -C H 3 + H (1) Etilbenceno Estireno C 6 H 5 -C H 5 C 6 H 6 + C H 4 () Etilbenceno Benceno Etileno C 6 H 5 -C H 5 + H C 6 H 5 -CH 3 + CH 4 (3) Etilbenceno Tolueno Metano La reacción tiene lugar a 1115 ºF y 5 psia. Se desea producir 50 lbmol/h de estireno. Wenner y Dybdal encontraron correlaciones para la distribución de producto: Año 013

Universidad Nacional de San Juan Argentina Moles de Benceno Mol de Estireno Moles de Tolueno Mol de Estireno 3 0.333X 0.15X.547X 3 0.084X 0.64X.638X donde X es la conversión a estireno. La corriente de alimentación de etilbenceno contiene % en moles de benceno. Los costos de los productos y los reactivos son: Etilbenceno Estireno Benceno Tolueno Combustible $ 15.75/ lbmol $ 1.88/ 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 013 3

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 H 1 = - k1 (9.56 10 )exp{ 8000/ RT (º R) } h 13 1 y 7440 Btu/lbmol, H = - 5180 Btu/lbmol, k (.439 10 ) exp{ 35000/ RT (º R) } h 17 1, asumir ambas constantes de primer orden respecto al buteno. 0.558 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 Desarrollar la estructura de reciclo para el problema de la síntesis de etanol. Suponer que H R, EtOH = - 19440 Btu/lbmol y H R,DEE = - 5108 Btu/lbmol; la constante cinética de reacción está dada por: k1 (1.4 x 10 ) exp 9807 / 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 013 1

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 f i o f j (lbmol/h) K i o K j H 1549 99.07 CH 4 33 0.00 Benceno 65 0.0104 Tolueno 91 0.00363 Difenilo 4 0.000008 Estos valores han sido calculados para una conversión 0.75 y un valor de y PH = 0.4 PROBLEMA Nº 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 isooctano. En este caso: se pueden considerar columnas con corrientes laterales? (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 (000) para Síntesis de Procesos de bio-separación en caso de ser necesario. (Ingeniería en Alimentos, Opcional Ingeniería Química). Año 013 1

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 1 430 340 15 Líquido 310 395 7 Líquido 3 370 460 3 Vapor Servicio auxiliar Te (K) Ts (K) Costo $/kg Vapor 500 500 0.006 Agua de enfriamiento 305 35 0.00015 U cooler = U internal network = 0.69 kw/m. K U heater = 0.3505 kw/m. K Costo de compra de los intercambiadores de calor: C P ($) = 3000 A 0.5 A = [m ] Operación de equipos = 8500 h/año Tasa de retorno = r = 0.1 año -1 1. Para un T mín = 10 K, calcular los requerimientos mínimos de calentamiento y enfriamiento, el calor disponible en cada intervalo de temperatura, dibujar el diagrama de cascada.. 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 013 1

Universidad Nacional de San Juan Argentina PROBLEMA Nº Dadas las siguientes corrientes y servicios auxiliares: Corriente Te (C) Ts (C ) F.Cp, kw/c 1 180 60 3 150 30 1 3 30 135 4 80 140 5 Servicio auxiliar Te (C) Ts (C) Vapor 150 150 Agua de enfriamiento 10 0 Se requieren los mismos ítems que en el problema 1, con excepción del ítem 5. Año 013

Destilador (31 atm) Destilador (5 atm) Absorbedor (35 atm) 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 (Ingeniería Química, Opcional Ingeniería en Alimentos). El flowsheet simplificado para la producción de etileno a partir del craqueo térmico del etano es el siguiente: Alimentación de Etano Horno H - CH 4 Etileno Compresor Aceite Nuevo de Lavado Etano Figura 4. Diagrama de flujo simplificado del proceso de producción de etileno 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 La alternativa tecnológica seleccionada para la producción de monoclorodecano se representa a través del diagrama de flujo mostrado en la figura: Año 013 1

Percolador Universidad Nacional de San Juan Argentina Figura 5. Diagrama de flujo del proceso de producción de monoclorodecano. Las reacciones involucradas en el reactor son: Cl + C 10 H MCD + HCl Se requieren los mismos ítems que en el problema 1. MCD + Cl DCD + HCl 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 0% de insolubles y 8% de solubles Prensa Lodo con 40% de insolubles Secadero Agua Café granulado húmedo con 6,5% de insolubles Se requieren los mismos ítems que en el problema 1. Figura 6. Proceso de producción de café instantáneo. Año 013

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. - 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 ) () 1 ( 1 1e q Q H H ) (3) ( s e ( T1e Ts ) ( T1 s Te ) T LM (4) ( T1e Ts ) ln ( T1 s Te ) H 1 s H 1 s ( T 1 s, P) (5) H s H s ( T s, P) (6) H 1 e H 1 e ( T 1 e, P) (7) H e H e ( T e, P) (8) Año 013 1

Universidad Nacional de San Juan Argentina Q, T e, H e, P INTERCAMBIADOR DE CALOR U.A Q 1, T 1e, H 1e, P Q 1, T 1s, H 1s, P Q, t s, H s, P Figura 7. Calentamiento o enfriamiento de una corriente. PROBLEMA 0 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: x x 1 1 3x 4x x 7x 5x x x 3 3 3 6x 3x 4x 10 0 5 3x3 x5 15 6x 9x 5x 30 3 4 4 4 x x 5 5 5 5 (1) () (3) (4) (5) Año 013

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 73.7 kpa y una presión en el fondo de 308.15 kpa. La torre tiene dos alimentaciones y un calentador lateral para controlar el caudal interno de vapor de la columna. La carga de calor del intercambiador lateral es de.11e6 kj/h. La torre tiene 10 etapas teóricas incluyendo el reboiler, y el calentador lateral está ubicado en la etapa 4, contando desde el tope. Se asume un caudal de 1339.3 kmol/h del producto de tope y los estimados de temperatura para el tope y el fondo son 87. ºC y 6.67 ºC respectivamente. A continuación se muestran las alimentaciones, sus caudales y ubicación. Condiciones de las alimentaciones: Alimentación 1 Plato en el que ingresa Presión (kpa) Temperatura (ºC) Componentes N CO C1 C C3 i C4 n C4 i C5 n C5 n C6 n C7 n C8 1 73.7-119 kmol/h 4.14 7.8 114.13 311.53 114.58 18.08 13.80 5.86 3.4 0.55 0.33 0.09 87.5-83.3 kmol/h 1.3 0.63 157.69 5.66 16.36 4.44 4.9 3.1. 0.81 1.04 0.59 Calcular: Año 013 1

Universidad Nacional de San Juan - Argentina 1- Recuperación de etano en el producto de fondo. - Recuperación de propano en el producto de fondo. Debe bombearse el producto de fondo de la demetanizadora hasta una presión de 756 kpa y usar esta corriente como alimentación a la deetanizadora. - 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 756 kpa. La presión del condensador es de 71.55 kpa y la del reboiler es de 790.45 kpa. Para simular la columna se asume que se desea una especificación para el producto de fondo de C /C 3 0.01 en fracción molar y una relación de reflujo de.5. Se desea saber: - Cuál es la recuperación de etano en el producto de tope. - Cuál es la recuperación de propano en el producto de fondo. NOTA: El producto etano de tope es todo vapor. Asuma un estimado de temperatura para la etapa 1 de 3.89 ºC, para la etapa 15 (reboiler) de 93.33 ºC, y un caudal del producto de cabeza de 317.8 kmol/h. Regrese al modo EDIT FLOWSHEET (CHEMCAD) e instale una válvula para reducir la presión del producto a un valor de 1584.7 kpa. Esta corriente será utilizada como alimentación a la columna depropanizadora. 3- COLUMNA DEPROPANIZADORA La presión de la columna depropanizadora es de 1584.7 kpa, siendo la presión del reboiler de 1600 kpa. El objetivo es obtener por el tope un producto propano con la siguiente especificación de composición: i butano + n butano 1.5 % molar. La composición del propano en el producto de fondo debe ser % molar. Asuma que la columna tiene un total de 5 etapas ideales y la etapa de alimentación es la 1 a partir del tope. La pérdida de carga a través del condensador es de 34.45 kpa y el producto de tope es un destilado líquido condensado. Calcular: - Recuperación de propano en el producto de tope. - Recuperación total de etano y de propano en el tren de destilación. Año 013

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. - Comprender el funcionamiento de dicho programa para poder generar algoritmos propios de simulación. Consideraremos la simulación de un proceso, propuesto inicialmente por Otto y Williams. Las corrientes de alimentación son especies puras de A y B que se mezclan con una corriente de reciclo y entran a un reactor tanque agitado, donde tienen lugar las siguientes reacciones: A + B C + B P + C C P + E G Donde C es un producto intermedio, P es el producto principal, E es un subproducto, y G es un desecho aceitoso. Tanto C como E pueden venderse por sus valores como combustible, mientras G debe ser tratado para poder ser desechado. La planta consiste en un reactor, un intercambiador de calor para enfriar el efluente del reactor, un decantador para separar el producto de desecho G de los reactantes y otros productos, y una columna de destilación para separar el producto P. Debido a la formación de un azéotropo, algo del producto (equivalente al 10 % en peso del flujo másico del componente E) es retenido en el fondo de la columna. La mayoría del producto de fondo es reciclado al reactor y el resto es usado como combustible (purga). El modelado de la planta puede realizarse sin un balance de energía y además simplificar el problema considerando reacciones isotérmicas para la producción del producto P. Consideremos los modelos de las diferentes unidades a fin de simular el flowsheet. Todas las corrientes están dadas en flujos másicos. Modelo de Reactor F 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 F A eff B eff C eff A A F F k X X.. 1 R 1 A B V B B F F k X k X. X.. R 1 A C B V C F k X X k X X k X X.. R 1 A B B C 3 P C V Año 013 1

Universidad Nacional de San Juan - Argentina F F F E eff P eff G eff E F k X X. V. R B C P F k X X.5. k X X.. R 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 9 1 5.975510 exp / 1.59610 exp / 15 3 9.68310 exp / eff eff eff 1 1000 T h fracción en peso eff 1 1 15000 T h fracción en peso 1 0000 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 0 F F G G waste ex F j waste 0, j A, B, C, E, G, P Año 013

Universidad Nacional de San Juan - Argentina 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 Divisor de Flujo E d F bottom 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 = 658 lb/h (todo A) F = 14995.6 lb/h (todo B) V = 1000 ft 3 0.1 50 lb/ ft T = < 600 ºR 3 F R F purge 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 013 3

Universidad Nacional de San Juan Química Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. CÁTEDRA: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA MÓDULO: OPTIMIZACIÓN DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 9 OBJETIVO: Resolver problemas de optimización empleando la función Solver (programa) correspondiente al utilitario de planilla de cálculo Excel. PROBLEMA 1 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 ( 8.06 atm. cm3/ gmol. K) La ecuación semiempírica, RT a P 1/ 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) 1 33 500 73 43 500 33 3 45 600 373 4 6 700 73 5 37 600 33 6 39 700 373 7 38 400 73 8 63.6 400 373 Restricciones: P est >= P exp a, b >= 0 Estimar los valores de a y b por medio de la minimización de mínimos cuadrados. Año 013 1

Universidad Nacional de San Juan Química Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. PROBLEMA 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 α i (bbl/periodo) β i c i (3) c i (4) c i (5) 1,00E+05 70 30 4 1 4,00E+05 80 35 7 1 3 4,00E+05 85 36 8.5 1 4 5,00E+05 90 4 34.5 1 5 5,00E+05 99 60 40 1.5 Tipo de Producto Ventas mínimas Octanaje Mínimo Precio de Venta de los productos contratadas δ j γ j ($/bbl) Contratista Venta libre c j (1) c j () Común 5.00E+05 85 40 46 Premium 4.00E+04 95 55 60 Año 013

Universidad Nacional de San Juan Química Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Gasolina intermediaria 1 1 Ventas Directas Z 1 y 1 x 1 x 3 4 3 Ventas Directas Z Ventas Directas Z 3 y x 3 y 3 x 4 Común 1 Ventas Contratadas u 1 Ventas en el mercado V 1 4 5 5 Ventas Directas y 4 x 5 y 5 Premium Ventas Contratadas u Ventas en el mercado V Ventas Directas Z 5 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. Año 013 3

Universidad Nacional de San Juan Química Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Así, para cada intermediario i, x i = cantidad usada para común, bbl/periodo y i = cantidad usada para premium, bbl/periodo z i = 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, u j = cantidad asignada a los contratistas, bbl/periodo v j = 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: x i + y i + z i α i donde α i es la disponibilidad del intermediario i a lo largo del periodo, en bbl/periodo. - Balance de materia de cada producto: Σ x i = u 1 + v 1 Σ y i = u + v 3- Restricciones de mezclado de cada producto: Σ β i x i γ 1 (u 1 + v 1 ) Σ β i y i γ (u + v 1 ) donde β i es el octanaje del intermediario i, y γ j es el octanaje mínimo del producto j. 4- Restricciones de ventas por contrato para cada producto j: u j δ j Donde δ j 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 () c j Precio (3) c i (4) c i (5) c i c () 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 Costo de corte del int ermediario i i Año 013 4

Universidad Nacional de San Juan Química Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Utilizando los datos dados en la tabla, el problema de planificación se reduce a: Maximizar: 40 u1 55u 46v1 60v 6 z1 8 z 7.5 z3 7.5 z4 0 z5 5( x1 y1) 8( x y) 9.5 ( x3 y3) 35.5 ( x4 y4) 41.5 ( x5 y5) Sujeto a las siguientes restricciones: x 1 + y 1 + z 1.10 5 x + y + z 4.10 5 x 3 + y 3 + z 3 4.10 5 x 4 + y 4 + z 4 5.10 5 x 5 + y 5 + z 5 5.10 5 x 1 + x + x 3 + x 4 + x 5 = u 1 + v 1 y 1 + y + y 3 + y 4 + y 5 = u + v 70.x 1 + 80.x + 85.x 3 + 90.x 4 + 99.x 5 85.(u 1 + v 1 ) 70.y 1 + 80.y + 85.y 3 + 90.y 4 + 99.y 5 95.(u + v ) u 1 5.10 5 u 4.10 5 Además todas las variables deben ser mayores o iguales a cero. Año 013 5

Universidad Nacional de San Juan Química Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. CÁTEDRA: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTARIA MÓDULO: OPTIMIZACIÓN DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 10 OBJETIVO: Aplicar las herramientas correspondientes del simulador de procesos químicos y petroquímicos CHEMCAD para: Optimizar la operación de un equipo simulado previamente. Realizar el Estudio de Sensibilidad de la solución obtenida ante perturbaciones en los parámetros de diseño de dicho equipo. PROBLEMA a) Se desea minimizar la fracción de propano en el producto de fondo de la columna depropanizadora, simulada en el práctico Simulación de Procesos, mediante valores óptimos de la presión de salida de la válvula reductora y de la carga calórica del condensador de reflujo. No se consideran restricciones en este último caso. Nota: para ejecutar la optimización previamente deberá modificar las siguientes especificaciones y ejecutar la simulación nuevamente: En el condensador: cambiar especificación de i-butano+n-butano, por el valor de la fracción de propano en el producto de tope, obtenido en el práctico Simulación de Procesos. En el reboiler: cambiar especificación de propano por el valor de la carga calórica del reboiler obtenida en el práctico Simulación de Procesos. b) Se desea determinar la sensibilidad de la fracción mínima de propano en el producto de fondo obtenido en (a), a una reducción del 10% en la carga calórica del reboiler (Q R ) debida a una disminución en el coeficiente global de transmisión de calor de dicho equipo por ensuciamiento. c) En ambos casos anteriores, plantee el problema de optimización e informe los resultados obtenidos. Año 013 6