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Planta de purificación de estireno

UNIVERSIDADE DE SANTIAGO DE COMPOSTELA

ESCOLA TÉCNICA SUPERIOR DE ENXEÑARÍA

Candela Crespo Castro

Alicia Morgade Vega

Rebeca Piñeiro Bugallo

Iria Suárez Corral

Diciembre 2015

PLANTA DE PURIFICACIÓN DE ESTIRENO

DOCUMENTO I

MEMORIA

ANEXOS

Anexo I. Balance de materia

Anexo II. Diseño de equipos

Anexo III. Costes

Anexo IV. Estudio de viabilidad económica

Anexo V. Fichas de seguridad

DOCUMENTO II

PLANOS

Plano 1. Diagrama de flujo

Plano 2. Plano de implantación

DOCUMENTO III

PRESUPUESTO

MEMORIA

Purificación de estireno Memoria

2

Índice

1. Objetivo .................................................................................................................................... 4

2. Introducción y antecedentes ................................................................................................... 5

3. Materias primas ....................................................................................................................... 7

3.1. Origen ................................................................................................................................ 7

3.1.1. Benceno ...................................................................................................................... 7

3.1.2. Etano ........................................................................................................................... 8

3.2. Propiedades ...................................................................................................................... 9

3.2.1. Benceno ...................................................................................................................... 9

3.2.2. Etano ......................................................................................................................... 11

3.3. Estudio de mercado ........................................................................................................ 12

3.3.1. Benceno .................................................................................................................... 12

3.3.2. Etano ......................................................................................................................... 13

4. Producto ................................................................................................................................. 16

4.1. Propiedades .................................................................................................................... 16

4.1.1. Propiedades físicas .................................................................................................... 16

4.1.2. Propiedades químicas ............................................................................................... 16

4.2. Usos y aplicaciones ......................................................................................................... 17

4.3. Estudio de mercado ........................................................................................................ 19

4.4. Almacenamiento y transporte ........................................................................................ 20

5. Descripción del proceso, justificación y optimización ........................................................... 22

5.1. Diagrama de bloques ...................................................................................................... 22

5.2. Descripción del proceso .................................................................................................. 22

5.3. Justificación para la selección del proceso ..................................................................... 23

5.3.1. Alternativas ............................................................................................................... 23

5.3.2. Justificación de la selección ...................................................................................... 25

5.4. Diagrama de flujo del proceso ........................................................................................ 26

5.5. Descripción de los equipos y utilidades .......................................................................... 27

5.6. Estrategia de control ....................................................................................................... 30

6. Seguridad ............................................................................................................................... 32

6.1. Estudio de seguridad de las materias primas y productos. ............................................ 32

6.1.1. Materias primas ........................................................................................................ 32

6.1.2. Productos .................................................................................................................. 33

6.2. Seguridad industrial ........................................................................................................ 35


3

6.2.1. Manejo de equipos. Recomendaciones generales ................................................... 37

6.2.2. Análisis de riesgos durante la operación normal de la unidad ................................. 39

6.3. Normativa relativa a seguridad ........................................................................................ 42

7. Impacto ambiental ................................................................................................................. 43

7.1. Impacto en el aire ........................................................................................................... 43

7.1.1. Emisiones producidas por diferentes secciones ....................................................... 44

7.2. Impacto de agua .............................................................................................................. 45

7.2.1. Procesos en los que se producen emisiones al agua ................................................ 45

7.3. Impacto en el suelo ......................................................................................................... 46

7.4. Degradación del estireno en el ambiente ....................................................................... 46

7.5. Concentraciones ambientales previstas ......................................................................... 46

7.6. Mejores técnicas disponibles para reducir emisiones .................................................... 47

7.6.1. Técnicas para reducir las emisiones al aire ............................................................... 47

7.6.2. Técnicas para reducir las emisiones al agua ............................................................. 48

8. Bibliografía ............................................................................................................................. 49


4

1. Objetivo

El presente proyecto tiene como objetivo el diseño de una planta de purificación de

estireno de 808.000 Tn/año de capacidad, obteniéndose una pureza del producto del 99,94 %.

Se estima un funcionamiento de la planta de 7.200 h/año. A continuación, se efectuará el

diseño básico de los equipos más importantes que lo componen, describiéndose el proceso

sugerido en un diagrama de flujo adjunto para la obtención del producto deseado. Se realizará

también un análisis económico para determinar si la planta es competitiva en el mercado.

Además, se tendrán en cuenta los efectos medioambientales provocados y se optimizarán los

equipos para que usen la menor energía posible.

El peticionario de este proyecto, titulado Planta de purificación de estireno, es la Escuela

Técnica Superior de Ingeniería mediante la asignatura de Proxectos e Deseño de Instalacións

del Departamento de Ingeniería Química de la Universidad de Santiago de Compostela.


5

2. Introducción y antecedentes

El estireno, también conocido como feniletileno, vinilbenceno, etenilbenceno o cinameno,

es un monómero aromático insaturado muy importante en la industria. Aparece naturalmente

en pequeñas cantidades en algunas plantas y alimentos. Este fue descubierto por primera vez

por Bonastre en 1831 cuando consiguió aislarlo en la destilación del estoraque (Storax), una

clase de bálsamo. Simon descubrió en 1839 su propensión a polimerizar después de exponerlo

al aire. A pesar de conocer su polimerización desde este año no se intentaron aplicaciones

comerciales ya que el polímero era quebradizo y se rompía con facilidad. En 1867 Berthelot

sintetizó el estireno haciéndolo pasar a acetileno y varios productos aromáticos a través de un

tubo de porcelana caliente.

El desarrollo simultáneo de un proceso para fabricar estireno mediante la

deshidrogenación de etilbenceno por la compañía Dow Chemical y BASF representó el punto

de partida de la tecnología basada en el estireno. En 1937 ambas compañías estaban

fabricando un monómero de alta pureza que podía ser polimerizado en un plástico estable e

incoloro.

Durante la Segunda Guerra Mundial, la importancia del estireno creció al utilizarse como

materia prima para fabricar caucho sintético, construyéndose grandes plantas. A partir de

entonces se empezaron a desarrollar diferentes polímeros para cuya síntesis se emplea el

estireno.

En consecuencia, la producción mundial de estireno aumentó desde menos de 30.000

toneladas en 1938 hasta 2,5 millones de toneladas en 1965. Entre 1965 y 1977 la producción

mundial creció a un ritmo del 12 % anual. Al comienzo de la década de los 90, el ritmo de

crecimiento de la producción fue del 7 %. En 1993 la producción mundial fue de 178 millones

de toneladas. El estireno se produce en los cinco continentes y los principales productores son

EEUU, Japón y los países de la Unión Europea.

La expansión en la producción del monómero fue el paso preliminar para la fabricación del

poliestireno y otros copolímeros elastómeros y termoplásticos.

En los años 30 el estireno se consumía principalmente en la industria de la goma sintética.

Sin embargo, en los últimos años la utilización del estireno se ha ampliado hacia campos tales

como: producción de plásticos que contienen estireno, resinas, recubrimientos o pinturas.

Por ejemplo, la producción de poliestireno ha crecido desde unos pocos miles de toneladas

en 1937 hasta unos 9 millones de toneladas en 1993.

A partir de 1942, los plásticos reforzados y las resinas de poliéster insaturadas encontraron

un nuevo campo de utilización en aplicaciones militares. La tecnología y las aplicaciones

asociadas con los productos de plásticos reforzados con fibra de vidrio se desarrollaron

enormemente durante la década de los 50.

En la actualidad, el estireno se emplea en la producción de polímeros y copolímeros; tales

como poliestireno, acrilonitrilo butadieno-estireno (ABS), estireno-acrilonitrilo (SAN), estireno-

butadieno-látex (SB látex), estireno-butadieno (SBR), y una gran variedad de resinas.


6

La industria de los plásticos reforzados ha tenidos una evolución ininterrumpida desde su

aparición. La sencillez en la fabricación de estos materiales, junto con la libertad de diseño y

sus altas cualidades mecánicas, son sus mayores ventajas, lo que les permite sustituir con éxito

a muchos otros materiales, en especial la madera y algunos metales. Desde el punto de vista

de la fabricación, el desarrollo tecnológico asociado a estos materiales permite producir desde

pequeñas piezas en unos pocos segundos a grandes embarcaciones en unos pocos meses.

La gran cantidad de productos y objetos que se fabrican en la actualidad con estos

materiales proporciona una idea de la importancia de este sector industrial en el mundo

moderno. Esto conlleva a una alta exposición a estos materiales. Los efectos sobre la salud del

estireno, de los que se hablará más adelante, hacen necesario el seguimiento, estudio y

mejora de los procesos de fabricación de estos materiales con el fin de proteger a la

humanidad y el medio ambiente (IBARRA BERROCAL, 2002).


7

3. Materias primas

El proceso de síntesis del estireno se realiza a partir de benceno y etano, siendo éstas las

materias primas consideradas y analizadas.

3.1. Origen

A continuación, se estudiará el origen de estos compuestos, así como la evolución en su

extracción u obtención.

3.1.1. Benceno

El benceno es la unidad básica de los compuestos aromáticos. Es una de las sustancias

químicas orgánicas de mayor volumen, siendo los Estados Unidos su mayor productor. El

benceno es la fuente de una gran variedad de sustancias orgánicas, muchas de las cuales son

intermedios de producción de una serie de compuestos comerciales.

El origen del benceno se remonta a 1823, año en el que Michael Faraday analizó una

muestra de aceite ligero producido por craqueo térmico de la grasa de ballena. Después de

repetidas destilaciones y cristalizaciones fraccionadas de este material, obtuvo, entre otros

productos, un hidrocarburo puro que fundía a 5,5ºC. Supuso que su fórmula empírica era C2H y

lo denominó “bicarburo de hidrógeno”. En las décadas siguientes, los avances permitieron

establecer la fórmula molecular del compuesto de Faraday como C6H6. Mitscherlich cambió el

nombre del compuesto por el de benceno y demostró que era posible obtenerlo por pirólisis

del ácido benzoico con hidróxido cálcico. Fue en 1865 cuando apareció Kekulé (quien jugó el

papel principal en el establecimiento de la tetravalencia de carbono y lanzó la hipótesis de que

los átomos de carbono podrían combinarse entre sí formando cadenas) con su postulado de

que los carbonos del benceno formaban un anillo, situándose en los vértices de un hexágono

regular. Primero propuso un hexágono regular plano como símbolo del benceno (1), pero más

tarde añadió un sistema de dobles enlaces conjugados a esta fórmula (2) para explicar la

tetravalencia del carbono (WEININGER, 1988).

Figura 1. Fórmulas del benceno. (WEININGER, 1988)


8

El benceno es un componente natural del petróleo, pero la cantidad de benceno

presente en la mayoría del crudo es pequeña, a menudo inferior al 1 % en masa. Por ello, la

extracción de benceno se realiza a partir de carbón puesto que a partir de crudo no es

económicamente viable y no fue probada a escala comercial hasta 1941. Otra complicación es

la formación de azeótropos con otros hidrocarburos, lo que impide su separación del crudo

por destilación simple. La extracción del benceno es más económica si la fracción de petróleo

se somete a un proceso térmico o catalítico que incremente la concentración de benceno.

Después de 1950, la demanda de benceno excedía la producción de carbón en la época y

la situación cambió. Para poder atender la creciente demanda, fueron desarrollados varios

procesos para producir y separar benceno directamente del petróleo. La producción de

benceno a partir del petróleo se incrementó rápidamente después de este hecho, y en los años

60 la cantidad de benceno derivada del petróleo era mucho mayor que la derivada del carbón.

A finales de los 70, la producción a partir de carbón era inferior al 10% del total. (F. KLAGES,

1968)

El benceno a partir de petróleo es producido comercialmente por reformado catalítico,

hidrodesalquilación del tolueno, dismutación del tolueno o steam cracking.

3.1.2. Etano

El etano fue sintetizado por primera vez en 1834 por Michael Faraday, aplicando

electrolisis a una solución de acetato de potasio. Sin embargo, confundió el hidrocarburo

producido con metano, por lo que no lo siguió investigando. A finales de los años 40,

intentando reivindicar la teoría radical de la química orgánica, Hermann Kolbe y Edward

Frankland produjeron etano a partir de la reducción de propionitrilo (cianuro de etilo) y yoduro

de etilo con el metal de potasio, y, como lo hiciera en el pasado Faraday, por la electrólisis de

acetatos acuosos. Kolbe y Frankland confundieron el producto de estas reacciones con el

radical metilo, en vez del dímero de metilo, etano. Este error fue corregido en 1864 por Carl

Schorlemmer, que demostró que el producto de todas estas reacciones era etano (ULLMANN,

1968).

El etano se encuentra en proporciones variables en el gas natural. Esta proporción

depende principalmente de que el gas natural esté o no asociado con el petróleo. En el caso de

gas relacionado con petróleo, el porcentaje de etano es mucho mayor que para gases

extraídos de depósitos netamente gasíferos.

Existen dos procesos básicos para separar del gas natural los hidrocarburos superiores a

C5 (etano, propano, butano y nafta natural), que son la absorción por refrigeración y la

destilación criogénica.

Las plantas de absorción por refrigeración operan entre -35 y -45 ºC, por lo que se

necesita una refrigeración continua con propano.


9

La extracción de etano del gas natural se logra por un proceso de turbo-expansión. Este

consiste en comprimir el gas natural y producir su expansión en una turbina, donde al

disminuir la presión, se produce un gran enfriamiento hasta -95 ºC. El gas enfriado se

encuentra mezclado con los componentes condensables que están en estado líquido. Para

separar las fracciones C2, C3, C4, y C5 se somete la mezcla a un fraccionamiento en torres de

destilación, que permite separar en forma alternada primero etano, luego propano y butano y

por último la fracción correspondiente a nafta natural.

No es posible separar el etano en su totalidad del gas natural, porque el proceso de turbo-

expansión solo permite extraer hasta un 80 % de etano y porque es necesario mantener el

poder calorífico del gas natural dentro de especificaciones (CENTRO DE INFORMACIÓN

TECNOLÓGICA, 1994).

3.2. Propiedades

3.2.1. Benceno

3.2.1.1. Propiedades físicas

Las propiedades físicas del benceno se muestran a continuación en la Tabla 1.

Tabla 1. Propiedades fisicoquímicas del benceno (Ficha Internacional de Seguridad Química)

Propiedades Unidades Valores Peso molecular g/mol 78,12 Punto de Fusión ºC 5,40

Punto de Ebullición ºC 80 Presión de Vapor a 25 ºC KPa 10

Densidad del gas kg/m3 3,40

Densidad del líquido kg/m3 880 Capacidad calorífica a presión constante (Cp) kJ/(molK) 0,0113

Solubilidad en agua a 20 ºC g/100 mL 10 Viscosidad a 0 ºC cP 0,0090

Temperatura de autoignición ºC 498

El benceno es un líquido volátil, incoloro e inflamable. Es un hidrocarburo aromático que

posee un olor muy característico. El benceno solidificado funde a 5,4 ºC y su punto de

inflamación se halla a -8 ºC. Su solubilidad en agua es escasa, en 100 g de agua se disuelven

solamente 0,18 g de benceno. Es un excelente disolvente para grasas, resinas, caucho y una

numerosa serie de cuerpos orgánicos.

El benceno es estable, puesto que no reacciona con hidrocarburos con dobles enlaces. Sin

embargo, sí reacciona con hidrocarburos simples.

Si se respira en gran cantidad, el benceno puede actuar como anestésico y narcótico, y en

ciertas circunstancias puede causar la muerte.


10

3.2.1.2. Propiedades químicas

El benceno es un compuesto aromático termodinámicamente estable y su formación está

favorecida tanto térmica como cinéticamente a temperaturas mayores o iguales a 500 ºC. Sin

embargo, para que tenga lugar la descomposición térmica o las reacciones de

deshidrogenación son necesarias temperaturas altas.

El benceno es estable frente a la oxidación, pero bajo condiciones severas puede ser

oxidado por agua y por dióxido de carbono. Con una deficiencia de aire u oxígeno en

condiciones de oxidación, se produce una descomposición parcial del benceno y se deposita

hollín. La oxidación con aire u oxígeno en fase vapor, a 350 o 450 ºC y con un catalizador de

vanadio o molibdeno, produce anhídrido maleico El uso de oxígeno puro no ofrece más

ventajas que utilizar aire. También se puede obtener fenol en la oxidación del benceno con

aire a altas temperaturas.

Las reacciones de sustitución del benceno son de principal importancia. Dependiendo de

las condiciones de reacción uno o más de los átomos de hidrógeno en el anillo serán

sustituidos por radicales de ácido sulfónico o por el grupo nitro, por aminas o grupos hidroxilo,

o por átomos, tales como cloro o bromo. Los productos incluyen fenol, nitrobenceno,

clorobenceno, ácido bencenosulfónico, u otros. Si se produce una sustitución en dos átomos

de hidrógeno existen tres isómeros posibles:

Figura 2: Distribuciones de los isómeros en el benceno (Ullmann, 1985)

Otras reacciones importantes del benceno son las reacciones de adición como la

alquilación y la hidrogenación. Estas reacciones normalmente tienen lugar a elevadas

presiones y temperaturas, a veces requiriendo catalizadores. Por ejemplo, la reacción de

alquilación del benceno con etileno para dar etilbenceno es en presencia de un catalizador,

como cloruro de aluminio, y esta se lleva a cabo a una temperatura de entre 40 y 100 ºC y a

una presión inferior de 0,7 MPa. Si la actividad del catalizador fuera menor habría que elevar

los valores de temperatura y de presión.

Otra adición importante del benceno es la alquilación del benceno con propeno para dar

cumeno. Esta reacción tiene lugar a una temperatura entre 200 y 250 ºC, una presión entre 2,7

y 4,2 MPa y con un catalizador como ácido fosfórico.

La hidrogenación es también una reacción de adición. Una de las hidrogenaciones más

importantes del benceno es la que se utiliza para la producción de ciclohexano a altas

temperaturas y presiones. Esta reacción puede ser llevada a cabo en la fase líquida o en la fase

vapor.


11

La deshidrogenación del etilbenceno para formar estireno es una reacción muy importante

a nivel comercial. En este proceso son necesarias altas temperaturas para que sea una

reacción endotérmica, termoquímica y cinéticamente estable (ULLMANN’S, 1985).

3.2.2. Etano

3.2.2.1. Propiedades físicas

Las propiedades físicas del etano se muestran a continuación en la Tabla 2.

Tabla 2. Propiedades fisicoquímicas del etano (Ficha internacional de Seguridad Química)

Propiedades Unidades Valores Peso molecular g/mol 30,07 Punto de Fusión ºC -183,30

Punto de Ebullición ºC -88,58 Presión de Vapor a 25ºC KPa 3850

Densidad del gas kg/m3 1,28 Densidad del líquido kg/m3 543,83

Capacidad calorífica a presión constante (Cp) kJ/(molK) 0,0528 Solubilidad en agua a 20ºC mL/100 mL 0.0520

Viscosidad a 0ºC cP 0,0086 Temperatura de autoignición ºC 472

El etano es un hidrocarburo saturado incoloro y no polar, inmiscible con sustancias

polares, pero miscible con muchos solventes orgánicos no polares. La densidad de los

hidrocarburos saturados en estado líquido a 20ºC es menor de 1 g/cm3, siendo esta

aproximadamente 0,5 g/cm3.

3.2.2.2. Propiedades químicas

El etano presenta una carencia de grupos funcionales, por lo tanto las reacciones que se

producen implican todas ellas la rotura de enlaces C-C o C-H. Por esta razón las primeras

reacciones que se producirán siempre serán la deshidrogenación, sustitución o la rotura de la

cadena o del anillo.

La mayoría de las reacciones que se producen en la industria son las reacciones con

radicales; por ejemplo, craqueo térmico, oxidación, sulfoxidación, halogenación,

sulfoclorinación y nitración. Las reacciones iónicas industriales del etano se restringen a

procesos de catálisis ácida con ácidos fuertes. Tales reacciones son utilizadas principalmente

en el procesado del petróleo por craqueo catalítico, isomeración y alquilación.

El etano es termodinámicamente inestable respecto a los elementos de carbono e

hidrógeno. Sin embargo, es cinéticamente estable a temperatura ambiente. La

descomposición térmica se produce paso a paso por pérdida de hidrógenos o fragmentos de

hidrocarbonos con resultado de la formación de productos de craqueo insaturados, tales como

el acetileno, las olefinas o los hidrocarburos aromáticos.


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En ignición, la mezcla de hidrocarburos saturados y oxígeno o aire producen una

combustión o explosión, dependiendo de la proporción de hidrocarburos y oxígeno. Tales

reacciones pueden ser iniciadas por una ignición provocada o cuando la temperatura es mayor

que la temperatura de autoignición (ULLMANN, 1989).

3.3. Estudio de mercado

3.3.1. Benceno

En estos primeros años del siglo XXI, la capacidad de producción mundial de benceno se

sitúa en torno a los 40 millones de toneladas anuales. EEUU sigue liderando el ranquin

mundial, abarcando casi el 22 % del mercado, equivalente a una cantidad de entre 110.000 y

224.000 toneladas al año, de las cuales entre 40.000 y 80.000 toneladas provienen de los

combustibles. Sin embargo, los países asiáticos liderados por China, Japón e India han

experimentado un gran crecimiento recientemente (GUTIÉRREZ GAMERO, 2010; OLIVAS

GARCÍA, 2012).

La pirólisis de la gasolina sigue siendo la principal fuente de producción del benceno,

representando más del 50 % de la producción total a nivel europeo; la siguiente opción, la del

reformado se queda en tan solo un 29 %. La producción global alcanzó en 2014 el 68 % de la

capacidad nominal.

La demanda de benceno mundial está dominada por la producción de dos de sus

derivados: etilbenceno y cumeno. Juntos suman el 70-75% del benceno consumido

anualmente (IHS, 2014).

Figura 3. Flujo comercial de benceno en Europa en el año 2014 (TSAY, 2013).


13

El consumo de benceno en 2014 en el oeste de Europa fue de 7.534 kT, lo que supone una

disminución del 2,4 % respecto al año anterior. Las importaciones de fuera de Europa

aumentaron en un 16 % respecto al 2013 para situarse en las 1.071 kT, mientras que las

exportaciones se mantuvieron estables, rondando las 190 kT (PETROCHEMICALS EUROPE,

2015).

Figura 4. Capacidad de producción, consumo y producción real de benceno en Europa entre 1995 y 2014 (PETROCHEMICALS EUROPE, 2015).

La industria petroquímica, debido al alto coste de los procesos que abarca y a la necesidad

de conocimientos específicos en la materia, se ha situado tradicionalmente en manos de

grandes empresas, muchas veces multinacionales, las cuales son capaces de realizar

inversiones millonarias en equipamiento y tecnología. En España, por ejemplo, la producción

de benceno está en manos de Repsol y Cepsa. En datos del año 2008, la primera ronda las

275.000 toneladas anuales y 350.000 toneladas anuales la segunda (UNIVERSIDAD DE

ALGECIRAS, 2008).

El precio del benceno en datos del año 2008 está en torno a 3,5 y 4,5 $/gal (f.o.b.). (ICIS,

2006).

3.3.2. Etano

Casi todo el etano que se produce a nivel mundial es consumido en la manufactura del

etileno, junto con propano, butano y otros hidrocarburos. Por ser un subproducto del

petróleo, el precio del etano está muy influenciado por las oscilaciones del mercado del crudo.

No obstante, el descubrimiento de nuevas técnicas de extracción de crudo y gas ha permitido

estabilizar su precio (U.S. ENERGY INFORMATION AND ADMINISTRATION, 2013).


14

Figura 5. Evolución del mercado del etano entre 2007 y 2013 (U.S. ENERGY INFORMATION AND ADMINISTRATION, 2013)

En los primeros años del siglo XXI el precio del etano ha variado como se indica en la figura

siguiente.

Figura 6. Precios del etano desde 2005 a 2014 (VAN DINTER, 2013).

A principios de octubre de 2015, el precio del etano en el mercado americano se situaba

alrededor de los $0,19 por barril. Los bajos precios del etano en la actualidad, junto con los

costes de almacenamiento y transporte han provocado el rechazo del etano puesto que no es

rentable su extracción, de forma que los productores no eliminan el etano contenido en el gas

natural (KING, 2015).

Una previsión del precio del etano para los próximos años realizada para el mercado

americano es la siguiente.

Figura 7. Previsión del precio del etano hasta 2018 (VAN DINTER, 2013).


15

América del Norte y Oriente Medio son los principales consumidores de etano a nivel

mundial, debido a la abundancia de recursos fósiles de estas zonas y a la gran inversión que

han realizado en el procesamiento de gas natural y etileno (IHS, 2015).

Figura 8. Principales consumidores mundiales de etano en 2014 (IHS, 2015).

En cuanto a la producción, EE.UU es el principal productor de etano del mundo. En el

siguiente gráfico se muestra la situación actual de la producción de etano en EEUU y su

previsión hasta 2020.

Figura 9. Balance de la producción de actual etano en EE.UU y perspectiva hasta 2020 (PETROCHEMICAL UPDATE,

2015).

Europa experimentará en los próximos años un crecimiento regional como consecuencia

de la presión ambiental, que se enfoca en una reducción de la quema de gas natural lo que

contribuirá a un aumento de la producción del etano. Se espera que para el año 2019 la

demanda se etano aumente cerca de un 6% (IHS, 2015).


16

4. Producto

El producto obtenido en la planta diseñada es el estireno. Este será posteriormente

almacenado y transportado para su posterior venta en el mercado

4.1. Propiedades

4.1.1. Propiedades físicas

Las propiedades fisicoquímicas del estireno se muestran a continuación en la Tabla 3.

Tabla 3: Propiedades fisicoquímicas del estireno (Ficha Internacional de Seguridad Química)

Propiedades Unidades Valores Peso molecular g/mol 104,20 Punto de Fusión ºC 145

Punto de Ebullición ºC -30,60 Presión de Vapor a 25ºC KPa 0,67

Densidad del gas kg/m3 4,32 Densidad del líquido kg/m3 910

Capacidad calorífica a presión constante (Cp) kJ/(molK) 0,18 Solubilidad en agua a 20ºC g/100 mL 0,03

Viscosidad a 0ºC cP 0,07 Temperatura de autoignición ºC 490

El estireno es un líquido incoloro, con olor dulce que se evapora fácilmente. A menudo

contiene otras sustancias químicas que le otorgan un olor penetrante desagradable. Es

miscible en solventes orgánicos en cualquier proporción. Es un buen disolvente para caucho

sintético, poliestireno y otros polímeros no reticulados. En cambio, es escasamente soluble en

hidróxidos polivalentes tales como el glicol y ésteres de glicol. En agua es también poco

soluble.

Los parámetros más importantes en el control de la producción del estireno son el índice

de refracción y la densidad.

4.1.2. Propiedades químicas

La reacción más importante del estireno es la polimerización para dar poliestireno. Esta se

produce lentamente a temperatura ambiente, aunque puede ser retrasada con inhibidores. El

estireno también puede copolimerizar con otros monómeros. La copolimerización con

butadieno para dar caucho estireno-butadieno (SBR) fue la reacción a la que fue dirigida

inicialmente el desarrollo de la industria del estireno.

El estireno sufre oxidación en contacto con el aire, y también con otros compuestos como

el benzaldehído, formaldehido, y ácido fórmico.

Otras reacciones típicas del estireno con agentes oxidantes fuertes son las que se observan

en la Figura 10 (ULLMAN'S ENCYCLOPEDIA, 1994).


17

Figura 10: Reacciones del estireno (Ullman, 1994)

El estireno reacciona con metanol formando metiléter y también con sulfuro a altas

temperaturas creando el sulfuro de estireno.

Este reacciona también con compuestos de sulfuro (como el dióxido de sulfuro), con

compuestos de nitrógeno, con cloruro de sulfuro, con sodio, mercaptanos, anilina, aminas o

ázida de sodio, rompiendo el doble enlace carbono-carbono.

La polimerización controlada con olefinas ha generado un gran interés industrial, dado que

los nuevos polímeros muestran comportamientos plásticos, lubricantes y pueden ser usados

como auxiliares textiles.

La alta reactividad del doble enlace, debido a la resonancia del anillo aromático, a menudo

significa que las reacciones deben ser controladas en varios pasos, efectuando una protección

de los dobles enlaces hasta el último paso (ULLMANN, 1994).

4.2. Usos y aplicaciones

El monómero de estireno se usa casi en su totalidad como materia prima para formar una

gran variedad de polímeros. El 65 % de la demanda de estireno es para producir poliestireno;

sin embargo, también se utiliza para formar una amplia gama de copolímeros termoplásticos y

elastómeros.

El poliestireno se usa en diversidad de productos, como juguetes, peines, carcasas de

acondicionadores de aire, distintas partes del inmueble o artículos de uso médico y de

laboratorio. A partir del poliestireno también se pueden fabricar espumas para producir

paneles de aislamiento, distintos tipos de embalaje o recipientes de alimentos desechables.


18

Alrededor del 6 % del estireno se utiliza para formar elastómeros de caucho estireno-

butadieno (SBR) para usos tales como neumáticos para turismos, mangueras industriales,

componentes eléctricos o calzado.

Con el 7 % del estireno elaborado se produce látex estireno-butadieno (SBL), usado en

alfombras, recubrimientos para papel, adhesivos, aditivos para cementos o pinturas.

Aproximadamente, el 9 % se convierte en copolímeros de estireno y acrilonitrilo (SAN) y

terpolímeros de acrilonitrilo butadieno estireno (ABS). El SAN se usa en embalajes y menaje de

hogar; en cambio, el ABS en tuberías, componentes de automóviles, carcasas de

electrodomésticos, maletas, juguetes, revestimientos de puertas y mamparas de duchas.

Otro 7 % se combina con resinas de poliéster insaturadas (UPR) en embarcaciones de fibra

de vidrio, tanques de almacenamiento, en distintas unidades de duchas y en adhesivos.

El estireno restante posee diversas aplicaciones, la gran mayoría de ellas formando

mezclas con otros termoplásticos, posibilitando la fabricación de cada vez más productos, que

incluyen resinas de intercambio iónico o adhesivos.

Un gran número de compuestos están relacionados con el estireno, con propiedades muy

similares. Aquellos que poseen el grupo vinilo CH2=CH- enlazado con el anillo aromático se

denominan monómeros del estireno. Gran cantidad de ellos se usan para producir polímeros

especiales.

Los monómeros de estireno especiales que son producidos en cantidades comerciales son

el viniltolueno, el para-metilestireno, el α-metilestireno y el divinilbenceno. Por otra parte,

también existe el 4-terc-butilestireno (TBS) que es un monómero especial que es mejor que el

viniltolueno o el para-metilestireno en muchas aplicaciones. Se obtiene mediante un proceso

muy complejo y costoso, por lo que su uso se ha limitado debido a su alto precio de

producción. Otros monómeros del estireno que se producen en menores cantidades son el

cloroestireno y el cloruro de vinilbenceno.

Con excepción del α-metilestireno, estos monómeros especiales son más difíciles de

obtener y su proceso es mucho más costoso que el del estireno. Sus estructuras moleculares

mucho más complejas provocan la formación de un mayor número de productos secundarios

en las reacciones químicas, por lo que el rendimiento es menor en comparación con la síntesis

de estireno. En consecuencia, la purificación de los productos es mucho más compleja.

Además, los altos puntos de ebullición de estos monómeros provocan que la destilación

sea llevada a cabo a altas temperaturas, lo cual provocaría un escaso rendimiento debido a

pérdidas de producto por polimerización. Por otra parte, la destilación puede también llevarse

a cabo a bajas presiones, lo cual incrementaría los costes de inversión y operación. Estas

dificultades conllevan a que los costes de estos monómeros sean altos y limitan sus usos,

siendo únicamente producidos para aplicaciones especiales.


19

Por otro lado, en muchas aplicaciones no existen otros materiales que puedan aportar la

misma combinación de características de rendimiento, calidad y eficacia de costes de los

productos con base de estireno. Por ejemplo, gracias al uso del estireno, los embalajes son

más higiénicos y baratos, los automóviles pueden incorporar componentes más ligeros que

reducen el consumo, los barcos tienen estructuras más sólidas y la calidad de los aislamientos

de los edificios ha mejorado enormemente, lo que también ayuda a ahorrar energía

(ULLMANN, 1994).

4.3. Estudio de mercado

Como ya se ha descrito en epígrafes anteriores, el estireno es un hidrocarburo líquido, de

fórmula C6H5CH=CH2 y es uno de los compuesto más empleados en la industria petroquímica.

El mercado del estireno se centra en la producción de poliestireno, acrilonitrilo-butadieno-

estireno (ABS), resinas de estireno-acrilonitrilo (SAN), SBR elastómeros y resinas de poliéster

insaturadas (UPR), entre otros.

Tabla 4. Consumo de estireno a nivel mundial (Sanz Tejedor).

Sin embargo; es sin duda el poliestireno el que lidera el consumo de estireno: cerca del 65

% del estireno producido a nivel mundial en el año 2014 se empleó en la producción de

diferentes tipos de poliestirenos. A pesar del auge de otros polímeros similares como el

polipropileno o el PET, la previsión del estireno hasta 2019 augura un crecimiento del 1,6 %

anual.

Por regiones, Oriente Medio y África experimentarán el mayor crecimiento en el periodo

2014-2019 llegando a aumentar su consumo anual de estireno en un 12 %. Más significativo

será el aumento en China, la cual se espera que ocupe el 33 % de la demanda en 2019.

Asimismo, será importante el aumento del consumo de estireno en Brasil. Sin embargo, la

subida de los precios de las materias primas y la caída en la demanda de poliestireno en EEUU,

hará que en Europa y Japón se produzca una caída del comercio de estireno en estas regiones

para 2019 (IHS, 2015).


20

Tabla 5. Capacidad de producción de estireno a nivel mundial entre los años 2010 y 2014, en kT (PETROCHEMICALS EUROPE, 2015).

Figura 11. Consumo mundial de estireno en 2014, por regiones (IHS, 2015).

A nivel global, el mercado del estireno se estima que está en torno a los 31 millones mt, de

los cuales Asia representa el 58 % con una capacidad de producción de 18 millones mt/año;

EEUU 5,44 millones mt/año y Europa 7,5 millones mt/año (PLATTS MCGRAW HILL FINANCIALS,

2013).

En España, la producción de estireno se centra en las refinerías de Repsol en Puertollano y

Tarragona, con una capacidad de producción de 160 kT/año la primera y 450 kT/año la

segunda (REPSOL, 2013).

El precio (f.o.b.) al contado del estireno monómero en el año 2008 era de 0,7 dólares por

libra (ICIS, 2006).

4.4. Almacenamiento y transporte

El estireno es un monómero inflamable, capaz de formar mezclas explosivas con el aire a

muy bajas concentraciones. Tiene un rango de inflamabilidad de 1,1 a 6,1 % en volumen en

aire y un punto de ebullición de 31 ºC a presión atmosférica. Debido a su estructura química es

muy reactivo. A temperatura ambiente polimeriza lentamente, aumentando la velocidad con

la temperatura.


21

El estireno puede polimerizar violentamente a altas temperaturas en un proceso

exotérmico, liberando 69,8 kJ por mol de estireno. Si este calor que se genera no se extrae

debidamente del tanque que lo contiene, aumentará enormemente la temperatura y se

descontrolará la polimerización pudiendo provocar un gran aumento de presión en el

recipiente y posibilitando la formación de explosiones y fuego.

Sin embargo, el estireno se ha usado industrialmente a gran escala desde hace más de

sesenta años, por lo que se dispone de una gran experiencia sobre las características del

producto y han sido analizadas diversas medidas preventivas para evitar explosiones y permitir

un almacenamiento adecuado y una circulación segura del monómero.

Para aumentar su vida útil, el monómero de estireno es inhibido, normalmente con 4-terc-

butilcatecol (TBC). Con un nivel de TBC de 12 mg/kg, se predice una vida útil de seis meses a 20

ºC. Si la temperatura aumenta a 30 ºC, la vida útil desciende a 3 meses. Este inhibidor requiere

trazas de oxígeno para que sea efectivo. Para garantizar un determinado margen de seguridad,

el nivel mínimo recomendado de oxígeno en el monómero es de 15 mg/kg.

El estireno también se almacena frecuentemente con gases inertes, por ejemplo

nitrógeno, los cuales son parcialmente solubles en el monómero. La posterior desorción de

estos gases deberá ser considerada en la siguiente manipulación. Es necesario destacar que el

nivel de oxígeno debe ser inferior al 8 % en volumen, para eliminar la posibilidad de fuego o

explosión.

En consecuencia, para prevenir la peligrosa polimerización del estireno, debe prestarse

atención a la temperatura del monómero, puesto que este debe permanecer siempre frío, y

los niveles de inhibidor y oxígeno disuelto deben mantenerse siempre en valores adecuados.

En la práctica, se almacena a una temperatura entre los 18 y 25 ºC y una humedad relativa

entre 30 y 50 %.

Los recipientes de almacenamiento y transporte del estireno pueden estar fabricados con

acero estándar o aluminio. Deben ser herméticos, resistentes al ataque del producto, estar

correctamente sellados y etiquetados y dispuestos en lugares frescos y ventilados. El óxido

actúa como un catalizador en la polimerización del estireno, por lo que se recomienda que los

revestimientos de los tanques de almacenamiento sean de zinc inorgánico. Deben evitarse los

accesorios de cobre y latón, ya que pueden conducir a la decoloración del estireno. Además,

debe evitarse también la contaminación con bases porque estas reaccionan con el inhibidor

haciéndolo inefectivo. El monómero de estireno puede adquirir y mantener una carga eléctrica

estática, durante su trasvase; por ello, se deben tomar medidas eficaces para eliminar posibles

descargas eléctricas incontroladas.

Es necesario recalcar que durante su transporte, no se puede bajo ninguna condición

colocar un contenedor de estireno al lado de un producto calentado, puesto que puede

provocar la polimerización del estireno al aumentar considerablemente su temperatura. Por

ello, el transporte del estireno está sujeto a una regulación rigurosa en todos los países. De

todas formas, el estireno tiene una ventaja, puesto que en el caso de que se produzcan fugas,

estas son fácilmente detectables debido a su olor característico (ULLMANN, 1994).


22

5. Descripción del proceso, justificación y optimización

5.1. Diagrama de bloques

El diagrama de bloques del proceso de purificación de estireno se muestra en la Figura 12.

Figura 12: Diagrama de bloques de la sección de purificación del estireno.

5.2. Descripción del proceso

El proceso de síntesis de estireno a partir de etano y benceno consta principalmente de 4

etapas: una alquilación, una deshidrogenación y dos separaciones; por una parte de gases

ligeros y por otra de productos aromáticos. Este estudio se centrará, dentro de la separación

de aromáticos, en la purificación del estireno ya obtenido.

La alquilación de Friedl-Crafts tiene lugar cuando el benceno y el etileno entran en un

reactor de destilación. Como el punto de ebullición del etilbenceno es mayor, cuando este se

forma sale como producto de colas.

[Reacción 1]

El etilbenceno entra con el etano en la etapa de deshidrogenación, en la que se producen

dos reacciones que dan lugar a estireno y etileno (este último es recirculado a la etapa

anterior).


23

[Reacción 2]

[Reacción 3]

Una vez obtenido el estireno, este se lleva a la primera etapa de separación de gases

ligeros, que consiste en cuatro destilaciones en las que es fundamental mantener las

temperaturas lo suficientemente bajas para evitar la polimerización del estireno.

Por último, para la etapa de purificación, tal y como se puede comprobar en el diagrama

de bloques presentado en la Figura 12, es necesario hacer tres separaciones. Esto se debe a

que el estireno, por su estructura química, es un producto muy reactivo, lo que significa que

puede polimerizar violentamente. Por este motivo, para su tratamiento y almacenamiento

seguro debe ser inhibido evitando temperaturas extremas. El inhibidor empleado en este

sistema para prevenir la polimerización del producto es el 2,4-dinitrofenol.

En la primera separación entra el estireno procedente de la etapa anterior, y se obtienen

dos productos: un estireno de elevada pureza y otro de una pureza inferior. Este último vuelve

a ser separado obteniéndose de nuevo un producto suficientemente puro y otro que sufre una

última separación, en la que finalmente se obtiene el producto puro deseado y el residuo final

de compuestos pesados. Las salidas de estireno más puro en las tres separaciones son unidas y

llevadas a la sección de almacenamiento para su venta, mientras que el residuo de

compuestos pesados es llevado a un tratamiento posterior de incineración.

5.3. Justificación para la selección del proceso

El proceso de fabricación de estireno puede ser llevado a cabo de diferentes modos.

Aunque el proceso de estudio es el de síntesis de estireno a partir de etano y benceno, hay

varias alternativas a este que se están desarrollando continuamente.

5.3.1. Alternativas

Hoy en día existen dos métodos para la producción de estireno comercialmente viables y

presentes en la industria: la producción de estireno partiendo de etileno y benceno (teniendo

como intermedio etilbenceno) y la coproducción de estireno y óxido de propileno a partir de

etileno, benceno y propileno.

5.3.1.1. A partir de etileno y benceno

El proceso industrial de producción de estireno más extendido es el que parte de etileno y

benceno, compuestos entre los que se produce una alquilación de Friedl-Crafts, dando lugar a

etilbenceno. Posteriormente este producto es deshidrogenado, formando estireno que se

separa y purifica. El 89 % del estireno –3 millones de toneladas anuales (SEYMOUR Y

CARRAHER, 1998)- se obtiene mediante este proceso.


24

El proceso estudiado es una modificación de este, ya que utiliza etano como materia prima

para obtener el etileno necesario para la reacción con benceno.

5.3.1.2. A partir de etileno, benceno y propileno

En este proceso, igual que el anterior, el etileno y el benceno forman etilbenceno, que es

oxidado a peróxido de etilbenceno. El peróxido de etilbenceno reacciona con propileno para

formar óxido de propileno y feniletanol. Este último es deshidratado para formar estireno.

Mediante este método se obtiene el 11 % restante de estireno.

Este proceso necesita separaciones muy complicadas y una gran inversión, lo que implica

mayores costes.

5.3.1.3. A partir de otras materias primas

A pesar de que las dos primeras alternativas son las utilizadas comercialmente, existen

numerosas opciones en vías de investigación.

Una posibilidad sería la pirólisis del petróleo procedente de diversos procesos. Una mezcla

aromática que incluye estireno es obtenida a partir del craqueo térmico de nafta o gasoil. Se

ha propuesto la recuperación de este estireno por destilación extractiva con dimetilformamida

o dimetilacetamida, por adsorción, por formación de complejos o por separación con

membrana. Sin embargo, de momento ninguno de estos métodos ha sido explotado

comercialmente debido a que esta opción sería demasiado complicada y costosa.

Otra de las rutas que están siendo investigadas es la síntesis de estireno a partir de

butadieno. Esta comienza con la dimerización de Diels-Alder del 1,3-butadieno para dar 4-

vinilciclohexeno. Esta reacción es exotérmica y puede ser llevada a cabo de forma térmica o

catalítica. La térmica requiere temperaturas y presiones elevadas, por lo que este proceso

todavía no es económicamente atractivo, pero la disponibilidad y el precio del butadieno,

podría hacerlo viable en el futuro.

Otra opción es una conversión oxidativa de etilbenceno a 1-feniletanol vía acetofenona y

con la consecuente deshidratación del alcohol. Este método fue utilizado pero posteriormente

reemplazado por la deshidrogenación del etilbenceno.

Un proceso no convencional de producción de estireno es a partir de gas de síntesis

(combustible gaseoso obtenido a partir de sustancias ricas en carbono sometidas a alta

temperatura). Consiste en una homologación de fenilmetanol en dos etapas, en la primera se

produce 2-feniletanol que se deshidrata en la segunda a estireno (CENTRO DE INFORMACIÓN

TECNOLÓGICA, 1994). Esta alternativa tiene la ventaja de no recurrir al etileno, materia prima

con constantes aumentos de precio. Se trabaja para conseguir elevados niveles de conversión

y selectividad que hagan competitivo a este proceso.

También existen dos opciones con la participación del cloro: una cloración de la cadena

lateral del etilbenceno seguida de una decloración, o una cloración de la cadena lateral del

etilbenceno seguida de una hidrólisis de los alcoholes y una deshidratación. Estos dos métodos

suponen altos costes de materias primas y de los contaminantes clorados, motivo por el cual

no se comercializan.


25

Además, ha habido muchos intentos para encontrar una ruta al estireno a partir de

tolueno. Esto se debe a que el tolueno es fácil de conseguir, más barato que el benceno y

menos tóxico. Sin embargo, todavía no se ha diseñado ningún proceso comercialmente

competitivo.

A pesar de que son muchas las compañías que han llevado a cabo programas de

investigación destinados a reemplazar el benceno y etileno como materias primas por sus

elevados costes, las dos primeras alternativas son las empleadas para la producción de

estireno en todo el mundo.

5.3.2. Justificación de la selección

El incremento de los costes del proceso debido a la dificultad de las separaciones llevadas

a cabo en la segunda alternativa (síntesis de estireno a partir de etileno, benceno y propileno)

hace que, de las descritas anteriormente, la alternativa más viable (y por ello la más empleada

a nivel industrial) sea la primera: la obtención de estireno a partir de etileno y benceno.

El principal inconveniente de ésta es el elevado precio del etileno, y por ello se ha decidido

utilizar una materia prima menos costosa; el etano. Este sufre una deshidrogenación que da

lugar al etileno. Una vez obtenido el etileno, ya es posible la alquilación con el benceno y su

posterior deshidrogenación, obteniéndose de este modo el estireno.

Productos pesados a

incineración

T-101

T-102

TC

LC

PC

FC

TC

PC

LC

FC

TC

FC

PC

LC

Estireno purificado a

almacenamiento

TC FC

2

3

4

5

7

6

8 9

E-103

P-100 A/B

10

Inertes

Inertes

Inertes

Vapor

Vapor

Vapor

TC

TC

LC

LC

E-100R

E-100C

E-101R

E-102R

E-101C

E-102C

1

Estireno de la

primera separación

FC

TC

LC

T-100

Y-100

Y-101

Y-102

Título del proyecto: Unidad de purificación de estireno


Autoras:


Alicia Morgade Vega


Iria Suárez Corral


Firmas:

Plano: Diagrama de flujoEscala: S.E.Numero de plano: 1



27

5.5. Descripción de los equipos y utilidades

En esta sección se describirá el proceso de purificación del estireno más detalladamente,

junto con las técnicas y los equipos empleados en la obtención del producto final, así como las

corrientes de proceso y servicios auxiliares que entran en juego. La producción anual fijada es

de 808.000 Tn/año, obteniéndose una pureza del producto del 99,94 % con un precio que

ronda 1 €/kg. Se estima un funcionamiento de la planta de 7.200 h/año.

Esta es la última fase en el proceso de producción de estireno. Básicamente se trata de un

tren de destilación formado por tres columnas que operan a vacío. Para conseguir este grado

de vacío se emplea un eyector de chorro de vapor. A continuación, los productos se enfrían

para evitar su polimerización y se bombean y almacenan para su venta o posterior

tratamiento.

En este proceso, algunos de los monómeros del estireno pueden llegar a polimerizar

violentamente con el aumento de la temperatura. Esta es una reacción exotérmica, por lo que

una vez iniciada puede acabar fuera de control. Para asegurar una mínima polimerización, las

temperaturas deben ser lo más bajas posible.

Por esta razón y debido a la baja volatilidad que presentan los compuestos implicados en

la separación, es estrictamente necesario operar con un apreciable grado de vacío (para una

mayor información consultar el Anexo II. Diseño de equipos).

Por lo tanto, para llevar a cabo el refino del estireno será necesario el uso de tres columnas

de destilación a vacío. Para alcanzar ese grado de vacío se disponen tres eyectores de vapor de

alta presión que introduce en la corriente un caudal de vapor de agua. Para crear el vacío en la

unidad se absorbe parte del vapor de cabezas que se acumula en la parte superior del

acumulador de reflujo, que se ha de disponer para proporcionar a la columna una cantidad de

líquido constante. Se arrastra con el vapor de agua un porcentaje de la cantidad de

condensado que llega de los condensadores.

En esta etapa de purificación, se ha elegido trabajar con columnas de platos, puesto que

debido a las características del proceso, este tipo de columnas son las más adecuadas (Anexo

II. Diseño de equipos). Durante la operación, será necesario un elevado control de la presión

puesto que con cualquier aumento de vacío aumentará el volumen del vapor rápidamente lo

cual puede causar una inundación en la columna.

Para prevenir la polimerización, es estrictamente necesario el uso de inhibidores. Sin ellos,

el estireno polimerizaría con gran frecuencia, por lo que sería necesaria la limpieza constante

de las columnas. Por lo tanto, la selección adecuada de los inhibidores y el momento en el que

se introducen son parámetros esenciales para el correcto funcionamiento de las columnas de

destilación.

Para retrasar la polimerización de estireno se utiliza el inhibidor 2,4-dinitrofenol. Se

introduce en el proceso antes de llegar a la unidad de purificación y se elimina antes de que los

productos sean enviados a almacenamiento.


28

Una vez eliminado el 2,4-dinitrofenol se añade 4-TBC (4-terc-butilcatecol) en el producto

de estireno final para detener la polimerización antes de su almacenamiento. Este inhibidor

frena la polimerización interactuando con los radicales libres formados en la etapa inicial del

mecanismo de polimerización. El estireno se comercializa con este inhibidor incorporado y

serán los clientes los encargados de eliminarlo según su uso.

En este proceso de purificación de estireno, se desea conseguir un producto con un 99,94

% de pureza. La corriente de entrada presenta la siguiente composición: 99,82 % de estireno;

0,05 % de 1-metil-3-etilbenceno; 0,05 % de cumeno; 0,05 % de AMS; 0,02 % de dietilbenceno y

0,01 % de etilbenceno.

En la primera columna T-100, se trata de separar el estireno por la corriente de cabezas de

los compuestos más pesados que saldrán por fondos. Se pretende que el producto de fondos

tenga un menor caudal en estireno, para enviarlo a las próximas destilaciones en las columnas

T-101 y T-102.

La primera de las columnas (T-100) opera a una presión de 5,33 kPa. Tiene una altura de

38 m, un diámetro de 3 m y una relación de reflujo de 1,21. El número total de platos reales es

68 y la alimentación se añade en plato 34. Esta es una columna de platos de tipo perforado, de

flujo cruzado y paso simple. La caída de presión en la columna es tan sólo de 26,72 cm, lo que

equivale a aproximadamente 2 kPa.

El producto de colas (corriente 3) es posteriormente enviado a la segunda columna (T-

101), para aumentar su pureza. La salida por cabezas (corriente 2), es estireno puro al 99,94 %

que se envía a almacenamiento.

La corriente 3, que se alimenta a la columna T-101, tiene una composición de 99,54 % de

estireno, 0,13 % de 1-metil-3-etilbenceno; 0,1 % de cumeno; 0,16 % de AMS y 0,07 % de

dietilbenceno.

Esta columna trabaja a una presión de 5,33 kPa y sus características son: 19 m de altura,

3,3 m de diámetro y una relación de reflujo de 1,20. Tiene 30 platos y la alimentación se

introduce en el plato 16. Como en la columna anterior, el tipo de plato es perforado, de flujo

cruzado y paso simple.

El producto de colas (corriente 5) se envía a la última columna T-102. La salida por cabezas

(corriente 4), estireno puro al 99,94 %, se une al destilado de la columna T-100 hacia

almacenamiento.

La corriente 5 tiene una composición de 97,98 % de estireno, 0,58 % de 1-metil-3-

etilbenceno; 0,28 % de cumeno; 0,78 % de AMS y 0,37 % de dietilbenceno.

La columna T-102 tiene las mismas dimensiones y el mismo diseño que la anterior. El

destilado (corriente 6) se une con las corrientes 2 y 4 para obtener un estireno puro al 99,93 %

con un caudal de 112.213 kg/h, que se enfría en el intercambiador E-103 y se impulsa con la

bomba P-100 hacia la unidad de almacenamiento.


29

La corriente 7 de colas tiene un caudal de 178 kg/h y una composición de 13,13 % de

estireno, 25,73 % de 1-metil-3-etilbenceno; 10 % de cumeno; 34,81 % de AMS y 16,33 % de

dietilbenceno. Estos productos pesados son enviados a incineración para producir energía

reutilizable en el proceso.

Los condensadores de las tres columnas son casi totales y las calderas de todas ellas son de

tipo Kettle.

Las corrientes identificadas como “inertes” evacuadas de los acumuladores de reflujo en

cada una de las columnas son gases que no pudieron ser condensados.

El material a emplear para la construcción de las columnas será acero al carbono. Esto es

debido a que los materiales de construcción afectan significativamente el coste de los equipos,

por lo que como las tres columnas son muy grandes, se utilizará acero al carbono para que los

costes sean mínimos.

El intercambiador de calor E-103 de la corriente final de estireno purificado es un

enfriador. Este equipo es necesario para garantizar que la temperatura sea suficientemente

baja, ya que se podrían ocasionar problemas de polimerización por las altas temperaturas. La

bomba P-100 situada a continuación sirve para impulsar el producto final de estireno a la

sección de almacenamiento.

El intercambiador E-103 es un enfriador de carcasa y tubos, por el que circula agua de

refrigeración por la carcasa y el estireno líquido de salida de cabezas de las tres columnas por

los tubos. Cuenta con 133 tubos (de 25,40 mm de diámetro interno) de dos pasos, que forman

un diámetro de carcasa de 0,48 m. La longitud total del intercambiador es de 4,88 m y el

coeficiente integral de transmisión de calor tiene un valor de 716,51 W/m2ºC. El material para

la carcasa es acero al carbono y en los tubos acero inoxidable.

El refrigerante es una corriente de 11,83 kg/s de agua a 15 ºC que sale a 34 ºC del

intercambiador de calor. El líquido de estireno se enfría desde los 61 a 44 ºC.

La bomba P-100 A/B sirve para impulsar el estireno desde la salida del intercambiador de

calor E-103 hasta la sección de almacenamiento. Para ello se dispone de dos bombas

centrífugas en paralelo (una de ellas en operación normal, la otra es de repuesto), con una

potencia real de 3,49 kW. La diferencia de alturas que debe superar la bomba es de 5 m y la

pérdida de carga total son 8,56 m. Se ha tenido en cuenta una eficiencia de la bomba del 80 %.

Con los resultados obtenidos, se selecciona la bomba en un catálogo comercial. El equipo

elegido es una bomba centrífuga de la casa Saci Pumps, modelo KDN-80 160, de fundición de

hierro que trabaja a 1450 rpm. La carga neta de aspiración positiva disponible de la bomba es

5,09 m; por lo que se puede comprobar en el catálogo correspondiente que esta es mayor que

la carga neta positiva de aspiración requerida por el fabricante, por lo que se evita la

cavitación.

Para los diversos equipos de esta sección, serán necesarios dos servicios auxiliares básicos,

agua de refrigeración a alrededor de 15 ºC y vapor de agua.


30

El agua de refrigeración se emplea en los condensadores de las columnas para obtener el

destilado en fase líquida y en el intercambiador de calor E-103, para enfriar la corriente de

estireno purificado.

Por otra parte, será necesario vapor de agua saturado a 220 kPa y 110 ºC en las calderas

de las tres columnas de destilación para calentar la corriente de fondos de cada columna y

conseguir que parte se vaporice y vuelva a entrar en la torre.

5.6. Estrategia de control

En la unidad de purificación de estireno, hay varios parámetros que deben ser controlados

en cada uno de los equipos que la forman. Debido a que las columnas de destilación operan a

vacío (por debajo de la presión atmosférica), el control de la presión es fundamental. En

función de la presión en cada una de las columnas, la temperatura, la fracción de reflujo y las

composiciones de los caudales cambiarán. En consecuencia, es necesario que el valor diseñado

se mantenga invariable. El control de temperatura en las columnas es también muy necesario,

puesto que en cada etapa de equilibrio, cada flujo tiene una determinada composición a una

específica temperatura. Por lo tanto en el condensador y en la caldera es imprescindible que

se mantengan unos valores de temperatura previamente definidos.

Para llevar a cabo el sistema de control en las columnas, se realizan seis lazos en cada una

de ellas. En primer lugar, se dispone de un controlador de temperatura, que tiene la función de

leer la temperatura del plato de cabezas de la columna y compararla con el valor de set point,

actuando en modo directo sobre la apertura de la válvula de regulación del flujo de agua de

refrigeración. Si la temperatura del plato de cabezas es mayor que aquella de set point, se abre

la válvula, lo que aumenta la entrada de agua de refrigeración para conseguir enfriar el

sistema.

Otro de los lazos de control esenciales es el de la presión, para ello se instala un

controlador de presión en el separador. Este, a través del empleo de un medidor de presión,

compara el valor de esta variable en el interior del separador con la de set point, actuando

también en modo directo sobre la válvula que regula el flujo de la fase vapor que sale del

equipo. En el caso en el que la presión sea más elevada de lo esperado, se abre la válvula del

flujo de vapor para evacuar un mayor caudal de gases. Controlando la presión en el separador,

se controla implícitamente la presión en el interior de toda la columna.

En este separador se dispone también de un controlador de nivel. Este actúa en modo

directo sobre la válvula que regula el flujo de destilado, esto quiere decir que si el nivel de

líquido es mayor (o menor) que aquel esperado, se aumentaría (o disminuiría) la fracción de

apertura de dicha válvula. La función de este controlador es la de establecer la relación de

reflujo, que debe ser aquella óptima previamente diseñada.


31

A continuación, será necesario colocar un controlador de caudal de reflujo. Este utilizará

como variable de proceso la medida del caudal de reflujo que entra en la columna,

manipulando la abertura de la válvula. Este control es en modo inverso, si el caudal medido

fuese mayor que aquel esperado, sería necesario disminuir la abertura de la válvula de reflujo.

La introducción de un control de caudal en el interior de la recirculación a la columna tiene

efectos beneficiosos puesto que prevé oscilaciones del caudal de recirculación.

En la parte inferior de la columna, es esencial instalar asimismo un controlador de

temperatura y otro de nivel que operan sobre la caldera. El controlador de temperatura actúa

sobre la válvula que regula el flujo de entrada de vapor de agua. Este trabaja en modo inverso,

lo que significa que si la temperatura medida en el plato de colas de la columna es mayor que

la esperada, sería necesario disminuir el flujo de vapor que llega a la caldera. El controlador de

nivel interviene en modo directo sobre la válvula que regula el flujo de producto de colas.

Además, en la primera de las columnas, es imprescindible instalar un controlador de

caudal en la corriente de entrada. La variable a medir es el flujo y la variable a manipular es la

fracción de apertura de la válvula que interceptará el caudal que entra en la columna. El

control es en modo inverso. Si el caudal medido resultase mayor del valor esperado, se debe

disminuir la apertura de dicha válvula. Este control se efectúa con el objetivo de garantizar una

determinada productividad a la planta.

En esta sección, no basta con implementar lazos de control solamente en las columnas,

será necesario también realizar un control sobre el intercambiador de calor y la bomba de la

corriente de producto final de estireno purificado.

El intercambiador de calor prevé el contacto indirecto entre dos fluidos, una corriente de

proceso y un fluido estándar definido utilidad, en este caso agua de refrigeración para

disminuir la temperatura del fluido de proceso y evitar su polimerización.

En este caso, únicamente será necesario monitorizar la temperatura. Para controlar

adecuadamente este equipo se utiliza un termopar. Esta mide la temperatura de la corriente

de proceso y compara el valor obtenido con aquel óptimo (set point). La salida de este

dispositivo se envía a la válvula que controla la entrada de fluido auxiliar. El control es de tipo

directo puesto que si la temperatura del fluido fuese mayor de aquella de set point, sería

necesario abrir la válvula para aumentar el caudal de agua de refrigeración y así, disminuir la

temperatura de la corriente de proceso.

Finalmente, para intervenir sobre la bomba en el caso de que sea necesario, se

implementará un controlador de caudal que mide el caudal de la corriente de estireno

purificado y manipula el número de giros de la bomba, actuando sobre el movimiento del flujo.

El control se realiza de modo inverso, si el caudal medido fuese mayor que aquel esperado,

sería necesario disminuir los giros de la bomba en modo tal de disminuir el caudal de

producto.


32

6. Seguridad

6.1. Estudio de seguridad de las materias primas y productos.

6.1.1. Materias primas

6.1.1.1. Benceno

El benceno es un producto incoloro, tóxico y cancerígeno, muy inflamable e irritante para

la piel y los ojos, con un olor aromático. Es menos denso que el agua y ligeramente soluble en

la misma, pero sus vapores son más pesados que el aire. Se forma en el proceso de

deshidrogenación de etilbenceno como producto secundario. En caso de vertido o de una fuga

es complicado limpiar la zona, además del riesgo que supone para las personas encargadas de

dicha tarea.

Es ampliamente utilizado en la fabricación de plásticos, pinturas y caucho sintético.

La National Fire Protection Association en su diamante de fuego, le otorga al benceno un

valor de 2 sobre 4 en cuanto a su riesgo para la salud, lo que equivale a la clasificación de

“peligroso: materiales bajo cuya exposición intensa o continua puede sufrirse incapacidad

temporal o posibles daños permanentes a menos que se dé tratamiento médico rápido”. Por

su inflamabilidad, le asocia un valor de 3 sobre 4, lo que se traduce en “líquidos y sólidos que

pueden encenderse en casi todas las condiciones de temperatura ambiental”. En cuanto a su

estabilidad, le corresponde un valor de 0 sobre 4, pues es un producto “normalmente estable,

incluso bajo exposición al fuego y no es reactivo con agua”. No se le adjudica ninguna

categoría especial. En la Figura 1, se muestra el diamante de fuego para el benceno (NOAA,

2013).

Figura 11. Diamante de fuego del benceno (NOAA, 2013)

6.1.1.2. Etano

Es un gas incoloro e inodoro que se inflama con facilidad. Su vapor es más pesado que el

aire y puede causar asfixia por desplazamiento del aire. Una exposición prolongada a una

fuente de calor de recipientes que contengan etano puede conllevar la explosión violenta del

mismo. Si entra en contacto con la piel en estado líquido puede provocar quemaduras.


33

La National Fire Protection Association en su diamante de fuego, le otorga al benceno un


“poco peligroso: Materiales que causan irritación, pero solo daños residuales menores aún en

ausencia de tratamiento médico”. Ya se ha comentado que es un producto altamente

inflamable por lo que se sitúa en una escala de 4 sobre 4 por ser un “Material que se vaporiza

rápido o completamente a la temperatura a presión atmosférica ambiental, o que se dispersa y

se quema fácilmente en el aire”. Debido a su estabilidad, se le atribuye un valor de 0 sobre 4;

es un producto “normalmente estable, incluso bajo exposición al fuego y no es reactivo con

agua”. En la Figura 2, se muestra el diamante de fuego para el etano (NOAA, 2013).

Figura 12. Diamante de fuego del etano (NOAA, 2013).

6.1.2. Productos

6.1.2.1. Estireno

El conocimiento de la seguridad de los productos implica conocer los riesgos de los

productos químicos y materiales a los que existe riesgo de explosión en el lugar de trabajo y las

medidas a adoptar en caso de exposición bien por ingestión, inhalación o contacto con la piel.

Se llevan a cabo estudios toxicológicos de productos químicos de proceso, productos acabados

y nuevos productos propuestos a fin de determinar los posibles efectos de la exposición tanto

para los empleados como para los consumidores. Los datos se utilizan para elaborar

información sobre la salud en relación con los límites de exposición permisibles o las

cantidades de materiales peligrosos en los productos. Normalmente esta información se

distribuye mediante fichas técnicas de seguridad u otros documentos similares y se forma o

educa a los empleados en relación con los riesgos materiales del lugar de trabajo.

El estireno es un líquido viscoso de color amarillento, ligeramente soluble en agua, soluble

en etanol y muy soluble en benceno y otros derivados del petróleo (NTP, 2014). Además es

altamente inflamable, capaz de formar mezclas explosivas con el aire a muy bajas

concentraciones. Debido a su estructura química es muy reactivo y puede polimerizar. Si la

polimerización tiene lugar en un recipiente herméticamente cerrado puede romper

violentamente (fuego y explosión), por ello debe ser inhibido para conseguir un

almacenamiento seguro y evitar temperaturas extremas (REPSOL 2013), añadiendo menos el

0.006 - 0.01 % m/m de 4-tert-butylbenzene-1,2-diol como inhibidor (INSTITUTE FOR HEALTH

AND CONSUMER PROTECTION, 2002). Reacciona también con ácidos, oxidantes fuerte y

catalizadores. Su reacción con oxígeno tiene lugar a partir de los 40 ºC para formar el peróxido

(NOAA, 2013).

Debe ser almacenado en recipientes herméticos resistentes al ataque del producto, como

el acero inoxidable, silicato de zinc o resinas epoxi, dispuestos en lugares frescos y ventilados

para mantener la temperatura por debajo de 25 ºC (REPSOL 2013).


34

Preferentemente se almacenará en espacios exteriores o en cabinas estándares en

espacios interiores preparados para líquidos inflamables con el objetivo de protegerlos contra

el daño físico y el fuego (REPSOL 2013).

El estireno puro tiene un olor desagradable, ligeramente dulce. Sin embargo, cuando se

oxida da lugar a la formación de peróxidos, algunos aldehídos y cetonas, con un fuerte olor

penetrante y desagradable. Cuando se emite al aire, su tiempo de vida media es de 20 horas y

la transformación química da lugar a benzaldehído y formaldehído, ambos de fuerte olor y

contaminantes (NTP, 2014).

Los vapores que desprende el estireno son más pesados que el aire y pueden producir

tanto irritación de ojos como de las membranas mucosas y la piel. A altas concentraciones

dichos vapores causan sensación de mareo, embriaguez y anestesia (NOAA, 2013).

El estireno es uno de los monómeros más importantes para producir diferentes materiales

poliméricos, como poliestireno, ABS, etc. (ELDE, 2009).

Como ya se comentó anteriormente, los procesos comerciales más empleados en la

producción de estireno son la deshidrogenación catalítica de etilbenceno y la oxidación de

etilbenceno, pero más del 80 % de la producción mundial se lleva a cabo por la primera de las

vías, de forma isotérmica o adiabática, en reactores de lecho fijo. La temperatura media del

proceso ronda los 850 K y se emplea vapor para calentar los reactivos. Es por esto que existe

un cierto riesgo de que se produzcan incendios y explosiones en las unidades de producción de

este compuesto. Existe también la posibilidad de que algunos de los trabajadores de las

plantas de producción de estireno sufran quemaduras térmicas (WANG, 2012).

El estireno está clasificado por la OSHA (Occupational Safety and Health Administration) en

su lista de sustancias peligrosas por ser un compuesto mutágeno, inflamable y reactivo. La

misma OSHA establece que el límite medio permisible de concentración de estireno en el aire

en el ambiente de trabajo es de 50 ppm en un turno de 8 horas y de 100 ppm en un periodo

inferior a 15 minutos. La duración de la exposición y la concentración de la sustancia, entre

otros factores son determinantes para evaluar el daño que el estireno puede producir sobre el

organismo (ELDE, 2009).

La National Fire Protection Association en su diamante de fuego, le otorga al estireno un


“peligroso: materiales bajo cuya exposición intensa o continua puede sufrirse incapacidad

temporal o posibles daños permanentes a menos que se dé tratamiento médico rápido”. En

cuanto a su inflamabilidad, le asocia un valor 3 sobre 4, lo que equivale a la categoría de

“líquidos y sólidos que pueden encenderse en casi todas las condiciones de temperatura

ambiental”. En cuanto a su estabilidad, le corresponde un valor de 2 sobre 4, lo que equivale a

la categoría de “inestable en caso de cambio químico violento: experimenta cambio químico

violento en condiciones de temperatura y presión elevadas, reacciona violentamente con agua

o puede formar mezclas explosivas con agua”. No se le adjudica ninguna categoría especial. En

la Figura 3, se muestra el diamante de fuego para el estireno.


35

Figura 13. Diamante de fuego del estireno (NFPA).

Existen múltiples evidencias de que el estireno es un elemento cancerígeno basadas en

estudios científicos en humanos y también suficientes evidencias basadas en estudios en

animales.

Las evidencias de la peligrosidad del estireno están basadas en estudios realizados sobre

trabajadores expuestos a este compuesto en los cuales se ve aumentada la tasa de mortalidad

o la incidencia de cáncer sobre los sistemas linfático y hematopoyético. En algunos estudios se

recoge el aumento del riesgo de contraer un cáncer con el incremento del tiempo de

exposición al estireno. Existen también algunos estudios que relacionan esta exposición con el

cáncer de páncreas y esofágico.

Si bien la relación no está establecida totalmente, ya que existe la posibilidad de que los

resultados se debieran a la confusión por exposición a otros productos químicos cancerígenos,

no se descarta por completo la relación causal entre la exposición del estireno y el cáncer en

los seres humanos, apoyada por el hallazgo de alteraciones cromosómicas de los linfocitos de

trabajadores expuestos a estireno.

La mayor parte de las evidencias de estos efectos vienen de estudios realizados,

principalmente en las industrias de plásticos reforzados y en la industria de SBR (Stryrene-

Sutadiene Rubber). Los estudios realizados en la industria del estireno monómero y en la de

los polímeros no se consideran determinantes para la relación del estireno y el cáncer en

humanos porque podrían confundirse los resultados con la exposición al benceno.

El estireno puede ser absorbido y rápidamente distribuido por el cuerpo humano a través

de la inhalación, la ingestión o el contacto con la piel, pero sin duda la ruta más probable es la

inhalación por exposición directa (NTP, 2014).

6.2. Seguridad industrial

Unas de las mayores preocupaciones a la hora de diseñar plantas químicas es la seguridad,

la prevención y protección contra incendios y la higiene industrial. Actualmente se diseñan y

planifican según un elevado número de capas protectoras que tienden a minimizar los riesgos

a los que se ve sometido el trabajador. Entre estos distintos niveles de seguridad podríamos

destacar:

Diseño del proceso: disponer y configurar los equipos para minimizar el riesgo.

Controles básicos del proceso: Los equipos deben estar diseñados para mantener la

operación en condiciones seguras y volver la unidad a las condiciones de operación

normal tras un incidente o desvío de las mismas.


36

Alarmas y supervisión del operador: Cualquier desviación de las condiciones normales

de operación que pueda considerarse una señal de condiciones inseguras o

potencialmente inseguras debe ser indicada por el sistema al operador (alarmas en

panel, alarmas sonoras, etc.).

Paradas: Cuando una señal se desvíe de su valor de operación normal, no haya podido

ser corregida y suponga un riesgo potencial, activará un sistema de enclavamiento de

parada de la unidad en posición segura.

Sistemas de descarga: instrumentos diseñados e instalados de forma que alivian la

presión del sistema cuando ésta supera la presión del equipo. La descarga desde estos

instrumentos se realiza a un lugar seguro (antorcha, otro recipiente, etc.).

Plan de emergencia: En caso de explosión, fuego o emisión de productos tóxicos, se

debe contar con planes de emergencia para minimizar el riesgo del personal y del

equipo e instalaciones. Del mismo modo, las comunidades adyacentes a las plantas

tienen planes de emergencia con el objeto de protegerse.

A continuación se presentan algunas precauciones que deben tomarse en las instalaciones

en las cuales se trabaje con estireno.

Se recomienda confinar las operaciones y utilizar una ventilación exhaustiva en las

zonas en las cuales se puedan liberar vapores de estireno. En caso de que no sea

posible el confinamiento o la ventilación, se recomienda el uso de equipos de

protección individual (EPIs) que protejan las vías respiratorias.

Para evitar que el estireno entre en contacto con el organismo por vía cutánea, es

necesario que los operarios de la instalación utilicen ropa aislante específica y guantes

en los lugares de trabajo.

En las industrias químicas se presta especial cuidado al a contaminación acústica que

puedan generar los equipos de sus procesos. Los valores límite de exposición son

medidos a diario no pueden sobrepasar los 87 dB, con picos de 140 dB. Por tanto se

deberán suministrar EPIs adecuados para limitar las lesiones auditivas generadas en el

ámbito de trabajo (INSTITUTE FOR HEALTH AND CONSUMER PROTECTION, 2002).

Otros EPIs necesarios en las unidades de producción de estireno son los protectores

oculares y las máscaras.

Un buen diseño de la instalación, por áreas, asegura que productos que reaccionen de

forma peligrosa entre si no entren nunca en contacto.

Es necesario que los trabajadores se laven inmediatamente tras entrar en contacto con

estireno.

La compañía responsable de la planta de producción de estireno debe garantizar que

todos los trabajadores de la instalación conocen las normas de seguridad y peligros de

las sustancias con las que trabajan, además de los protocolos que se deben seguir en

caso de emergencia.

Debe tenerse especial precaución en que mujeres en estado de gestación no entren en

contacto con estireno, pues la exposición podría dañar al feto.


37

Otras medidas que pueden aplicarse para controlar la exposición del estireno pasan por

diseñar procesos con un grado de automatización muy elevado, para garantizar el menor

contacto posible de los operarios con las sustancias nocivas; antes de entrar en un área

confinada en donde esté presente el estireno, se debe certificar que la cantidad de oxígeno en

aire es suficiente para la vida humana pero no existe riesgo de explosión; la ingeniería de

control de la planta debe haber sido diseñada de forma precisa y correcta pues son los

sistemas de control los que avisan de algún cambio en las variables de proceso que lleven a

accidente (ELDE, 2009).

En caso de que no se haya podido evitar un incendio, este debe ser sofocado con un

agente químico especial, como CO2 o un extintor de espuma (ELDE, 2009).

En caso de fuga o derrame, los vapores pueden causar asfixia. Se deben eliminar todas las

fuentes de ignición próximas para evitar que se pueda propagar un incendio o una explosión

(ELDE, 2009).

En las industrias químicas se presta especial cuidado al a contaminación acústica que

puedan generar los equipos de sus procesos. Los valores límite de exposición son medidos a

diario no pueden sobrepasar los 87 dB, con picos de 140 dB. Por tanto se deberán suministrar

EPIs adecuados para limitar las lesiones auditivas generadas en el ámbito de trabajo

(INSTITUTE FOR HEALTH AND CONSUMER PROTECTION, 2002).

6.2.1. Manejo de equipos. Recomendaciones generales

6.2.1.1. Intercambiadores de calor

Antes de desmontar un cabezal o de colocar tapones hay que asegurarse de que la presión

de los tubos del calentador se ha anulado por completo. Debe considerarse la provisión de un

dispositivo de descarga de presión en los sistemas de tuberías de los intercambiadores por si

se desbloqueasen.

6.2.1.2. Bombas tuberías y válvulas

Han de ser accesibles desde el suelo o desde una plataforma de trabajo. Como protección

contra escapes las conexiones activas de purga y de drenaje se dotan de na doble válvula de

bloqueo y un tapón. Dependiendo del producto y del tipo de servicio se necesitan medidas

para evitar el reflujo desde el conducto de descarga. Hay que tener en cuenta la posible avería

de las bombas al trabajar con un flujo reducido o sin flujo, así como a presiones excesivas.

6.2.1.3. Almacenamiento en depósitos

Existe riesgo de incendio si los depósitos de almacenamiento de hidrocarburos se llenan en

exceso o presentan fugas de líquido y vapores que permiten que estos entren en contacto con

las fuentes de ignición. Se deben establecer procedimientos de aforo y recepción de productos

para controlar llenados excesivos, o prever sistemas automáticos de control y señalización de

reboses en los depósitos. Estos últimos se dotan de sistemas fijos o semifijos de protección

contra incendios por medio de espuma y agua.


38

6.2.1.4. Toma de muestras

La toma de muestras en todo punto de la planta debe efectuarse de forma segura, tanto

para el trabajador como para el equipo, siguiendo los protocolos designados a tal efecto. De

no ser así esa muestra se considera nula. El recipiente de toma de muestra debe quedar

exento de gas de purga y estar a la temperatura de operación de la corriente, para que la

muestra no se altere por condensaciones o vaporizaciones del producto.

6.2.1.5. Plan contra incendios

Todo el personal debe conocer la ubicación de los elementos de lucha contra el fuego

(extintores, alarmas, etc,) teniendo en cuenta el tratamiento que se le da al fuego

dependiendo de su naturaleza. Los accesos a los extintores, vías de evacuación, máscaras y

demás de quipos de lucha contra el fuego deben permanecer siempre accesibles, repuestos y

revisados.

6.2.1.6. Plan de emergencia

El plan de emergencia es un documento que establece los procedimientos de actuación en

caso de accidente de la planta. Ese documento debe analizar los riesgos y dar unos

procedimientos de activación, ordenados y de manera jerárquica, con nombramiento de las

personas implicadas, además de un plan de evacuación, un punto de encuentro y avisos

pertinentes a organismos. Esto permite una buena organización ante posibles situaciones de

emergencia que se produzcan en la planta para minimizar sus consecuencias.

6.2.1.7. Ventilación

Teniendo en cuenta los métodos de trabajo y las cargas físicas impuestas a los

trabajadores, éstos deberán disponer de aire limpio en cantidad suficiente.

En caso de que se utilice una instalación de ventilación, deberá mantenerse en buen

estado de funcionamiento y los trabajadores no deberán estar expuestos a corrientes de aire

que perjudiquen su salud.

6.2.1.8. Exposición a riesgos particulares

Los trabajadores no deberán estar expuestos a niveles sonoros nocivos ni a factores

externos nocivos (por ejemplo gases, vapores, polvo).

En caso de que algunos trabajadores deben penetrar en una zona cuya atmósfera pudiera

contener sustancias tóxicas o nocivas, o no tener oxígeno en cantidad suficiente o ser

inflamable, la atmósfera confinada deberá ser controlada y se deberán adoptar medidas

adecuadas para prevenir cualquier tipo de peligro.

6.2.1.9. Temperatura

La temperatura deber ser la adecuada para el organismo humano durante el tiempo de

trabajo, cuando las circunstancias lo permitan, teniendo en cuenta los métodos de trabajo que

se apliquen y las cargas físicas impuestas a los trabajadores.


39

6.2.1.10. Análisis de riesgos

Los diferentes riesgos a los que se puede ver expuesto el personal durante la realización de

las obras de la planta son:

En la construcción de la planta será necesario el movimiento de tierras, cimentación, etc.

Por lo que puede provocar desprendimientos de tierra, rocas y otros materiales.

Durante el montaje de la planta será necesario trabajar en altura, subido a andamios, por

lo que pueden producirse caídas por derrumbamiento del mismo, tamaño inadecuado,

sobrecarga, falta de barandillas, etc.

Existe riesgo mecánico y eléctrico al trabajar con máquinas (cortes, atrapamiento,

quemaduras, etc.)

El personal encargado de la parte eléctrica de la unidad puede sufrir descargas eléctricas,

bien por fallos humanos o bien por otros motivos.

También se pueden producir caídas en zanjas provisionalmente abiertas.

Debido al trabajo de altura pueden producirse caída de objetos que impacten sobre los

trabajadores de campo.

6.2.2. Análisis de riesgos durante la operación normal de la unidad

El análisis de riesgos riguroso de una instalación industrial es una tarea compleja y

laboriosa que requiere de un estudio exhaustivo de las diferentes unidades de la planta. Por

ello es necesario el uso de documentación detallada de los equipos así como de planos

finalizados y de un alto grado de detalle.

En este proyecto no se realizará ningún análisis de riesgo cuantitativo por no poseer de

toda cuanta información es necesaria, pero se estudiarán los equipos principales de la unidad

de purificación del estireno y sus posibles causas de fallos de forma cualitativa. El resultado no

será tan determinante como lo sería un HAZOP o cualquier otra metodología similar pero

bastará para establecer los puntos de la unidad que requieren una mayor atención en cuanto a

seguridad industrial se refiere.

6.2.2.1. Conducciones

En todo proceso industrial existe la posibilidad de que se produzca una fuga en una

conducción ya sea por desgaste de las mismas, corrosión, un impacto, etc. Las fugas de líquido

pueden tener un impacto directo sobre los operarios de la planta y otras unidades debido a la

temperatura a la que se encuentran. Por su parte las fugas de vapores o gases tienen especial

peligro ya que pueden provocar explosiones si se trabaja con sustancias inflamables, como el

estireno.

6.2.2.2. Columnas de destilación

Una columna de destilación es un equipo complejo con muchas variables que deben ser

medidas y controladas. Por ello, el riesgo de que se produzca un accidente en las columnas es

muy elevado y las situaciones fuera de lo que se considera la operación normal, muy diversas.


40

Es posible que el sistema de control implantado detecte un aumento de temperatura en la

columna, ya sea porque la alimentación entra a más temperatura de la debida, porque la

temperatura de la corriente que vuelve de la caldera es más alta de lo normal, entre otras

causas. Una temperatura de trabajo más alta, proporcionará una corriente de destilado y de

producto de colas con una composición diferente a la esperada. Cuando las condiciones de

trabajo hacen que la fracción líquida esté por encima de su punto de inflamación, cualquier

chispa puede causar un incendio dentro de la columna al estar trabajando con compuestos

inflamables. Además, al trabajar con una columna a vacío, se perdería el equilibrio y la

operación no sería adecuada. Es por esto que el sistema de control que se implanta en la

columna debe activar una alarma que avise al operario de una temperatura más alta de lo

normal en la columna.

La operación a vacío es una característica fundamental de las tres columnas diseñadas en

este proyecto por lo que debe ser una variable imprescindible en el análisis de riesgo de la

unidad. Una subida de presión absoluta provocaría la caída del vacío y un aumento de la

temperatura en la columna. Es posible que en esas condiciones de operación, el estireno

polimerice y se pase a estado sólido, obstruyendo la columna e impidiendo una buena

trasferencia de materia en la torre de destilación. En el caso contrario, si se crea un mayor

vacío en la unidad de destilación, la evaporación del líquido en la columna aumenta ya que la

temperatura de la mezcla baja. El condensador puede no ser capaz de enfriar todo el vapor

que recibe lo que se traduce en una bajada del rendimiento de la operación. Además, puesto

que ya se trabaja a unas condiciones de vacío bastante elevadas, disminuir más la presión

supondría un riesgo para la operación y un gran coste adicional. Por ello, el sistema de control

implantado en la columna debe accionar una alarma en el momento en que la presión suba o

baje del punto óptimo para alertar al operario.

6.2.2.3. Bomba

Uno de los problemas más conocidos de las bombas durante la operación es la cavitación.

Su aparición suele ser un fallo en el diseño de la misma. La cavitación tiene lugar cuando la

alimentación de la bomba se vaporiza, ya sea por un cambio de presión a la entrada de la

bomba o porque la corriente procedente de una unidad aguas arriba está parcialmente

vaporizada. Por ello se debe garantizar que los gases no condensables se purgan en los

condensadores. El intercambiador E-103 contribuye a la disminución de la temperatura de la

corriente de entrada a la bomba con lo que se asegura el estado líquido de los compuestos a la

entrada de la bomba. Otra alternativa para evitar la cavitación consiste en el cambio de altura

de la bomba respecto a la zona de succión y de aspiración, pero para ello sería necesario un

rediseño del sistema de bombeo, con todas las dificultades que esto implica.


41

6.2.2.4. Intercambiadores de calor

Si por algún motivo ajeno a la operación normal de la instalación, ya sea por error humano

o por una caída de presión en la red de agua de refrigeración, el caudal de refrigerante se viera

menguado o directamente interrumpido en los condensadores, se produciría un aumento de la

temperatura en el condensador de la columna y un aumento de temperatura en el destilado.

Como ya se indicó anteriormente, es necesario que la temperatura del estireno, el cual sale en

un gran porcentaje por el destilado de las tres columnas, no supere un límite ya que polimeriza

con gran facilidad. Este mismo análisis se aplica al intercambiador de calor E-103 en la

corriente de producto final. La falta de refrigerante en el condensador es uno de los problemas

más graves que puede afectar al funcionamiento de las columnas de destilación. Cuando se

trabaja a vacío, al no haber suficiente condensación puede llegar a perderse el vacío en la

columna por lo que es trascendental que el sistema de control implantado opere sobre el

caudal de agua de refrigeración y sobre la presión de la columna, cuyo efecto ya se comentó

previamente.

Si por el contrario el caudal de refrigerante es mayor de lo esperado por una mala

regulación de la válvula de acceso al condensador, se producirá una destilado con menor

temperatura y una disminución del caudal de destilado por existir una mayor condensación (y

menos evaporación) en el ultimo plato de la columna. Se recomienda que el sistema de control

instalado sobre la columna incorpore la medida de la temperatura del destilado para la

regulación del caudal de refrigerante para detectar desviaciones de su temepratura.

6.2.2.5. Tanques de almacenamiento de producto

El almacenamiento del estireno tiene que darse en unas condiciones específicas ya que es

una sustancia que puede polimerizar con facilidad. Para almacenarlo es necesario utilizar un

tanque de acero inoxidable y añadirle un inhibidor, además de burbujearlo con oxígeno para

aumentar la vida útil del estireno.

Se puede dar el caso de que se produzca una fuga en el tanque de almacenamiento, ya sea

por corrosión, por desgaste u otras causas. Puesto que se almacena en estado líquido, es

necesario construir los tanques de almacenamiento dentro de un cubeto de seguridad cuya

capacidad sea igual o superior a la del tanque. Solo en este caso se aseguraría que, de

producirse un derrame, el contenido del tanque quedaría recogido dentro del cubeto.

6.2.2.6. Operaciones de mantenimiento

En toda planta industrial se realizan operaciones de mantenimiento y limpieza en las que

suele estar involucrada el agua. Además, suelen ser instalaciones situadas al aire libre por lo

que existe la posibilidad de que se produzca alguna filtración de agua de lluvia si se produce

una grieta en un recipiente o conducción. Es por ello que debe considerarse el riesgo de que el

agua entre en contacto con el estireno y puede ser peligroso en ciertas circunstancias, ya que

se contamina el proceso. Si la separación tiene lugar en presencia de agua, el inhibidor que

evita la polimerización del estireno puede migrar a la fase acuosa y desestabilizar el material

polimerizable.


42

6.3. Normativa relativa a seguridad

Real Decreto 379/2001 del 6 de abril por el que se aprueba el Reglamento de Almacenamiento de Productos Químicos y sus instrucciones técnicas complementarias.

Ordenanza general de Seguridad e Higiene en el Trabajo (O.G.S.H.T.) del 9 de marzo de 1971. (Excepto en aquellos artículos ya derogados).

Ley de prevención de riesgos laborales. Ley 31/1995 del o de noviembre (BOE 10/11/1995).

R.D. 39/1997 del 17 de enero por el que se aprueban el Reglamento de los Servicios de Prevención.

Real Decreto 1995/1978, de 12 de mayo, por el que se aprueba el cuadro de enfermedades profesionales en el sistema de la Seguridad Social.

Directiva 96/82/CE del 9 de diciembre relativa al Control de Riesgos inherentes a accidentes graves en los que intervengan sustancias peligrosas.

Estatuto de los Trabajadores. Ley 8/1980.

Real Decreto 1316/1989, de 27 de octubre, sobre protección de los trabajadores frente a los riesgos derivados de la Exposición al Ruido durante el trabajo.

Real Decreto 773/1997. Disposiciones Mínimas de Seguridad y Salud relativas a la utilización por los trabajadores de los Equipos de Protección Individual. B.O.E. de 12 de junio.

Real Decreto 379/2001 del 6 de abril por el que se aprueba el Reglamento de Almacenamiento de Productos Químicos y sus instrucciones técnicas complementarias.


43

7. Impacto ambiental

El estireno se ha encontrado en muy bajos niveles en muchos productos agrícolas y

alimentos, pero no está claro si este estireno es resultado de procesos naturales dentro de la

planta o de la contaminación ambiental.

Hoy en día existe un gran número de controles efectivos para disminuir las emisiones que

produce el proceso de producción del estireno. (INTERNATIONAL AGENCY FOR RESEARCH ON

CANCER, 2002).

7.1. Impacto en el aire

El estireno tiene un periodo de vida medio de 4 horas en la atmósfera puesto que

reacciona fácilmente con grupos hidroxilos y con ozono. Tiene un bajo potencial de creación

de ozono fotoquímico, y por lo tanto no contribuye a la contaminación fotoquímica del aire

(aparición en la atmosfera de oxidantes al reaccionar entre sí óxidos de nitrógeno,

hidrocarburos y el oxígeno en presencia de la luz ultravioleta de los rayos del sol).

Los niveles de estireno esperados en la atmosfera son bajos, excepto en las cercanías de

fábricas. El mayor valor de concentración estimado en el aire es de 97 𝜇𝑔/𝑚3, que es un valor

menor mucho menor al observado para sustancias análogas. (JOINT RESEARCH CENTRE, 2002).

La producción y el procesamiento de estireno pueden ocurrir en el mismo lugar, pero

también se puede transportar a otras zonas para su uso en la producción de polímeros.

Las emisiones estimadas del estireno al aire fueron evaluadas por un gran número de

fuentes, obteniendo por ejemplo un valor de emisión de estireno de 0,2 kg de contaminante

por tonelada producida por Bouscaren et al. (1986) o cifras citadas en el BUA (1990) de dos

fabricantes alemanes de 0,001 y 0,007 kg/tonelada.

Otro ejemplo es el estudio de las emisiones de estireno producidas por seis plantas

diferentes. Esta información fue utilizada para calcular factores de emisión producidos. En

algunos casos la cantidad de emisión proporcionada es el resultado tanto de la producción de

estireno como de su posterior procesamiento, por lo que el factor de emisión de estireno

estará sobrestimado a si se estudiara el valor solo de la producción de estireno. Para seis

fábricas, los factores de emisión obtenidos estuvieron en un rango entre 0,001 y 0,13

kg/tonelada. El valor más alto se debe a aquellas fábricas donde el valor de emisión incluía el

procesado del estireno. En las industrias donde solo se produce estireno el valor más alto fue

de 0,05 kg/tonelada.

Aplicando el factor de 0,13 kg/tonelada a una fábrica con una capacidad de producción de

808.000 toneladas por año se obtiene una emisión de 105 toneladas de estireno al año.


44

7.1.1. Emisiones producidas por diferentes secciones

A continuación se especifican las etapas en las que se producen más emisiones en una

planta de producción de estireno.

7.1.1.1. Emisiones desde la sección de reacción

La reacción de deshidrogenación tiene lugar bajo condiciones de vacío y en presencia de

vapor. Después de los reactores de deshidrogenación, el producto es condensado y el agua

separada de la materia prima. El gas que no es condensado se comprime y la mayor parte de

los aromáticos se extraen de esta corriente refrescando o condensando mediante una unidad

de tratamiento de gases.

La composición de la corriente de contaminación que se produce en esta sección es de CO,

CO2, COVs (metano, etilbenceno, estireno, aromáticos), pero principalmente H2. La cantidad de

hidrógeno producido depende de las condiciones de deshidrogenación y del catalizador.

Cuánto más tiempo, mayor será la cantidad de hidrógeno en la corriente, dado que esta va

aumentando cuánto más se utiliza el catalizador. El control más importante se lleva a cabo en

la corriente de hidrógeno que se lleva a un horno.

7.1.1.2. Emisiones desde los sistemas de vacío

En función del diseño de la planta, el proceso debe contener un determinado número de

sistemas de vacío. En primer lugar, la reacción de deshidrogenación se realiza a vacío, por lo

que se generan emisiones. En segundo lugar, también se efectúa el vacío en la sección de

fraccionamiento o purificación (mediante columnas de destilación a vacío) que se utiliza para

separar el producto, estireno, de los subproductos generados o de las materias primas que

permanecen en la corriente. El sistema de eyección utilizado para producir el vacío en la

columna de destilación incluirá un separador de las fases orgánicas y acuosas.

La composición de las emisiones que se producen contiene COVs (compuestos orgánicos

volátiles), ligeros hidrocarburos formados en el paso de deshidrogenación, CO no condensado,

CO2, aromáticos como BTX, etilbenceno y estireno. En este caso no se hace un control en

ninguna de las corrientes en particular.

7.1.1.3. Emisiones de COVs al final del proceso

La planta normalmente incluirá una red de recuperación de la corriente de gases, dónde

estos serán canalizados. La composición de esta corriente estará compuesta por COVs, CH4,

NOx, SO2, COx.

7.1.1.4. Emisiones debidas a la corriente de vapor sobrecalentado

La reacción de deshidrogenación tiene lugar en una secuencia de dos o más reacciones con

calentamientos intermedios a temperaturas entre 500 ºC y 650 ºC. Para provocar estas

temperaturas tan altas, el vapor tiene que pasar por un horno que estará a temperaturas

mayores de 900 ºC.


45

En esta corriente, además de los gases presentes en un horno habitual, aparecen

concentraciones de SOx y NOx debidas a procesos de reutilización del vapor como combustible

no convencional. Los valores que se estiman de NOx en este tipo de corrientes son menores a

140 mg/m3.

7.1.1.5. Emisiones debidas a los procesos de combustión

Además del horno para calentar el agua se necesitan otros sistemas de generación de

energía. Las corrientes de emisión que producirán estos equipos incluirán tanto las generadas

por la combustión del combustible no convencional (no comercial), como la combustión del

alquitrán generado en la corriente que proviene de la sección de fraccionamiento. Esta

corriente estará compuesta por SOx, NOx, COx, polvo, etc. Los compuestos que más aparecerán

son SOx y NOx debido al nitrógeno y al sulfuro que se añade para evitar la polimerización.

7.2. Impacto de agua

Para estudiar la cantidad de estireno que se emite al agua existen diversos datos

encontrados en bibliografía. BUA (1990) presenta la información de las emisiones producidas

por dos fábricas situadas en Alemania, siendo estos factores de 8,0 × 10−3 y 2,8 × 10−4

kg/tonelada (datos obtenidos después del tratamiento de aguas residuales).

En Canadá en 1993 se estimó una emisión de 64 toneladas por año para una producción de

estireno de 718.000 toneladas, dando un factor de emisión de 0,089 kg/tonelada de estireno

producido.

Por otro lado, si se observa el ejemplo anterior de los datos de las seis industrias, se

obtuvo una concentración máxima en una de las industrias de 71,7 𝜇𝑔/𝐿, lo que representa

una carga de 0,511 kg/día. Este valor corresponde a una emisión anual de 153 kg de una

fábrica que trabaja 300 días al año.

Esta información fue extraída estudiando el valor de la concentración de estireno en tres

puntos distintos de la corriente de desecho. Por otro lado hay que destacar que estos valores

incluyen también en alguno de los casos emisiones de estireno en su procesado para la

fabricación de polímeros. Si se establece un rango de factores de emisión este estaría entre

valores desde 0,48 g/tonelada a 0,25 kg/tonelada.

Aplicando un factor de emisión de 0,25 kg/tonelada en una industria con una capacidad de

producción de 808.000 toneladas, la emisión al agua de residuo sin tratar sería de 202

toneladas/año.

7.2.1. Procesos en los que se producen emisiones al agua

En la sección de reacción y de fraccionamiento se produce una cantidad de materia

orgánica residuo proveniente del separador y de los sistemas de vacío, respectivamente. Los

contaminantes esperados en esta corriente son aromáticos, benceno, etilbenceno, etc.

Los sistemas auxiliares como el agua de refrigeración o los sistemas de generación de

energía pueden generar otras corrientes de residuo; estas generalmente son menos

significantes.


46

La mayoría de las plantas juntan estas corrientes acuosas y las tratan en un separador, el

cual comparten con otros procesos, en la mayoría de los casos con la planta de

manufacturación del etilbenceno. Por esta razón, datos de corrientes individuales son muy

escasos.

El caudal de estas corrientes ronda entre 38 y 165 m3/h y la composición está formada

sobre todo por etilbenceno, estireno y benceno. A continuación se muestra una tabla de un

ejemplo de las concentraciones que presenta la corriente antes y después de su tratamiento.

Tabla 6: Concentraciones de la corriente de residuo antes y después del tratamiento (INSTITUTE FOR HEALTH AND CONSUMER PROTECTION, 2002)

7.3. Impacto en el suelo

Una sustancia puede llegar al suelo por tres diferentes vías: por una aplicación directa, por

depositarse desde el aire o mediante lodos. Los índices de extracción globales obtenidos son

de 0,045 días para una profundidad de suelo de 0,2 metros y 0,067 días para una profundidad

de 0,1 metros.

7.4. Degradación del estireno en el ambiente

El estireno se degrada de forma rápida en la atmósfera por reacción con los radicales

hidróxido y el ozono troposférico. La volatilización desde el suelo y el agua es rápida y el

estireno es fácilmente biodegradable. Sin embargo, bajas concentraciones de estireno

persisten en el agua y existe acumulación y adsorción en el suelo. (INSTITUTE FOR HEALTH

AND CONSUMER PROTECTION, 2002)

7.5. Concentraciones ambientales previstas

A continuación se muestran las concentraciones ambientales previstas (PECs) en los

distintos apartados (aire, agua, suelo y sedimentos) para la producción del estireno y sus

derivados (JOINT RESEARCH CENTRE, 2002):


47

Tabla 7: PECs del estireno (JOINT RESEARCH CENTRE, 2002)

7.6. Mejores técnicas disponibles para reducir emisiones

Esta sección describe las técnicas consideradas para obtener un alto nivel de protección al

medio ambiente.

7.6.1. Técnicas para reducir las emisiones al aire

7.6.1.1. Reducción de emisiones en la sección de reacción

En la sección de reacción, la corriente de gas que se genera es tratada para reconvertir el

hidrógeno y otros hidrocarburos. Este sistema de tratamiento del gas variará en todas las

plantas, dependiendo de los detalles del diseño, pero todas ellas tiene una corriente de gas

que no podrá ser tratada.

Una de las soluciones para reducir la corriente de gas a tratar es reducir la cantidad de

productos secundarios que se producen. Otras soluciones vienen dadas por el diseño, algunas

de las cuales se muestran a continuación:

Aplicar un mayor vacío aumenta la selectividad y esto disminuye la corriente de vapor

requerida para obtener una selectividad alta.

Disminuir la conversión provoca una alta selectividad.

Condensar una vez y volver a condensar: una elevada condensación reducirá las

pérdidas de COVs en la salida de la corriente de gas.

Absorción: los hidrocarburos pueden ser reconvertidos por absorción con el residuo de

etilbenceno. A continuación estos hidrocarburos se separarán de esta corriente de

residuo y se reciclarán al proceso.

Reconvertir y purificar el hidrógeno para su uso químico: la salida de la red de gas de

ventilación tiene un alto contenido en hidrógeno. Este hidrógeno puede ser purificado

en una unidad PSA y comprimido para utilizarlo en una unidad de hidrogenación.


48

7.6.1.2. Reducción de las emisiones provocadas por los sistemas de vacío

Como se comentó anteriormente, existe un gran número de operaciones diferentes que

actúan con sistemas de vacío. La corriente que se produce en la sección de fraccionamiento no

es relevante para introducir un sistema de disminución individual. Todas las emisiones se

juntarán y se tratarán colectivamente en un dispositivo de disminución como una oxidación

térmica.

7.6.2. Técnicas para reducir las emisiones al agua

7.6.2.1. Técnicas para reducir el agua residual provocada en la sección de reacción

La técnica más utilizada para reducir estas emisiones requiere aplicar un vacío más alto,

esto provocará una mayor conversión y una mayor selectividad.

Otras técnicas menos usadas son la implementación de una unidad de separación de la

fase líquida, que reconvertirá los hidrocarburos y los recirculará a la unidad de

fraccionamiento.

7.6.2.2. Técnicas para reducir el agua residual provocada por los sistemas de fraccionamiento

Esta corriente normalmente no es relevante y por lo tanto pocas plantas utilizan un

sistema de disminución del agua residual. Para reducir su caudal se puede generar vacío a

través de un sistema que presenta una bomba de vacío, diseñada como un eyector. (JOINT

RESEARCH CENTRE, 2014)


49

8. Bibliografía

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http://www.ejnet.org/plastics/polystyrene/styrene.html

ANEXO I: BALANCE DE MATERIA

Purificación de estireno Anexo I: Balance de materia

2

Índice 1. Cálculos detallados de cada una de las corrientes junto con sus composiciones ...................... 3


3

1. Cálculos detallados de cada una de las corrientes junto con sus

composiciones

Los datos obtenidos de la bibliografía para realizar el balance de materia son las composiciones

molares de las corrientes de entrada y salida de las tres columnas de destilación, que se muestran

en la Tabla 1, y el flujo másico de alimentación a la primera columna (T-100), F1 = 112400 kg/h.

Tabla 1: Composiciones molares de las corrientes

A continuación, es necesario determinar los pesos moleculares de cada compuesto, que se

presentan en la Tabla 2, para obtener los pesos moleculares medios de cada una de las corrientes.

Estos se calculan mediante el uso de la siguiente expresión:

𝑃𝑀𝑚𝑒𝑑𝑖𝑜 = 𝛴 (𝑦𝑖 𝑃𝑀𝑖) (1)

Dónde:

𝑦𝑖 = composición molar de cada componente en la corriente

𝑃𝑀𝑖= peso molecular de cada componente

Tabla 2: Pesos moleculares de los compuestos

Peso molecular (kg/kmol)

Estireno 104.15

1M3-Ebenceno 120.19

Cumeno 120.19

AMS 118.18

m-DiEbenceno 134.21

E-Bencene 106.17

1 2 3 4 5 6 7

Estireno 0.9982 0.9994 0.9954 0.9994 0.9798 0.9994 0.1313 1M3-Ebenceno 0.0005 0.0001 0.0013 0.0001 0.0058 0 0.2573

Cumeno 0.0005 0.0003 0.0010 0.0005 0.0028 0.0006 0.1000 AMS 0.0005 0 0.0016 0 0.0078 0 0.3481

m-DiEbenceno 0.0002 0 0.0007 0 0.0037 0 0.1633 E-Benceno 0.0001 0.0001 0 0 0 0 0


4

En la Tabla 3 se muestran los pesos moleculares medios de cada corriente.

Tabla 3: PM medios para las corrientes

Corrientes Peso molecular medio

1 104.18 2 104.15 3 104.23 4 104.16 5 104.50 6 104.16 7 119.67

El peso molecular medio de todas las corrientes, con excepción de la corriente de colas de la

última columna de destilación, es prácticamente igual al peso molecular del estireno, puesto que

la composición de estireno en las corrientes es muy próxima a 1.

El balance de materia se elabora usando las composiciones molares, por ello, es necesario

trabajar también con flujos molares. Por tanto, se obtiene el flujo molar de la corriente de entrada

al sistema dividiendo el flujo másico entre el peso molecular medio de la corriente.

En primer lugar, se realiza el balance de materia en la primera columna de destilación (T-100),

usando las composiciones molares del estireno.

𝐹1 = 𝐹2 + 𝐹3 (2)

𝐹1𝑥𝑠1= 𝐹2𝑥𝑠2

+ 𝐹3𝑥𝑠3 (3)

Con este sistema de ecuaciones, se determinan los valores de los flujos molares en las

corrientes 2 y 3.

Con el flujo molar de la corriente 3 y las composiciones de estireno, se elabora un balance de

materia en la columna T-101.

𝐹3 = 𝐹4 + 𝐹5 (4)


+ 𝐹5𝑥𝑠5 (5)

Con este sistema de ecuaciones, igual que en el caso anterior, se obtienen los flujos molares de

las corrientes de destilado y de colas.


5

Los flujos molares de las corrientes 6 y 7 se obtienen de la misma forma que en los casos

anteriores, realizando un balance de materia en la última columna de destilación (T-102).

𝐹5 = 𝐹6 + 𝐹7 (6)


+ 𝐹7𝑥𝑠7 (7)

El flujo molar de la corriente de estireno puro que prosigue a un posterior almacenaje

(corriente 8), se determina sumando los flujos molares de las corrientes de destilado de cada una

de las columnas.

𝐹8 = 𝐹2 + 𝐹4 + 𝐹6 (8)

La composición molar de esta corriente se calcula con un balance en cada uno de los

componentes (𝑖). La expresión utilizada se muestra a continuación:

𝐹8𝑥𝑖8= 𝐹2𝑥𝑖2

+ 𝐹4𝑥𝑖4+ 𝐹6𝑥𝑖6

(9)

Posteriormente a esta corriente, se encuentran un intercambiador de calor y una bomba, por lo

que no se produce ningún intercambio de materia. En consecuencia, los valores de los flujos y

composiciones permanecen iguales en las corrientes 9 y 10.

𝐹8 = 𝐹9 = 𝐹10 (10)

𝑥𝑖8= 𝑥𝑖9

= 𝑥𝑖10 (11)

Finalmente, se determina el flujo másico de cada una de las corrientes del sistema

multiplicando el flujo molar por el peso molecular medio de la corriente.

En conclusión, en la Tabla 4 se presentan las composiciones molares y los flujos másicos y

molares de cada una de las corrientes de la unidad estudiada.


6

Tabla 4: Flujos másico y molar y composiciones molares de las corrientes

Corrientes 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

Flujo másico (kg/h) 112400 78655.0273 33736.5439 26833.3065 6902.6989 6724.9905 178.4824 112213.3243 112213.3243 112213.3243

Flujo molar (kmol/h) 1078.9095 755.2366 323.6728 257.6172 66.0557 64.5643 1.4914 1077.4181 1077.4181 1077.4181

Co

mp

osi

ció

n m

ola

r

Estireno 0.9982 0.9994 0.9954 0.9994 0.9798 0.9994 0.1313 0.9994 0.9994 0.9994

1M3-Ebenceno 0.0005 0.0001 0.0013 0.0001 0.0058 - 0.2573 0.0001 0.0001 0.0001

Cumeno 0.0005 0.0003 0.0010 0.0005 0.0028 0.0006 0.1000 0.0004 0.0004 0.0004

AMS 0.0005 - 0.0016 - 0.0078 - 0.3481 - - -

m-DiEbenceno 0.0002 - 0.0007 - 0.0037 - 0.1633 - - -

E-Bencene 0.0001 0.0001 - - - - - 0.0001 0.0001 0.0001

ANEXO II: DISEÑO DE EQUIPOS

Purificación de estireno Anexo II: Diseño de equipos

2

Índice

Columnas de destilación ..................................................................................................................... 3

Intercambiador de calor .................................................................................................................... 40

Bomba ............................................................................................................................................... 70


3

Columnas de destilación


4

Índice

1. Introducción ................................................................................................................................ 6

1.1. Tipos de columnas ............................................................................................................... 7

1.2. Tipos de platos .................................................................................................................. 10

2. Procedimiento de diseño .......................................................................................................... 14

2.1. Cálculo de las temperaturas de burbuja y de rocío .......................................................... 14

2.2. Cálculo del número mínimo de etapas (Ecuación de Fenske) .......................................... 15

2.3. Cálculo del reflujo mínimo (Ecuación de Underwood) ..................................................... 15

2.4. Cálculo del número de etapas teóricas ............................................................................. 16

2.5. Cálculo de la eficiencia global y número de etapas reales ............................................... 16

2.6. Ubicación del plato de alimentación (Ecuación de Kirkbride) .......................................... 17

2.7. Cálculo del diámetro ......................................................................................................... 18

2.8. Cálculo de la altura ............................................................................................................ 19

2.9. Bandejas ............................................................................................................................ 20

2.9.1. Tipo de bandeja ......................................................................................................... 20

2.9.2. Espesor de bandeja ................................................................................................... 20

2.10. Rebosadero ................................................................................................................... 20

2.10.1. Altura del rebosadero (hw) ........................................................................................ 20

2.10.2. Longitud del rebosadero (lw) ..................................................................................... 20

2.10.3. Altura del líquido sobre el rebosadero (how) ............................................................. 20

2.10.4. Distancia entre rebosaderos (Lf) ............................................................................... 20

2.11. Dimensionamiento del plato ......................................................................................... 21

2.11.1. Espaciado entre platos .............................................................................................. 21

2.11.2. Área total transversal de la columna (At) .................................................................. 21

2.11.3. Área transversal de la bajante (Ad)............................................................................ 21

2.11.4. Área activa (Aa) .......................................................................................................... 22

2.11.5. Área neta (An) ............................................................................................................ 22

2.11.6. Fracción del área total activa (Ah) ............................................................................. 22

2.11.7. Área de los agujeros (Ah) ........................................................................................... 22

2.11.8. Número de agujeros .................................................................................................. 22

2.11.9. Espaciado entre agujeros .......................................................................................... 22

2.12. Comprobación de la inundación ................................................................................... 23

2.13. Arrastre ......................................................................................................................... 24


5

2.14. Caída de presión en la columna .................................................................................... 25

2.14.1. Caída de presión en la bandeja seca (ΔPdry) .............................................................. 25

2.14.2. Caída de presión de la masa burbujeante (ha) .......................................................... 26

2.15. Gradiente de líquido ..................................................................................................... 27

2.16. Altura del líquido sobre la bajante ................................................................................ 28

2.17. Máxima altura del líquido sobre el plato ...................................................................... 29

2.18. Goteos o derrames ........................................................................................................ 29

2.19. Tiempo de residencia en la bajante .............................................................................. 30

3. Diseño mecánico de la columna ............................................................................................... 31

3.1. Espesor de la carcasa de la columna ................................................................................. 31

3.2. Espesor de los cabezales ................................................................................................... 31

3.3. Comprobación con presión externa .................................................................................. 32

4. Columnas T-100, T-101 y T-102................................................................................................. 34

4.1. Columna T-100 .................................................................................................................. 35

4.1.1. Procedimiento de diseño .......................................................................................... 35

4.2. Columna T-101 .................................................................................................................. 38

4.3. Columna T-102 .................................................................................................................. 38

5. Bibliografía ................................................................................................................................ 39


6

1. Introducción

La destilación es la operación unitaria más típicamente empleada para la separación de mezclas

de líquidos en la industria de procesos químicos, con ella se realizan del 90 al 95 % de las

separaciones. Esto es debido a que desde el punto de vista cinético, se trata de la operación que

permite una mayor velocidad de transferencia de materia.

Para lograr dicha separación de componentes, se aprovecha la diferencia de volatilidad de los

constituyentes de la mezcla, separando o fraccionando éstos en función de su temperatura de

ebullición. Si se calienta una mezcla líquida de dos compuestos volátiles, el vapor que se separa

tendrá una mayor concentración del componente de menor punto de ebullición que el líquido del

cual se desprendió. A la inversa, si se enfría un vapor caliente, el componente de mayor punto de

ebullición tiende a condensarse en mayor proporción.

Una columna de destilación consiste en un cilindro vertical en el que hacen contacto las

corrientes de vapor y de líquido que fluyen en contracorriente. La fracción en estado líquido

enriquecida en el componente más pesado baja por gravedad, mientras que la fracción en estado

gaseoso enriquecida en el componente más ligero sube y se condensa en la parte superior. De esta

manera se logra una buena transferencia de materia entre las dos fases. Esta separación se logra

sometiendo el fluido a condiciones de presión y temperatura apropiadas a lo largo de la columna.

La fracción ligera en fase vapor entra en el condensador, donde se condensa parcial o

totalmente. El líquido que se forma se recoge en un acumulador, en el que la corriente de salida

de dicha unidad viene separada: una parte es la fracción de reflujo a la columna de destilación y la

otra constituye el destilado.

El líquido que sale del plato inferior de la columna, enriquecido en el componente menos

volátil, entra en la caldera, donde se vaporiza parcialmente. El vapor producido entra otra vez a la

columna y el líquido que se extrae de la caldera es el producto de fondos.

La cantidad de reflujo interno a la columna se expresa comúnmente en términos de la relación

de reflujo, que es el cociente entre el reflujo y el destilado. Al aumentar la relación de reflujo

aumenta el consumo de medios de calefacción y de refrigeración y en consecuencia los costes,

pero disminuye el número de platos necesarios para la separación de la mezcla dada. Por lo tanto,

es necesario encontrar un compromiso con el que se alcance un valor óptimo de la relación de

reflujo y los costes sean mínimos.

Este mecanismo de transferencia materia con el que se produce la separación de los

componentes es máximo al mejorar la superficie de contacto entre ambas fases. En las columnas

de destilación, el contacto se puede llevar a cabo mediante una serie de platos o mediante relleno.

Ambas estructuras pueden encontrarse en una misma columna dependiendo de su diseño y su

utilización.

A continuación se especificarán las razones por las cuales son preferibles columnas de platos o

de relleno.


7

1.1. Tipos de columnas

En primer lugar, para diseñar una columna de destilación, es necesario decidir entre columnas

de platos o de relleno. Los criterios para escoger la columna más adecuada dependen de diversos

factores:

Caudales de gas y de líquido: Las columnas de platos pueden diseñarse para amplios

rangos de flujo de líquido y gas en comparación con las de relleno.

Bajo caudal de gas: Las columnas de relleno no funcionan bien para flujos de gas muy

pequeños.

Velocidades de gas y de líquido: Las bajas velocidades del gas y del líquido en los rellenos

al azar minimiza la formación de espumas. Por lo tanto, se recomiendan las columnas de

relleno en sistemas que tiendan a formar espumas.

Existencia de sólidos: Los platos permiten el manejo de sólidos mucho más fácilmente que

los rellenos. Tanto las velocidades del gas como del líquido en los platos son a menudo un

orden de magnitud superior que las existentes a través de los rellenos. Por ello, los sólidos

tienden a acumularse en los huecos del relleno mientras que en los platos hay menos

lugares donde los sólidos se puedan depositar. Además, la limpieza de los platos es más

fácil que la limpieza de los rellenos.

Sistemas corrosivos: Existe un amplio rango de materiales de relleno que se pueden

adaptar a las características del fluido. Los rellenos cerámicos y plásticos son baratos y

eficaces.

Sistemas sucios: Se recomiendan columnas de platos, ya que son de más fácil

mantenimiento.

Tamaño: Las columnas con un diámetro menor de 0,9 m son difíciles de acceder por

dentro para instalar y mantener los platos. Por ello, el relleno es más barato y

conveniente. Columnas de rellenos mayores de 1,2 m no suelen ser comunes.

Peso: Las torres de platos normalmente pesan menos que las torres rellenas, con lo que se

ahorra en el coste de fundiciones, apoyos y paredes de la columna.

Pérdidas de carga: Las columnas de relleno tienen menos pérdida de carga que las de

platos debido a la menor cantidad de líquido retenido y además el relleno previene contra

el colapso, por lo que normalmente en operaciones a vacío se utilizan este tipo de

columnas.


8

Retención de líquido: Los rellenos tienen una menor retención de líquido que los platos.

Esto es ventajoso para reducir la polimerización, degradación o aparición de materiales

peligrosos.

Grandes cambios de temperatura: En este caso, se recomendarían platos de borboteo,

puesto que permiten mayor altura de líquido y se favorece la refrigeración.

Torres complejas: Si es necesaria la construcción de una torre más complicada, los

condensadores o evaporadores intermedios, los serpentines de intercambio y las

extracciones laterales, se pueden incorporar más fácilmente en las columnas de platos

que en torres de relleno.

Variación de la composición de alimentación: Si la composición de la alimentación no es

la misma a lo largo del tiempo de operación, se recomienda la utilización de una columna

de platos. Esto es debido a que, en este caso, una manera eficaz de diseñar es instalando

puntos de alimentación alternativos. En las torres de relleno, cada punto alternativo

requiere un equipo de distribución de líquido que acrecentará el coste. Por este motivo se

prefieren columnas de destilación de platos.

Eficiencia: Las eficiencias de plato se predicen con más facilidad que los términos

equivalentes para el relleno.

Mala distribución: La sensibilidad del relleno a la mala distribución del líquido y del gas ha

sido una causa común de fracaso para las torres de relleno.

Predicción de comportamiento: Si en el proceso a diseñar es requerida la predicción del

funcionamiento de la columna, se recomienda la utilización de platos puesto que

presentan una menor incertidumbre a la hora de determinar el comportamiento de la

columna.

En el proceso de purificación de estireno estudiado, algunos de los monómeros del estireno

pueden llegar a polimerizar violentamente. Esta es una reacción exotérmica, por lo que una vez

iniciada puede acabar fuera de control. Para asegurar una mínima polimerización, las

temperaturas deben ser lo más bajas posible. Por ello, es necesaria la destilación a vacío, puesto

que la presión a la que se trabaja debe ser inferior a la atmosférica, evitando así que aumente la

temperatura y que se provoque la polimerización no deseada del estireno. Además, debido a la

baja volatilidad que presentan los compuestos implicados en la separación, es estrictamente

necesario operar con un apreciable grado de vacío, reduciendo la presión con un eyector hasta

que se opere a 5,33 kPa, y se reduzcan los requerimientos de energía en la caldera.


9

A pesar de que normalmente en operaciones a vacío se utilizan columnas de relleno, puesto

que estas tienen menos pérdida de carga que las de platos debido a la menor cantidad de líquido

que retienen; en este proceso se han seleccionado columnas de platos. La razón es que las

columnas al vacío se diferencian de las atmosféricas, porque tienen un diámetro mayor puesto

que se deben manejar mayores volúmenes de vapores debido a la baja presión. Por lo tanto, como

en este caso se obtendrá un diámetro de 3 m, este es demasiado grande para trabajar con

columnas de relleno, puesto que los costes serían muy elevados.

Además, las columnas de platos pueden diseñarse para amplios caudales de líquido y gas en

comparación con las de relleno. Otra de las razones es que las torres de platos normalmente

pesan menos que las torres rellenas, con lo que se ahorra en los costes. Asimismo, es preferible

conocer el funcionamiento de la columna para saber con exactitud la composición del estireno en

el destilado, por lo que es recomendable la utilización de platos, ya que presentan una menor

incertidumbre a la hora de determinar el comportamiento de la columna.

Sin embargo, será necesario un elevado control de la presión puesto que con cualquier

aumento de vacío aumentará el volumen del vapor rápidamente lo cual puede causar una

inundación en la columna. Se dice que una torre está inundada cuando el volumen de líquido o de

vapores fluyendo en la columna es mayor que la capacidad de esta.

A continuación, en la Figura 1, se presenta un esquema de una columna de platos:

Figura 1: Esquema columna de platos


10

En consecuencia, en este proceso las columnas están constituidas por diversos platos, en cada

uno de los cuales se alcanza un estado de equilibrio líquido-vapor. El líquido desciende por la

columna sobre la superficie de los platos, mientras que el gas asciende en contracorriente.

El número de etapas o de platos necesarios para una determinada separación se puede

calcular teóricamente. Sin embargo, en la práctica el número de platos reales es siempre superior

al de platos teóricos calculados.

La fuerza motriz para garantizar la destilación es de origen térmica, conseguida por la

diferencia de temperatura entre el plato superior de la columna o el condensador (que opera a

una temperatura muy parecida a la de ebullición del componente clave ligero) y el plato inferior

de la columna, es decir, la caldera, mantenida a una temperatura cercana a aquella de ebullición

del componente clave pesado, a través del intercambio térmico con un fluido auxiliar caliente.

1.2. Tipos de platos

Existen diferentes tipos de platos que se pueden emplear en el diseño de una columna de

destilación. El uso de un plato u otro depende de las características requeridas en el proceso, de

las condiciones a las que trabaja la columna y del fluido que se utiliza. A continuación se detallan

las características de los principales platos utilizados:

Plato perforado: es el tipo más sencillo de platos, se trata de una lámina metálica con

agujeros troquelados en ella, para que pase por ellos el vapor. Son fáciles de fabricar y no son

costosos. La eficiencia es buena en las condiciones de diseño. Sin embargo, en el rechazo, que es

el funcionamiento al operar a menos flujo que el del diseño, es relativamente malo. Eso quiere

decir que la operación a flujos apreciablemente menores que las condiciones de diseño hará que

la eficiencia sea menor.

Para los platos perforados, la eficiencia baja mucho con flujos de gas menores que

aproximadamente el 60 % del valor de diseño, por tanto estos platos no son muy flexibles. Los

platos perforados son buenos en aplicaciones sucias o cuando hay sólidos presentes, porque son

fáciles de limpiar (C. WANKAT, P., 2008).


11

Figura 2. Plato perforado (C. WANKAT, P., 2008).

Platos de válvulas: se diseñan para tener mejores propiedades de rechazo que los platos

perforados, por lo que son más flexibles cuando varía la tasa de alimentación. El plato de válvula

se parece a uno perforado porque tiene un piso con agujeros para que pase el gas, y bajantes para

el flujo de líquidos. La diferencia es que los agujeros, que son bastante grandes, están equipados

con “válvulas”: tapas que pueden subir y bajar cuando cambian las presiones en el vapor y el

líquido.

Cada válvula tiene patas, o una jaula, que restringen el movimiento de subida. A altas

velocidades de vapor, la válvula se encontrará totalmente abierta y proporcionará una abertura (o

rendija) máxima para el flujo de gas. Cuando disminuye la velocidad del gas, la válvula baja. Eso

mantiene casi constante la velocidad del gas que pasa por la rendija, lo que mantiene la eficiencia

casi constante y evita el goteo. Una válvula individual es estable sólo en la posición totalmente

cerrada o totalmente abierta. A velocidades intermedias, alguna de las válvulas en el plato estarán

abiertas y algunas estarán cerradas.

A la tasa de flujo de diseño para el vapor, los platos de válvulas tienen más o menos la misma

eficiencia que los platos perforados. Sin embargo, sus características de rechazo son mejores en

general y la eficiencia permanece alta cuando baja el flujo del gas. También se puede diseñar para

tener menor caída de presión que los platos perforados, aunque normalmente la caída de presión

será mayor. La desventaja de los platos de válvulas son que cuestan un 20 % más que los de platos

perforados y que son más propensos a ensuciarse o taparse si se destilan soluciones sucias (C.

WANKAT, P., 2008).


12

Figura 3. Plato de válvulas (C. WANKAT, P., 2008).

Plato de borboteo: este es el plato que más se utiliza debido a su rango de operación; sin

embargo está siendo reemplazado por modelos más nuevos, tales como los platos de válvulas

explicados anteriormente. En la Figura 4 se muestra una imagen de un plato de borboteo. Los

casquillos individuales son montados en vertical con ranuras rectangulares o triangulares que se

cortan alrededor de los lados. Con platos pequeños, el reflujo pasa al plato de abajo sobre dos o

tres vertederos circulares, y con platos grandes va hacia las bajantes de agua (COULSON’S AND

RICHARDSON’S, 2002).

Figura 4. Plato de borboteo (COULSON’S AND RICHARDSON’S, 2002).


13

Por otra parte, existen tres tipos de bandejas:

Flujo cruzado y paso simple: normal, con una buena longitud de líquido, lo que da una

buena transferencia de masa. Es sencillo y económico con gran eficacia.

Flujo invertido: tienen un bafle central para forzar el movimiento del líquido. Gran área

activa, gran recorrido de líquido, gran gradiente de líquido (carga necesaria para que el líquido

fluya).

Flujo cruzado y paso múltiple: se emplea cuando el diámetro de la torre es grande y no

interesa que el líquido recorra todo el plato. Menor gradiente que en paso simple pero más caro

(COULSON’S AND RICHARDSON’S, 2002).

Figura 5: Tipos de bandeja (COULSON’S AND RICHARDSON’S, 2002).

En este caso el plato que se diseña es un plato perforado debido a que el flujo de gas es

bastante alto y para disminuir los costes. (C. WANKAT, P., 2008)


14

2. Procedimiento de diseño

El diseño de columnas de destilación requiere de la predicción del comportamiento en el

equilibrio de una mezcla líquido-vapor, el cual depende principalmente de la naturaleza de las

especies químicas que constituyen la mezcla y de las condiciones de operación de la unidad en

estudio.

2.1. Cálculo de las temperaturas de burbuja y de rocío

Primero se calcula la temperatura de rocío de la corriente de destilado y la temperatura de

burbuja de la corriente de alimentación y de la que sale por colas.

Para ello utilizamos:

Para el cálculo de la temperatura de burbuja:

∑𝑦𝑖 =∑𝑥𝑖𝐾𝑖 = 1 ( 1 )

Para el cálculo de la temperatura de rocío:

∑𝑥𝑖 =∑𝑦𝑖𝐾𝑖

= 1 ( 2 )

Siendo, los valores de K la relación de equilibrio entre las fases líquidas (x) y vapor (y) de una

determinada especie química, y que se expresan con la siguiente ecuación:

𝐾𝑖 =𝑦𝑖𝑥𝑖=𝑃𝑣

𝑃 ( 3 )

Para el cálculo de K se necesita la presión de diseño que es conocida y la presión de vapor, que

se calculará mediante la ecuación de Antoine:

log(𝑃𝑣) = 𝐴 −𝐵

𝐶 + 𝑇 ( 4 )

El número de componentes i va desde 1 hasta Nc (número total de componentes).

Para obtener la temperatura se supondrá un valor de esta, obteniendo los valores de K y se

utiliza un solver de un programa de cálculo para que la ecuación (1) o (2), según se requiera una u

otra temperatura, se cumpla.


15

2.2. Cálculo del número mínimo de etapas (Ecuación de Fenske)

Para calcular el número mínimo de etapas en una columna de destilación con una mezcla

multicomponente es necesario utilizar la ecuación de Fenske:

𝑁𝑚𝑖𝑛 =ln(

𝑥𝐷𝑥𝐵

𝑥𝐵𝑥𝐷)

ln(𝛼𝐶𝐿) ( 5 )

Siendo 𝛼 la raíz cúbica del producto de las volatilidades del componente clave ligero respecto al

componente clave pesado, evaluadas en los puntos extremos de la torre y en la etapa de

alimentación. Esto es, la volatilidad evaluada en la última etapa, la cual se halla a la temperatura

de rocío del destilado; en la etapa de alimentación, que dependerá de las condiciones de entrada,

que en este caso se encuentra a la temperatura de burbuja; y en la primera etapa, a la

temperatura de burbuja.

𝛼 = (𝛼𝐷𝛼𝐹𝛼𝐵)1/3 ( 6 )

Para el cálculo del valor de 𝛼 del componente clave ligero en función del componente clave

pesado, se realiza el cociente entre la presión de vapor del ligero y la del pesado.

𝛼𝐶𝐿 =𝑃𝑣𝐶𝐿𝑃𝑣𝐶𝐻

( 7 )

2.3. Cálculo del reflujo mínimo (Ecuación de Underwood)

Underwood dedujo dos expresiones de donde se obtiene el reflujo mínimo:

∑𝛼𝑖𝑟̅̅ ̅̅ 𝑧𝑖𝐹𝛼𝑖𝑟̅̅ ̅̅ − 𝜃

= 1 − 𝑞 ( 8 )

∑𝛼𝑖𝑟̅̅ ̅̅ 𝑥𝑖𝐷𝛼𝑖𝑟̅̅ ̅̅ − 𝜃

= 1 + 𝑅𝑚𝑖𝑛 ( 9 )

Donde q es el estado térmico de la alimentación, en este caso 1 dado que entra líquido

saturado al punto de burbuja, y r es el componente de referencia al cual se evalúan las

volatilidades relativas, el clave pesado.

El valor de las volatilidades medias de cada componente se realiza mediante la raíz cúbica del

producto de las volatilidades de ese mismo compuesto evaluadas en el destilado, en colas y en la

etapa de alimentación.


16

La ecuación (8) se resuelve iterativamente para una raíz θ que satisfaga 1 < 𝜃 < 𝛼𝐶𝐿.

Con el valor obtenido de θ se resuelve la ecuación (9) obteniéndose el valor del reflujo mínimo.

El valor del reflujo operativo será 𝑅 = 1,5𝑅𝑚𝑖𝑛.

2.4. Cálculo del número de etapas teóricas

Su valor depende de las relaciones de reflujo, tanto mínimo como de operación, y del número

mínimo de etapas. Todos estos factores se combinan en una correlación empírica, siendo la más

simple la desarrollada por Gilliland:

ф =𝑁 − 𝑁𝑚𝑖𝑛

𝑁 + 1= 1 − exp((

1 + 54.4𝐹

11 + 117.2𝐹) (

𝐹 − 1

√𝐹)) ( 10 )

Donde:

𝐹 =𝑅 − 𝑅𝑚𝑖𝑛

𝑅 + 1 ( 11 )

De estas dos ecuaciones se obtiene N, el número de etapas teóricas.

La caldera constituye una etapa teórica de equilibrio; por lo tanto, el número de platos teóricos

será el número de etapas teóricas menos uno.

2.5. Cálculo de la eficiencia global y número de etapas reales

Una vez que se ha encontrado el número de etapas de equilibrio, necesarias para determinada

operación, debe especificarse el equivalente a ellas en términos de etapas reales, debido a que, en

general, las corrientes de producto se desvían de sus condiciones de equilibrio.

Para ello, se define la eficiencia del plato, la cual varía de un plato a otro, pero en general, para

minimizar la complejidad de los cálculos se utiliza una eficiencia global para toda la torre, cuya

definición es:

𝐸0 =𝑁𝑖𝑑𝑒𝑎𝑙𝑁𝑟𝑒𝑎𝑙

( 12 )

Los factores que influyen sobre el valor de la eficiencia son:

Limitaciones de la transferencia de materia y calor

Separación incompleta de fases

Configuración de flujo y efectos de mezclado

Arrastre del líquido por el vapor


17

Estos factores a su vez dependen de las propiedades físicas del sistema, del diseño del plato y

de la hidrodinámica de los flujos. Todo esto hace que los cálculos de eficiencia sean muy

complejos; sin embargo la eficiencia global puede correlacionarse a partir de datos experimentales

sin tener en cuenta estos factores de forma directa.

O’Connel obtuvo una correlación bastante buena para las torres de destilación. Esta correlación

tiene como parámetros de entrada la volatilidad relativa del componente clave ligero con respecto

del pesado, y la viscosidad de la mezcla líquida, ambos calculados a la temperatura media de la

torre:

𝐸0 = −0.1319 ∙ ln (𝛼𝐶𝐿𝜇𝑙1000

) − 0.3918 ( 13 )

Una vez se calcula la eficiencia, el número de etapas reales se puede determinar despejando de

la ecuación (12):

𝑁𝑟𝑒𝑎𝑙 =𝑁𝑖𝑑𝑒𝑎𝑙𝐸0

( 14 )

El número de platos reales será el número de etapas reales menos una, puesto que la caldera

constituye una etapa de equilibrio.

2.6. Ubicación del plato de alimentación (Ecuación de Kirkbride)

Para determinar el plato de alimentación de la columna, se utiliza la ecuación desarrollada por

Kirkbride que aproxima la localización de este plato:

𝑁𝑆𝑈𝑃𝑁𝐼𝑁𝐹

= [𝑧𝐻𝑧𝐿

(𝑥𝐿,𝐵𝑥𝐻,𝐷

)

2𝐵

𝐷]

0,206

( 15 )

De este modo se encuentra una relación entre el número de platos de la zona de

enriquecimiento y el número de platos de la zona de agotamiento. El valor de cada uno de ellos se

obtiene combinando la anterior ecuación con:

𝑁𝐼𝑁𝐹 = 𝑁 −𝑁𝑆𝑈𝑃

( 16 )

Por último se realiza una corrección al número de platos de la sección de enriquecimiento:

𝑁′𝑆𝑈𝑃 = 𝑁𝑆𝑈𝑃 − 0,5 log𝑁

( 17 )


18

2.7. Cálculo del diámetro

El diámetro de la torre depende de los caudales que fluyen a través de la misma. En ocasiones,

estos caudales son menores en una sección de la columna que en la otra. Por ello, se calcula el

diámetro para cada sección y se elige el mayor de los dos, el que trabaja con menor velocidad,

evitando así la posible inundación.

Se toman las propiedades físicas de la sustancia más volátil (estireno) para la sección de

enriquecimiento y del menos volátil (1-metil,3-etilbenceno) para la sección de agotamiento.

El diámetro de una torre tiene que ser lo suficientemente grande para poder tratar los fluidos a

velocidades que no causen inundación. Por ello, se calcula la velocidad del gas para la situación de

inundación (uF) y se utiliza para el diseño un valor menor (u) que asegure una operación

adecuada. En este caso se ha escogido un valor de u igual al 85 % de la velocidad de inundación.

Esta velocidad de inundación depende de las densidades de la mezcla de líquido y vapor (ϱL,

ϱV) y de la constante de inundación CSB, también denominada constante de Souders y Brown, que

se determina, conociendo el valor del espaciado entre platos y de FLV, mediante la siguiente

gráfica.

𝐹𝐿𝑉 =𝐿

𝑉

𝑀𝐿

𝑀𝑉√𝜌𝑉𝜌𝐿

( 18 )

Gráfica 1: Valores de CSB en condiciones de inundación (HOLLAND, 1981)


19

Una vez calculada esta constante ya es posible determinar la velocidad de inundación mediante

la siguiente expresión, donde σ es la tensión superficial del líquido en dyn/cm.

𝐶𝑆𝐵 = 𝑢𝐹 (𝜌𝑉

𝜌𝐿 − 𝜌𝑉)0,5

(20

𝜎)0,2

( 19 )

A partir de la velocidad de inundación, se puede calcular la velocidad de operación:

𝑢 = 0,85 · 𝑢𝐹

( 20 )

Con este valor se determina el área y posteriormente el diámetro de la columna. Al área neta

se le aplica un factor de seguridad del 85 % que da el área total.

𝐴𝑛𝑒𝑡𝑎 =

𝑉 · 𝑃𝑀𝜌𝑉𝑢

( 21 )

𝐴𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙 =𝐴𝑛𝑒𝑡𝑎0,85

( 22 )

𝐴𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙 =𝜋

4𝐷2

( 23 )

Estos cálculos se realizan para la sección de enriquecimiento y de agotamiento

respectivamente, y el mayor diámetro obtenido será el diámetro de la columna.

2.8. Cálculo de la altura

La altura final que tendrá la columna será igual al número de platos reales que contenga (N-1),

multiplicado por el espaciado entre ellos (t). Además, por encima del primer plato de la torre se

coloca un separador de gotas, y para tenerlo en cuenta se adiciona a la altura de la columna

calculada un valor que se estima alrededor de 1,5 metros.

En el fondo de la columna, por debajo del último plato se coloca la tubería salida de colas y un

espacio para el sello líquido en el fondo. Por ello, se adiciona a la altura final de la torre un término

de hfondo, el cual es siempre mayor que hcabeza y que será alrededor de 3 metros.

La altura final de la torre será:

𝐻 = (𝑁𝑟𝑒𝑎𝑙 − 1) · 𝑡 + ℎ𝑐𝑎𝑏𝑒𝑧𝑎 + ℎ𝑓𝑜𝑛𝑑𝑜 ( 24 )


20

2.9. Bandejas

2.9.1. Tipo de bandeja

Debido a que se trata un caudal intermedio, serán empleadas bandejas de flujo cruzado y paso

simple. Este tipo de bandejas tienen una alta eficacia, además de ser las más sencillas y

económicas.

2.9.2. Espesor de bandeja

Para el espesor de las bandejas se toman 2 mm, ya que es un valor estipulado para este tipo de

columnas.

2.10. Rebosadero

2.10.1. Altura del rebosadero (hw)

La altura del rebosadero determina la cantidad de líquido en el plato. Para columnas que

operan a vacío, hay que reducir la caída de presión. Como valor estipulado se considera una altura

de 2 pulgadas, 50,8 mm.

2.10.2. Longitud del rebosadero (lw)

La longitud del rebosadero fija el área de la bajante y variará entre el 60 % y el 85 % del

diámetro de la columna. En este caso se tomará un 77 %.

𝑙𝑤 = 0,77 · 𝐷𝑐 ( 25 )

2.10.3. Altura del líquido sobre el rebosadero (how)

La altura del líquido sobre el rebosadero se determina mediante la expresión (26):

ℎ𝑜𝑤 = 66,6 · (𝑄𝑙𝑙𝑤)0,67

( 26 )

2.10.4. Distancia entre rebosaderos (Lf)

La distancia entre rebosaderos se toma como un 77 % del diámetro de la columna.

𝐿𝑓 = 0,77 · 𝐷𝑐 ( 27 )


21

2.11. Dimensionamiento del plato

2.11.1. Espaciado entre platos

Teniendo en cuenta el diámetro de la columna y que ésta opera a vacío, se toma un valor de

0,5 m para el espaciado entre los platos.

Figura 6. Esquema del interior de la columna

Para el dimensionamiento de los platos hay que determinar una serie de áreas indicadas en la

anterior figura, para el cálculo de las cuales será necesario conocer el diámetro de la columna (DC),

calculado anteriormente. Estas áreas se calculan empleando las siguientes expresiones.

2.11.2. Área total transversal de la columna (At)

𝐴𝑡 =𝐷𝐶2

4 ( 28 )

2.11.3. Área transversal de la bajante (Ad)

𝐴𝑑 = 0,12 · 𝐴𝑡 ( 29 )

At

An

Aa

Ah

Ad


22

2.11.4. Área activa (Aa)

𝐴𝑎 = 𝐴𝑡 − 2 · 𝐴𝑑 ( 30 )

2.11.5. Área neta (An)

𝐴𝑛 = 𝐴𝑡 − 𝐴𝑑 ( 31 )

2.11.6. Fracción del área total activa (Ah)

Para determinar la fracción del área total activa se escoge el valor mayor de las dos siguientes:

𝐴ℎ = 0,10 · 𝐴𝑑 ( 32 )

𝐴ℎ = 0,10 · 𝐴𝑡 ( 33 )

2.11.7. Área de los agujeros (Ah)

El área de los agujeros se calcula una vez elegido el diámetro de estos, que suele variar entre

2,5 y 10 mm. Esta área suele ser el 10 % del área activa para no producir ni goteo ni elevadas

caídas de presión.

𝐴ℎ =𝑑ℎ2

4 ( 34 )

2.11.8. Número de agujeros

El número de agujeros de los platos se calcula dividiendo la fracción del área total activa entre

el área de un agujero.

𝑁𝑎𝑔𝑢𝑗𝑒𝑟𝑜𝑠 =𝐴ℎ

𝐴𝑎𝑔𝑢𝑗𝑒𝑟𝑜 ( 35 )

2.11.9. Espaciado entre agujeros

Para calcular el espaciado entre agujeros, se utiliza la Gráfica 2. Se calcula el porcentaje de área

libre (𝐴ℎ

𝐴𝑎) y, según la disposición de estos agujeros (triangular o cuadrada), se determina la

relación entre el espaciado (o pitch, PT) y el diámetro del agujero. Conocido el diámetro ya es

posible determinar el espaciado.


23

Gráfica 1: Porcentaje de área libre frente a relación pitch-diámetro (para disposición triangular o cuadrada)

2.12. Comprobación de la inundación

Para comprobar que la suposición anterior de que la velocidad de operación supone un 85 % de

la de inundación, se recalcula este factor y el resultado tiene que ser aproximadamente el 85 %

supuesto.

𝑢 =𝑄

𝐴𝑛 ( 36 )

𝐹 = 0,85 =𝑢

𝑢𝐹 ( 37 )


24

2.13. Arrastre

Para determinar la cantidad de líquido arrastrada, se emplea la siguiente gráfica. Conociendo

FLV y el porcentaje de inundación, de ella se extrae la fracción de arrastre, .

Gráfica 2. Fracción de arrastre a partir de Flv y porcentaje de inundación.

Conocida la fracción de arrastre, ya es posible determinar la cantidad de líquido arrastrada por

el vapor (e):

𝑒 =𝜑 · 𝐿

1 − 𝜑 ( 38 )


25

2.14. Caída de presión en la columna

La caída de presión total en la columna se calcula como la suma de la caída de presión en la

bandeja seca y la caída de presión de la masa burbujeante.

∆𝑃𝑡 = ∆𝑃𝑑𝑟𝑦 + ℎ𝑎 ( 39 )

2.14.1. Caída de presión en la bandeja seca (ΔPdry)

La caída de presión en la bandeja seca se calcula mediante la ecuación (40):

∆𝑃𝑑𝑟𝑦 = 5,08 ·𝜌𝑣𝜌𝐿

· 𝑢ℎ2 · (

1

𝐶𝑣0)

2

( 40 )

Siendo uh:

𝑢ℎ =𝑄

𝐴ℎ ( 41 )

El parámetro(1

𝐶𝑣0)2

se determina mediante la gráfica siguiente, calculando 𝐴ℎ

𝐴𝑎 y llevándolo al

eje x:

Gráfica 3. Parámetro (𝟏

𝑪𝒗𝟎)𝟐

a partir de 𝑨𝒉

𝑨𝒂 (Gross % free area)


26

2.14.2. Caída de presión de la masa burbujeante (ha)

La caída de presión de la masa burbujeante se calcula mediante la ecuación (42):

ℎ𝑎 = 𝑄𝑝 · (0,1 · ℎ𝑤 + ℎ𝑜𝑤) ( 42 )

Para determinar ha es necesario conocer el valor del factor de aireación, Qp. Para ello se

determina el factor Fva a partir de la siguiente expresión:

𝐹𝑣𝑎 =𝑄𝑣𝐴𝑎

√𝜌𝑣 ( 43 )

Conocido Fva, de la siguiente gráfica se extrae el valor del factor de aireación (Qp).

Gráfica 4. Factor de aireación (Qp) y a partir de Fva.

Sabiendo Qp y hw y how (calculados anteriormente) se determina ha. Conocido el valor de caída

de presión en la masa burbujeante, ya se puede calcular la caída de presión total de la columna.


27

2.15. Gradiente de líquido

El gradiente de líquido (Δ) es la carga necesaria para que la masa burbujeante circule por la

bandeja. Para determinarlo, hay que conocer la velocidad de la masa burbujeante (uf), la distancia

entre rebosaderos (Lf) y el radio hidráulico (Rh), según la siguiente expresión:

𝛥 = 104 · 𝑓 ·𝑢𝑓2 · 𝐿𝑓

𝑅ℎ · 𝑔 ( 44 )

La velocidad de la masa burbujeante (uf) se calcula como:

𝑢𝑓 = 100 ·𝑄𝑙

ℎ𝑓 · 𝜑 · 𝐷𝑓 ( 45 )

Siendo la altura de la espuma sobre la bandeja (hf) y la anchura del flujo normal de líquido (Df):

ℎ𝑓 =ℎ𝑎

2𝑄𝑝 − 1

( 46 )

𝐷𝑓 =𝑙𝑤 + 𝐷𝑡

2 ( 47 )

El radio hidráulico, Rh se calcula como:

𝑅ℎ =ℎ𝑓 · 𝐷𝑓

2ℎ𝑓 + 100𝐷𝑓 ( 48 )

El valor de se puede extraer de la Gráfica 5.

Conocidos estos datos ya se puede calcular el número de Reynolds:

𝑅𝑒 =𝑅ℎ · 𝑢𝑓 · 𝜌𝑙

𝜇𝑙 ( 49 )


28

Y con este valor y hw se obtiene el factor de fricción f de la Gráfica 6:

Gráfica 5. Factos de fricción f a partir del Reynolds y hw.

La distancia entre rebosaderos ya ha sido calculada anteriormente, con la ecuación (27).

Por último, g se refiere a la aceleración de la gravedad. Por lo tanto, conocidos todos los

valores ya es posible determinar el gradiente de líquido, Δ, según la ecuación (44).

2.16. Altura del líquido sobre la bajante

La altura del líquido sobre la bajante (hdc) se calcula con la siguiente expresión:

ℎ𝑑𝑐 = ΔP𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙 + 0,1 · ℎ𝑤 + ℎ𝑜𝑤 + Δ + ℎ𝑑𝑎 ( 50 )

Siendo hda la pérdida de carga al pasar por la bajante, que se calcula como:

ℎ𝑑𝑎 = 16,5 · (𝑄𝑙𝐴𝑑𝑎

)2

( 51 )

𝐴𝑑𝑎 = 𝑎𝑙𝑡𝑢𝑟𝑎𝑑𝑒𝑙𝑎𝑏𝑎𝑗𝑎𝑛𝑡𝑒 · 𝐿𝑓 ( 52 )


29

2.17. Máxima altura del líquido sobre el plato

Es necesario hacer una comprobación de la altura máxima del líquido sobre el plato, para saber

si se ha supuesto un espaciado entre bandejas (TS) adecuado. Para líquidos no espumosos, se tiene

que cumplir la siguiente ecuación:

ℎ𝑑𝑐𝑄𝑝

< 0,9 · 𝑇𝑆 ( 53 )

2.18. Goteos o derrames

También hay que determinar si hay goteos o derrames. Para que estos sean aceptables, debe

cumplirse la siguiente expresión:

∆𝑃𝑑𝑟𝑦 + ℎ𝜎 ≥ ℎ𝑤 + ℎ𝑜𝑤 ( 54 )

Siendo ℎ𝜎 la pérdida de carga debido a la formación de las burbujas, calculada mediante:

ℎ𝜎 = 4,14 · 104 ·𝜎

𝜌𝑙 · 𝑑ℎ ( 55 )

También se puede comprobar usando la siguiente gráfica, donde el punto de operación debe

estar por encima de la línea Ah/Aa:

Gráfica 6. Comprobación de goteos o derrames aceptables.


30

2.19. Tiempo de residencia en la bajante

Por último, se determina el tiempo de residencia en la bajante (θ) a partir de la velocidad del

líquido en la bajante (Vd):

𝑉𝑑 =𝐿

𝐴𝑑 · 𝜌𝑙

( 56 )

𝜃 =𝑇𝑆𝑉𝑑

( 57 )

Este tiempo de residencia en la bajante debe ser mayor de 3 segundos.


31

3. Diseño mecánico de la columna

3.1. Espesor de la carcasa de la columna

Para el cálculo del espesor de la carcasa de la columna se utiliza la siguiente fórmula:

𝑡 =𝑃𝑟𝑖

𝑆𝐸 − 0.6𝑃+ 𝐶𝑐 ( 58 )

Donde, t es el espesor en cm, P es la presión de operación, que será la presión de diseño más la

presión de la columna con un 10-15 % de sobredimensionamiento, 𝑟𝑖 el radio interno de la

columna, S la tensión máxima admisible del material, E la eficiencia de las soldaduras y Cc un

sobreespesor de corrosión.

3.2. Espesor de los cabezales

Los cabezales pueden ser de tres formas distintas, hemiesféricos, elípticos y toriesféricos. Para

cada uno el espesor se calcula con una ecuación:

𝐶𝑎𝑏𝑒𝑧𝑎𝑙𝑒𝑠ℎ𝑒𝑚𝑖𝑒𝑠𝑓é𝑟𝑖𝑐𝑜𝑠:𝑡 =𝑃𝐷𝑖

4𝑆𝐸 − 0.4𝑃 ( 59 )

𝐶𝑎𝑏𝑒𝑧𝑎𝑙𝑒𝑠𝑒𝑙í𝑝𝑡𝑖𝑐𝑜𝑠:𝑡 =𝑃𝐷𝑖

2𝑆𝐸 − 0.2𝑃 ( 60 )

𝐶𝑎𝑏𝑒𝑧𝑎𝑙𝑒𝑠𝑡𝑜𝑟𝑖𝑒𝑠𝑓é𝑟𝑖𝑐𝑜𝑠:𝑡 =0.885𝑃𝑅𝐶𝑆𝐸 − 0.1𝑃

( 61 )

El tipo de cabezal empleado depende fundamentalmente de la presión de diseño del equipo.

Generalmente, para presiones de diseño inferiores a 10 bar el uso de cabezales toriesféricos

requiere menores espesores, por lo que resulta más económico. En este caso, se trabaja a presión

menor a la atmosférica, por lo que se utiliza este tipo de cabezal.

Figura 7. Cabezal toriesférico (Google Imágenes).


32

3.3. Comprobación con presión externa

Una vez calculados los espesores tanto de la columna como del cabezal con el método de la

presión interna se debe comprobar si este espesor soporta la presión externa. Al tratarse de una

columna a vacío esta comprobación es muy importante dado que la mayor presión que soportará

será la presión de fuera, en este caso la atmosférica.

Para la comprobación de la presión externa hace falta seguir los siguientes pasos:

Se define el espesor calculado con el método de presión interna.

Se calcula los valores de L y Do, donde Do será el diámetro interno de la columna

calculado anteriormente y L será la distancia entre dos anillos utilizados para hacer más

rígida la columna. Para calcular L hace falta definir un número de anillos necesarios y

dividir la longitud total de la columna entre el número de anillos más 1 como se indica

en la ecuación 62:

𝐿 =𝐿𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙

𝑁ú𝑚𝑒𝑟𝑜𝑑𝑒𝑎𝑛𝑖𝑙𝑙𝑜𝑠 + 1 ( 62 )

Se calculan los cocientes L/Do y Do/L.

Con estos valores se calcula el factor A con la figura 8.

Gráfica 8: Gráfica para cálculo del factor A


33

Con el factor A se calcula la presión externa máxima que puede admitir la columna con

el espesor obtenido anteriormente.

Una vez calculada la presión externa admisible por la columna se comprueba que es mayor que

la presión atmosférica, si no es así, el espesor tanto de la columna como de los cabezales tiene que

ser como mínimo el valor que se observa en la Tabla 1, dependiendo del diámetro que presente la

columna.

Tabla 1: Mínimo espesor dependiendo del diámetro de la columna


34

4. Columnas T-100, T-101 y T-102.

En las columnas T-100, T-101 y T-102 se trata de purificar el estireno, aprovechando las

diferencias entre volatilidades relativas de los distintos componentes.

En este proceso, se utilizan tres columnas de destilación a vacío, puesto que la presión a la que

se trabaja es inferior a la atmosférica, evitando así que aumente la temperatura y que se provoque

la polimerización no deseada del estireno.

Para lograr una mejor separación entre los componentes de la mezcla y obtener el estireno

más puro, las columnas deberían ser híbridas, de forma que en la parte superior a la corriente de

la alimentación se dispone relleno estructurado y en la zona inferior se colocan platos perforados.

La ventaja de utilizar relleno estructurado es que se produce una pequeña caída de presión en

cada etapa de equilibrio. Esto minimiza el gradiente de temperatura a lo largo de la columna, lo

que garantiza una menor temperatura en la caldera y por tanto evita en gran medida la

polimerización del estireno.

Si uno de los monómeros polimeriza lo suficiente como para solidificarse dentro de la

columna, lo hará en la parte inferior, puesto que la temperatura es mayor, depositándose sobre

los platos y dificultando la transferencia de materia en el interior del equipo. La eliminación de

estos residuos solidificados y la limpieza del equipo son más sencillas si se realizan sobre platos

que sobre relleno, por ello se utilizan platos perforados en la parte inferior de la columna.

Además, los costes son menores y no se sacrifica la pureza del producto. En consecuencia, es

ventajoso diseñar columnas híbridas, utilizando tanto relleno como platos.

Sin embargo, debido a la dificultad en su diseño, se han elegido columnas de platos, puesto

que debido a las características del proceso, este tipo de columnas son más adecuadas, como se

explicó anteriormente.

El empleo de tres columnas de destilación en lugar de una se justifica debido a la pureza tan

elevada de estireno que se requiere en este proceso. Debe tenerse en cuenta que la corriente de

alimentación a la etapa de purificación presenta un 99,82 % de estireno y pequeñas

concentraciones de otros compuestos. Todos ellos tienen características similares y por tanto

volatilidades relativas muy próximas. Por ello, la destilación en una única columna sería muy

complicada, puesto que implicaría elevar en gran medida la temperatura, posibilitando la

polimerización del estireno. En consecuencia, será necesario implementar tres columnas de

destilación para que se produzca una buena separación y se obtenga el estireno puro al 99,94 %.


35

4.1. Columna T-100

En la primera columna T-100, se trata de separar el estireno por la corriente de cabezas de los

compuestos más pesados que saldrán por fondos. Se pretende que el producto de fondos tenga

un menor caudal en estireno, para enviarlo a las próximas destilaciones en las columnas T-101 y

T-102.

Se trata de una destilación multicomponente, donde el componente clave pesado (H) es el

1M3-Etilbenceno y el componente clave ligero (L) es el estireno. En este caso existe también un

componente distribuido que será el cumeno.

Esta columna como se explicó anteriormente, es una columna de platos de tipo perforado.

Además el tipo de bandeja es de flujo cruzado y paso simple debido al caudal intermedio que hay

en el plato (35 L/s) y para minimizar costes.

4.1.1. Procedimiento de diseño

Una vez descrito el tipo de columna a utilizar y el fundamento teórico para los cálculos, se

procede al diseño de la columna.

Con las ecuaciones detalladas desde el punto 2.1 hasta el punto 2.6 se calcula el número de

platos reales presentes en la columna y la colocación del plato de alimentación. Los resultados de

estos cálculos se presentan en la Tabla 2.

Tabla 2: Resultados del cálculo del número de platos reales

Cálculo del número de platos

Tª de rocío del destilado (K) 332,63 Tª de burbuja de la alimentación (K) 332,65

Tª de burbuja de colas (K) 345,63 Número mínimo de etapas, Nmin 17

Reflujo mínimo, Rmin 0,81 Reflujo operativo, R

Número de etapas teóricas, N 1,21 33

Número de platos teóricos 32 Eficacia (%) 48,23

Número de platos reales 68 Ubicación del plato de alimentación 34

Separación entre platos (m) 0.5


36

Una vez calculado el número de platos reales y la ubicación del plato de alimentación se

pueden calcular las dimensiones de la columna con la explicación del punto 2.7 y las gráficas

presentes en ese módulo:

Tabla 3: Dimensiones de la columna para la sección de enriquecimiento

Dimensiones de la columna (sección de enriquecimiento)

Flv 0,036 Csb 0,30

Velocidad de inundación (m/s) 5,27 Velocidad de operación (m/s) 3,69

Área neta (m2) 4,91 Área total (m2) 5,57 Diámetro (m) 2,66

Con el valor de Flv y el espaciado entre platos, 0,5 m, se extrae Csb con el que se calcula la

velocidad de inundación y a partir de ahí el resto de parámetros de la Tabla 3, como se explicó

anteriormente.

Tabla 4: Dimensiones de la columna para la sección de agotamiento

Dimensiones de la columna (sección de agotamiento)

Flv 0,035 Csb 0,30

Velocidad de inundación (m/s) 5,36 Velocidad de operación (m/s) 3,75

Área neta (m2) 6,06 Área total (m2) 6,89 Diámetro (m) 2,96

Como se especificó previamente, se toma como diámetro de la columna el diámetro mayor,

que en este caso es el de la sección de agotamiento y se redondea a una cifra entera. Además se

calcula la altura de la columna con el número de platos reales especificados en la Tabla 1 y los

espesores:

Tabla 5: Dimensiones columna T-100

Dimensiones de la columna T-100

Diámetro (m) 3 Altura (m) 38

Espesor columna (mm) 12 Espesor cabezal (mm) 12

Los espesores tanto de la columna como del cabezal, a pesar de obtener unos valores de 5,10 y

3,18 mm respectivamente con el método de la presión interna, se comprobó que no soportaban la

presión externa. Por esta razón, se realiza el diseño con un espesor de 12 mm, que es el valor

estipulado para columnas de 3 m de diámetro, como se puede observar en la Tabla 1.


37

Por último, se calculan las especificaciones dentro de la columna, el diseño de la bandeja que

se introduce, el rebosadero, el dimensionamiento del plato, el arrastre, la caída de presión en la

columna y el tiempo de residencia de las bajantes. Por otro lado, también se estudia que la altura

de líquido sobre la bajante y los goteos y derrames cumplan las especificaciones impuestas. Los

resultados de estos parámetros se detallan en la Tabla 6.

Tabla 6: Dimensiones del interior de la columna

Dimensiones del interior de la columna

Tipo de bandeja Flujo cruzado y paso simple Espesor de la bandeja (mm) 2

Longitud del rebosadero, lw (m) 2,31 Altura del líquido sobre el rebosadero, how (cm) 1,61

Altura del rebosadero, hw (mm) 50,80 Área total de la columna, AT (m2) 7,07

Área transversal de la bajante, Ad (m2) 0,85 Área activa, Aa (m2) 5,37 Área neta, An (m2) 6,22

Fracción del área total activa, Ah (m2) 0,71 Número de agujeros 54600

Cantidad de líquido arrastrada, e (kg/s) 2,41 Caída de presión en la columna, ∆𝑃𝑡 (cm) 26,72

Caída de presión de la bajante seca, ∆𝑃𝑑𝑟𝑦 (cm) 22,70

Qp 0,60 Fva 6,58

Caída de presión de la masa burbujeante, ℎ𝑎 (cm) 4,01 Radio hidráulico, RH (m) 0,17

Gradiente de líquido, ∆ (cm) 0,71 Pérdida de carga al pasar por la bajante, ℎ𝑑𝑎 3,81 Altura del líquido sobre la bajante, ℎ𝑑𝑐 (mm) 37,92

Perdida de carga debida a la formación de burbujas, ℎ𝜎 (cm)

0,46

Velocidad del líquido en la bajante, Vd (m/s) 0,05 Tiempo de residencia en la bajante, θ (s) 10,03

Como se puede observar el valor del tiempo de residencia en la bajante es mayor a 3 segundos,

por lo tanto se cumple una de las especificaciones. Además, se cumple las condiciones de las

ecuaciones 54 y 55.

Por esta razón se establece que el diseño y las deducciones tomadas son adecuados.


38

4.2. Columna T-101

Esta columna se diseña igual que la columna T-100. Se trata también de una columna a vacío y

multicomponente. El tipo de plato es perforado y de flujo cruzado y paso simple.

Las dimensiones de esta columna son las que se detallan en la Tabla 7.

Tabla 7: Características de la columna T-101


Reflujo operativo, R Número de platos reales

Ubicación del plato de alimentación Separación entre platos (m)

Diámetro (m)

1,20 30 16 0,5 3,3

Altura (m) 19 Espesor columna (mm) 12 Espesor cabezal (mm) 12

4.3. Columna T-102

La columna T-102 a pesar de manejar un caudal mucho menor que la columna T-101 tiene las

mismas dimensiones. Se trata, igual que las anteriores de una columna a vacío multicomponente.

Los platos diseñados son platos perforados y de flujo cruzado y paso simple.

Las dimensiones de la columna se detallan en la Tabla 8.

Tabla 8: Características de la columna T-102


Reflujo operativo, R Número de platos reales

Ubicación del plato de alimentación Separación entre platos (m)

Diámetro (m)

1,20 30 16 0,5 3,3

Altura (m) 19 Espesor columna (mm) 12 Espesor cabezal (mm) 12

Una vez diseñadas las tres columnas, se estudia el material del que se fabrican todas ellas. Los

materiales de construcción afectan significativamente el coste de los equipos; por lo tanto, como

se trata de columnas grandes, para minimizar costes se usa acero al carbono.

Por último, es necesario seleccionar el soporte capaz de aguantar el peso de las columnas y

todas las fuerzas a las que estarán sometidas. Por tanto, se elige el soporte de faldón puesto que

es el más recomendable y convencional para tanques o columnas verticales que no presenten una

carga muy grande.


39

5. Bibliografía

C. WANKAT, P. Ingeniería de procesos de separación. Pág. 301. México, 2008. Ed. Pearson.

COULSON’S AND RICHARDSON’S. Chemical engineering. Volumen 2, pág. 625 . Oxford, 2002.

HOLLAND. Fundamentals of Multicomponent Distillation. 1981.

Intercambiador de calor


41

Índice

1. Intercambiadores de calor .................................................................................................. 42

1.1. Procedimiento de diseño ............................................................................................ 45

1.1.1. Calor transmitido ................................................................................................. 45

1.1.2. Diferencia de temperatura media logarítmica .................................................... 45

1.1.3. Diferencia de temperatura media real ................................................................ 46

1.1.4. Estimación del coeficiente global de transmisión de calor ................................. 48

1.1.5. Área de transferencia necesaria.......................................................................... 49

1.1.6. Configuración del intercambiador ...................................................................... 49

1.1.7. Número de tubos ................................................................................................ 50

1.1.8. Número de pasos por tubo ................................................................................. 51

1.1.9. Diámetro del haz de tubos .................................................................................. 51

1.1.10. Diámetro de la carcasa ........................................................................................ 52

1.1.11. Deflectores .......................................................................................................... 53

1.1.12. Coeficientes individuales de transmisión de calor .............................................. 55

1.1.13. Coeficiente de ensuciamiento y conductividad térmica ..................................... 58

1.1.14. Pérdida de carga .................................................................................................. 59

1.2. Intercambiador E-103.................................................................................................. 62

1.2.1. Procedimiento de diseño .................................................................................... 63

2. Bibliografía .......................................................................................................................... 69


42

1. Intercambiadores de calor

Un intercambiador de calor es un dispositivo empleado para transferir calor entre dos

fluidos que se encuentran a diferentes temperaturas, los cuales están separados por una

barrera sólida o se encuentran en contacto.

Los intercambiadores de calor son tan importantes y tan ampliamente utilizados en la

industria, que su diseño ha experimentado un gran desarrollo, existiendo en la actualidad

normas ideadas y aceptadas por TEMA (Tubular Exchanger Manufacturers Association) que

especifican con detalle los materiales, métodos de construcción, técnicas de diseño y sus

dimensiones.

Debido a la variedad de intercambiadores de calor existentes, a la hora de seleccionar cuál

de ellos es más apropiado para la tarea que le corresponde es necesario tener en cuenta varios

factores. El más importante es la razón de transferencia de calor: un intercambiador debe ser

capaz de transferir el calor a una razón específica para lograr el cambio deseado en la

temperatura del fluido. También es importante considerar el tipo de fluidos que intervienen,

las limitaciones de tamaño y peso y la presencia de algún proceso de cambio de fase. Otro

factor importante es el económico.

El intercambiador diseñado en esta unidad será de carcasa y tubos. Aunque hay múltiples

tipos de intercambiadores de calor en la industria, se ha seleccionado este modelo puesto que

es el más versátil y el más utilizado a nivel industrial.

Los intercambiadores de calor de carcasa y tubos consisten básicamente en una serie de

tubos cilíndricos colocados en el interior de una carcasa, con el eje de los tubos paralelo al eje

de la carcasa. Se pueden obtener infinitas variaciones de este esquema básico modificando el

número de tubos, el diámetro de tubos, el número de pasos, la disposición de los tubos, el tipo

de cabezal, el diámetro interno de la carcasa, la separación entre el centro de tubos contiguos

(pitch) y el espesor de los tubos. La configuración será elegida en función de la transferencia

de calor requerida, la temperatura de operación, la caída de presión observada y los métodos

empleados para lograr un fácil mantenimiento y evitar la corrosión.

El efecto deseado es aumentar la capacidad de transferencia de calor, pero al aumentar

esta también incrementa el valor de los costes; por lo tanto, debe existir un compromiso entre

el rendimiento y el coste.

Para diseñar el intercambiador de calor, es necesario definir la dirección del flujo, el tipo

de contacto entre fluidos y las fases en las que se encuentran.

El flujo puede ser paralelo en corriente directa o en contracorriente, o flujo cruzado

mezclado o no mezclado. En este último tipo de flujo, los fluidos se mueven en forma

perpendicular entre sí.

El tipo de contacto entre fluidos puede ser indirecto (no hay pared separadora a través de

la que se intercambia calor) o directo (se produce una mezcla entre los dos fluidos).


43

En los intercambiadores de carcasa y tubos, uno de los fluidos circula por la carcasa y el

otro por dentro de los tubos. Los cabezales extremos del intercambiador pueden estar

construidos para que haya varios pasos en el lado de los tubos y/o varios pasos por carcasa.

Normalmente se instalan en el interior de la carcasa deflectores paralelos a los tubos, para

aumentar el coeficiente de convección del fluido del lado de la carcasa.

Las partes fundamentales de este intercambiador son:

➢ Tubos: son los componentes principales, que proporcionan la superficie de

transferencia de calor entre el fluido que circula por el interior de los tubos, y la carcasa.

Generalmente, pueden ser de acero, cobre, aleaciones de aluminio-bronce y acero inoxidable.

Tienen tamaños estándar y diámetros externos que varían desde6,35 a 50,80 mm. El espesor

de los tubos está determinado por catálogos y tiene mucho que ver con la resistencia de los

materiales; cuando se trabaja con intercambiadores cuya longitud es larga se requiere un

mayor espesor que permita mayor estabilidad de los tubos.

Existen dos tipos de disposición de los tubos (triangular o cuadrada) y se les puede colocar

aletas para aumentar la transferencia de calor. Las superficies extendidas se usan cuando uno

de los fluidos tiene un coeficiente de transferencia de calor mucho menor que el otro. En este

caso, no se han utilizado aletas puesto que no se ha considerado necesario.

También pueden tener varios pasos a través del equipo (habitualmente 1, 2, 4 u 8 pasos de

tubo), dependiendo de la caída de presión disponible. A mayores velocidades, aumentan los

coeficientes de transferencia de calor, pero también las perdidas por fricción y la erosión en

los materiales.

El diámetro y la longitud de los tubos, el número de pasos por tubos y el área de

transferencia de calor influyen de modo importante en el coste del equipo, puesto que

dependiendo de la elección de estos parámetros se requerirá una mayor o menor cantidad de

material, aumentando o reduciendo los costes.

➢ Carcasa: generalmente es de sección circular y está hecha de una placa de acero en

forma cilíndrica. El diámetro puede variar desde 150 a 1520 mm. Se debe seleccionar un

diámetro interno de la carcasa que se ajuste lo máximo posible al haz de tubos, para evitar que

el líquido lo puentee, pasando por la parte exterior.

El espacio requerido entre los tubos más exteriores del haz y el diámetro interno de la

carcasa, dependerá del tipo de intercambiador. El número de tubos que entran en una carcasa

está determinado por las normas de la Tubular Exchanger Manufactures Association (TEMA).

Estas tablas muestran el número de tubos dentro de un intercambiador, conocido el diámetro

interno de la carcasa, el tipo de disposición, el pitch, el diámetro de los tubos y el tipo de

cabezal a utilizar.


44

➢ Deflectores: conocidos también como baffles, son dispositivos que se colocan en la

carcasa con los propósitos de controlar la dirección general del flujo del lado de la carcasa,

mantener los tubos en la posición adecuada durante la operación y aumentar la turbulencia

para incrementar la transferencia de calor. Estas características varían según el tipo de

deflector utilizado. Lo más habitual para los equipos de carcasa y tubos es utilizar deflectores

segmentados, los cuales consisten en una lámina de metal perforada y segmentada que se

coloca a una altura equivalente del 75 % del diámetro interno de la carcasa. Otros deflectores

son el de orificio y el de disco y corona, los cuales no son muy utilizados.

➢ Cabezal de tubos: es el dispositivo que permite la distribución del fluido que pasa por

los tubos. Los tres tipos que existen son el cabezal fijo, cabezal flotante y tubos en U.

- Cabezal fijo: en este tipo se colocan los cabezales sin libertad de movimiento dentro de la

carcasa, ya sean soldados o atornillados. La expansión térmica en este tipo de cabezal puede

producir grandes esfuerzos en los tubos haciendo que estos se dañen, por lo que es necesario

acoplarle una junta de expansión térmica para así disminuir el esfuerzo. Su construcción es

simple y de bajo coste. Los tubos pueden limpiarse por el interior, pero debido a que el haz

está fijo a la carcasa, la parte exterior de los tubos no se puede limpiar fácilmente, por lo que

su servicio está limitado a fluidos limpios por carcasa.

- Cabezal flotante: permite evitar los esfuerzos producidos por la expansión y contracción

de los tubos causados por la temperatura, ya que en él los tubos están dispuestos de tal forma

que son independientes de la carcasa mediante una junta elástica, que puede ser de tipo

mecánico o viscoelástico. Además, permite la limpieza externa e interna de los tubos, por lo

que pueden usarse para fluidos sucios, como en refinerías. Este cabezal es el más versátil y el

más caro.

- Tubos en U: al tener un extremo libre, el haz puede expandirse o contraerse en respuesta

a cambios de presión, permitiendo a su vez la libre dilatación de los tubos. Aunque tendría un

menor coste por tener un solo haz, existen costes adicionales por la forma de los tubos y

porque necesitan un diámetro mayor de la carcasa. Su limpieza es difícil por lo que se usa para

fluidos limpios por el interior de los tubos.

En cuanto a la disposición de los fluidos por el intercambiador de calor, se recomienda

colocar el fluido más corrosivo o el más sucio en los tubos. También es preferible que el fluido

caliente o el que soporte una mayor presión, circule por los tubos. Además, se aconseja

colocar el fluido más viscoso o aquel que tenga un menor caudal por la carcasa. Otro criterio a

tener en cuenta es la pérdida de presión, puesto que el fluido con la menor pérdida de carga

permisible debería asignarse al lado de los tubos. De todas formas, sino hay otro factor de

mayor peso y comprobando que las caídas de presión son aceptables, se recomienda disponer

el fluido caliente por tubos y el frío por carcasa.


45

1.1. Procedimiento de diseño

A continuación, se realiza una descripción de cada uno de los pasos llevados a cabo para el

diseño de los intercambiadores de la sección de purificación del estireno.

1.1.1. Calor transmitido

En primer lugar, será necesario seleccionar el fluido que circula por el interior de los tubos

y el que lo hace por la carcasa. Conocidas las características de una de las corrientes que fluye

por el intercambiador es posible determinar el flujo de calor que se intercambia en dicha

unidad mediante la ecuación 1.

𝑄 = 𝑚 · 𝐶𝑝 · ∆𝑇 (1)

Dónde:

Q: Flujo de calor transmitido (W)

𝑚: Caudal másico de una de las corrientes (kg/s)

𝐶𝑝: Calor específico de dicha corriente (J/kg K)

∆𝑇: Variación de temperatura que experimenta dicha corriente (K)

Una vez determinado el flujo de calor, se caracteriza la otra corriente que circula por el

intercambiador mediante la aplicación de un balance de energía.

𝑚1𝐶𝑝1∆𝑇1 = 𝑚2𝐶𝑝2

∆𝑇2 (2)

Por tanto, pueden plantearse dos posibilidades: que se desconozca el caudal másico de la

segunda corriente o la temperatura de entrada o de salida de la misma. En cualquier caso, el

valor de la variable desconocida puede obtenerse fácilmente resolviendo el balance de energía

propuesto en la ecuación 2.

1.1.2. Diferencia de temperatura media logarítmica

La diferencia de temperatura media logarítmica es una variable esencial en el diseño de

intercambiadores que representa la media de temperatura que existe en los intercambios

entre la corriente caliente y la corriente fría del intercambiador de calor. Para flujo en

contracorriente, esta se calcula mediante la ecuación 3.

∆𝑇𝑚𝑙 =(𝑇1−𝑡2)−(𝑇2−𝑡1)

𝑙𝑛𝑇1−𝑡2𝑇2−𝑡1

(3)


46

Dónde:

∆𝑇𝑚𝑙: Diferencia de temperatura media logarítmica (K)

𝑇1: Temperatura de entrada del fluido caliente (K)

𝑇2: Temperatura de salida del fluido caliente (K)

𝑡1: Temperatura de entrada del fluido frío (K)

𝑡2: Temperatura de salida del fluido frío (K)

1.1.3. Diferencia de temperatura media real

La ecuación 3 es válida para sistemas ideales en los que los flujos circulan en

contracorriente y en los que las capacidades caloríficas de los fluidos se mantienen constantes.

Sin embargo; para intercambiadores complejos, como los montajes en carcasa y tubos con

varios pasos de tubos por carcasa o varias carcasas, el flujo no es en contracorriente, sino que

existe una mezcla de flujo en contracorriente, en corrientes paralelas y flujo cruzado.

Por lo tanto, será necesario aplicar un coeficiente de corrección de forma que se obtenga

la diferencia de temperatura media real, la cual tendrá en cuenta todo este tipo de

desviaciones.

∆𝑇𝑚𝑟 = 𝐹 · ∆𝑇𝑚𝑙 (4)

Dónde:

∆𝑇𝑚𝑟: Diferencia de temperatura media real de diseño (K)

𝐹: Factor de corrección de temperatura

Para modificar la diferencia de temperatura media logarítmica y obtener el factor F, se

utilizan los factores de corrección P y R mediante las gráficas representadas en las figuras 1, 2,

3 y 4. En ellas, el eje de abscisas es el valor de P y el eje de ordenadas es el factor de corrección

F correspondiente a cada caso estudiado, para distintos pasos por carcasa y tubos.

El factor de corrección P representa el rendimiento y se calcula a partir de la ecuación 5.

𝑃 =𝑡2−𝑡1

𝑇1−𝑡1 (5)

Dónde t1 y t2 representan las temperaturas de entrada y salida del fluido que circula por

los tubos.

El factor de corrección R representa la relación de las capacidades térmicas y se determina

mediante la ecuación 6, en donde el numerador caracteriza al fluido que circula por carcasa y

el denominador al fluido que circula por tubos.


47

𝑅 =𝑇1−𝑇2

𝑡2−𝑡1 (6)

Dónde T1 y T2 constituyen las temperaturas de entrada y salida del fluido que circula por la

carcasa y t1 y t2 caracterizan al fluido que circula por tubos.

El factor P es el coeficiente de eficacia, que es un indicativo de la eficiencia del intercambio

de calor. Puede variar desde 0, en el caso en el que la temperatura en uno de los fluidos se

mantenga constante, a la unidad, en el caso en el que la temperatura de entrada del fluido

caliente sea igual a la temperatura de salida del fluido frío.

A continuación, se muestran las gráficas para los intercambiadores de carcasa y tubos con

varios pasos por carcasa o varios pasos por tubos. Además, se incorporan también las gráficas

que representan el flujo cruzado de un solo paso con los fluidos de flujo mezclado o no

mezclado.

Figura 1. Factor de corrección para un paso por carcasa y dos o más pasos por tubos

Figura 2. Factor de corrección para dos pasos por carcasa y cuatro o más pasos por tubos


48

Figura 3. Factor de corrección para flujo cruzado de un solo paso con los dos fluidos de flujo no mezclado

Figura 4. Factor de corrección para flujo cruzado de un solo paso con uno de los fluidos de flujo mezclado y el otro no mezclado

1.1.4. Estimación del coeficiente global de transmisión de calor

En un intercambiador, la transferencia de calor comprende convección en cada fluido y

conducción a través de la pared que los separa. En el análisis de los intercambiadores es

conveniente utilizar un coeficiente global de transferencia de calor (U), que tiene en cuenta

tanto la convección como la conducción.

Se debe estimar un valor inicial para el coeficiente global de transmisión de calor U, para

comenzar el proceso de cálculo. La Tabla 1 contiene valores típicos para realizar una primera

aproximación en un intercambiador de carcasa y tubos. El valor supuesto deberá ser

contrastado posteriormente.


49

Tabla 1. Estimaciones del coeficiente global de transmisión de calor en un intercambiador de carcasa y tubos

1.1.5. Área de transferencia necesaria

Para obtener una estimación inicial del área de transferencia de calor necesaria, se utiliza

la ecuación de diseño de un intercambiador.

𝑄 = 𝑈 · 𝐴 · ∆𝑇𝑚𝑟 (7)

Dónde:

𝑄: Calor intercambiado entre ambos fluidos (W)

𝑈: Coeficiente global de transmisión de calor (W/m2 K)

𝐴: Área total de transferencia (m2)

∆𝑇𝑚𝑟: Diferencia media de temperaturas real (K)

1.1.6. Configuración del intercambiador

A continuación, se procede a seleccionar el diámetro, espesor y longitud de los tubos del

intercambiador, así como su disposición (pitch de los tubos). El espesor de los tubos debe

resistir la presión interna y externa y ofrecer suficiente tolerancia a la corrosión. Los valores

estándar más comunes para el diámetro externo y el espesor de los tubos se muestran en la

Tabla 2.


50

Tabla 2. Valores estándar del diámetro externo y espesor de los tubos

Los tubos de 15,88 a 25,40 mm son los que se utilizan en la mayoría de los casos, ya que

permiten construir intercambiadores más compactos y, por tanto, más económicos.

En una carcasa dada, al disminuir el tamaño de los tubos, mayor será el área superficial

disponible para el intercambio de calor, pero también aumenta la dificultad de mantener los

tubos limpios. En general, se usan tubos de ¾ pulg (19,05 mm) para fluidos limpios, de 1 pulg

(25,40 mm) para la mayoría de los fluidos y de 1,5 pulg (38,10 mm) para fluidos muy sucios.

Estas recomendaciones son válidas siempre y cuando la pérdida de carga no sea excesiva, en

cuyo caso habría que rediseñar el intercambiador.

Los valores típicos de las longitudes de los tubos se presentan en la Tabla 3.

Tabla 3. Valores típicos de la longitud de los tubos

1.1.7. Número de tubos

Conocida el área total de transferencia (A) y el área de transferencia de cada tubo (At), es

posible determinar el número de tubos (Nt) a partir de la ecuación 8.

𝑁𝑡 =𝐴

𝐴𝑡=

𝐴

𝜋·𝑑𝑒·𝐿 (8)

Dónde:

𝑑𝑒: Diámetro externo de los tubos (m)

𝐿: Longitud de los tubos (m)


51

1.1.8. Número de pasos por tubo

Posteriormente, se selecciona un número de pasos por tubo tal que la velocidad del fluido

que circula por los tubos y por la carcasa esté comprendida en un determinado rango de

valores.

Para la circulación de líquidos:

En los tubos, generalmente la velocidad de los fluidos de proceso pertenece a un

rango de 1 a 2 m/s. La velocidad máxima admisible sería 4 m/s y la mínima 0,3

m/s, dependiendo de la viscosidad del fluido. La velocidad del agua como líquido

de refrigeración estará comprendida entre los valores de 1,5 a 2,5 m/s.

En la carcasa, la velocidad del fluido debe ser de 0,6 a 1,5 m/s.

Para la circulación de vapores o gases, la velocidad dependerá de la presión de operación y

de la densidad del fluido.

A vacío, de 50 a 70 m/s.

A presión atmosférica, de 10 a 30 m/s.

A alta presión, de 5 a 10 m/s.

La velocidad del fluido que circula por los tubos (vt) se obtiene mediante la ecuación 9.

𝑣𝑡 =

𝑚𝑡𝜌𝑡

𝑁𝑡𝑁𝑝

·𝜋

4·𝑑𝑖

2 (9)

Dónde:

𝑚𝑡: Caudal másico del fluido que circula por los tubos (kg/s)

𝜌𝑡: Densidad del fluido que circula por los tubos (kg/m3)

𝑁𝑡: Número de tubos

𝑁𝑝: Número de pasos por tubo

𝑑𝑖: Diámetro interno de los tubos (m)

1.1.9. Diámetro del haz de tubos

En general, el fluido en el tubo circula en un sentido de ida y vuelta en un número de pasos

a través de los grupos de tubos dispuestos en paralelo, para aumentar la longitud de la

trayectoria de la circulación. La disposición determina el diámetro del haz de tubos (Db), que

se obtiene mediante la ecuación 10.

𝐷𝑏 = 𝑑𝑒 (𝑁𝑡

𝛼)

1

𝛽 (10)

Dónde 𝛼 y 𝛽 son parámetros de diseño.


52

Para seleccionar los valores de estos parámetros, es necesario determinar el espaciado

entre los tubos, denominado pitch. Este se calcula mediante la ecuación 11.

𝑝𝑇 = λ · 𝑑𝑒 (11)

Dónde λ es un factor que multiplica al diámetro externo de los tubos, 𝑑𝑒. Normalmente,

este factor adquiere un valor de 1,25.

Por lo tanto, considerando un espaciado entre tubos (pitch) 1,25 veces el diámetro externo

de estos, los valores de las constantes k1 y k2 para una disposición triangular y una cuadrada se

muestran en las Tablas 4 y 5, respectivamente.

Tabla 4. Parámetros de diseño para una disposición triangular en función del número de pasos por tubos

Tabla 5. Parámetros de diseño para una disposición cuadrada en función del número de pasos por tubos

Una disposición triangular provoca el menor tamaño de carcasa para un área dada.

Mientras que una disposición cuadrada tiene la ventaja de que es mucho más fácil de limpiar.

1.1.10. Diámetro de la carcasa

El diámetro interno de la carcasa en la que se dispone el haz de tubos dependerá del tipo

de intercambiador. En general, oscila entre 150 y 1520 mm. Se debe seleccionar un diámetro

interno que se ajuste lo máximo posible al haz de tubos, para evitar que el líquido lo puentee,

pasando por la parte exterior. Este se calcula a través de la ecuación 12.

𝐷𝑐 = 𝐷𝑏 + 𝐷𝑖 (12)

Dónde:

𝐷𝑐: Diámetro interno de la carcasa (m)

𝐷𝑏: Diámetro del haz de tubos (m)

𝐷𝑖: Diámetro libre, es el espacio requerido entre los tubos más exteriores del haz y la

carcasa (m).


53

Para el cálculo del diámetro libre se utiliza la ecuación 13.

𝐷𝑖 = 𝑘2 · 𝑑𝑏 + 𝑘1 (13)

Dónde:

𝑑𝑏: Claridad (m)

𝑘1 y 𝑘2 son parámetros que dependen del tipo de cabezal (mm)

A continuación, se muestran en la Tabla 5 los valores para las constantes k1 y k2 en mm

dependiendo del tipo de cabezal.

Tabla 6. Valores de los parámetros k1 y k2 en función del tipo de cabezal

Posteriormente, es necesario determinar la claridad. Para ello, se utiliza la ecuación 14.

𝑑𝑏 = 𝑝𝑇 − 𝑑𝑒 (14)

Dónde se recuerda que 𝑝𝑇 es el pitch (espaciado entre tubos), normalmente con un valor

de 1,25 veces el diámetro externo de los tubos.

La relación longitud de tubo / diámetro de la carcasa puede variar desde 5/1 a 15/1.

1.1.11. Deflectores

Los deflectores se usan para dirigir la corriente del fluido a través de los tubos, para

aumentar la velocidad del fluido y, por lo tanto, mejorar la velocidad de transferencia. Al

mismo tiempo, actúan como soporte del haz de tubos. El tipo más común es el segmentario;

sin embargo, también existen de disco y rosquilla o de orificio.

La distancia óptima entre deflectores se determina a través de la ecuación 15.

𝐵 =𝐷𝑐

𝑍 (15)

Dónde


Z: Parámetro que varía entre los valores de 2 y 5.

𝐵: Espacio entre deflectores (m)


54

Una vez conocida la separación óptima entre los deflectores y la longitud de los tubos

previamente seleccionada, se calcula el número de deflectores a partir de la ecuación 16.

𝑁𝑏 =𝐿

𝐵− 1 (16)

Dónde:

𝑁𝑏: Número de deflectores

𝐿: Longitud de los tubos (m)

La ecuación 16 sólo es válida para los casos en los que no se produzca cambio de fase; para

condensadores o reboilers, el espaciado entre deflectores es igual al diámetro interno de la

carcasa.

Posteriormente, se calcula el diámetro de los deflectores. Este será el diámetro de la

carcasa menos un determinado valor, que depende del tipo de carcasa. Estas relaciones se

presentan en la Tabla 7.

Tabla 7. Relaciones para obtener el diámetro de los deflectores

A continuación, es posible determinar el área de flujo de la carcasa, 𝑎𝑝𝑐, cuyo valor vendrá

dado por la expresión 17.

𝑎𝑝𝑐 =𝐷𝑐·𝑑𝑏·𝐵

𝑝𝑇 (17)

De este modo, es posible obtener la velocidad del fluido a través de la carcasa:

𝑣𝑐 =𝐺𝑐

𝜌=

𝑚𝑐

𝜌·𝑎𝑝𝑐 (18)

Dónde:

𝑣𝑐: Velocidad del fluido por la carcasa (m/s)

𝐺𝑐: Velocidad de flujo másico (kg/m2s)

𝜌: Densidad del fluido por la carcasa (kg/m3)

𝑚𝑐: Flujo másico del fluido por la carcasa (kg/s)

𝑎𝑝𝑐: Área de flujo de la carcasa (m2)


55

1.1.12. Coeficientes individuales de transmisión de calor

El cálculo de los coeficientes individuales de transmisión de calor dependerá del tipo

de flujo, tanto en los tubos como en la carcasa.

1.1.12.1. Coeficiente individual del lado de los tubos

Para el cálculo del coeficiente de transmisión de calor del lado de los tubos, es necesario

determinar en primer lugar el número de Reynolds para identificar el tipo de régimen que

sigue el fluido. Este se calcula a partir de la expresión 19.

𝑅𝑒 =𝜌·𝑣𝑡·𝑑𝑖

𝜇 (19)

Dónde:

𝜌: Densidad del fluido a la temperatura media en los tubos (kg/m3)

𝑣𝑡: Velocidad del fluido que circula por los tubos (m/s)


𝜇: Viscosidad del fluido a la temperatura media en los tubos (kg/m s)

A continuación, si el número de Reynolds calculado es menor de 2100, el flujo se considera

laminar y se determina el número de Nusselt de acuerdo con la ecuación 20. Es necesario

obtener este número adimensional para posteriormente a partir de él calcular el coeficiente

individual de transmisión de calor.

𝑁𝑢 = 1,86 · (𝑅𝑒·𝑃𝑟

𝐿

𝑑𝑖

)

1

3

· (𝜇

𝜇𝑤)

0,14 (20)

Dónde 𝑃𝑟 es el un término adimensional denominado número de Prandtl y (𝜇

𝜇𝑤)

0,14 es un

factor de corrección por la variación de la viscosidad en la pared debido a la temperatura de la

pared. Si el fluido es poco viscoso, como ocurre en todos los intercambiadores de esta sección

analizada, la viscosidad en el interior de los tubos, 𝜇, es prácticamente la misma que la

viscosidad en la pared, 𝜇𝑤.

En este caso, si el valor que se obtiene del Nusselt es inferior a 3,5, se utiliza este valor.

Por otra parte, si el número de Reynolds obtenido es mayor de 10000, el flujo se considera

turbulento y el número de Nusselt se determina mediante la ecuación 21.

𝑁𝑢 = 0,027 · 𝑅𝑒0,8 · 𝑃𝑟1

3 · (𝜇

𝜇𝑤)

0,14 (21)

Por el contrario, si el número de Reynolds se encuentra entre 2100 y 10000, el valor del

número de Nusselt se obtiene mediante interpolación entre laminar y turbulento.


56

Para determinar el Nusselt, es necesario conocer el número de Prandtl, que se calcula a

partir de la expresión 22.

𝑃𝑟 =𝐶𝑝·𝜇

𝑘 (22)

Dónde:

𝐶𝑝: Calor específico del fluido que circula por los tubos (J/kg ºC)

𝑘: Conductividad térmica del fluido (W/m ºC)

En consecuencia, una vez conocidos el número de Reynolds y el Prandtl, es posible

determinar el número de Nusselt, y con él se obtiene el coeficiente individual de transmisión

de calor del lado de los tubos, ℎ𝑖 (W/m2 ºC),, mediante la ecuación 23.

𝑁𝑢 =ℎ𝑖·𝑑𝑖

𝑘 (23)

1.1.12.2. Coeficiente individual del lado de la carcasa

Para el cálculo del coeficiente de transmisión de calor del lado de la carcasa, es necesario

determinar también en primer lugar el número de Reynolds para identificar el tipo de régimen

que sigue el fluido. Este se calcula a partir de la expresión 19.

𝑅𝑒 =𝜌·𝑣𝑐·𝑑𝑒𝑞

𝜇 (19)

Dónde:

𝜌: Densidad del fluido a la temperatura media en la carcasa (kg/m3)

𝑣𝑐: Velocidad del fluido que circula por la carcasa (m/s)

𝑑𝑒𝑞: Diámetro equivalente del lado de la carcasa (m)


Para obtener el número de Reynolds será necesario determinar el valor del diámetro

equivalente. Este depende del pitch, pT, del diámetro externo de los tubos, de, y de la

disposición de los tubos empleada y se calculará de forma distinta en cada caso.

En una disposición triangular, el diámetro equivalente se determina mediante la

ecuación 24.

𝑑𝑒𝑞 =4(

𝑝𝑇2

0,86𝑝𝑇−1

2

𝜋𝑑𝑒2

4)

𝜋𝑑𝑒2

(24)


57

En una disposición cuadrada, el diámetro equivalente se determina a través de la

ecuación 25.

𝑑𝑒𝑞 =4(𝑝𝑇

2−𝜋𝑑𝑒

2

4)

𝜋𝑑𝑒 (25)

A continuación, si el número de Reynolds calculado es menor de 2100, el flujo se considera

laminar y se determina el número de Nusselt de acuerdo con la ecuación 26.

𝑁𝑢 = 1,86 · (𝑅𝑒·𝑃𝑟

𝐿

𝑑𝑒𝑞

)

1

3

· (𝜇

𝜇𝑤)

0,14 (26)

Dónde 𝑃𝑟 es el número de Prandtl y el factor de corrección, (𝜇

𝜇𝑤)

0,14, solo se aplica si el

fluido que circula por la carcasa es muy viscoso y si la diferencia de temperaturas entre el

interior de la carcasa y la pared es muy elevada y produce un cambio significativo en la

viscosidad.

En este caso, si el valor que se obtiene del Nusselt es inferior a 3,5, se utiliza este valor.

Por otra parte, si el número de Reynolds obtenido se encuentra entre 2100 y 106, el valor

del número de Nusselt se determina mediante la ecuación 27.

𝑁𝑢 = 0,36 · 𝑅𝑒0,55 · 𝑃𝑟1

3 · (𝜇

𝜇𝑤)

0,14 (27)

Para determinar el Nusselt, es necesario conocer el número de Prandtl, que se calcula a

partir de la expresión 22.

𝑃𝑟 =𝐶𝑝·𝜇

𝑘 (22)

Dónde:

𝐶𝑝: Calor específico del fluido que circula por la carcasa (J/kg ºC)

𝑘: Conductividad térmica del fluido (W/m ºC)

En consecuencia, una vez conocidos el número de Reynolds y el Prandtl, es posible

determinar el número de Nusselt, y con él se obtiene el coeficiente individual de transmisión

de calor del lado de la carcasa, ℎ𝑒 (W/m2 ºC), mediante la ecuación 28.

𝑁𝑢 =ℎ𝑒·𝑑𝑒𝑞

𝑘 (28)


58

1.1.13. Coeficiente de ensuciamiento y conductividad térmica

En la Tabla 8 se pueden observar los valores típicos delos coeficientes de ensuciamiento

para distintos tipos de fluidos y en diferentes estados.

Tabla 8. Coeficientes de ensuciamiento para distintos tipos de fluidos y diferentes estados

Seguidamente, en la Tabla 9 se indican los valores de la conductividad térmica para

distintos materiales y diversas temperaturas.

Tabla 9. Conductividad térmica para distintos materiales a diversas temperaturas

A continuación, se determina el valor del coeficiente global de transmisión de calor, que es

la inversa de la resistencia global a la transmisión, la cual es la suma de las diversas resistencias

individuales. Este coeficiente es necesario referirlo a un área para poder determinar su valor.

En este caso se calcula en base al área externa mediante la ecuación 29.


59

1

𝑈𝑒𝑥𝑡=

1

ℎ𝑒+

1

ℎ𝑒𝑑+

𝑑𝑒𝑙𝑛(𝑑𝑒𝑑𝑖

)

2𝑘𝑤+

𝑑𝑒

𝑑𝑖

1

ℎ𝑖𝑑+

𝑑𝑒

𝑑𝑖

1

ℎ𝑖 (29)

Dónde:

𝑈𝑒𝑥𝑡: Coeficiente global de transmisión de calor basado en el área externa del tubo

(W/m2ºC)

ℎ𝑒: Coeficiente de convección del lado de la carcasa (W/m2ºC)

ℎ𝑖: Coeficiente de convección del lado de los tubos (W/m2ºC)

ℎ𝑒𝑑: Coeficiente de ensuciamiento exterior (W/m2ºC)

ℎ𝑖𝑑: Coeficiente de ensuciamiento interior (W/m2ºC)

𝑘𝑤: Conductividad térmica del material de la pared del tubo (W/m2ºC)

𝑑𝑖: Diámetro interno del tubo (m)

𝑑𝑒: Diámetro externo del tubo (m)

Llegado a este punto, si el valor del coeficiente global de transmisión de calor calculado a

partir de la ecuación 29 difiere significativamente del valor supuesto inicialmente, será

necesario recalcular las características del intercambiador con este nuevo valor del coeficiente

global de transmisión de calor.

1.1.14. Pérdida de carga

La caída de presión que experimenta el fluido al circular por el intercambiador se debe

fundamentalmente a la fricción que este produce con las paredes de la carcasa y de los tubos.

Por lo tanto, será necesario determinar la caída de presión tanto en el lado de los tubos como

en el lado de la carcasa. Si la pérdida de carga es demasiado elevada, será necesario rediseñar

el intercambiador con una configuración diferente.

1.1.14.1. Lado de los tubos

La caída de presión del lado de los tubos se determina a partir de la expresión 30.

∆𝑃𝑡 = 𝑛′′𝑓 (𝐿𝑡

𝑑𝑖) (

𝜇

𝜇𝑤)

−𝑚 𝜌𝑡𝑣𝑡2

2+ 4 𝑛′′ 𝜌𝑡𝑣𝑡

2

2 (30)

Dónde:

∆𝑃𝑡: Caída de presión del lado de los tubos (Pa)

𝑛′′: Número de pasos por tubo

𝑓: Factor de fricción


60

𝐿𝑡: Longitud de los tubos (m)



𝜇𝑤: Viscosidad del fluido a la temperatura de la pared (kg/m s)

𝑚: Factor dependiente del régimen de flujo

𝜌𝑡: Densidad del fluido que circula por los tubos (kg/m3)

𝑣𝑡: Velocidad del fluido en los tubos (m/s)

El valor de 𝑚 y el factor de fricción dependen del régimen de flujo. Si el flujo es laminar, es

decir, si el número de Reynolds determinado mediante la ecuación 19 es menor de 2100, 𝑚

tendrá un valor de 0,25 y el factor de fricción se calculará mediante la ecuación 31.

𝑓 =64

𝑅𝑒 (31)

En cambio, si el flujo es turbulento, 𝑚 tendrá un valor de 0,14 y el factor de fricción se

calculará mediante la ecuación 32.

𝑓 =1

{−2·𝑙𝑜𝑔[𝜀

3,7065·𝑑𝑖−

5,0452

𝑅𝑒·𝑙𝑜𝑔(

1

2,8257(

𝜀

𝑑𝑖)

1,1098

+5,8506

𝑅𝑒0,8981)]}

2 (32)

Dónde 𝜀

𝑑𝑖 es la rugosidad relativa.

1.1.14.2. Lado de la carcasa

La caída de presión del lado de la carcasa se determina a partir de la expresión 33.

∆𝑃𝑐 = 4𝑓 (𝐷𝑐

𝑑𝑒𝑞) (

𝐿𝑡

𝐵) (

𝜇

𝜇𝑤)

−𝑚 𝜌𝑐𝑣𝑐2

2 (33)

Dónde:

∆𝑃𝑐: Caída de presión del lado de la carcasa (Pa)

𝑓: Factor de fricción


𝑑𝑒𝑞: Diámetro equivalente del lado de la carcasa (m)

𝐿𝑡: Longitud de los tubos (m)

𝐵: Espacio entre deflectores (m)


61

𝜇: Viscosidad del fluido a la temperatura media en la carcasa (kg/m s)

𝜇𝑤: Viscosidad del fluido a la temperatura de la pared (kg/m s)

𝑚: Factor dependiente del régimen de flujo

𝜌𝑐: Densidad del fluido que circula por la carcasa (kg/m3)

𝑣𝑐: Velocidad del fluido en la carcasa (m/s)

El valor de 𝑚 y el factor de fricción dependerán también del régimen de flujo y se

obtendrán de la misma manera que en el caso de caída de presión del lado de los tubos, que

dependía de si el flujo era laminar o turbulento.

La pérdida de presión obtenida mediante la expresión 30 para el lado de los tubos, o

mediante la expresión 33 para el lado de la carcasa, debe ser inferior a la caída de presión

máxima, que en líquidos es función de la viscosidad y en gases y vapores es función de la

presión de operación.

Los valores sugeridos de la caída de presión permisible en función de la fase se encuentran

en la Tabla 10 para líquidos y en la Tabla 11 para gases y vapores. Estos valores se pueden usar

como guía general y normalmente dan diseños que están cerca del óptimo.

Tabla 10. Caída de presión permisible para líquidos

Tabla 11. Caída de presión permisible para gases y vapores

Si la caída de presión que experimenta el fluido es demasiado elevada, será necesario

rediseñar el intercambiador con una nueva configuración.


62

1.2. Intercambiador E-103

El intercambiador de calor E-103 de la corriente final de estireno purificado es un

enfriador. Este equipo es necesario para garantizar que la temperatura sea suficientemente

baja, ya que se podrían ocasionar problemas de polimerización debido a las altas

temperaturas.

Este intercambiador, como se explicó anteriormente, es de carcasa y tubos. Debido a que

existe un gran número de configuraciones posibles; en primer lugar, se debe seleccionar el tipo

de intercambiador. En este caso, se elige un AES. La primera letra hace referencia al tipo de

cabezal del extremo frontal del intercambiador, siendo este de canal y cabezal desmontable,

uno de los más frecuentes. La segunda letra hace referencia al tipo de carcasa, siendo esta de

un solo paso, puesto que es la más fácil de mantener. La última letra hace referencia al tipo de

cabezal del extremo posterior, siendo este uno de los más utilizados, el cabezal flotante de

anillo partido, dónde el diámetro del cabezal es mayor que el de la carcasa y hay que

desmontarlo para sacarlo.

El intercambiador de calor AES es un modelo con tubos internos rectos y haz tubular

extraíble, cuya placa tubular fija se encuentra sujeta entre las bridas del lado de la carcasa y las

del lado de los tubos con dos juntas planas y pernos.

En su conjunto, la placa tubular móvil y el cabezal unidos a la placa mediante anillo

partido, pernos y juntas planas conforman el cabezal flotante situado en el interior de la

carcasa. Este diseño permite la máxima transferencia de calor. Este cabezal flotante está

envuelto en una carcasa extendida de más diámetro que debe ser desmontada para permitir la

inspección del cabezal flotante, lo cual implica un aumento de los costes.

Los tubos se unen a la placa tubular mediante soldaduras. Después de soldar los tubos,

estos son expandidos de nuevo para evitar la corrosión por rendija (crevice).

Este tipo de intercambiador es de un solo paso por carcasa, pero brinda disposiciones de

uno o más pasos por tubos. En nuestro sistema, se diseñará el intercambiador de calor con dos

pasos por tubos. El fluido por carcasa fluye una sola vez de derecha a izquierda; mientras que

el fluido por los tubos lo realiza dos veces, primero en paralelo y luego en contracorriente.

El tipo de contacto entre los fluidos es indirecto, puesto que existe una pared separadora a

través de la que se intercambia calor, es decir, no se produce una mezcla entre los dos fluidos.

Normalmente, en este tipo de intercambiadores, los materiales más utilizados son acero al

carbono, acero inoxidable o metales no férricos. Posteriormente se argumentará la elección

del material tanto por carcasa como por tubos.

Las aplicaciones del intercambiador AES son múltiples, puesto que es uno de los más

versátiles. Permite la expansión térmica de los tubos respecto a la carcasa y es fácilmente

desmontable, por lo que puede usarse para fluidos sucios del lado de la carcasa; sin embargo,

es uno de los intercambiadores más caros.


63

Se utiliza principalmente cuando se necesita una fácil limpieza, posibilitada por su haz

tubular extraíble, y además, cuando es esencial una máxima calidad del producto final. Este es

el caso de nuestra unidad, puesto que se desea la obtención del estireno purificado con una

alta calidad y características muy concretas.

Este diseño se utiliza principalmente en las industrias química y petroquímica, así como en

ingeniería del vacío, razón fundamental de la elección de este tipo de intercambiador.

A continuación, será necesario seleccionar los fluidos que circulan por el interior de los

tubos y por la carcasa. Ambos fluidos se encuentran en fase líquida. De todos modos, en este

sistema, el fluido con mayor temperatura es el estireno. Por lo tanto, se recomienda que éste

se coloque por tubos y el agua por carcasa. A temperaturas moderadas, como es este caso, si

se coloca el fluido más caliente en los tubos, se reducirá la temperatura de la superficie de la

carcasa, y por lo tanto se reducirá la pérdida de calor. Además, por cuestiones de seguridad es

preferible esta disposición.

Otra de las razones por las que se elige esta colocación es que el agua es un fluido más

viscoso que el estireno, por lo que deberá circular por la carcasa. En general, siempre que

exista flujo turbulento (como es el caso de esta unidad), se obtendrá un mayor coeficiente de

transmisión de calor si se selecciona el material más viscoso del lado de la carcasa.

Al circular el estireno en el interior tubos, estos deben ser de acero inoxidable para

garantizar la buena calidad del producto final, puesto que el material debe ser hermético y

resistente al ataque del producto, como es el acero inoxidable. Sin embargo; la elección de

este material aumentará en gran medida el coste del intercambiador.

Por otra parte, por el interior de la carcasa circula agua de refrigeración; en consecuencia,

se selecciona como material acero al carbono, debido a que su coste es mucho menor que el

acero inoxidable.

1.2.1. Procedimiento de diseño

Una vez descrito el tipo de intercambiador a utilizar y la disposición de los fluidos por el

interior de los tubos y por la carcasa, se procede a realizar el diseño del mismo.

1.2.1.1. Balance de energía

En primer lugar, se presentan en la Tabla 12 y en la Tabla 13 las características conocidas

de ambas corrientes.


64

Tabla 12. Características de la corriente caliente

Corriente caliente

Fluido Estireno

T entrada (ºC) 61

T salida (ºC) 44

Densidad (kg/m3) 885

Viscosidad (kg/ms) 5,63E-04

Conductividad térmica (W/mK) 1,41E-01

Calor específico (J/kgºC) 1773

Caudal másico (kg/s) 31

Localización Tubos

Tabla 13. Características de la corriente fría

Corriente fría

Fluido Agua

T entrada (ºC) 15

T salida (ºC) 34

Densidad (kg/m3) 1000

Viscosidad (kg/ms) 8,91E-04

Conductividad térmica (W/mK) 6,07E-01

Calor específico (J/kgºC) 4180

Localización Carcasa

Con estos datos de las corrientes y mediante las ecuaciones y gráficas analizadas

anteriormente, es posible determinar:

El flujo de calor que se intercambia en la unidad.

El caudal másico de la corriente de agua que circula por la carcasa.

La diferencia de temperatura media logarítmica para flujo en contracorriente.

Los factores P (rendimiento) y R (relación entre capacidades térmicas) que permiten

definir el coeficiente de corrección F.

La diferencia de temperatura media real en intercambiadores complejos, como es el

caso de los intercambiadores de carcasa y tubos con dos pasos por tubos.


65

Estos resultados se muestran en la Tabla 14.

Tabla 14. Resultados del diseño del intercambiador

Q (W) 9,40E+05

Caudal másico agua (kg/s) 11,83

∆Tml (ºC) 27,99

R 1,12

P 0,37

F 0,93

∆Tml corregido (ºC) 25,95

El factor P es un indicativo de la eficiencia del intercambio de calor que puede variar desde

0 a la unidad. En este caso, el valor obtenido es pequeño pero aceptable, puesto que en

general, las eficiencias de los intercambiadores rondan este valor.

A continuación, se estima un valor inicial del coeficiente global de transmisión de calor en

función de los valores observados en la Tabla 1. Posteriormente, con este coeficiente, es

posible determinar el área de intercambio de calor y proseguir con el diseño del

intercambiador. Estos valores deberán ser comprobados al finalizar el diseño.

1.2.1.2. Diseño geométrico del intercambiador

Seguidamente, se presentan en la Tabla 15 y en la Tabla 16 los parámetros característicos

del diseño geométrico del intercambiador, que se determinan aplicando las ecuaciones

detalladas previamente.

Tabla 15. Diseño geométrico de los tubos

Tubos Caudal másico (kg/s) 31,17

Diámetro externo (mm) 25,40

Espesor (mm) 2

Diámetro interno (mm) 21,40

Longitud (m) 4,88

Número de tubos 133

Velocidad (m/s) 1,47

Número pasos 2

Espaciado entre tubos, pt (mm) 31,75

Claridad, db (mm) 6,35


66

Tabla 16. Diseño geométrico de la carcasa

Carcasa

Caudal másico (kg/s) 11,83

Diámetro haz de tubos, Db (m) 0,44

Espaciado, Di (m) 0,04

Diámetro carcasa, Dc (m) 0,48

Espaciado deflectores, B (m) 0,12

Número deflectores, Nb 40

Diámetro deflectores (m) 0,48

Sección de paso, apc (m2) 0,01

Velocidad (m/s) 1,02

Número de pasos 1

El diámetro, el espesor y la longitud de los tubos mostrados en la Tabla 15 son aquellos

óptimos para este diseño en concreto. La disposición de los tubos es triangular puesto que

posibilita un menor tamaño de la carcasa.

Los tubos de 25,40 mm de diámetro externo son los que se utilizan en la mayoría de los

casos, ya que permiten construir intercambiadores más compactos y, por tanto, más

económicos.

El diámetro y la longitud de los tubos, el número de pasos por tubos y el área de

transferencia de calor influyen de modo importante en el coste del equipo, puesto que

dependiendo de la elección de estos parámetros se requerirá una mayor o menor cantidad de

material, aumentando o reduciendo los costes.

Posteriormente, fue seleccionado un número de pasos por tubo tal que la velocidad del

fluido que circula por los tubos esté comprendida en un rango aceptable de valores (para

líquidos entre 1 y 2 m/s). Del mismo modo sucede con el número de pasos por carcasa, puesto

que la velocidad del fluido a través de la carcasa debe estar comprendida en un rango de 0,6 a

1,5 m/s.

A mayores velocidades, aumentan los coeficientes de transferencia de calor, pero también

las perdidas por fricción y la erosión en los materiales.

1.2.1.3. Coeficiente global de transmisión de calor

Finalmente, se calcula el coeficiente global de transmisión de calor para comprobar si

este difiere significativamente del valor supuesto inicialmente. Si esto ocurre, será necesario

recalcular las características del intercambiador.

Para ello, será necesario obtener los coeficientes de convección y de ensuciamiento tanto

del lado de los tubos como de la carcasa. Además, se selecciona la conductividad térmica de

los tubos a partir de la Tabla 20. Estos valores se presentan en la Tabla 17 y Tabla 18,

respectivamente para tubos y carcasa.


67

Tabla 17. Coeficientes del lado de los tubos para el cálculo del coeficiente global de transmisión de calor

Tubos

Reynolds 49546,14

Prandtl 7,08

Nusselt 295,62

hi (W/m2ºC) 1949,17

Coef. ensuciamiento, hid (W/m2ºC) 5000

Conductividad térmica (W/mK) 16

Tabla 18. Coeficientes del lado de la carcasa para el cálculo del coeficiente global de transmisión de calor

Carcasa

Diámetro eq (mm) 18,06

Reynolds 20656,31

Prandtl 6,14

Nusselt 155,67

he (W/m2ºC) 5232,87

Coef. ensuciamiento, hed (W/m2ºC) 4500

El cálculo de los coeficientes individuales de transmisión de calor dependerá del régimen

de flujo, tanto en los tubos como en la carcasa. En ambos casos el flujo es turbulento.

Finalmente, se determina el valor del coeficiente global de transmisión de calor referido al

área externa de los tubos, mediante la ecuación 28. El valor final obtenido, después de realizar

dos iteraciones es de Uext = 716,51 W/m2K. En consecuencia, el área de intercambio de calor

se puede calcular mediante la ecuación 7, obteniendo un valor de A = 51,7 m2.

1.2.1.4. Pérdida de carga

En último lugar, será necesario determinar la caída de presión tanto en el lado de los tubos

como en el lado de la carcasa. Si la pérdida de carga es demasiado elevada, será necesario

rediseñar el intercambiador con una configuración diferente.

Las caídas de presión se muestran en la Tabla 19, junto con los valores de los coeficientes

de fricción y de rugosidad tanto para los tubos como para la carcasa.


68

Tabla 19: Caída de presión tubos y carcasa

Tubos

Rugosidad (m) 1,50E-05

Factor de fricción 0,02

∆P (Pa) 17896

Carcasa

Rugosidad (m) 4,50E-05

Factor de fricción 0,03

∆P (Pa) 28189

La pérdida de presión debe ser menor que un determinado valor máximo, que en líquidos

es función de la viscosidad. En este caso, para viscosidades inferiores a 1 cP, la caída de presión

admisible es de 35 kN/m2. Si se observa la Tabla 19, se comprueba que tanto en el lado de los

tubos como en el lado de la carcasa, la caída de presión es inferior a este valor.

En consecuencia, el diseño del intercambiador es totalmente adecuado.

En resumen, se trata de un intercambiador de calor de carcasa y tubos 1:2 de tipo AES.

Está compuesto por 133 tubos de acero inoxidable de 4,88 m de largo, 25,40 mm de diámetro

externo y con una disposición triangular en una carcasa de acero al carbono. Esto genera un

área de transferencia total de 51,7 m2.


69

2. Bibliografía

Incropera F.P. y De Witt D.P. (1999) Fundamentos de Transferencia de calor. 4ª Ed. Prentice

Hall 212-213

FUNKE. Intercambiadores de calor de carcasa y tubos. Leine, Alemania. Disponible en:

http://www.funke.de/files/funke_rohrbuendel_wt_es.pdf

http://www.funke.de/files/funke_rohrbuendel_wt_es.pdf

Bomba


71

Índice

1. Introducción ........................................................................................................................ 72

2. Método de diseño ............................................................................................................... 73

2.1. Determinación de la potencia requerida .................................................................... 73

2.2. Carga neta positiva de aspiración ............................................................................... 74

2.3. Tuberías ....................................................................................................................... 75

3. Bomba P-100 ....................................................................................................................... 77

3.1. Cálculos de las conducciones de succión y aspiración ................................................ 77

3.2. Cálculos de la bomba .................................................................................................. 78

4. Bibliografía .......................................................................................................................... 79


72

1. Introducción

Cuando un fluido no posee energía suficiente para vencer las diferencias de altura,

velocidad o presión presentes en el sistema, debidas estas últimas as las condiciones reinantes

en los extremos de una conducción así como a la pérdida de energía por fricción, es preciso

comunicársela con aparatos mecánicos externos adecuados.

Los aparatos destinados a la impulsión de líquidos son las bombas. La principal función de

las bombas es proporcionar la presión necesaria para desplazar un líquido a la velocidad

deseada entre dos puntos del proceso. Se considera que las bombas no producen cambio

apreciable en la densidad del fluido por lo que éste se considera incompresible de forma que

se simplifican las ecuaciones del balance mecánico.

Las bombas pueden clasificarse en cuatro grandes grupos: bombas de desplazamiento

positivo, bombas dinámicas, bombas elevadoras y bombas electromagnéticas. Las bombas más

extendidas en la industria para el transporte de fluidos son las bombas centrífugas debido a

que son versátiles, de fácil manejo y mantenimiento y coste asumible. De este tipo será la que

se diseñe para la unidad de purificación de estireno en cuestión. La impulsión del líquido se

consigue por un desplazamiento volumétrico del fluido por la acción de la fuerza centrífuga.

Por el contrario, la impulsión del líquido en las bombas de desplazamiento positivo se

consigue por un desplazamiento volumétrico del fluido de forma mecánica, ya que el líquido es

confinado en un espacio de la bomba al que se le comunica energía para posteriormente

desplazarlo.

Una bomba centrífuga consiste esencialmente, en un impulsor o rodete que gira en el

interior de una carcasa. El impulsor consta de álabes, abiertas o cerradas, montadas sobre un

eje que se proyecta al exterior de la carcasa. Típicamente, los impulsores protegidos o de tipo

cerrado, suelen ser más eficaces, mientras que los impulsores de tipo abierto o semiabierto se

emplean para líquidos viscosos o que contengan materiales sólidos en suspensión, así como

también en muchas de las bombas de pequeña capacidad empleadas para servicios generales.

Por otra parte, los impulsores pueden ser de succión simple o de succión doble. En los

primeros, el acceso del líquido tiene lugar por un solo lado del rodete mientras que en los

segundos, tiene lugar por los dos lados.

La selección de las bombas se debe realizar atendiendo a varios criterios entre los cuales

se encuentra la naturaleza del líquido a bombear, el caudal requerido y las condiciones de

operación, el coste de la bomba y de la operación o la normativa.

Para el correcto funcionamiento de la planta sin paradas, se ha de disponer de dos bombas

de las mismas características operando en paralelo en la instalación: una para uso y otra para

reserva ante cualquier eventualidad que impida el correcto funcionamiento de la anterior y

obligue su puesta en marcha.


73

2. Método de diseño

2.1. Determinación de la potencia requerida

La potencia requerida por una bomba para la impulsión de una corriente se determina

aplicando un balance de energía mecánica entre el punto desde el cual se quiere impulsar el

fluido (zona de succión) y el punto al cual se quiere hacer llegar dicho fluido (zona de

descarga). La ecuación de este balance es:

𝑊 = 𝑔 · (𝑧2 − 𝑧1) +𝑣22 − 𝑣1

2

2+𝑃2 − 𝑃1

𝜌+∑𝑓𝑠 +∑𝑓𝑑 (1)

Siendo:

- W, el trabajo desarrollado por la bomba (J/kg).

-g, la aceleración de la gravedad (m/s2).

-z, la altura (m).

-v, la velocidad en la zona de descarga (2) y succión (1) (m/s).

-P, la presión en la zona de carga (1) y descarga (2) (Pa).

-ρ, la densidad del fluido (kg/m3).

-∑fs, la pérdida de carga por fricción en la zona de succión (Pa).

-∑fd, la pérdida de carga por fricción en la zona de aspiración (Pa).

Una vez determinado el trabajo de la bomba, se determina la potencia necesaria para

bombear el fluido a la altura deseada, a través de la expresión:

𝑃 =𝑊 · 𝑄 · 𝜌

𝜂 (2)

Siendo

- P, la potencia suministrada por la bomba (W).

- W, trabajo desarrollado por la bomba (J/kg), según la expresión (1).

- Q, el caudal volumétrico del fluido (m3/s).

-ρ, la densidad del fluido bombeado (kg/m3).

- η: eficacia de la bomba.

Las bombas centrífugas trabajan en un rango de eficiencia muy amplio, entre el 40% y el

80%.


74

Téngase en cuenta que en caso de considerarse accidentes en la zona de succión y de

descarga, se deberá considerar la pérdida de carga que estos producen sobre el fluido.

2.2. Carga neta positiva de aspiración

Una parte importante del proceso de selección de la bomba es garantizar que el fluido que

entra a la bomba tenga unas condiciones hidrodinámicas adecuadas para el funcionamiento

correcto del equipo.

Por ello, otro parámetro a determinar para la selección adecuada de las bombas es la

carga neta de aspiración positiva disponible (Net Positive Suction Head). Esto se requiere así

debido a que la pérdida de presión en dicho punto puede ocasionar la vaporización parcial del

líquido, con el consiguiente aumento brusco de volumen; este fenómeno se conoce como

cavitación de la bomba y lleva consigo ruido, disminución de la capacidad y posibles daños en

los elementos de la bomba.

Con el fin de evitar la cavitación, la carga neta positiva de aspiración disponible deberá

ser al menos un 10 % mayor que la carga neta de aspiración positiva requerida, determinada

por el fabricante de la bomba. El valor de la carga neta positiva de aspiración disponible

depende de la presión de vapor del fluido que se bombea, de las pérdidas de la energía en el

tubo de succión, de la ubicación del almacenamiento del fluido y de la presión que se le aplica

al mismo. Se calcula mediante la siguiente expresión:

𝑁𝑃𝑆𝐻𝑑𝑖𝑠𝑝𝑜𝑛𝑖𝑏𝑙𝑒 =(𝑃1 + 𝜌 · 𝑔 · 𝑧1 − ℎ𝑓𝑠 · 𝜌) − 𝑃𝑣

𝜌 · 𝑔 (3)

Siendo:

- NPSH disponible, la carga neta positiva de aspiración disponible (m).

- P1, presión del fluido en la zona de succión (Pa).

- ρ, la densidad del fluido que atraviesa la bomba (kg/m3).

- g, la aceleración de la gravedad (m/s2).

- z1, la altura mínima disponible en el punto de presión P1 (m).

- hfs, las pérdidas de carga por fricción, debidas al flujo por las tuberías y accesorios de la

zona de succión (J/kg).

- Pv, la presión de vapor del fluido a la temperatura de succión (Pa).


75

2.3. Tuberías

Antes de proceder a la justificación de los cálculos de la bomba, es necesario comentar

ciertos datos respecto a las conducciones que se encuentran en la zona de succión y de

descarga de la misma.

Puesto que lo fundamental de esta sección era el cálculo de la bomba, las características

de las tuberías que se especifican en este apartado han sido determinadas de forma

aproximada, a través de gráficos y tablas.

Para la aproximación del diámetro de la tubería, se empleará la ecuación propuesta por

Generaux para el cálculo del diámetro económicamente óptimo de tuberías. Además, se busca

que la velocidad en la zona de succión fuese mayor que en la zona de aspiración. Suponiendo

que las conducciones estudiadas son de acero al carbono, se tiene la siguiente expresión:

𝐷ó𝑝𝑡𝑖𝑚𝑜 = 282 · 𝑚0,52 · 𝜌−0,37 (4)

Siendo

-D óptimo: diámetro óptimo de la tubería (mm).

-m: caudal másico de fluido (kg/s).

-ρ: densidad del fluido (kg/m3).

Una vez calculado el diámetro óptimo, se considerará el diámetro estándar más próximo al

obtenido, a partir de Tabla 1.

Tabla 1:Norma ANSI de diámetros comerciales de tuberías Schedule 40.


76

Otro parámetro indispensable para la caracterización de las tuberías es el número de

Reynolds, que informa sobre el desarrollo del flujo en la conducción clasificándolo en flujo

laminar o turbulento. La situación más habitual en la industria química es que el flujo esté

totalmente desarrollado y tenga un carácter turbulento. Se calcula mediante la siguiente

ecuación:

𝑅𝑒 =𝜌 · 𝑣 · 𝐷𝑖𝑛𝑡𝑒𝑟𝑛𝑜

𝜇 (5)

Siendo

-Re, el número de Reynolds.

-ρ, la densidad del fluido que atraviesa la conducción (kg/m3).

-v, la velocidad del fluido que atraviesa la conducción (m/s).

-D interno, el diámetro interno de la conducción (m).

Conocidos el Reynolds y la rugosidad relativa (ε/D) de la tubería se acude al diagrama de

Moody que se representa en la Figura 1, para evaluar el coeficiente de fricción tanto en la zona

de succión como en la de descarga.

Figura 1: Diagrama de Moody.


77

3. Bomba P-100

Se diseñará de forma detallada la bomba P-100 encargada de impulsar el estireno

purificado procedente de las columnas de destilación hacia el tanque de almacenamiento.

Como ya se indicó anteriormente, se recomienda situar dos bombas idénticas trabajando en

paralelo para evitar la parada de la planta en caso de avería. En la Figura 2 se presenta un

esquema de la bomba P-100 A/B.

Figura 2. Esquema de la bomba P-100 A/B.

3.1. Cálculos de las conducciones de succión y aspiración

A continuación se presenta una tabla en la que se recogen los parámetros de diseño de las

conducciones de succión y de descarga de la bomba P-100 A/B.

Tabla 2. Resumen de los cálculos y resultados del diseño de las tuberías de succión y descarga de la bomba P-100.

Zona succión (Corriente 9)

Zona descarga (Corriente 10)

Caudal másico (kg/s) 31,17 31,17

Caudal volumétrico (m3/h) 125,43 125,43

ρ estireno (kg/m3) 894,65 894,65

μ estireno (cP) 0,73 0,73

Diámetro óptimo (m) 0,13 0,13

Diámetro nominal (in) 10 6

Diámetro interno (m) 0,25 0,13

Área de paso (m2) 0,05 0,01

Longitud (m) 2,55 1,28

Velocidad (m/s) 0,68 2,70

ε/D 0,00018 0,00036

Re 2,14E+05 4,25E+05

El diámetro óptimo calculado con la expresión (4), se ha empleado en la conducción de

descarga. El valor obtenido para la tubería de succión responde a cálculos iterativos.


78

3.2. Cálculos de la bomba

Aplicando la ecuación del balance de energía mecánica (1) y la expresión (3) para la carga

neta de aspiración positiva disponible de la bomba P-100, se obtienen los siguientes

resultados.

Tabla 3. Resultados para la bomba P-100.

Diferencia de alturas (z9-z10) (m) 5

Pérdida de carga en succión (m) 0,10

Pérdida de carga en descarga (m) 1,37

Pérdida de carga total (m) 8,56

Rendimiento (%) 80

Potencia real (kW) 3,49

NPSHdisponible (m) 5,09

Para las pérdidas de carga en la región de succión se ha tenido en cuenta una válvula de

compuerta abierta y un estrechamiento. Para la región de descarga, simplemente se ha tenido

en cuenta un ensanchamiento.

Con estos datos se procede a la selección de la bomba en un catálogo comercial. El equipo

elegido es una bomba centrífuga de la casa Saci Pumps, modelo KDN-80 160, de fundición de

hierro que trabaja a 1450 rpm. Se puede comprobar en el catálogo correspondiente que la

carga neta positiva de aspiración disponible es mayor que la carga neta positiva de aspiración

requerida por la bomba para un caudal de 125 m3/h, por lo que se evita la cavitación.


79

4. Bibliografía

SACI PUMPS KDN standardised centrifugal pumps. Disponible en:

http://sacipumps.com/IMAGES_6/kdn-1.450rpm-info.pdf

http://sacipumps.com/IMAGES_6/kdn-1.450rpm-info.pdf

ANEXO III: COSTES

Purificación de estireno Anexo II: Costes de equipos

2

Índice

1. Columnas ............................................................................................................................... 3

1.1. Coste del recipiente ...................................................................................................... 3

1.2. Coste de los platos ........................................................................................................ 3

1.3. Coste total actualizado .................................................................................................. 4

2. Intercambiadores de calor .................................................................................................... 6

3. Bombas .................................................................................................................................. 7


3

1. Columnas

Para el cálculo de los costes de cada una de las columnas, se considera por separado el

recipiente y los platos, se calculan los costes de cada uno de estos y la suma de los dos será el

coste total de la columna.

1.1. Coste del recipiente

Para determinar el coste del recipiente, se utiliza la expresión ( 1 ):

𝐶 = 𝑎 + 𝑏 𝑆𝑛 ( 1 )

Donde a, b y n son parámetros que se pueden extraer de las tablas 1 y 2, en función

del material. En este caso, S se corresponde con el peso de la carcasa del recipiente (W),

que será calculada según:

𝑆 = 𝑊 = 7,85 𝜋 𝑒 𝐷𝑒(𝐿 + 𝐷𝑒) ( 2 )

Siendo:

e: espesor de la carcasa

De: diámetro externo

L: altura total

1.2. Coste de los platos

Para determinar el coste de todos los platos, primero se calcula el coste de uno de

ellos y posteriormente se multiplica por el número total de platos (N).

𝐶𝑝𝑙𝑎𝑡𝑜𝑠 = 𝑁 · 𝐶𝑝𝑙𝑎𝑡𝑜 ( 3 )

El coste de cada plato se calcula empleando la ecuación ( 1 ), siendo en este caso S el

diámetro de los platos.


4

1.3. Coste total actualizado

Una vez obtenidos los costes por separado del recipiente y de los platos, estos se

suman para dar el coste total de la columna (ecuación ( 4 )).

𝐶𝑐𝑜𝑙𝑢𝑚𝑛𝑎 = 𝐶𝑟𝑒𝑐𝑖𝑝𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 + 𝐶𝑝𝑙𝑎𝑡𝑜𝑠 ( 4 )

Este coste es el que correspondería al año de los valores extraídos de las tablas, por lo

que será necesario actualizar el coste utilizando los índices del coste de equipos en cada

año (del año de las tablas de la bibliografía y del año actual) mediante la ecuación ( 5 ):

𝐶𝑏 = 𝐶𝑎 (𝐼𝑏

𝐼𝑎) ( 5 )

En la que C se refiere al coste e I al índice de costes en ese año (a: año de los datos de

bibliografía, b: año actual).

Tabla 1. Costes de equipos comunes para plantas (SINNOTT)


5

Tabla 2. (Continuación) Costes de equipos comunes para plantas (SINNOTT)


6

2. Intercambiadores de calor

Para determinar los costes de los intercambiadores, se procede de modo similar que con

las columnas. Se obtiene un coste base (Figura 1) que depende de la superficie de intercambio

de calor y de los materiales de la carcasa y de los tubos. A este se le multiplican diversos

factores que tienen en cuenta el tipo de intercambiador (fd),el diámetro de tubo de paso (f),

la longitud (fl), el material de la carcasa y de los tubos (fm), la temperatura (ft), el número de

paso por tubos (fnp) y la presión entre carcasa y tubos (fp), según la ecuación (6).

𝐶 = 𝐶𝑏 · 𝑓𝑑 · 𝑓𝜑 · 𝑓𝑙 · 𝑓𝑚 · 𝑓𝑡 · 𝑓𝑛𝑝 · 𝑓𝑝 ( 6 )

Por último, al igual que en el apartado anterior, el coste resultante se actualiza según los

índices de los años (ecuación (5)).

Figura 1. Coste base para intercambiadores de calor (1998).


7

3. Bombas

El cálculo de los costes de las bombas se realiza de modo análogo al de intercambiadores,

empleando un coste base al que se le multiplican los factores correctores de tipo de bomba

(fd), presión (fp), temperatura (ft) y material (fm) (ecuación (7)). Una vez obtenido este coste, se

actualiza con el índice del año actual (ecuación (5)).

𝐶 = 𝐶𝑏 · 𝑓𝑑 · 𝑓𝑝 · 𝑓𝑡 · 𝑓𝑚 ( 7 )

El coste base de la bomba se determina utilizando la ecuación (1), en la que en este caso S

representa el caudal que atraviesa la bomba en L/s. Se recuerda que a, b y n son parámetros

que se pueden extraer de las tablas 1 y 2.

ANEXO IV: ESTUDIO DE VIABILIDAD

ECONÓMICA

Purificación de estireno Anexo IV: Estudio de viabilidad económica

2

Índice

1. Introducción .......................................................................................................................... 3

2. Costes fijos ............................................................................................................................ 4

2.1. Obra civil ........................................................................................................................ 4

2.2. Equipos mecánicos ........................................................................................................ 4

2.3. Instrumentación y control ............................................................................................. 4

2.4. Seguridad y salud .......................................................................................................... 4

2.5. Mobiliario y equipamiento de edificios......................................................................... 5

2.6. Costes fijos previos a la puesta en marcha ................................................................... 5

2.7. Costes indirectos ........................................................................................................... 5

2.8. Costes de inversión totales ........................................................................................... 5

3. Ingresos por ventas ............................................................................................................... 6

4. Costes de producción anuales ............................................................................................... 7

4.1. Costes de explotación ................................................................................................... 7

4.1.1. Materias primas y servicios generales .................................................................. 7

4.1.2. Mano de obra directa ............................................................................................ 7

4.1.3. Mano de obra indirecta ......................................................................................... 7

4.1.4. Mantenimiento ..................................................................................................... 7

4.1.5. Seguros .................................................................................................................. 7

4.1.6. Costes totales de explotación ............................................................................... 8

4.2. Costes de gestión .......................................................................................................... 8

4.3. Costes de producción totales ........................................................................................ 8

5. Análisis de rentabilidad ......................................................................................................... 9

5.1. Flujo de caja................................................................................................................... 9

5.2. Impuestos ...................................................................................................................... 9

5.3. Intereses ........................................................................................................................ 9

5.4. VAN del proyecto ........................................................................................................ 11

5.5. TIR del proyecto .......................................................................................................... 11

5.6. Payback ....................................................................................................................... 11


3

1. Introducción

El objetivo del presente estudio es realizar un análisis y evaluación financiera del proyecto,

con la finalidad de evaluar la viabilidad económica del mismo. Como margen temporal se

desarrollarán para la vida estimada del proyecto 15 años.

En cualquier proyecto a nivel empresarial la rentabilidad económica es uno de los factores

determinantes. Con este objetivo, se han analizado los costes asociados al proyecto:

construcción, puesta en marcha y operación; así como los beneficios estimados de una venta

de productos. A partir de las proyecciones económicas del entorno de la planta, se han

determinado los parámetros que revelan el grado de rentabilidad de la inversión: el valor

actual neto (VAN), el retorno de la inversión (Pay-back) y la tasa interna de retorno (TIR).

El análisis llevado a cabo en este proyecto sólo se trata de una estimación por lo que

debería tomarse como tal, ya que los datos presentes son aproximaciones a los valores

actuales de mercado.


4

2. Costes fijos

2.1. Obra civil

En este apartado se incluyen las partidas de “Obra civil” e “Instalación eléctrica” del

documento Presupuesto del presente proyecto.

Obra civil 810.000,00 €

Instalación eléctrica 203.000,00 €

Los costes totales derivados de este apartado ascienden a 1.013.000,00 €.

2.2. Equipos mecánicos

En este apartado se incluye el coste de los equipos mecánicos y su montaje, además de los

costes de la instalación de la red de tuberías que los conecta, aislamiento y pintura. Por lo

tanto, los costes correspondientes a este apartado incluyen las partidas presupuestarias de

“Equipos mecánicos” y “Tuberías” analizadas en el documento Presupuesto de este proyecto.

Equipos mecánicos 2.023.000,00 €

Tuberías 1.214.000,00 €

Los costes totales derivados de este apartado ascienden a 3.237.000,00 €.

2.3. Instrumentación y control

En este apartado se tienen en cuenta todos aquellos costes relacionados con los elementos

que facilitan el buen funcionamiento de la planta. Se expondrá pues la partida correspondiente

a “Instrumentación y control” presente en el documento Presupuesto.

Los costes totales derivados de este apartado ascienden a 304.000,00 €.

2.4. Seguridad y salud

En este apartado se incluyen las protecciones individuales y colectivas de la planta, los

equipos de extinción de incendios, las instalaciones de higiene y bienestar, la medicina

preventiva, formación y reconocimientos periódicos.

Los costes totales derivados de este apartado, tal y como se refleja en el documento

Presupuesto de este proyecto, ascienden a 21.000,00 €.


5

2.5. Mobiliario y equipamiento de edificios

En este apartado se incluyen los costes de adecuación de un edificio a las condiciones de

trabajo: equipar las oficinas y los edificios con los elementos básicos típicos de este tipo de

empresas.

Según lo reflejado en el documento Presupuesto, los costes totales de este apartado

ascienden a 102.000,00 €.

2.6. Costes fijos previos a la puesta en marcha

Los costes incluidos en este apartado resultarán de la suma de los costes asociados a la

organización, gestión del proyecto y a la dirección de la obra, a las licencias y permisos.

El total de los costes incluidos en este apartado, tal y como se refleja en el Presupuesto de

este proyecto, ascienden a 51.000,00 €.

2.7. Costes indirectos

Los costes indirectos están referidos a los fondos de contingencias y al capital circulante,

con la finalidad de enfrentar posibles imprevistos que pudieran poner en riesgo los resultados

de la programación financiera del proyecto.

Los costes totales incluidos en este apartado, tal y como se refleja en el Presupuesto del

presente proyecto, ascienden a 203.000,00 €.

2.8. Costes de inversión totales

Como resultado de la suma de los siete apartados anteriores se obtienen los costes de

inversión totales, que ascienden a 4.931.000,00 €.


6

3. Ingresos por ventas

Los ingresos de la planta proceden de la venta del estireno producido, cuyo precio de venta

se sitúa en torno a 1,04 €/kg. Teniendo en cuenta que la producción anual de la planta es de

112.214 kg/h y que trabaja durante 7.200 h/año (lo que significa operar en jornadas de 8 horas

durante 300 días al año), los ingresos anuales por ventas de estireno serán de 837.320.000,00

€.


7

4. Costes de producción anuales

Los costes anuales de producción se calcularán como la suma de los costes de explotación

más los costes de gestión contemplados en el ejercicio anual.

4.1. Costes de explotación

Estos costes incluirán los gastos anuales de materias primas, mano de obra directa,

mantenimiento y seguros.

4.1.1. Materias primas y servicios generales

Las dos materias primas empleadas durante el proceso son el benceno y el etano. También

son necesarios diversos servicios generales tales como agua de refrigeración y vapor de

calefacción para los intercambiadores además de la electricidad.

Benceno: el precio del benceno en el mercado es alrededor de 0,94 €/kg. Para la

cantidad producida de estireno se necesitan 100.695 kg/h de benceno.

Etano: el etano tiene un precio en el mercado de aproximadamente 0,32 €/kg y son

necesarios 48.000 kg/h para la producción de estireno.

Servicios generales: todos los servicios necesarios suponen un coste anual de

1.214.000,00 €.

4.1.2. Mano de obra directa

Se considera que el número total de trabajadores de la planta es de 15 trabajadores, cuyo

salario medio asciende a 30.000 €/año. Así, los costes anuales derivados del pago a los

empleados será de 450.000,00 €.

4.1.3. Mano de obra indirecta

Los costes incluidos en el apartado referido a la mano de obra indirecta, especificada en el

Presupuesto del presente proyecto ascienden a 68.000,00 €.

4.1.4. Mantenimiento

El concepto de costes de mantenimiento se refiere a revisiones periódicas de equipos,

reparaciones y sustitución de piezas. Esta partida representa un 8 % del inmovilizado y

asciende a 383.000,00 €.

4.1.5. Seguros

Esta partida se refiere a seguros sobre almacenes e instalación y se puede considerar un 1

% del inmovilizado, lo que asciende a 48.000,00 €.


8

4.1.6. Costes totales de explotación

Los costes totales de explotación anuales se obtienen como la suma de los apartados

anteriores y ascienden a un total de 792.895.000,00 €.

4.2. Costes de gestión

Además, se consideran como gastos de gestión los gastos comerciales y administrativos.

Estos se estiman en un 5 % de las ventas por lo que suponen al año 41.867.000,00 €.

4.3. Costes de producción totales

Los costes totales de producción representan la suma de los costes de explotación y de

gestión y suponen un total anual de 834.762.000,00 €.


9

5. Análisis de rentabilidad

5.1. Flujo de caja

Los flujos de caja constituyen la suma de todos los cobros menos todos los pagos

efectuados durante la vida útil del proyecto de inversión, que en este caso se considerarán 15

años.

Para establecer los flujos de caja en un año se seguirá el siguiente esquema, en el que se

reflejan los desembolsos (signo negativo) con los ingresos (signo positivo) que se originan a lo

largo de dicho año, de forma que en base a ellos se puede establecer tanto el beneficio bruto,

rendimiento del pago antes de los impuestos, como el neto.

Tabla 1. Cálculo del flujo de caja

Los intereses se calcularán como el porcentaje impuesto sobre la deuda pendiente; a cada

año, el pago de deuda traerá consigo una reducción en la partida de los intereses.

Además, se presentan los flujos acumulados para comprobar la evolución financiera del

proyecto.

5.2. Impuestos

Actualmente, los impuestos para la operación industrial se encuentran en un valor fijado

del 30 %.

5.3. Intereses

Los intereses impuestos en los préstamos bancarios se fijan en un valor del 6 % de la deuda

anual de la sociedad.

+ Ingresos por ventas

- Costes de producción

- Amortización

Beneficios antes de impuestos e intereses (BAIT)

- Intereses

Beneficios antes de impuestos (BAT)

- Impuestos

Beneficios netos (BN)

+ Amortización

Flujo neto de caja


8

Tabla 2. Flujo neto de caja

Año 0 1 2 3 4 5 6 7

Ingresos por ventas - 837.320.000,00 € 837.320.000,00 € 837.320.000,00 € 837.320.000,00 € 837.320.000,00 € 837.320.000,00 € 837.320.000,00 €

Costes de producción - 834.762.000,00 € 834.762.000,00 € 834.762.000,00 € 834.762.000,00 € 834.762.000,00 € 834.762.000,00 € 834.762.000,00 €

Amortización - 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 €

BAIT - 2.294.621,25 € 2.294.621,25 € 2.294.621,25 € 2.294.621,25 € 2.294.621,25 € 2.294.621,25 € 2.294.621,25 €

Intereses - 295.860,00 € - 99.750,70 € - 116.366,35 € - 117.064,20 € - 117.093,51 € - 117.094,75 € - 117.094,80 €

BAT - 1.998.761,25 € 2.394.371,95 € 2.410.987,60 € 2.411.685,45 € 2.411.714,76 € 2.411.715,99 € 2.411.716,05 €

Impuestos - 599.628,37 € 718.311,58 € 723.296,28 € 723.505,64 € 723.514,43 € 723.514,80 € 723.514,81 €

Beneficio neto - 1.399.132,87 € 1.676.060,36 € 1.687.691,32 € 1.688.179,82 € 1.688.200,33 € 1.688.201,20 € 1.688.201,23 €

Amortización - 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 €

Flujo neto de caja - 4.931.000,00 € 1.662.511,63 € 1.939.439,11 € 1.951.070,07 € 1.951.558,57 € 1.951.579,08 € 1.951.579,95 € 1.951.579,98 €

Flujo de caja acumulado

- 4.931.000,00 € - 3.268.488,37 € - 1.329.049,26 € 622.020,81 € 2.573.579,37 € 4.525.158,46 € 6.476.738,41 € 8.428.318,39 €

Año 8 9 10 11 12 13 14 15

Ingresos por ventas 837.320.000,00€ 837.320.000,00 € 837.320.000,00 € 837.320.000,00 € 837.320.000,00 € 837.320.000,00 € 837.320.000,00 € 837.320.000,00 €

Costes de producción 834.762.000,00€ 834.762.000,00 € 834.762.000,00 € 834.762.000,00 € 834.762.000,00 € 834.762.000,00 € 834.762.000,00 € 834.762.000,00 €

Amortización 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 €

BAIT 2.294.621,25 € 2.294.621,25 € 2.294.621,25 € 2.294.621,25 € 2.294.621,25 € 2.294.621,25 € 2.294.621,25 € 2.294.621,25 €

Intereses - 117.094,80 € - 117.094,80 € - 117.094,80 € - 117.094,80 € - 117.094,80 € - 117.094,80 € - 117.094,80 € - 117.094,80 €

BAT 2.411.716,05 € 2.411.716,05 € 2.411.716,05 € 2.411.716,05 € 2.411.716,05 € 2.411.716,05 € 2.411.716,05 € 2.411.716,05 €

Impuestos 723.514,81 € 723.514,81 € 723.514,81 € 723.514,81 € 723.514,81 € 723.514,81 € 723.514,81 € 723.514,81 €

Beneficio neto 1.688.201,23 € 1.688.201,23 € 1.688.201,23 € 1.688.201,23 € 1.688.201,23 € 1.688.201,23 € 1.688.201,23 € 1.688.201,23 €

Amortización 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 € 263.378,75 €

Flujo neto de caja 1.951.579,98 € 1.951.579,98 € 1.951.579,98 € 1.951.579,98 € 1.951.579,98 € 1.951.579,98 € 1.951.579,98 € 1.951.579,98 €

Flujo neto de caja acumulado

10.379.898,37 € 12.331.478,36 € 14.283.058,34 € 16.234.638,33 € 18.186.218,31 € 20.137.798,29 € 22.089.378,28 € 24.040.958,26 €


11

5.4. VAN del proyecto

El VAN o Valor Actual Neto es la suma de los valores actualizados de todos los flujos netos

de caja para un ejercicio determinado. Un valor positivo del VAN proporciona idea de

rentabilidad.

La expresión empleada para calcular el VAN es la siguiente:

𝑉𝐴𝑁 = −𝐼𝑜 + ∑𝑄𝑛

(1 + 𝑖)𝑛

𝑁

𝑛=1

(1)

Donde, 𝐼𝑜 constituye la inversión inicial, Q es el flujo neto de cada año n e i es la tasa de

actualización del dinero.

Un proyecto se considerará rentable si el VAN es mayor que cero.

Para el presente proyecto el valor del VAN es el siguiente:

𝑉𝐴𝑁 = 12.961.578,87 €

5.5. TIR del proyecto

El TIR o tasa interna de retorno será el valor de la tasa de actualización que haga cero el

VAN, es decir, para que se recupere la inversión. Para que un proyecto sea rentable debe tener

un valor de TIR mayor a la tasa de actualización empleada para el análisis.

El valor de la tasa de actualización del dinero que hace cero el VAN de este proyecto es:

𝑇𝐼𝑅 = 38 %

El TIR es mayor que la tasa de actualización empleada (6 %) que, sumado a que el valor del

VAN es mayor que cero, llevan a concluir que el proyecto es rentable.

5.6. Payback

El Payback o plazo de retorno es el tiempo que se tarda en amortizar la inversión teniendo

en cuenta la actualización del dinero. Se calculará haciendo las sumas acumulativas de los

flujos de caja y detectando el punto donde estas se hacen mayores que cero. Ese será el

momento en el cual se comiencen a obtener beneficios.

El cálculo del plazo de retorno del proyecto se puede observar en la Figura 1.


12

Figura 1. Plazo de retorno del proyecto

A partir de esta figura, se concluye que el plazo de retorno de la inversión o payback es de 2

años y 7 meses.

Este valor es relativamente bajo dado que se están considerando solo los costes de la

unidad de purificación del estireno en vez del proceso entero de obtención de estireno. Si se

calculara de todo el proceso el plazo de retorno sería mayor de 5 años, valor aceptable.

€(10.000.000,00)

€(5.000.000,00)

€-

€5.000.000,00

€10.000.000,00

€15.000.000,00

€20.000.000,00

€25.000.000,00

€30.000.000,00

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15Flu

jo d

e c

aja

actu

aliz

ado

(€

)

Años

Plazo de retorno (PayBack)

ANEXO V: FICHAS DE SEGURIDAD

Purificación de estireno Anexo V: Fichas seguridad

2

Índice 1. Ficha técnica de seguridad del etano .......................................................................................... 3

2. Ficha técnica de seguridad del benceno ..................................................................................... 5

3. Ficha técnica de seguridad del estireno ...................................................................................... 7


3

1. Ficha técnica de seguridad del etano


4


5

2.


6

3.


7


8

PLANOS

Productos pesados a

incineración

T-101

T-102

TC

LC

PC

FC

TC

PC

LC

FC

TC

FC

PC

LC

Estireno purificado a

almacenamiento

TC FC

2

3

4

5

7

6

8 9

E-103

P-100 A/B

10

Inertes

Inertes

Inertes

Vapor

Vapor

Vapor

TC

TC

LC

LC

E-100R

E-100C

E-101R

E-102R

E-101C

E-102C

1

Estireno de la

primera separación

FC

TC

LC

T-100

Y-100

Y-101

Y-102



Autoras:


Alicia Morgade Vega


Iria Suárez Corral


Firmas:

Plano: Diagrama de flujoEscala: S.E.Numero de plano: 1


Área de

separación

Oficinas

Sala de

control

Laboratorio

Área de

purificación

Almacenamiento

de productos

Utilidades

Generación

de

electricidad

Instalación

contra

incendios

0

0

24000

17000

34000

66000

100000

165000

60000

145000

78000

78000

62000

47000

92000

19500

100000

128500

61000

91000

47500

83000

35000

112000

101000

102000

42000

T-100

T-101 T-102

E-103

P-100 A/B


Autoras:


Alicia Morgade Vega


Iria Suárez Corral


Firmas:

Plano de implantación

Escala: 1/500Numero de plano: 2


PRESUPUESTO

Purificación de estireno Presupuesto

2

Índice 1. Introducción ................................................................................................................................ 3

2. Presupuestos parciales ................................................................................................................ 4

2.1. Terrenos, obra civil y estructuras ........................................................................................ 4

2.2. Equipos mecánicos y montaje ............................................................................................. 4

2.3. Instalaciones mecánicas ...................................................................................................... 5

2.4. Instalaciones eléctricas ....................................................................................................... 5

2.5. Instrumentación y control ................................................................................................... 5

2.6. Seguridad y salud ................................................................................................................ 6

2.7. Costes indirectos ................................................................................................................. 6

2.8. Licencias, permisos, ingeniería y dirección de obra ............................................................ 6

2.9. Mobiliario y equipamiento de edificios............................................................................... 7

3. Presupuesto total ........................................................................................................................ 8


3

1. Introducción

En esta parte del proyecto se presenta el presupuesto de obra e instalación de la Planta de

Purificación de Estireno descrita en los documentos anteriores.

Para la descripción detallada, se dividirán las partidas en secciones elementales que

proporcionen información de cada una de ellas, como ítems.

El presupuesto de la obra constará de las siguientes partes:

Terrenos, obra civil y estructura metálica: incluye el movimiento de tierras, los

solares, las cimentaciones, el montaje, la maquinaria y mano de obra.

Equipos mecánicos y montaje: corresponde a los equipos que de manera global

conforman la planta y forman parte del proceso, mostrándose el coste unitario y la

cantidad de cada uno de ellos.

Instalaciones mecánicas: se corresponde con la partida alzada para la instalación del

entramado de tuberías, aislar convenientemente los equipos que así lo requieran y

pintar aquellos en los que sea necesario.

Instalación eléctrica: abarca la instalación del cableado, montaje y equipos necesarios

que las exigencias eléctricas de la planta implican.

Instrumentación y control: partida de adquisición, instalación y montaje del sistema

de control.

Seguridad y salud: partida correspondiente a la instalación de sistemas de seguridad y

otros que garanticen la integridad de los trabajadores de la planta, tanto en lo que se

refiere a la obra como en la futura operación normal de la misma.

Costes indirectos: se corresponde al fondo de contingencias y al capital circulante que

se necesitan al inicio del proyecto.

Licencias, permisos, ingeniería y dirección de obra: partida que tiene que ver con la

ejecución de la obra y los cánones que las administraciones imponen a las industrias.

Mobiliario y equipamiento de edificios: partida que engloba todos los gastos

referentes a la adecuación de los edificios como espacio de trabajo.


4

2. Presupuestos parciales

2.1. Terrenos, obra civil y estructuras

El presupuesto parcial correspondiente al apartado de obra civil y estructuras se detalla en la

Tabla 1.

Tabla 1. Presupuesto parcial de obra civil y estructuras

Concepto Descripción Importe total (€)

Edificios y solares

Movimientos de tierras

Cimentaciones

Mano de obra

Materiales y maquinaria

TOTAL 810.000,00 €

2.2. Equipos mecánicos y montaje

El presupuesto parcial de los equipos y montaje de la planta es el que se muestra en la Tabla 2.

Tabla 2. Presupuesto parcial de equipos mecánicos y montaje de la planta

Concepto Descripción Precio unitario (€) Instalación (€) Importe total (€)

T-100 Columna de destilación 490835,74 147250,72 639.000,00 €



E-100C Condensador 28830,47 8649,14 38.000,00 €

E-101C Condensador 28166,77 8450,03 37.000,00 €

E-102C Condensador 28011,75 8403,53 37.000,00 €

E-100R Reboiler 91578,50 27473,55 120.000,00 €

E-101R Reboiler 54694,52 16408,36 72.000,00 €

E-102R Reboiler 54694,52 16408,36 72.000,00 €

E-103 Intercambiador de calor 105012,43 31503,73 137.000,00 €

P-100 A/B 2 Bombas centrífugas 14000,00 4200,00 33.000,00 €

Y-100 Eyector 32000,00 9600,00 42.000,00 €

Y-101 Eyector 32000,00 9600,00 42.000,00 €

Y-102 Eyector 32000,00 9600,00 42.000,00 €

TOTAL 1538769,90

2.023.000,00 €


5

2.3. Instalaciones mecánicas

El presupuesto parcial correspondiente a tuberías, aislamiento y pinturas de la planta se

detalla en la Tabla 3.

Tabla 3. Presupuesto parcial de instalaciones mecánicas


Tuberías

Accesorios

Instalación

Aislamiento

Pintura

TOTAL 1.214.000,00 €

2.4. Instalaciones eléctricas

El presupuesto parcial correspondiente a la instalación eléctrica de la planta se detalla en la

Tabla 4.

Tabla 4. Presupuesto parcial de instalación eléctrica


Cableado

Materiales

Montaje

Aislamientos

Grupo generador y transformador

TOTAL 203.000,00 €

2.5. Instrumentación y control

El presupuesto parcial correspondiente a la instrumentación y control de la planta se detalla

en la Tabla 5.

Tabla 5. Presupuesto parcial de instrumentación y control


Equipos

Materiales

Montaje

Programación

TOTAL 304.000,00 €


6

2.6. Seguridad y salud

El presupuesto parcial correspondiente a la seguridad y salud de la planta se especifica en la

Tabla 6.

Tabla 6. Presupuesto parcial de seguridad y salud


Equipos de protección individual

Equipos de protección colectiva

Instalación de higiene y bienestar

Medicina preventiva

Primeros auxilios

Formación

Sistemas de protección contraincendios

Higiene industrial

TOTAL 21.000,00 €

2.7. Costes indirectos

El presupuesto parcial correspondiente al fondo de contingencias y al capital circulante de la

planta se detalla en la Tabla 7.

Tabla 7. Presupuesto parcial de costes indirectos


Fondo de contingencias

Capital circulante

TOTAL 203.000,00 €

2.8. Licencias, permisos, ingeniería y dirección de obra

El presupuesto parcial correspondiente a licencias, permisos, ingeniería y dirección de obra se


Tabla 8. Presupuesto parcial de licencias, permisos, ingeniería y dirección de obra


Proyecto

Dirección de obra

Gestión de compras

Contratación

TOTAL 51.000,00 €


7

2.9. Mobiliario y equipamiento de edificios

El presupuesto parcial correspondiente a mobiliario y equipamiento de edificios de la planta se


Tabla 9. Presupuesto parcial de mobiliario y equipamiento de edificios


Instalaciones interiores

Instalaciones exteriores

TOTAL 102.000,00 €


8

3. Presupuesto total

El presupuesto total de la planta será la suma de los nueve presupuestos parciales detallados

en el apartado 2. Por tanto, el presupuesto total de la obra de la planta será el que se muestra en

la Tabla 10.

Tabla 10: Presupuesto total

Presupuesto total Importe (€)

Obra civil 810.000,00

Equipos mecánicos 2.023.000,00

Instalación eléctrica 203.000,00

Instrumentación y control 304.000,00

Tuberías 1.214.000,00

Seguridad y salud 21.000,00

Costes indirectos 203.000,00

Mobiliario y equipamiento de edificios 102.000,00

Diseño e ingeniería 51.000,00

TOTAL 4.931.000,00 €

El presupuesto de obra total de la Planta de Purificación de Estireno es de CUATRO MILLONES

NOVECIENTOS TREINTA Y UN MIL EUROS.

Las autoras del proyecto,


Alicia Morgade Vega


Iria Suárez Corral

Documents

Planta de purificación de estireno (1).pdf