OPTIMIZACION 1,3 PDO

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DISEÑO E INGENIERIA DEL PROCESO DE PRODUCCION DE 1,3

PROPANODIOL

Universidad Nacional de Colombia. Sede Bogotá.Facultad de Ingeniería.Ingeniería de Procesos

1. RESUMEN DEL PROCESO

El 1,3 propanodiol (PDO) es un dialcohol de 3 carbonos, que por su sencilla estructura puede ser empleado en diversas aplicaciones, destacándose la producción de poliésteres como el Politrimetilen Tereftalato (PTT), el cual es ampliamente utilizado en la industria textil, razón por la cual diversos autores han considerado este alcohol como un “commodity”.

El crecimiento del mercado del PTT ha permitido estimar que para el 2020 el PDO tendrá un mercado potencial de 230.000 toneladas métricas por año, siendo Shell y DuPont las principales productoras mundiales. Metabolic Explorer incursionó en el mercado en el 2008 con una producción fermentativa de 1,3 propanodiol de 2500Ton/año; en base a ésta cifra y el crecimiento anual esperado se establece una tasa de producción de 12000Ton/año.

El 1,3PDO es obtenido comúnmente por vía fermentativa o catalítica. A nivel catalítico se destacan los procesos que emplea como materia prima óxido de etileno o acroleína; sin embargo la alta producción de biodiesel y consecuente sobreproducción de glicerina ha propiciado una alternativa adicional basada en la hidrogenólisis de glicerina, método que fue seleccionado para el presente proyecto como ruta de síntesis empleando como catalizador Pt/WO3/TiO2/SiO2.

El proceso de partida emplea como materias primas glicerol que se diluye al 70% en peso e hidrógeno en una relación 15:1 respecto al glicerol alimentado. La reacción ocurre en reactor de burbujeo de lecho fijo a 1MPa de presión y 180ºC durante 12 horas. Dado que el proceso global es continuo, y la etapa de reacción es batch, se considera subdividirla empleando 3 reactores en paralelo, cada uno con tiempo de residencia de 12 horas y con capacidad para contener la mezcla reactante equivalente a 4 horas de producción, y un reactor adicional de contingencia que permita la reactivación del catalizador. Como productos de reacción se obtienen 1,3 y 1,2 PDO, 1 y 2 propanol y propano, que fluyen del reactor en compañía del exceso de hidrógeno y el glicerol no convertido.

La corriente gaseosa es sometida a cambio de temperatura y llevada a un separador de fases que permite remover el líquido arrastrado por los gases. Una fracción de la corriente gaseosa, compuesta mayoritariamente por hidrógeno es recirculada al reactor, mientas que la otra es eliminada del proceso mediante purga. La corriente líquida, por su parte, es ingresada al tren de destilación para obtener 1,3 PDO, 1,2 PDO, glicerol, agua y una mezcla concentrada de los alcoholes primarios.

En el Anexo A-I. Puede observarse el diagrama general de flujo del proceso y las condiciones de cada una de las corrientes involucradas en él.

2. INTEGRACIÓN ENERGÉTICA

Sebastián Castellanos 244468Cindy Andrea Nieto 244532Yuly Andrea Poveda 244542Wilder Fabián Sierra 244532

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Considerando que se realizaron modificaciones sobre la simulación inicialmente presentada para el proceso se hizo necesario plantear una nueva integración energética en la cual no se incluyen las corrientes acondicionadas a los requerimientos de entrada y salida del reactor; esto debido a que el cambio de temperaturas en dichas corrientes es significativo, y considerando que su control es de vital importancia para asegurar que la reacción se da en las condiciones requeridas para la obtención del producto deseado, se decidió que estas iban a emplear servicios auxiliares para su adecuación. Adicionalmente como parte de la optimización del proceso y con el fin de eliminar los gastos energéticos innecesarios se modificaron las temperaturas de algunas corrientes de tal manera que no se incurra en una mala inversión de la energía disponible.

Con las corrientes y los servicios a utilizar definidos, se procedió a realizar la nueva integración con ayuda del programa Aspen Energy Analizer. Para un ΔTmín de 10 °C se generaron varios posibles arreglos que serán evaluados para escoger la opción más conveniente. La curva compuesta, generada teniendo en cuenta los calores disponibles y requeridos, representa la entalpia acumulada disponible correspondiente a cada temperatura, tanto para las corrientes frías como para las calientes. En la figura 1 se presenta la curva gran compuesta obtenida para el sistema en el que el Pinch se encuentra a 88,11°C para las corrientes frías y 99,11 para las corrientes calientes.

Figura 1. Curva compuesta para un ∆TMin de 11°CFuente: Autores

Se estableció que el simulador debía generar 10 configuraciones distintas para el intercambio de calor y con base en criterios como el costo total asociado a la red, el número de intercambiadores, la cantidad de servicios requeridos y el área total se determinó que la opción más viable presenta las características presentadas a continuación:

Tabla 1. Características de la red de intercambio seleccionada para el proceso.

Fuente: Autores

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De tal modo, la red de intercambio de calor establecida para el proceso de producción de 1,3-Propanodiol requiere 28 intercambiadores con un área total de 3737m2. En la figura 2 es posible apreciar la interacción de las corrientes frías y calientes entre sí, y con los servicios auxiliares.

Figura 2. Red de intercambio para la producción de 1,3 PDO.Fuente: Autores

Finalmente se decide optimar la red de intercambio generada, para lo cual se decide evaluar dos opciones, la primera minimiza el área total obtenida para el diseño seleccionado, variando el número de divisiones que se realizan sobre cada corriente y el número de intercambiadores de calor requeridos. Los resultados obtenidos se presentan en la siguiente tabla:

Tabla 2. Características de la red de intercambio minimizando el área.

Fuente: Autores

La segunda minimiza los costos totales anualizados

Tabla 3. Características de la red de intercambio minimizando los costos totales anualizados.

Fuente: Autores

Comparando los datos presentados en la tabla 2, respecto a los presentados en la tabla 1 se observa que el área total de intercambio disminuye significativamente, pero el número de intercambiadores se mantiene. Para el diseño en el que se minimiza el área, el costo de los

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servicios de enfriamiento aumenta y esto se ve reflejado en un incremento en los costos operacionales, se puede decir que disminuye el costo fijo asociado a la compra de los intercambiadores, pero a largo plazo el aumento en el valor de los costos operacionales generará que este arreglo para la red de intercambio sea poco viable. En cuanto a los datos obtenidos para la optimización minimizando los costos totales anualizados se puede notar que el costo para los servicios de enfriamiento y calentamiento disminuye comparado con el obtenido para el arreglo original, por esta razón, los costos operacionales para la red también decrecen, una disminución en aproximadamente 1100 m2 en el área de intercambio se ve reflejada en menores costos fijos y como sumatoria de los factores mencionados anteriormente se observa la disminución de los costos totales manteniendo el mismo número de intercambiadores.

Por los motivos anteriormente expuestos se puede afirmar que el modelo optimizado que mejor se ajusta a las necesidades del proceso exhibe las características presentadas en la tabla 3. 3. DEFINICIÓN DEL PROBLEMA DE OPTIMIZACIÓN.

SELECCIÓN DE LA FUNCION OBJETIVO

El primer paso para realizar la optimización de un proceso consiste en definir la función objetivo y las restricciones con el fin de acotar la búsqueda de las condiciones óptimas de operación. El factor económico es siempre el de mayor incidencia a la hora de establecer las condiciones definitivas de un proceso productivo, de modo que se obtenga la mayor ganancia posible cumpliendo con los requerimientos del proceso. En este sentido se tiene que la función objetivo de optimización consiste generalmente en la función de utilidad, la cual se presenta a continuación:

Utilidad=Ingresos−Egresos

Dada la forma de la función, se pretende minimizar los egresos y maximizar los egresos, de modo que finalmente la función objetivo global debe maximizarse.

Ingresos:

Los ingresos están dados esencialmente por - La venta del producto principal - La venta de los subproductos de valor comercial- El aprovechamiento de los subproductos generados para el proceso

Para el proceso particular desarrollado, al no considerar la adecuación de los alcoholes primarios para su comercialización, los ingresos están dados por la venta de los dos productos principales obtenidos de la reacción: 1,2 Propanodiol (subproducto) y 1,3 Propanodiol (Producto principal), y por el aprovechamiento del hidrógeno de purga como combustible para la generación de energía en el proceso. Dado que las cantidades a producir se basan en un sencillo análisis de le evolución del consumo en el mercado, se supone que la tasa de producción es semejante a la tasa de consumo, de modo tal que la expresión para los ingresos está dada por:

Ingresos=Venta1,3 PDO+Venta 1,2Propanodiol+usode H 2comocombustible

Venta PDO=ProduccionPDO ( Kmolaño )∗Precio deventa( $USDKmol )Usode H 2 comocombustible

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¿H 2 encorriente de purga( Kmolaño )∗Entalpia decombustión H 2( KJKmol )∗Preciode combustible ( $USDKJ )

Egresos

En relación a los egresos se tienen dos tipos de egresos: los costos fijos y los costos operacionales. Donde, los costos fijos representan los gastos en los que se debe incurrir para comenzar la operación de la planta (principalmente asociado a la compra de equipos). Los costos de operación son aquellos gastos en los que se incurre para llevar a cabo la producción (servicios y materias primas requeridos por los equipos).

Para efectos de simplificación se desprecian los costos asociados al personal operativo y administrativo, los gastos tributarios, administrativos y de mantenimiento, así como la variación del dinero en el tiempo, entre otros.

Egresos( $USDaño )=CFijos+COperacionales

Entre los costos operacionales se tiene en cuenta el costo de las materias primas, que para este caso se resumen en el costo del hidrógeno y el glicerol, y el costo de los servicios, estimados a partir del costo del vapor de agua, el agua de enfriamiento, y la potencia consumida por los sistemas eléctricos mayores, especialmente los compresores. Los costos fijos se resumen en el costo de capital de los equipos mayores, que son los que más tienen influencia sobre la economía del proceso.

Egresos( $USDaño )=CMaterias Primas+CServicios+C Equipos

Desglosando cada uno de los términos que componen a la ecuación anterior.

CMaterias Primas( $USDaño )=Cglicerina+CHidrógeno+Cagua

C servicios( $USDaño )=C calentamiento+C enfiramiento+C potenciabombas

CEquipos ( $USDaño )=CReactor+CTorres+C Intercambiadoresde calor+CSeparadores+CMezcladores+C Bombas

El costo asociado a cada uno de los equipos se calcula individualmente ya que para cada uno se han desarrollado diferentes ecuaciones empíricas para estimar el costo dependiendo de algunas variables características correspondientes, y su relación con las variables de proceso.

Para obtener un estimado numérico del costo de los servicios empleados, se asume que el servicio de calentamiento únicamente corresponde a vapor saturado de media presión (600 psig), y el servicio de enfriamiento únicamente corresponde a agua de refrigeración. Esto considerando la dificultad que implica el análisis individual de cada uno de los posibles refrigerantes y tipos de vapor empleados.

A partir del análisis anterior se puede establecer que la función objetivo de utilidad corresponde al potencial económico del proceso, de modo que la optimización pretenderá maximizar el potencial económico. IDENTIFICACIÓN DE LOS MODELOS DE OPERACIÓN, DISEÑO Y COSTO.

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Es necesario considerar, antes de establecer los modelos de operación, diseño y costo que se realizaron ajustes sobre el proceso que permiten establecer que no es necesario el uso de compresores, dado que el gas almacenado se encuentra a una presión superior (20 bar) a la requerida como condición de alimentación al reactor (10 bar), como estrategia para cumplir con las condiciones de alimentación se realiza la expansión del gas.

Adicionalmente, el tratamiento de la corriente de gas disuelto en el líquido proveniente del reactor ya no requiere un separador líquido-gas, puesto que se acondicionó la torre de destilación con un condensador parcial, que permite la eliminación de los gases disueltos, por tal motivo, esta corriente que anteriormente se recirculaba ahora hace parte de la corriente de purga.

Compresores

A pesar de no ser estrictamente necesario el uso de un compresor en el proceso se considera pertinente instalar uno en la línea de salida del tanque de almacenamiento de hidrogeno, a fin de garantizar la presión mínima requerida en el reactor en caso de presentarse fluctuaciones en las condiciones de almacenamiento. Como medida de contingencia si esta presión llega a ser inferior a los 10 bares requeridos el compresor entra en funcionamiento. A continuación se muestran las ecuaciones de diseño empleadas considerando un sistema de compresión de tipo centrífugo (Orjuela, 2013):

Potencia totalrequerida (bhp )=( 3,03∗10−5

γ )P¿Q¿((Pout

P¿)γ

−1)( 1η )Costo anualizadode instalación ($USD /año )=(M∧S

280 )∗bhp0,82∗517,5∗3,11∗2

Costo anualizadodeoperación ($USD /año )=bhp∗( 1Kwh1,341hp )∗( 0,0207USDKwh )∗( 8760haño )Dónde: ϒ: Factor Isoentrópico de expansión combinado, Pin: Presión de entrada al compresor, Pout: Presión de salida del compresor, M&S: Índice de Marshall and Swift =1565

Si se llegara a necesitar el uso del compresor, mediante las anteriores ecuaciones se debe afectar el potencial económico restando los costos asociados al uso del sistema de compresión.

Reactor

En un reactor continuo, el volumen resulta ser la variable de diseño predominante, dada su relación “directa” con la cinética de la reacción; sin embargo, para el proceso desarrollado se presentan dos situaciones particulares:

- Reacción discontinua: La reacción para la obtención de 1,3PDO a partir de glicerina no es continua, por lo cual la variable de diseño asociada a esta operación es el tiempo de residencia y no el volumen del reactor.- Nula disponibilidad de datos cinéticos: Para el catalizador seleccionado no se encuentra información sobre la cinética de la reacción, únicamente se encuentran disponibles gráficas que relacionan la conversión y selectividad con la temperatura, la presión y el tiempo de reacción.

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Debido a que el volumen del reactor requerido para tratar la mezcla reactante equivalente a 12 horas de producción es ostensiblemente alto, se decidió distribuir la reacción en varios reactores idénticos en paralelo, con capacidad y programación adecuada para que la etapa de separación pudiera trabajarse en forma continua. En este sentido, para calcular el volumen que debe tener cada reactor se sumó el volumen que ocuparían los reactivos en fase líquida y se estableció una sobreestimación del 30%, dado el volumen adicional ocupado por el catalizador y el gas comprimido.

Se asume además que los reactores serán cilíndricos de orientación vertical, y que la relación altura/diámetro es de 1,33 por lo cual teniendo el volumen se obtiene fácilmente el diámetro.

V interno=1,3¿V mezcla en faselíquido

Dinterno=3√ 4∗V interno

1,33πh=1,33∗Dinterno

Debido a las condiciones de presión y temperatura que deben manejar, se estima que el grosor del tanque debe ser de aproximadamente una pulgada; ya con esto definido se utiliza el método descrito en el libro de Stanley M. Wallas (Wallas, 1990) para determinar el costo según el peso del material con el cual se construye el reactor (acero al carbono 316), usando la siguiente ecuación y coeficientes de corrección:

Costoreactor=Ca+(C¿¿b∗Fb∗Fa∗Fm∗Fp)¿

Ca=246∗D0,7396∗L0,7068

Cb=exp ¿

Donde W es peso del cascaron del reactor en libras, los factores usados se listan a continuación:

Tabla 4. Factores requeridos para la estimación del costo del reactor.Factor Burbujeo Fb 1,6Factor Material Fm Ac. al Ca. 316

2,1

Factor año Fa 2Factor Presión Fp 1,4

Fuente: (Wallas, 1990)

El costo obtenido se multiplica por el número de reactores y se obtiene el costo total, el cual será descontado del potencial económico.

Recipientes

El costo de los equipos asociados a recipientes, como es el caso de los tanques de mezcla y los separadores, se determina a partir de sus dimensiones principales: diámetro y altura, en relación con la presión de operación y el material de construcción del recipiente, de acuerdo con la siguiente expresión (Douglas KoltsegFuggvenyek):

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Costo anualizadode instalación(USD $año )=(M∧S280 )(101.9D1,066H 0,82Fc)

Donde D y H corresponden al diámetro y la altura del recipiente en pulgadas.

F c=Fm∗F p

Los factores Fp y Fm para recipientes a presión se muestran en las tablas a continuación

Tabla 5. Factores Fp requeridos para la estimación del costo del reactor.Presión

(psi)Hasta

50100

200

300

400

500

600

700

800

900

1000

Fp 1,00 1,05

1,15

1,20

1,35

1,45

1,60

1,80

1,90

2,30

2,50

Fuente: (Douglas KoltsegFuggvenyek)

Tabla 6. Factores Fm requeridos para la estimación del costo del reactor.

Fm Acero al Carbono

Acero inoxidable

Titanio

Revestimiento

1,00 2,25 4,25

Sólido 1,00 3,67 7,89Fuente: (Douglas_KoltsegFuggvenyek)

Bombas

El costo de un sistema de bombeo debe incluir tanto el costo de la bomba como el costo del motor que la hace funcionar, para ello se cuenta con las siguientes correlaciones.

S=QH 0,5

Donde S es el factor de tamaño, Q el flujo que maneja la bomba en gpm y H es la cabeza de la bomba. El costo base para la bomba es una función del factor de tamaño y se calcula basado en la siguiente fórmula.

CB=e(9,2951−0,6019∗[lnS ]2)

CB es el costo base y S es el factor de tamaño. El costo de compra depende del tipo de bomba que se requiera utilizar y del material en el cual será construida.

CP=FT∗FM∗CB

Donde CP es el costo de compra, FT es el factor de tipo de bomba y FM es el factor del material. Para calcular el costo del motor se atiende a la siguiente expresión.

PC=PTηPηM

=PBηM

= Q∗H∗ρ33000∗ηP∗ηM

Donde PC Potencia consumida, PT Potencia consumida, ηP potencia fraccional, ηM eficiencia fraccional del motor eléctrico y PB potencia de rompimiento de la bomba. Para calcular la potencia fraccional se aplica la siguiente expresión.

ηP=−0,316+0,24015∗lnQ−0,01199∗¿

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Con Q en el rango de 50 a 500 gpm. Y la eficiencia fraccional del motor depende de la potencia de rompimiento de la bomba.

ηM=0,80+0,0319∗lnPB−0,00182∗¿

La fórmula anterior es aplicable para PB comprendido entre 1 y 1500 hp.

El costo base está dado por la expresión.

CB=e(5,4866+0,13141∗ln PC+0,053255∗(ln PC)

2+0,028628∗(lnPC)3−0,0035549∗(lnPC )

4)

El costo de compra del motor finalmente se calcula de la siguiente forma.

CP=FT∗CB

Donde FT es el factor de tipo de motor.

La suma del costo de compra de la bomba y el motor, los cuales dependen del flujo que maneje la bomba y de la cabeza, permite calcular el costo total para el sistema de bombeo; de esta forma se relaciona el costo de la bomba con la variable independiente para dicha unidad, que en este caso sería el flujo o caudal.

Intercambiadores de Calor

El costo base de un intercambiador está dado por el tipo de intercambiador que se requiera para la operación del proceso.

Para intercambiadores tipo Kettle.

CB=e(11,967−0,8709∗lnA+0,090005∗( lnA )2)

Para intercambiadores de cabezal flotante

CB=e(11,667−0,8709∗lnA+0,090005∗( lnA )2)

Donde A es el área de transferencia de calor en ft2. El costo de compra depende de:

CP=F P∗FM∗FL∗CB

Donde FP factor de presión basado en la presión en la coraza del intercambiador, FL es el factor de corrección por la longitud de los tubos y FM es el factor que depende del tipo de material.

FP=0,9803+0,018∗P100

+0,0017∗( P100 )

2

FM=a+( A100 )

b

De este modo se puede obtener el costo de los intercambiadores dependiendo del área de transferencia de calor requerida.

Torres de destilación

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Puesto que las columnas operan a presión, estas deben diseñarse como recipientes a presión. Por consiguiente, se empieza determinando la presión de diseño, la cual depende de la presión de operación, de acuerdo a la siguiente expresión.

Pd=e(0,60608+0,91615∗lnP0+0,0015655∗(ln P0)

2)

De acuerdo a la presión de diseño, se determina el espesor de la pared del recipiente.

t p=Pd∗Di

2∗S∗E−1,2∗Pd

Donde Di es el diámetro interno en pulgadas (in), S es el estrés máximo que debe soportar el material y E es la eficiencia de soldadura. El peso de la columna se calcula de acuerdo a la siguiente expresión.

W=π∗(Di+t s )∗(0,8∗Di )∗t s∗ρ

Donde ρ es la densidad del material de construcción de la columna.

El costo del recipiente vacío que incluye los costos asociados a manholes, soportes y demás accesorios.

CV=e(7,0374+0,18255∗lnW+0,02297∗(lnW )2 )

Adicionando el costo de las plataformas y las escaleras

CPL=237,1∗(Di0,63316)∗(L0,80161 )

Para finalmente calcular el costo de compra de la torre.

CP=FM∗CV+CPL

Esta etapa se encuentra determinada por los costos de instalación asociados a las torres de destilación. Para dimensionar cada torre existen varios métodos, sin embargo para simplificar los cálculos se usó el método descrito en el libro de Arturo Jimenez (Jimenez Gutierrez, 2003) , que usa las ecuaciones de Heaven para determinar el diámetro y la altura de la torre, mediante el uso de los flujos de destilado, la relación de reflujo, entre otros. Algunos valores deben ser estimados debido a que no se cuenta con todos los datos necesarios para hacer un planteamiento riguroso del método.

Ecuación de Heaven

Dc=[( 4πV )(D)(R+1)(T DV

273 )( 1P )( 13600 )]

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Donde V=0,761( 1P )12

Y Dc es el diámetro de la columna, D es el flujo de destilado, R es la razón de reflujo, T DV es la temperatura de rocío del vapor en el condensador y P es la presión de la columna.

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Ecuaciones de costos de torres

T p=Pg∗R∗12

S∗0,85−0,6∗Pg

T w=0,22∗(D+18 )∗L2

(S∗D2)

T g=Pg∗R∗12

(2∗S∗0,85 )+(0,4∗Pg)

T b=T w+T g

Donde Pg es la presión de operación de la torre en psi, R es el radio interior en ft, S es la presión máxima resistida por el material en psi, D es el diámetro en in y L la atura de la torre en in.

Cuando Tp resulta ser mayor que Tb se usa el valor de Tp mas el espesor para calcular el peso de la columna mediante la siguiente ecuación:

W s=π∗D∗(57,5+0,8116∗D )∗(TboTp )∗144∗0,284

Luego de tener las dimensiones de cada una de las torres el costo se puede calcular mediante las correlaciones para torres de destilación (Mulet, Corripio, & Evans, 1981) que usa el peso del material usado en la construcción de la torre. Las ecuaciones aplicadas son las siguientes:

CostoTorre=Ca+(C ¿¿b∗Fm)¿

Cb=exp ¿

Ca=151,81∗D0,63316∗L0,80161

Donde D, L y W están en unidades inglesas.

SELECCIÓN DE LAS VARIABLES DE OPTIMIZACIÓN E INCIDENCIA.

A fin de seleccionar como variables de optimización, aquellas que tienen mayor incidencia no solo a nivel local (equipos circundantes), sino a nivel del proceso global, es necesario realizar un análisis preliminar de sensibilidad en el cual se establecen las variables independientes para cada uno de los equipos mayores, así como el efecto y alcance que ejercen sobre el proceso; adicionalmente, a partir de éste análisis será posible fijar las restricciones de las variables.

Para establecer las variables influyentes se realiza una indagación de las ecuaciones de balance de materia, balance de energía y las ecuaciones de diseño que influyen en cada tipo de equipos. Dada la gran cantidad de información asociada a cada equipo, no se discriminan las ecuaciones y variables asociadas a cada uno de ellos, simplemente se menciona la variable independiente, susceptible de optimización y su posible efecto, descartándola o seleccionándola para hacer parte del análisis de sensibilidad riguroso.

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Recipientes: En esta clasificación se incluyen los tanques de mezclado y el separador líquido – gas. La variable independiente que corresponde a la variable de optimización es el volumen. Para establecer la incidencia que este tiene sobre el proceso en general es necesario observar que esta variable se fija ya que los flujos alimentados a este tipo de equipos son siempre constantes. El uso de un volumen de recipiente mayor al requerido simplemente permite incrementar la cantidad almacenada y así mismo aumentar el stock de materia en proceso; el uso de un volumen de recipiente menor, por debajo del calculado para la operación normal del proceso, hace que la cantidad almacenada sea menor a la requerida por el proceso, de modo que las fluctuaciones normales del mismo no podrían ser atenuadas rápidamente, pudiendo afectar el funcionamiento del resto de los equipos. En este sentido se puede afirmar que el volumen óptimo corresponde al volumen mínimo que permita almacenar la cantidad de flujo procesada y por tanto minimizar los costos asociados a la compra de dichos recipientes, de modo que esta variable presenta un mínimo evidente, y por tanto no es trascendental evaluarla.

Reactor: A partir de los datos relacionados en el artículo base para el diseño del proceso, se encuentra que hay una variación en el rendimiento de la reacción; por tal motivo se evaluó a partir de estos datos teóricos la incidencia de la temperatura y el tiempo de residencia, a fin de establecer si dicha incidencia podría extenderse al resto del proceso.

Conociendo que el rendimiento corresponde al producto entre la conversión y la selectividad, y con base en las funciones establecidas por el documento guía, se obtienen las gráficas que se muestran a continuación:

Figura 3. Evaluación de los efectos del tiempo de reacción y temperatura dentro del reactor.Fuente: Autores

Como puede observarse, las gráficas generadas solamente permiten evaluar el comportamiento en un intervalo de tiempos de reacción y temperaturas corto, luego del cual no se conoce el comportamiento de la función; por tanto es posible que al realizar una optimización de estas variables se llegue a óptimos locales y no globales.

Para el tiempo de residencia estudiado, el rendimiento máximo se da cuando se han alcanzado 12 horas de reacción, motivo por el cual se escogió como condición fija. Adicionalmente, se sabe que la tendencia de la selectividad del 1,3 PDO decrece a medida que el tiempo incrementa, lo cual implica que a pesar de que la conversión tiene tendencia a aumentar, los productos obtenidos corresponden en su mayoría a los obtenidos por medio de las reacciones colaterales, lo cual implica que el potencial económico disminuye significativamente a medida que el tiempo de reacción aumenta. En este sentido se pretende minimizar el tiempo de reacción, de modo que tenga el menor impacto negativo sobre el potencial económico, lo cual resulta en un óptimo obvio para los datos experimentales

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reportados; por esta razón se descarta dicha variable para la evaluación de su incidencia en el proceso global.

En el caso de la temperatura de reacción se establece que el comportamiento mostrado por la gráfica pudiera conducir a la obtención de un óptimo global; sin embargo, al igual que sucede con el tiempo de reacción, solo se conoce la función en el intervalo para el cual hay datos experimentales reportados. Considerando que la temperatura influye directamente sobre la conversión, se hace necesario evaluar su incidencia sobre todo el proceso, ya que las etapas posteriores de separación dependen directamente del comportamiento en el reactor.

Torres de destilación: La variable de diseño más relevante para este tipo de equipos corresponde a la relación de reflujo, puesto que la altura, y por ende el número de etapas, están condicionadas al grado de separación que se desee alcanzar, mientras que el diámetro es una variable dependiente de los flujos procesados, por lo tanto depende de la relación de reflujo. Esta variable normalmente se fija en función de asegurar el correcto funcionamiento de la torre para alcanzar el grado de separación deseado; un valor por encima del requerido favorece la pureza de los productos, pero reduce el flujo de destilado e incrementa el de fondos; mientras que un reflujo menor reduce la pureza de los productos, incrementa el flujo de destilado y reduce el de fondos. Teniendo en cuenta que para cada una de las torres, involucradas en el proceso, en algunos casos el destilado y en otros el producto de fondos corresponde a flujo de recirculación hacia el reactor o la corriente que involucra el producto principal, la combinación de reflujos en el tren de separación involucra variaciones en los flujos de producto obtenidos, y en el tamaño de los equipos involucrados en el proceso, lo cual incrementa la complejidad de su análisis. Teniendo en cuenta que la herramienta de simulación empleada requiere del ingreso de esta variable como dato de usuario, que únicamente se modifica de manera manual, resulta altamente dispendioso, en especial por las combinatorias entre las 4 torres involucradas realizar un análisis de sensibilidad, razón por la cual esta variable no se incluye dentro de dicho análisis.

Intercambiadores: La variable que predomina en el funcionamiento de los intercambiadores de calor es el área de intercambio; esta se fija en función de alcanzar una temperatura definida. En este sentido, se tiene que el área de intercambio empleada corresponde a la mínima en la que se garantiza que la corriente llega a la temperatura establecida, lo cual implica que al evaluar el comportamiento de esta variable se alcanza un mínimo obvio.

Bombas: Dado que su diseño, está ligado a alcanzar condiciones de presión de flujo definidas, la variable independiente se define como la cabeza de presión, y la potencia del motor corresponde a la variable dependiente. Considerando que se tienen definidas las condiciones de presión del proceso, la influencia de la variable del sistema de bombeo es predecible, puesto que se debe asegurar que los flujos alimentados se mantengan constantes. Nuevamente se da la obtención de un mínimo obvio.

Tanque de hidrógeno: En este caso es importante considerar como variable de optimización el volumen del tanque al igual que en el caso de los recipientes anteriormente evaluados. La única consideración especial corresponde a que se debe garantizar que la presión de almacenamiento del hidrogeno permanezca constante a lo largo del tiempo ya que si esta llega a disminuir se hace necesario el uso de un compresor que afecta el valor del potencial económico calculado y si llega a aumentar demasiado, se hace potencialmente peligroso considerando su alta explosividad. Esta presión de hidrógeno se definió con base en el tipo de reactor utilizado y por tal motivo es un valor ya establecido que no es susceptible de cambios.

Flujo de corriente de purga: A pesar de que estas corrientes no tienen continuidad en el proceso, son indispensables para la liberación de materia acumulada, por lo cual afectan el proceso global y por ende el potencial económico, ya que al ser corriente de alto flujo, se generan pérdida significativas de materias primas y/o productos. Si estas corrientes se hacen

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muy pequeñas, se genera una acumulación de materia dentro del proceso que influye directamente en el tamaño de los equipos requeridos, haciéndolos cada vez más grandes, e incluso afectando su funcionamiento; mientras que si son muy grandes, las pérdidas de materias primas pueden ser tan altas que provoquen la inviabilidad del proceso, razón por la cual resulta necesario incluirlas dentro del análisis de sensibilidad.

ANÁLISIS DE SENSIBILIDAD

Temperatura a la entrada del reactor

Intercambiador E-100: La siguientes graficas muestran como a medida que aumenta la temperatura de salida del intercambiador E-100 (corriente 26), la selectividad hacia el 1,3 PDO representada en la fracción se hace más grande hasta alrededor de 210 °C, de ahí en adelante la fracción se vuelve relativamente constante en un pequeño segmento luego del cual comienza a decrecer. Como es de esperarse, a medida que la temperatura se incrementa, también lo hacen las fracciones de 1,2 PDO, 1POH, 2POH y de H2O, mientras que el glicerol se consume con mayor rapidez disminuyendo desde el 62% hasta un 45% del total de líquidos que salen del reactor. En la temperatura de 210ºC se presenta un cruce entre las fracciones de glicerol y agua, lo cual indica que por debajo de esta temperatura, el líquido es predominantemente glicerol, mientras que por encima es predominantemente agua, lo cual puede ser un indicador del favorecimiento de las reacciones colaterales, dado el hecho previamente mencionado del decaimiento de la fracción de 1,3 PDO por encima de esta temperatura; este efecto resulta ser indeseado dado que se genera un consumo considerable de materia prima y por ende mayores costos. En este sentido se puede decir que se establece como restricción que dicha temperatura no supere 210ºC.

Figura 4. Efecto de la temperatura en la corriente 26 sobre la fracción de los productos a la salida del reactor.Fuente: Autores

Intercambiador E-107: En el caso de este intercambiador es apreciable que la temperatura de la corriente líquida que se alimenta al reactor debe ser menor a 195 °C ya que una temperatura mayor hace que la selectividad de 1,3 PDO disminuya, mientras dispara la producción de 1,2 PDO y de 1POH; por ende es recomendable que la temperatura de salida de este intercambiador no sobrepase los 195°C, mientras que una temperatura entre 160 y 190°C no influencia demasiado el proceso. Al igual que ocurre con la temperatura de la corriente gaseosa, una temperatura por encima de los 185ºC favorece las reacciones colaterales, incrementando el consumo de glicerol para la formación de productos indeseados y por ende los costos, por lo cual se considera como restricción que ésta temperatura no supere los 185ºC.

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Figura 5. Efecto de la temperatura en la corriente 25 sobre la fracción de los productos a la salida del reactor..

Fuente: Autores

Adicionalmente para determinar la temperatura a la cual se deben acondicionar los reactivos previo a la entrada del reactor se evaluó el efecto de esta variable en las corrientes liquida y gaseosa sobre el punto de mezcla. En las gráficas mostradas a continuación se puede observar que para el caso de la corriente gaseosa un aumento en la temperatura repercute en un incremento proporcional sobre la temperatura de la mezcla mientras que en el caso de la corriente liquida se puede observar que hay un intervalo de temperaturas en el cual las condiciones de la mezcla permanecen relativamente constantes, luego de aproximadamente 190ºC la temperatura de la mezcla comienza a aumentar de forma que genera un mayor efecto sobre la corriente de mezcla que el generado por la corriente gaseosa.

En la gráfica que relaciona la temperatura de la corriente gaseosa con la temperatura de la mezcla reactante, considerando que la corriente líquida se alimenta a 180ºC, se puede apreciar el efecto de enfriamiento propio de las mezclas con hidrógeno gaseoso.

Figura 6. Efecto de la temperatura en las corrientes de líquido (25) y gas (26) sobre la temperatura de la mezcla reactante

Fuente: Autores Purga de Agua

Se analizó la influencia de la purga de agua sobre el proceso global y se encontró una variación poco considerable para la composición de 1,3 PDO en la corriente de salida del reactor, comprendiendo la producción de dicho componente tanto en la fase líquida como en la gaseosa, la influencia del reciclo de agua está ligado al flujo másico de la purga. La influencia de esta variable sobre la composición de 1,2 PDO es completamente despreciable si se compara con la pequeña variación respecto al producto de interés.

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Figura 7. Efecto de la purga de agua sobre la composición de 1,3 PDO.Fuente: Autores

Cantidad de Glicerol recirculada

De igual forma se realizó un análisis de sensibilidad sobre la cantidad de glicerol recirculada al proceso y su influencia sobre la cantidad de 1,3 PDO generada posterior a la etapa de reacción. No se muestra una variación considerable sobre la variable dependiente (composición del 1,3 PDO), ni tampoco sobre la producción de 1,2 PDO. Por lo cual se considera que el reciclo de glicerol no es una variable de optimización para el proceso, además hay que tener en cuenta que para este caso el glicerol es el reactivo límite por lo cual se garantizó un exceso de hidrógeno disuelto en fase acuosa para dar el aprovechamiento a cabalidad de la materia prima.

Figura 8. Efecto de la recirculación de glicerol sobre la composición de 1,3 PDO.Fuente: Autores

Variación de la temperatura para la corriente 25

155165

175185

195205

215225

235245

2550.00E+00

5.00E-03

1.00E-02

1.50E-02

2.00E-02

2.50E-02

3.00E-02

3.50E-02

4.00E-02

4.50E-02

1,3 PDO1,2 PDO

T(°C) corriente 25

X Fr

acció

n M

olar

Figura 9. Efecto de la temperatura de la corriente 25 sobre la composición en los fondos de la torre T-100.

Presión en la torre de destilación

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Al realizar el análisis de la influencia de la presión sobre la primera torre de destilación y más propiamente sobre la composición en los fondos donde se encuentra el 1,3 PDO, se encontró que la presión no es una variable que ejerce un cambio significativo permaneciendo constantes las composiciones tanto del 1,3 PDO como del 1,2 PDO. Este comportamiento se puede evidenciar si se observa la Figura 10. Dicho comportamiento es esperado debido a que al trazar las líneas de destilación para el sistema de interés, el cambio en la presión no permite aumentar las fronteras de destilación.

0100

200300

400500

600700

800900

10000.00E+00

1.00E-02

2.00E-02

3.00E-02

4.00E-02

5.00E-02

6.00E-02

1,3 PDO1,2 PDO

P (kPa) corriente 1

X Fr

acció

n M

olar

Figura 10. Efecto de la presión sobre la composición en los fondos de la torre T-100.

Fracción de Purga del gas

Al incrementar el flujo de gas de purga, la fracción de 1,3 PDO no se ve afectada en una proporción significativa, al igual que la producción de 1,2 PDO. Uno de los aspectos más importantes detectados es que al aumentar la cantidad de gas recirculado (reducir la fracción purgada) aumenta la fracción de 1 POH y 2 POH a la salida del reactor, esto ocurre debido a que las fracciones de alcoholes primarios presentes en la corriente gaseosa, no son suficientemente drenadas mediante la purga y se acumulan en el reactor; sin embargo esta acumulación no es progresiva, dado que una mayor cantidad de masa de dichos alcoholes genera la condensación de los mismos de modo que son retirados del proceso a través del tren de destilación.

Figura 11. Efecto de la fracción de purga de gas sobre la composición de los productos.Fuente: Autores

Como se puede evidenciar a través de los análisis de sensibilidad mostrados anteriormente, la variable más determinante respecto al comportamiento global del proceso corresponde a la temperatura de entrada de las materias primas al reactor en el que se desarrolla el proceso. Siendo la temperatura la variable independiente y las composiciones de 1,3 PDO como producto deseado y de 1,2 PDO como subproducto principal, las variables dependientes, se aprecia la existencia de un máximo en la composición del 1,3 PDO para una temperatura a la salida de los

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intercambiadores dada. De esta temperatura de reacción depende directamente el porcentaje de rendimiento en los productos de interés. Resulta de vital importancia considerarla, teniendo en cuenta que la reacción es de carácter exotérmico y que la mezcla entre el glicerol y el agua también genera desprendimiento de calor; sin embargo la combinación con la fase gaseosa genera un enfriamiento que debe ser evaluado en relación con el efecto térmico de calentamiento anteriormente mencionado. De estos factores depende la degradabilidad de los productos y el éxito de la reacción.

El comportamiento sobre la conversión de los demás sub-productos permite establecer una relación directamente proporcional en función de la temperatura de reacción. En términos generales se aprecia una mayor conversión global en la reacción pero implicando una disminución sobre el rendimiento en el 1,3 PDO.

4. RESULTADO FINAL DE LA OPTIMIZACIÓN

Para llevar a cabo la optimización del proceso de producción de 1,3 PDO se realizó la simulación del proceso en el programa Aspen HYSYS, el cual cuenta con una herramienta denominada Optimizer, por medio de la cual se puede optimizar cualquier proceso a través del uso de una hoja de cálculo SpreadSheet. El uso de la hoja de cálculo del Optimizer requiere de la formulación de funciones objetivo y de restricciones en términos de las variables de las corrientes o unidades del diagrama de flujo, siendo funciones implícitas de las variables de decisión las cuales son un subconjunto de las variables de proceso. Típicamente, la función objetivo representa costos ligados al procesamiento, rendimiento o beneficios/utilidades como se pudo observar anteriormente (ir al Númeral 3).

El método utilizado para realizar la optimización del proceso fue el de Fletcher-Reeves, al tratarse de un método algorítmico basando en gradientes, tanto la función objetivo como las restricciones han de ser variables continuas y diferenciables. Dentro de los parámetros asociados a este algoritmo de optimización seleccionados por el usuario fueron los siguientes: Número máximo de evaluaciones de funciones, que no se debe confundir con el máximo número de iteraciones, durante la iteración, la pare relevante del diagrama de flujo se resuelve un número de veces, dependiendo de los factores tales como el algoritmo de optimización y el número de variables primarias; Tolerancia, HYSYS determina el cambio en la función objetivo entre cada dos iteraciones así como los cambios en las variables primarias normalizadas. Con esta información HYSYS determina si se cumple la tolerancia especifica por el usuario; Máximo de iteraciones, tras las cuales los cálculos se detendrán; Máximo cambio en iteración, de cada una de las variables primarias normalizadas.

El método de Fletcher Reeves aplica una modificación del método del gradiente conjugado, el procedimiento realizado internamente en el simulador al elegir este método se reduce a los siguientes pasos:

1. Dado un punto inicial, se evalúan las derivadas de la función objetivo respecto a las variables primarias.

2. Evalúa la nueva dirección de búsqueda como el conjugado del gradiente anterior.3. Lleva a cabo una búsqueda en una dimensión a lo largo de la nueva dirección.4. Si alguna variable se sale de los límites, se limita a su cota.5. Se repiten de forma secuencial los pasos anteriores.

Una vez se realizaron los análisis de sensibilidad sobre las posibles variables de optimización se determinó que las variables a optimizar fueron: la Temperatura de la corriente 25 (la cual sale de intercambiador E-100), la Temperatura de la corriente 26 (la cual sale del intercambiador E-107) y la cantidad de agua recirculada, debido a su incidencia sobre el proceso global y más específicamente sobre la conversión de la reacción y el volumen del reactor. Hay que aclarar que la conversión para este proceso es función de la temperatura de reacción, mientras que el reactor depende del volumen de la mezcla en fase líquida lo cual determina el costo del equipo.

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Las demás variables no generaban una variación porcentual significativa sobre el proceso general.

Teniendo en cuenta las consideraciones anteriores se realizaron regresiones para cada uno de los análisis de sensibilidad con el fin de estimar tres funciones matemáticas que relacionara las variables independientes (T-25, T-26 y Agua recirculada) sobre el volumen de la mezcla en fase liquida para un tiempo de reacción de 12 horas (el cálculo aproximado de esta variable se aproximó al valor del caudal reportado en la simulación Actual Volume Flow de la corriente 40 multiplicado por 12h), de modo tal que el factor de correlación fuera lo más cercano a la unidad. A continuación se muestran cada una de las gráficas obtenidas con su correspondiente regresión.

1000 1200 1400 1600 1800 2000 2200 2400 260025.14

25.16

25.18

25.2

25.22

25.24

25.26

25.28

25.3

f(x) = − 7.36368E-13 x⁴ + 0.00000000498964 x³ − 0.0000125473 x² + 0.0140168 x + 19.2813R² = 1

Flujo de Agua Recirculada (kg/h)

Caud

al C

orrie

nte

40 (m

3/h)

Figura 12. Caudal de la corriente 40 v.s Valores para el reciclo de agua.

150 160 170 180 190 200 210 220 23020

21

22

23

24

25

26

f(x) = 0.000000997178 x⁴ − 0.000708861 x³ + 0.186579 x² − 21.5886 x + 953.184R² = 0.991462228348526

Temperatura de la corriente 25 (°C)

Caud

al C

orrie

nte

40 (m

3/h)

Figura 13. Caudal de la corriente 40 v.s Temperatura de la corriente 25.

19

20

155 160 165 170 175 180 185 190 195 200 20523

23.5

24

24.5

25

25.5

26

26.5

27

f(x) = − 0.0575348363549647 x + 35.5985237752937R² = 0.995389895355669

Temperatura de la corriente 26 (°C)

Caud

al C

orrie

nte

40 (m

3/h)

Figura 13. Caudal de la corriente 40 v.s Temperatura de la corriente 26.

Para realizar la optimización del proceso basados en las variables obtimizables, la función objetivo se eligió como la utilidad generada anualmente por la venta de los productos principales de la reacción (1,3 PDO y 1,2 PDO) menos los costos de las materias primas y el costo del reactor (estimado a partir de las ecuaciones reportadas en el númeral 3 Reactores). Siendo la utilidad la variable a maximizar en el simulador.

Utilidad=Igresos−CMaterias Primas−CReactor

DondeIngresos=Venta1,3 PDO+Venta 1,2Propanodiol

Venta1,3 PDO( $USDaño )=F1,3PDO kgmol1,3 PDOh∗$

$USDkgmol1,3 PDO

∗24 h

1día∗360días

1año

Venta1,2 PDO( $USDaño )=F1,2PDO kgmol 1,2PDOh∗$

$USDkgmol1,2 PDO

∗24 h

1día∗360días

1año

CMateriasPrimas( $USDaño )=CGlicerina+C Hidrógeno+C Agua

CGlicerina( $USDaño )=FGlicerinakgmolGlicerina

h∗$

$ USDkgmolGlicerina

∗24h

1día∗360días

1año

CHidrógeno( $USDaño )=FHidrógenokgmol Hidrógeno

h∗$

$USDkgmol Hidrógeno

∗24h

1día∗360 días

1año

20

21

C Agua( $ USDaño )=FAguakgmol Agua

h∗$

$USDkgmol Agua

∗24h

1día∗360días

1año

Costoreactor=Ca+(C¿¿b∗Fb∗Fa∗Fm∗Fp)¿

Para ver los valores de las constantes Fb ,Fa ,Fm ,F p ir a la tabla 4.

Ca=246∗D0,7396∗L0,7068

Cb=exp ¿

W=¿

De=Grosor∗2,54100

Para este caso el grosor se asumió un valor de 1in.

V interno=1,3¿V mezcla en faselíquido

V mezcla enfase líquido=QCorriente 40(m3

h )∗12h (reacción)

Dinterno=3√ 4∗V interno

1,33πh=1,33∗Dinterno

Cada una de las ecuaciones se deben digitar dentro del SpeadSheet de HYSYS junto con las correlaciones realizadas en Excel para relacionar las variables de optimización con el caudal de la corriente 25 que determina el costo del reactor, para ello fue necesario importar las diferentes variables requeridas directamente desde la simulación a fin de realizar los cálculos. A continuación se muestra un pantallazo en el que se puede apreciar la hoja de cálculo con cada uno de los valores calculados.

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Figura 14. Pantallazo del SpeadSheet de HYSYS.

Al digitar cada una de las ecuaciones anteriormente presentadas en el SpreadSheet en el Optimizer de HYSYS y definiendo la celda que contiene la función objetivo en la pestaña Functions junto con las restricciones, que para este caso fueron: que el caudal de la fase líquida a la salida del reactor fuera mayor que cero, que la temperatura de la corriente de mezcla entre los liquidos y gases alimentados al reactor (corriente 23) fuera mayor a 160°C y menor a 195°C, que el caudal calculado en función del reciclo de agua menos el caudal tomado de la simulación fuera igual a 0, que el caudal calculado en función de la temperatura de la corriente 25 fuera igual a 0 y que el caudal calculado en función de la temperatura de la corriente 26 fuera igual a 0, Se elige el método de cálculo Fletcher-Reeves en la pestaña Parameters del Optimizer y por último definiendo las variables primarias en la pestaña Variables dando los límites superiores e inferiores.

Figura 15. Pantallazo de la pestaña Functions de HYSYS.

Se ejecuta el Optimizador y se obtienen las variables que generan la mayor utilidad en el proceso que para este caso tomaron los siguientes valores: T-25=189°C, T-26=190°C y Flujo de agua recirculado 2597 kh/h, lo que implica un reactor con un volumen de 748,3 m3 (diámetro de 8.948 m y una altura de 11.90 m) cuyo costo es de 1.144.000 $USD, para tener una utilidad con un valor de $116.240.811 de dólares.

INFLUENCIA SOBRE EL POTENCIAL ECONÓMICO

Considerando los cambios realizados sobre algunas de las condiciones de operación se presenta nuevamente el comportamiento del potencial económico evaluando los costos de operación e instalación asociados al sistema de compresión, al equipo de reacción y a las torres de destilación. y el costo de los intercambiadores de calor requeridos para el funcionamiento óptimo del proceso.

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BIBLIOGRAFIA

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Jimenez Gutierrez, A. (2003). Diseño de Procesos en Ingeniería Química (Editorial ., p. 243). Barcelona.

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Wallas, S. M. (1990). Chemical Process Equipment. Selection and Design (Butterwort., p. 755).

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ANEXO A-1

Corriente Glicerol H2 1 Agua 20 21 26 24Purga

Agua

Agua

Recirculada39 40

Fraccion de Vapor 0,00 1,00 0,15 0,00 1,00 0,00 1,00 0,00 0,00 0,00 1,00 0,00

Temperatura (ºC) 25,00 25,00 132,75 25,00 93,64 68,45 190,00 93,66 93,60 93,60 187,35 187,35

Presion (kPa) 101,30 2026,50 101,32 101,30 1000,00 101,30 1000,00 101,32 101,32 101,32 1000,00 1000,00

Flujo molar (Kgmol/h) 37,11 464,49 456,38 70,43 4054,49 210,11 4054,49 139,68 83,40 139,62 4250,25 257,77

Flujo másico (Kg/h) 3417,27 936,42 24979,31 1268,80 17799,25 3868,80 17799,25 2600,00 1552,97 2600,00 24120,98 19964,32

Flujo volumétrico líquido (m3/h) 2,71 13,40 21,08 1,27 117,50 3,91 117,50 2,64 1,57 2,64 122,39 16,23

Flujo de calor (KJ/h) -2,51E+07 0,00E+00 -2,05E+08 -2,01E+07 -8,83E+07 -5,92E+07 -7,60E+07 -3,91E+07 -2,33E+07 -3,91E+07 -1,41E+08 -1,44E+08

Fraccion de 1,3 Propanodiol 0,000 0,000 0,041 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,001 0,049

Fraccion de 1-Propanol 0,000 0,000 0,008 0,000 0,011 0,007 0,011 0,010 0,011 0,011 0,013 0,004


Fraccion de Glicerol 1,000 0,000 0,449 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,002 0,755


Fraccion de Agua 0,000 0,000 0,487 1,000 0,080 0,991 0,080 0,986 0,986 0,986 0,127 0,181

Fraccion de Propano 0,000 0,000 0,000 0,000 0,004 0,000 0,004 0,000 0,000 0,000 0,005 0,000

Fraccion de Hidrógeno 0,000 1,000 0,001 0,000 0,900 0,000 0,900 0,000 0,000 0,000 0,845 0,002

Corriente 42 44 45 46 47 4 11Purga de

Gasout f out ar

Glicerol

Fondospropanodioles


Temperatura (ºC) 53,06 185,00 100,00 100,00 100,00 166,22 100,00 100,00 264,48 57,64 287,77 207,17

Presion (kPa) 101,30 101,32 1000,00 1000,00 1000,00 1000,00 1000,00 1000,00 101,32 101,32 101,32 101,32


Flujo másico (Kg/h) 7286,06 332394,65 24120,98 19105,99 5014,98 24979,31 16929,08 2176,92 20668,80 4303,99 332394,65 1845,40


Flujo de calor (KJ/h) -8,43E+07 -2,30E+09 -1,61E+08 -1,00E+08 -6,11E+07 -2,05E+08 -8,86E+07 -1,14E+07 -1,36E+08 -6,42E+07 -2,19E+09 -1,09E+07






Fraccion de Agua 0,842 0,000 0,127 0,090 0,883 0,487 0,090 0,090 0,000 0,978 0,000 0,002



25

24

Corriente 5 H2OPropanodioles

T6 3 13 2 10 12 18 1,2 PDO 1,3 PDO


Temperatura (ºC) 184,07 100,00 207,70 20,00 100,00 25,00 185,00 90,00 185,00 57,65 187,55 214,60

Presion (kPa) 101,32 101,32 101,32 101,32 1000,00 1013,25 101,32 101,32 101,32 101,32 101,33 101,33


Flujo másico (Kg/h) 334240,05 0,93 1844,47 1845,40 16862,83 936,42 19000,00 2600,00 19000,00 4304,91 390,40 1454,07


Flujo de calor (KJ/h) -2,31E+09 -1,44E+04 -1,08E+07 -1,19E+07 -8,83E+07 0,00E+00 -1,31E+08 -3,91E+07 -1,31E+08 -6,42E+07 -2,35E+06 -8,49E+06






Fraccion de Agua 0,000 1,000 0,000 0,002 0,090 0,000 0,000 0,986 0,000 0,978 0,000 0,000



CorrientePropanodioles

T119 22 25 27 7 17 23

Gases a

Tea8 9 14


Temperatura (ºC) 100,00 170,00 185,00 195,00 226,68 185,41 53,33 179,00 57,64 185,00 85,22 93,60

Presion (kPa) 101,32 101,32 101,32 1000,00 1000,00 1000,00 1000,00 1000,00 101,32 101,32 101,32 101,32


Flujo másico (Kg/h) 1844,47 20668,80 313571,25 7286,06 26286,06 19000,00 7286,06 44085,31 6,52 313394,65 151,94 4152,97


Flujo de calor (KJ/h) -1,15E+07 -1,42E+08 -2,17E+09 -7,66E+07 -2,08E+08 -1,31E+08 -8,43E+07 -2,84E+08 -4,24E+04 -2,17E+09 -1,18E+06 -6,24E+07






Fraccion de Agua 0,000 0,000 0,000 0,842 0,459 0,000 0,842 0,118 0,173 0,000 0,544 0,986



26

Corriente1,2 PDO

alm

1,3 PDO

almFraccion de Vapor 0,00 0,00

Temperatura (ºC) 25,00 25,00

Presion (kPa) 101,33 101,33

Flujo molar (Kgmol/h) 5,13 19,03

Flujo másico (Kg/h) 390,40 1454,07

Flujo volumétrico líquido (m3/h) 0,38 1,37

Flujo de calor (KJ/h) -2,55E+06 -9,34E+06

Fraccion de 1,3 Propanodiol 0,001 0,981

Fraccion de 1-Propanol 0,000 0,000

Fraccion de 2-Propanol 0,000 0,000

Fraccion de Glicerol 0,000 0,019

Fraccion de 1,2 Propanodiol 0,999 0,000

Fraccion de Agua 0,000 0,000

Fraccion de Propano 0,000 0,000

Fraccion de Hidrógeno 0,000 0,000

Documents

OPTIMIZACION 1,3 PDO