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Equation Chapter 1 Section 1

Trabajo Fin de Grado

Grado en Ingeniería Química

Diseño básico, optimización y control de una planta

de producción de Dimetil Éter

Autor: Ángel Márquez Romanco

Tutor: Pedro Ollero de Castro

Dep. Ingeniería Química y Ambiental

Escuela Técnica Superior de Ingeniería

Universidad de Sevilla

Sevilla, 2017

iii

Proyecto Fin de Carrera

Ingeniería Química

Diseño básico, optimización y control de una planta

de producción de Dimetil Éter

Autor:

Ángel Márquez Romanco

Tutor:

Pedro Ollero de Castro

Catedrático de Universidad

Departamento de Ingeniería Química y Ambiental

Escuela Técnica Superior de Ingeniería

Universidad de Sevilla

Sevilla, 2017

v

Proyecto Fin de Carrera: Diseño básico, optimización y control de una planta de producción de Dimetil Éter

Autor: Ángel Márquez Romanco

Tutor: Pedro Ollero de Castro

El tribunal nombrado para juzgar el Proyecto arriba indicado, compuesto por los siguientes miembros:

Presidente:

Vocales:

Secretario:

Acuerdan otorgarle la calificación de:

Sevilla, 2017

El Secretario del Tribunal

vii

A mi familia, amigos y

profesores.

ix

Agradecimientos

Agradecer el apoyo de todo el departamento de Ingeniería Química y Ambiental por la ayuda que me han

ofrecido, conocimiento y por su labor diaria. Especial agradecimiento a Pedro Ollero, mi tutor durante este

proyecto, por su paciencia, sinceras correcciones y sus enseñanzas.

A los profesores de la escuela por ayudarme a adquirir todo el conocimiento necesario para desarrollar esta

profesión.

A mis amigos y compañeros, por el sudor y las lágrimas derramadas durante estos años de trincheras, que

nunca pasarán desapercibidos.

A mi familia por el apoyo incondicional, por la confianza y por hacer más llevaderos los momentos más duros.

xi

Resumen

Se realiza la ingeniería básica, simulación, optimización y control de una planta de producción de dimetil éter

a partir del diseño básico de William L. Luyben

Para llevar a cabo el diseño, se considera una reacción de deshidratación a partir de metanol usando como

catalizador la zeolita HZSM-5, que proporciona alta actividad y selectividad para la formación de dimetil éter.

El producto obtenido se purifica mediante destilación para obtener dimetil éter de elevada pureza y recuperar

el metanol no reaccionado previamente para su recirculación. Para mejorar la eficiencia del proceso se ha

realizado la integración energética de la planta, reduciendo el gasto energético generado por la planta. La

optimización simplificada dejará dos variables de optimización, a partir de la cual se calculará el menor coste

total anual.

Por último, se propone un sistema de control de la planta, así como la instrumentación necesaria.

xiii

Abstract

Basic engineering, simulation, optimization and control of a dimethyl ether production plant are performed

based on the basic design of William L. Luyben.

To carry out the design, a dehydration reaction is considered from methanol using HZSM-5 zeolite as catalyst,

which provides high activity and selectivity for the formation of dimethyl ether.

The product obtained is purified by distillation to obtain high purity dimethyl ether and recovering the

unreacted methanol for recirculation. To improve the efficiency of the process the energy integration of the

plant has been realized, reducing the energy expenditure generated by the plant. The simplified optimization

will leave two optimization variables, from which the lowest TAC will be calculated.

Finally, a system of control of the plant is proposed, as well as the necessary instrumentation.

Índice

Agradecimientos ix

Resumen xi

Abstract xiii

Índice xiv

Índice de Tablas xvi

Índice de Figuras xvii

Notación xix

1 Introducción 1 1.1 Usos y Mercado del Dimetil Éter 1 1.2 Rutas químicas posibles para la producción de DME 2

1.2.1 Formación directa a partir de gas de síntesis 3 1.2.2 Formación a partir de la deshidratación de metanol 3

1.3 Ruta química seleccionada y potencial económico 4 1.4 Propiedades físicas de los componentes puros involucrados 4

1.4.1 Dimetil Éter 4 1.4.2 Metanol 5 1.4.3 Agua 7

2 Sistema de reacción 9 2.1 Reacción química y ruta química seleccionada 9 2.2 Termoquímica y equilibrio químico 10 2.3 Cinética y catálisis química 11

2.3.1 Cinética química 11 2.3.2 Sistema de catálisis heterogénea 11

2.4 Condiciones de operación en el reactor 12

3 Diseño conceptual del proceso 13 3.1 Sistema de reacción 13

3.1.1 Tipos de reactores 13 3.2 Sistema de separación 15

3.2.1 Separar Dimetil Éter y Metanol de Agua 16

xv

3.2.2 Separar Dimetil Éter de Metanol y Agua 17 3.3 Sistema de alimentación y recirculación 18 3.4 Propuesta de diagrama de flujo preliminar 18 3.5 Integración energética 20

3.5.1 Reactor 20 3.5.2 Realimentación y preparado de los reactivos 20

4 Ingeniería básica y Optimización del Diseño Preliminar 23 4.1 Planteamiento, restricciones y simplificaciones en la optimización 23 4.2 Dimensionamiento de los equipos principales de la planta 25

4.2.1 Reactor adiabático 25 4.2.2 Columnas de destilación 26 4.2.3 Equipos de intercambio de calor 27

4.3 Cálculo de los costes de inversion en equipos y de operación 28 4.4 Programa EES de optimización 28

4.4.1 Sistema de reacción 29 4.4.2 Sistema de separación 30 4.4.3 Sistema de alimentación 31 4.4.4 Cálculo de las entalpías de formación 31 4.4.5 Cálculo de los costes y dimensiones de los equipos 31 4.4.6 Presión de vapor del DME y otros compuestos 31

4.5 Resultados de la optimización 32

5 Instrumentación y control de la planta 36 5.1 Objetivos del sistema de control 36 5.2 Sistema de control 37

5.2.1 Sistema de reacción e integración energética 37 5.2.2 Sistema de separación 38 5.2.3 Sistema de alimentación 39

5.3 Instrumentación de la planta 40 5.4 Configuración del sistema de control de la planta 41

6 Documentación del proyecto 43 6.1 Diagrama de flujo de la planta completo 43 6.2 Diagrama P&I 44 6.3 Código del programa EES 45 6.4 Diagrama de flujo alternativo 52 6.5 Ciclo de generación de vapor 54

Referencias 56

ÍNDICE DE TABLAS

Tabla 1-1. Propiedades físicas del DME. [10] 5

Tabla 1-2. Temperatura crítica, de auto ignición y límite de inflamabilidad del DME. [11] 5

Tabla 1-3. Propiedades físicas del MeOH. [10] 6

Tabla 1-4. Temperatura crítica, de auto ignición y límite de inflamabilidad del MeOH. [14] 7

Tabla 1-5. Propiedades físicas del agua. [10] 8

Tabla 3-1. Comparación de las temperaturas de ebullición. 15

Tabla 3-2. Balance de materia y energía preliminar. 20

Tabla 3-3. Características del vapor de agua de proceso [8] [20]. 20

Tabla 3-4. Balance de energía con integración energética. 21

Tabla 4-1. Perfil de presiones de la planta. 24

Tabla 4-2. Especificaciones del balance de materia. 24

Tabla 4-3. Coeficientes de transferencia de calor de los equipos [8] [20]. 27

Tabla 4-4. Precios unitarios de los costes de operación [8] [20]. 28

Tabla 6-1. Balance de energía de la corriente de procesos en HRSG. 55

Tabla 6-2. Balance de energía del agua en HRSG. 55

xvii

ÍNDICE DE FIGURAS

Figura 1-1. Comparación de la eficiencia energética de combustibles fósiles y renovables. [4] 2

Figura 1-2. Estructura del DME. [9] 4

Figura 1-3. Estructura del MeOH. [12] 6

Figura 1-4. Estructura del agua. [15] 7

Figura 2-1. Estructura de la zeolita ZSM-5. a) Unidad estructural. b) Formación de las cadenas. c) Planos

estructurales. d) Sistema de canales. [16] 10

Figura 2-2. Conversión de equilibrio para cada temperatura de salida del reactor. 11

Figura 3-1. Etapas principales del proceso. 13

Figura 3-2. Tipos de reactores sólido – fluido. 14

Figura 3-4. Evolución de la temperatura en el reactor frente a conversión. 15

Figura 3-5. Presiones de vapor frente a temperatura. 16

Figura 3-6. Esquema de separación. Separa DME+MeOH. 16

Figura 3-7. Esquema de separación. Separa DME 17

Figura 3-8. Presiones de saturación y temperatura de MeOH y H2O. 18

Figura 3-9. Diagrama de flujo alimentación y reacción. 19

Figura 3-10. Diagrama de flujo sección de separación. 19

Figura 3-11. Diagrama de flujo con integración energética. 21

Figura 4-1. Caudal de recirculación frente a T1 para diversos tamaños de reactor. 30

Figura 4-2. Evolución del TAC frente a la conversión. 32

Figura 4-3. Estudio del TAC frente a T entrada y x. 33

Figura 4-4. Evolución de T entrada y cantidad de catalizador frente a TAC. 34

Figura 4-5. Resultados del programa de optimización. 34

Figura 5-1. Señales de entrada y salida de una planta química. 36

Figura 5-2. Esquema de control del sistema de reacción e integración. 37

Figura 5-3. Esquema de control del sistema de separación. 39

Figura 5-4. Esquema de control del sistema de alimentación. 40

Figura 5-5. Niveles del sistema SCADA. 41

Figura 5-6. Jerarquía de control de la planta [23]. 42

Figura 6-1. PFD completo de la planta. 43

Figura 6-2. P&I completo de la planta. 44

Figura 6-3. Diagrama de flujo alternativo. 53

Figura 6-4. Esquema de generación de vapor de alta presión [21]. 54

Figura 6-5. Perfil de temperaturas y Pinch. 54

xix

Notación

DME Dimetil éter

MeOH Metanol

T Temperatura

P Presión

Å Ångström

GHG Gases de efecto invernadero

CNG Gas natural comprimido

VLA-ED Valor Límite Ambiental de Exposición Diaria

TAC Coste total anual

1

1 INTRODUCCIÓN

n el capítulo de introducción se presenta el Dimetil Éter, un compuesto orgánico de interés cuya

atención es cada vez más notable, por parte de investigadores y empresas, las cuales comienzan a

implimentarlo en su uso diario gracias a sus ventajas y versatilidad.

Entre el constante crecimiento de su consumo, acompañado de las grandes propiedades de cara al

medioambiente y los estudios aplicados sobre ello, hacen de este compuesto una gran promesa energética,

entre otras consideraciones.

1.1 Usos y Mercado del Dimetil Éter

Actualmente, el DME se considera uno de los compuestos más interesantes debido a la gran cantidad de

aplicaciones que tiene en la industria.

Como uno de los principales usos que se le pueden dar, ha sido convertido en una de las mejores alternativas

como combustible económico y limpio, e incluso considerado un futuro sustituto de otros combustibles fósiles

usados a día de hoy. Se debe a una gran capacidad calorífica y a un escaso o nulo contenido en compuestos

nitrogenados y/o sulfurados, lo que evita emisiones perjudiciales tanto para la salud como para el

medioambiente.

Como combustible, se trata de una de las alternativas más desarrolladas y estudiadas por grandes fabricantes

tales como XLM & DME Institute, Oberon Fuels, Parafour Innovations, Grupo Volvo [1] o Methanex [2],

donde defienden la versatilidad de este compuesto, la oportunidad que ofrece de mantener el medioambiente

más limpio y la fácil producción/comercialización a través de procesos de obtención sencillos [3].

Fruto de su investigación, existen estudios donde se usa combustible con base de éteres glicólicos donde el

principal compuesto es el DME. Este combustible ha sido usado en ensayos con motores específicos que

arrojan resultados muy positivos y corroboran su uso como combustible, disminuyendo la temperatura de

ignición dentro del cilindro del motor, reduciendo la emisión de partículas sólidas en un 42% aunque con una

pérdida del 6% en el poder calorífico [1].

En la figura 1-1 se compara la eficiencia energética y las emisiones de gases de efecto invernadero (GHG) de

varios combustibles, incluyendo DME producido a partir de fuentes fósiles y DME producido a partir de

fuentes renovables. Para su realización se ha tomado en cuenta la producción, el transporte y el uso final de los

combustibles. Según el grafico, el DME es el que produce una menor cantidad de GHG, con una eficiencia

energética superior a otros como el gas natural comprimido (CNG) o el metanol producido a partir de gas

natural. Entre los combustibles procedentes de fuentes renovables, se muestra como el de mayor eficiencia

energética, con emisiones de GHG muy bajas.

E

Introducción

2

Figura 1-1. Comparación de la eficiencia energética de combustibles fósiles y renovables. [4]

Por otro lado, es muy usado en la industria petroquímica y orgánica como reactivo en la formación o

reformado de compuestos entre los que se pueden destacar el etileno, propileno y gasolinas. Es también usado

en los procesos de formación de ácido acético o sulfado de dimetilo.

Otro de los principales usos de este compuesto es como refrigerante gracias a sus propiedades, sustituyendo a

los antiguos clorofluorcarbonos y tomándolo como una alternativa a tener en cuenta por su precio bajo. Se

trata de un compuesto con una baja toxicidad y una relación de compresión muy favorable que permite operar

en ciclos de refrigeración con facilidad, lo que implica un alto rendimiento para estos procesos concretos.

Puede ser peligroso en caso de fuga, por lo que se recomienda usar alejado de puntos caliente para evitar su

autoignición, mantener la máquina o máquinas que operen con esta sustacia bien aireados y controlar el

proceso con sumo ciudado.

Dentro del mercado mundial, se ha observado una tendencia creciente en su demanda a lo largo de los años

que se puede reflejar en la producción total anual. Este compuesto ha llamado la atención y el interés de

muchos investigadores en busca de mejorar y desarrollar los procesos de obtención y refinamiento. Desde el

año 2000, la capacidad de producción global ha aumentado gracias a promotores entre los que cabe destacar

China DME Association, quien está tomando conciencia mediambiental reduciendo el consumo de destilados

del petróleo entre otros. Cabe nombrar también a International DME Association quien colabora con otros

fabricantes para aconsejar sobre el uso y las propiedades del DME, informarndo sobre precios, investigadores

y puntos de venta.

Actualmente se producen más de 9 millones de toneladas de DME a nivel mundial principalmente a partir de

la deshidratación de metanol, aunque existen procesos de obtención a partir de carbón, gas natural o biomasa

los cuales son menos usados.

1.2 Rutas químicas posibles para la producción de DME

Existen dos rutas principales que se usan para la obtención de dimetil éter en la industria química: a partir de

gas de síntesis de forma directa y a partir de la deshidratación de metanol.

Introducción

3

3

1.2.1 Formación directa a partir de gas de síntesis

La formación directa se refiere a la reacción en una sola etapa a partir de gas de síntesis que es una mezcla de

monóxido de carbono e hidrógeno obtenida a través del reformado de gas natural o con la gasificación de

biomasa [5].

Este proceso consta de 2 reacciones catalíticas que se llevan a cabo en un mismo reactor: la hidrogenación del

monóxido de carbono para formar metanol, para pasar posteriormente a la deshidratación de éste, lo que

formará el DME deseado.

Para llevar a cabo este proceso, será necesario operar en un reactor cuyo catalizador se encuentra en lecho

fluido dentro de un sistema de recirculación. En este caso, se debe utilizar un catalizador bifuncional que sea

selectivo para el monóxido de carbono (obtención de metanol) y para el metanol producido.

Las reacciones involucradas en este proceso son:

• Reacción de formación de metanol:

4𝐻2 + 2𝐶𝑂 ⇄ 2𝐶𝐻3𝑂𝐻

• Reacción de deshidratación del metanol:

2𝐶𝐻3𝑂𝐻 ⇄ 𝐶𝐻3𝑂𝐶𝐻3 + 𝐻2𝑂

• Reacción agua-gas

𝐶𝑂 + 𝐻2𝑂 ⇄ 𝐻2 + 𝐶𝑂2

Puede resumirse, por tanto, en la siguiente reacción global:

3𝐻2 + 3𝐶𝑂 ⇄ 𝐶𝐻3𝑂𝐶𝐻3 + 𝐶𝑂2

El proceso puede ser complejo debido a la búsqueda de catalizadores capaces de realizar dos funciones, lo que

significa que deberá ser selectivo para un grupo concreto de compuestos, además de trabajar en un lecho

fluido.

1.2.2 Formación a partir de la deshidratación de metanol

En este caso, se necesita como reactivo el metanol lo más puro posible. Este proceso consiste en una

deshidratación en un reactor catalítico. El proceso consta de una única etapa dentro del reactor, que es la

deshidratación del metanol para dar dimetil éter.

Posterior a la reacción, ya que está limitada por el equilibrio químico, es necesario separar los compuestos en

un tren de destilación para recircular el metanol que no ha reaccionado.

La reacción principal que se lleva a cabo en el reactor es la siguiente:

2𝐶𝐻3𝑂𝐻 ⇄ 𝐶𝐻3𝑂𝐶𝐻3 + 𝐻2𝑂

El proceso es más sencillo que el anterior, pero requeriría de encontrar el reactivo puro o disponible para su

compra y que sea posible su transporte de forma económica y segura. Por otro lado, si no se dispone de un

metanol lo suficientemente puro, sería necesario incluir un proceso de acondicionamiento del reactivo para

separar los compuestos inertes, perjudiciales o propensos a desactivar el catalizador, lo que podría llevar a

algunas complejidades a la hora de recibir el metanol y operar la planta.

Introducción

4

1.3 Ruta química seleccionada y potencial económico

Analizadas las dos posibles vías de obtención de dimetil éter que se manejan, se opta por seleccionar la

deshidratación del metanol debido a la baja cantidad de productos y reactivos que se manejan, lo que

simplifica la separación de los componentes y la inversión en estos equipos, necesaria para una alta pureza.

Por otro lado, en el sistema de reacción no se tendrán en cuenta reacciones secundarias ya que no serán objeto

de este estudio. Los únicos compuestos que entrarán al reactor serán metanol, dimetil éter recirculado y agua

obtenida de la deshidratación.

Para estudiar la viabilidad de esta opción, se puede considerar como un primer criterio económico el potencial

económico (PE1) simple tomado como ventas del producto obtenido menos gastos de reactivo por año, donde

éste debe ser mayor a cero. El precio de compra del metanol es de 376 $ por tonelada [6] y el precio de venta

del dimetil éter es de 692 $ por metro cúbico [7]. La alimentación estimada de la planta han sido 500 kmol/h,

lo que nos deja una producción de 142677 metros cúbicos de DME y un gasto de metanol de 384480

kilogramos contando los balances de un caso base propuesto por William L. Luyben [8]. Con estos datos, el

potencial económico arroja el siguiente resultado:

𝑃𝐸1 = Ventas DME − Gastos reactivo

692 ($ 𝑚3⁄ ) ∗ 52.077.355,06 (𝑚3 𝑎ñ𝑜⁄ ) − 376 ($ 𝑡⁄ ) ∗ 140.335,2(𝑡 𝑎ñ𝑜⁄ ) = 3,6 ∗ 109

Este resultado permite tomar una primera decisión clave para continuar con el desarrollo del proyecto

revelando un gran interés económico en realizarlo. Posteriormente se explicarán las premisas usadas para la

optimización y evaluación económica de la planta.

1.4 Propiedades físicas de los componentes puros involucrados

1.4.1 Dimetil Éter

El Dimetil Éter o Éter Dimetílitico (DME) es un compuesto orgánico que pertenece al grupo de los éteres,

siendo este el más simple de todos. Está formado por dos grupos metilos unidos por un oxígeno central. Se

trata de un compuesto incoloro característico por un olor fuerte, fácil de detectar y muy inflamable.

Figura 1-2. Estructura del DME. [9]

En la tabla 1-1 se muestran las propiedades físicas de este compuesto:

Introducción

5

5

Fómula C2H6O

Peso molecular 46,07 g/mol

Densidad (25ºC, 1 atm) 1,918 kg/m3

Temperatura de fusión -141ºC

Temperatura de ebullición -24ºC

Solubilidad en agua 71g/L

Momento dipolar 1,30 D

Entalpía normal de formación gas (ΔHf) -184,1 kJ/mol

Energía libre de Gibbs (ΔG) -237,24 kJ/mol

Capacidad calorífica gas (CP) 65,57 J/mol·K

Tabla 1-1. Propiedades físicas del DME. [10]

Es un compuesto muy poco tóxico y no produce efectos teratógenos o mutagénicos, aunque en altas

concentraciones en el aire afecta al sistema nervioso central. El valor límite ambiental de exposición diaria

(VLA-ED) es de 1.000 ppm, no debiéndose superar una concentración en aire de 1.920 mg/m3.

En la tabla 1-2 se pueden ver las temperaturas crítica y de auto ignición, y el límite de inflamabilidad:

Temperatura crítica 127ºC

Temperatura de auto ignición 235ºC

Límite de inflamabilidad (% volumen en aire) 2,7% – 32%

Tabla 1-2. Temperatura crítica, de auto ignición y límite de inflamabilidad del DME. [11]

1.4.2 Metanol

El metanol es un compuesto orgánico perteneciente al grupo de los alcoholes, siendo el más sencillo de todos.

Está formado por tres átomos de hidrógenos que se enlazan con a un átomo de carbono central y un grupo OH

que da nombre al compuesto. Tiene una estructura muy parecida a la del agua, lo que permite su solubilidad y

buena mezcla con ella.

Introducción

6

Figura 1-3. Estructura del MeOH. [12]

Es un compuesto muy usado en la industria, especialmente en petroquímica y química orgánica, ya que

participa en gran cantidad de reacciones industriales tales como la obtención de plásticos entre otros. También

es usado como materia prima para la obtención de folmaldehido o ácido acético. [13]

Inicialmente, el metanol se producía por destilación destructiva de madera astillada en ausencia de aire. En la

actualidad, la mayor parte del metanol se sintetiza mediante reacción catalítica heterogénea de monóxido de

carbono e hidrogeno (gas de síntesis) a presiones y temperaturas altas.

El metanol es uno de los disolventes industriales más comunes ya que es barato, menos tóxico que los

disolventes halogenados y disuelve una gran cantidad de sustancias polares y no polares. También es una

sustancia de partida para la obtención de una amplia variedad de compuestos orgánicos como éter metílico,

éster metílico, plásticos, medicamentos y otros productos industriales.

En la tabla 1-3 se muestran las propiedades físicas de este compuesto:

Fómula CH4O


Densidad 786,3 kg/m3

Temperatura de fusión -97,6ºC

Temperatura de ebullición 64,7ºC

Solubilidad en agua Miscible


Entalpía normal de formación (ΔHf) -238,4 kJ/mol


Capacidad calorífica (CP) 79,5 J/mol·K

Tabla 1-3. Propiedades físicas del MeOH. [10]

Es altamente tóxico para el ser humano. En caso de ingesta o exposición continuada, el cuerpo humano lo

metaboliza como ácido formico, lo que podrá causar una ceguera permanente ya que ataca al nervio óptico.

Basta con una ingesta de 10 mL o una exposición en bajas concentraciones para empezar a notar los efectos

iniciales, que suelen ser picor de ojos o dolor de cabeza. Al ser un compuesto muy volátil, se evapora con

facilidad, lo que significa que es propenso a acumularse en recintos estancos o poco aireados. Si se trabaja con

Introducción

7

7

metanol es conveniente hacerlo en un ambiente fresco y aireado para evitar acumulaciones en el ambiente. En

bajas concentraciones tiene un olor muy poco apreciable, por lo que es conveniente tratarlo con cuidado y

evitar fugas durante su recorrido en caso de usarse en alguna de las corrientes o procesos de una planta

química. Es importante mantenerlo alejado de focos de calor y zonas de elevada temperatura ya que además es

un producto inflamable.

Es también es un buen combustible para los motores de combustión interna. Contiene un alto índice de octano,

emisiones muy limpias y una inflamabilidad más baja comparada con la gasolina. Sin embargo, presenta un

poder calorífico y un índice de compresibilidad menor que ésta, lo que requiere una mayor cantidad de

metanol para conseguir la misma energía.

En la tabla 1-4 se pueden ver la temperatura crítica, temperatura de auto ignición, y el límite de inflamabilidad:

Temperatura crítica 240,2ºC

Temperatura de auto ignición 470ºC

Límite de inflamabilidad (% volumen en aire) 6% – 36%

Tabla 1-4. Temperatura crítica, de auto ignición y límite de inflamabilidad del MeOH. [14]

1.4.3 Agua

El agua es un compuesto polar conocido como “el elixir de la vida” por muchos autores. Está formado por dos

átomos de hidrógeno unidos a un átomo de oxígeno, lo que crea una polaridad que permite a las moléculas

permanecer unidas y presentarse en estado líquido en condiciones normales. A diferencia de todos los

compuestos, en estado sólido presenta una menor densidad que el líquido, lo que permite la vida en ambientes

más fríos tales como los polos, donde existen temperaturas muy extremas.

Es incoloro, inoloro e insípido, aunque tras un tratamiento en depuradora para preparar el agua para el

consumo humano, puede adquirir matices en el sabor debido a la pequeña cloración introducida en las últimas

etapas del tratamiento para asegurar la más mínima intrusión de agentes patógenos.

El agua apta para el consumo es una solución de agua con sales minerales disuelta. Por otro lado, el agua que

se suele usar en procesos industriales (corrientes de procesos) o laboratorios es destilada o con un alto grado de

pureza. Las sales son las que suelen dar ciertas propiedades al líquido, como por ejemplo la conducción

eléctrica. El agua pura puede ser aislante en caso de tener una baja concentración de sales o ser completamente

pura.

El agua pura o destilada no es apta para el consumo humano, ya que es una disolución hipotónica, a diferencia

de los fluidos corporales, que son isotónicos. Las células del organismo absorben el agua para igualar la

concentración de sales minerales disueltos en los fluidos a través de una ósmosis, y si se consume agua

especialmente salada o hipotónica, las células tienden a deshidratarse o hiperhidratarse, provocando la muerte

de las células y, en función de la cantidad ingerida, hasta la muerte.

Figura 1-4. Estructura del agua. [15]

Introducción

8

En la siguiente tabla se muestran las propiedades físicas de este compuesto:

Fómula H2O


Densidad 997,1 kg/m3

Temperatura de fusión 0ºC

Temperatura de ebullición 100ºC


Entalpía normal de formación (ΔHf) -285,83 kJ/mol


Capacidad calorífica (CP) 75,37 J/mol·K

Tabla 1-5. Propiedades físicas del agua. [10]

Es el compuesto más usado en la industria. Se utiliza como disolvente universal en reacciones de absorción,

lavado y otras operaciones, así como subproducto de otras cadenas de reacción. Debido a su capacidad

calorífica y propiedades termodinámicas, es usado como líquido refrigerante ya que es barato, fácil de obtener,

tratar y operar, ya sea a través de intercambiadores de calor o en torres de acondicionamiento de aire para un

proceso industrial (torres de relleno, cambio de humedad, lavado de gases entre otros). Es protagonista de

innumerables procesos de obtención de energía dentro de ciclos combinados o para recuperación de energía en

corrientes de procesos, permitiendo así un ahorro importante o incluso un crédito para obtener fluido calefactor

si la corriente que se necesita enfriar es lo suficientemente alta como para producir vapor a una presión y

temperatura alta.

9

2 SISTEMA DE REACCIÓN

L sistema de reacción será la base para mantener el proceso en marcha, cumpliendo las especificaciones

necesarias para que la conversión en el reactor sea la más optima. Para ello, habrá que indagar acerca de

las reacciones químicas que se podrán dar en el reactor, condiciones típicas de operación y rangos,

sistema catalítico y equilibrio.

2.1 Reacción química y ruta química seleccionada

Como se citó anteriormente, de las alternativas que se han considerado, se ha elegido la obtención de DME a

partir de la deshidratación de metanol. Tal como se expuso, es una alternativa barata con respecto a otros

sistemas de reacción ya que existe un único reactivo, hecho que facilitará la separación de reactivos y

productos que salgan del reactor.

En general, la mayoría de los procesos industriales requieren de un catalizador para que la reacción sea lo más

rápida y económica posible. En el caso de la deshidratación de metanol, todos los procesos que han usando

esta ruta utilizan catálisis a través de compuestos en base de silicio. Para la planta que se está estudiando, se

tomará como catalizador las zeolitas, compuestos aluminosilicatos cristalinos microporosos cuya formula

general es la siguiente:

NanAlnSi96-nO192·16H2O con (0<n<27)

Para este caso, el tipo de zeolita que se usará será ZSM-5, que consiste en una estructura tridimensional

formada por canales constituidos por tetraedros. Su rango de operación está aproximadamente entre los 200 –

400ºC para un rango de presiones amplio. Si se alcanza el rango superior de operación, el catalizador

comenzará a desactivarse rápidamente por sinterización, lo que hace importante situarse dentro de un rango de

operación apropiado y no sobrepasarlo.

Son catalizadores ácidos e hidrófobos, por lo que, para la ruta química seleccionada, será muy favorable ya

que se asegurará de que el agua no ocupa los centros activos.

E

Sistema de reacción

10

Figura 2-1. Estructura de la zeolita ZSM-5. a) Unidad estructural. b) Formación de las cadenas. c) Planos

estructurales. d) Sistema de canales. [16]

Por otro lado, uno de los problemas de este tipo de catalizador en sistemas de reacción suelen ser las

deposiciones de coque en reacciones de cracking y formación de hidrocarburos no deseados, que ocupan los

centros activos y lleva a una disminución de la actividad. Para evitar estos problemas, lo general es disminuir

la presión de operación que facilitará la desorción de estos compuestos formados en el reactor. Aplicable a este

caso, el DME tiene un tiempo de desorción lento, lo que disminuye la actividad del catalizador, lo que hace

necesario operar a presiones por debajo 16,8 atm [17].

2.2 Termoquímica y equilibrio químico

La deshidratación del metanol es una reacción exotérmica con una entalpía de -23kJ/mol de DME formado. Se

trata de una reacción limitada por el equilibrio. La constante de equilibrio ha sido estimada a partir de

propiedades termodinámicas y se ha deducido la siguiente expresión [18]:

ln 𝐾𝑑𝑒ℎ𝑦 = − 2,8086 + 3061/𝑇(𝐾)

Al ser una reacción exotérmica, la temperatura a lo largo de un reactor adiabático aumentará, factor que se


11

11

deberá tener en cuenta a la hora de proteger el catalizador.

Para conocer el comportamiento de esta reacción y hallar la conversión de equilibrio para diferentes

temperaturas a la salida de un sistema de reacción, se ha calculado una expresión de equilibrio en función de la

conversión que, junto a la expresión anterior dará los resultados de la conversión de equilibrio para cada

temperatura:

𝐾𝑑𝑒ℎ𝑦 =𝑥2

4(1 − 𝑥)2 , 𝑥 = 𝑐𝑜𝑛𝑣𝑒𝑟𝑠𝑖ó𝑛 𝑎𝑙 𝑡𝑎𝑛𝑡𝑜 𝑝𝑜𝑟 𝑢𝑛𝑜

Simulando este sistema de ecuaciones en EES se obtiene el siguiente resultado:

Figura 2-2. Conversión de equilibrio para cada temperatura de salida del reactor.

2.3 Cinética y catálisis química

2.3.1 Cinética química

Las siguientes expresiones son las que conforman el sistema de reacción según el catalizador usado, que deja

ver el carácter de reacción reversible limitada por el equilibrio químico [8]:

ln 𝑘𝑑𝑒ℎ𝑦 = − 8,00 − 9680 𝑇(𝐾)⁄ [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑘𝑔𝑐𝑎𝑡 ∗ 𝑠 ∗⁄ 𝑃𝑎]

𝑟𝑑𝑒ℎ𝑦 = 𝑘𝑑𝑒ℎ𝑦(𝑃𝑀𝑒𝑂𝐻 −𝑃𝐷𝑀𝐸𝑃𝑊

𝑃𝑀𝑒𝑂𝐻𝐾𝑑𝑒ℎ𝑦)

2.3.2 Sistema de catálisis heterogénea

La catalización heterogénea consiste en una reacción donde catalizador y reactivo/productos se encuentran en

0,6 0,7 0,8 0,9

600

800

1000

1200

1400

x

TR

C


12

diferentes fases. Generalmente, en este tipo de procesos se pueden distinguir tres etapas: (i) adsorción de las

especies, (ii) reacción química en la superficie del catalizador, (iii) desorción de los productos. Para el sistema

de reacción con el que se está trabajando, hay que tener especial ciudado en las etapas de reacción y desorción

ya que serán cruciales para una buena operación en el reactor.

Como ya se ha descrito anteriormente, el lecho de catalizador usado para este tipo de ruta química es la zeolita

ZSM-5, la cual requiere de presiones y temperaturas moderadas para encontrarse en un rango de operación

óptimo, obteniendo la mayor velocidad de reacción.

Este catalizador se utiliza como catalizador ácido, muy resistente a la desactivación y con una actividad alta a

temperaturas bajas, lo que favorece el ahorro energético de los procesos que requieran un alto aporte de calor

ya que permite bajar la energía de activación notablemente.

Las principales causas de desactivación de esta zeolita son las deposiciones de coque en la superficie del

catalizador, lo que reduce el contacto entre fases, adsorción de productos no deseados que ocupan centros

activos y la sinterización que provocan cambios en la estructura, principalmente por cambios bruscos de

presión o temperatura.

En este caso, al tener temperaturas altas en el reactor y utilizar como reactivo el metanol, existe la posibilidad

de producir, aunque en muy pequeña medida, trazas de coque que se depositen en el catalizador y hagan que

éste pierda actividad, lo que haría necesaria su regeneración. Sin embargo, estudios recientes sobre la

desactivación selectiva para este sistema de reacción ha demostrado que la actividad se mantiene

prácticamente constante a lo largo del tiempo [19], lo que significa que la desactivación es muy lenta, o lo que

es lo mismo, la actividad es prácticamente 1:

𝑎 =(𝑟𝑖)𝑗

(𝑟𝑖0)

𝑗

≈ 1

Donde (𝑟𝑖0)

𝑗 es la velocidad de reacción de i en la etapa j para un tiempo de reacción 0 y (𝑟𝑖)𝑗 es la velocidad

de reacción de i en la etapa j para un tiempo de reacción 𝑡 ≠ 0. En este caso, sólo se considera una etapa de

reacción y la única especie involucrada es el metanol. Esto significa que no hay una necesidad de regenerar el

catalizador por pérdida notable de actividad, aunque sí una reposición por envejecimiento o pérdida de área

efectiva por desgaste al cabo de unos años de operación.

2.4 Condiciones de operación en el reactor

En vistas a obtener la mayor producción posible, el reactor deberá operar dentro de un margen seguro para

mantener un buen funcionamiento de catalizador y una velocidad de reacción rápida, sin que ésta se ralentice

demasiado en las últimas etapas de reacción (concentraciones bajas del reactivo), hecho que podría aumentar

considerablemente el tamaño y, por tanto, el gasto económico en este equipo.

Es de especial interés que la desorción del DME sea rápida para no entorpecer o limitar la adsorción de

reactivos. Para ello, Luyben cita la presión a la cual comienza a ser apreciable la pérdida de centros activos en

el catalizador, y teniendo en cuenta que a mayor presión en el reactor se obtiene una mejor adsorción del

reactivo, se ha decidido operar con una presión de 13 bares, que corresponde a una fracción molar de DME en

la superficie del catalizador comprendida entre 0,07 y 0 095. Así se asegura que no hay inhibición en el

catalizador por retención de DME [8].

Por otro lado, si se observa la cinética del proceso, puede verse que cuanta más alta sea la temperatura, la

constante de equilibrio será más pequeña, por lo tanto, las temperaturas bajas producirán conversiones más

altas.

13

3 DISEÑO CONCEPTUAL DEL PROCESO

n este capítulo, se explorarán las diferentes configuraciones posibles para diseñar una planta de

producción de dimetil éter a partir del diseño básico de Luyben [8], y se justificarán las decisiones

tomadas, así como los cambios propuestos introducidos en el diseño. Se dividirá la planta en entres

partes principales en función del cometido, que serán: (i) sistema de reacción, (ii) sistema de separación, (iii)

sistema de alimentación y recirculación. Luego se procederá a proponer un diseño de planta para su posterior

dimensionamiento y simulación en el programa Engineering Equation Solver.

Sistema de alimentación y recirculación


Sistema de separación

Alimentación fresca Producto

Recirculación

Figura 3-1. Etapas principales del proceso.

3.1 Sistema de reacción

El sistema de reacción es, por así decirlo, el corazón de la planta, por lo que hay que especial atención en

seleccionar un sistema capaz de cumplir con las especificaciones del proceso, en vistas a reducir la inversion,

proteger el catalizador y hacer su operabilidad y control fácil.

3.1.1 Tipos de reactores

Se pueden diferenciar dos tipos de reactores principalmente, divididos en función del intercambio de calor con

el exterior:

Reactores refrigerados: La reacción se lleva a cabo dentro de un reactor que dispone de refrigeración a lo largo

del recorrido o varios reactores con refrigeración intermedia. De esta forma se puede conseguir reducir el

riesgo de deterioro de alguno de los componentes que conforman el sistema de reacción. Esta refrigeración se

puede llevar a cabo con una camisa que rodee el reactor por la que pase un fluido frío, con refrigeración en

contracorriente dentro del reactor si este se dispone en tubos o lecho empacado o, si fuera conveniente, con

una corriente fría de inertes. En la figura 3-2 puede verse diferentes configuraciones de este tipo de reactores,

las cuales se explicarán más adelante:

E

Diseño conceptual del proceso

14

Figura 3-2. Tipos de reactores sólido – fluido.

Reactores adiabáticos: A lo largo de todo el recorrido no existirá intercambio de calor con el exterior, lo que

implica una acumulación o disminución del calor generado y, por tanto, una elevación (reacción exotérmica) o

disminución (reacción endotérmica) de la temperatura conforme se dé la reacción. Las configuraciones de los

recipientes pueden ser iguales que los de la figura 3-2 sólo que sin entrada de fluido frío.

Dada estas configuraciones y teniendo en cuenta que el sistema de reacción que se tratará en el escrito será

exotérmico, podría ser conveniente refrigerar el reactor según la evolución de las temperaturas.

Por otro lado, en función de la disposición del catalizador se pueden encontrar las siguientes configuraciones:

Reactor de lecho fijo: Dentro del reactor, el catalizador se encuentra en una sección fija empaquetado. El gas

reaccionante atraviesa el lecho poroso reaccionando a lo largo del recipiente. Suele usarse en reactores cuyo

catalizador tiene una desactivación lenta.

Reactor de lecho fluidizado: El catalizador se encuentra fluidizado dentro del reactor. La corriente de gas

reaccionante lo mueve haciendo que éste se comporte como un fluido denso. Puede mantenerse a un cierto

nivel o incluso puede dejarse que el gas arrastre el sólido hasta todo el recipiente, lo que requeriría un elemento

de separación gas – sólido al final del reactor. Suele usarse en reactores cuya desactivación es moderada.

Reactor de lecho móvil: El catalizador está en continuo movimiento dentro del reactor. Fluye a través del

recipiente, se recoge y se vuelve a introducir dentro del reactor. Suele usarse en los casos donde el catalizador

se desactiva rápidamente. El catalizador recogido se regenera para después volver a introducirlo al sistema.

También sería necesario instalar un equipo de separación gas – sólido a la salida del equipo.

En el caso de la reacción de deshidratación, se va a tener una desactivación lenta del catalizador, lo que

permite el uso de un reactor de lecho fijo. Por otro lado, en la figura 3-3 puede verse que la evolución de la

temperatura la cual es sencilla de predecir, lo que facilita su operación sin necesidad de requerir refrigeración

intermedia o a lo largo del reactor. Considerando la evolución de la temperatura, donde se puede ver que no se

presenta ningún pico que haya que controlar para proteger el catalizador, que permite una mayor conversión

por paso y sumado al hecho de que tener temperaturas altas puede favorecer la generación de vapor como un

crédito energético, es conveniente trabajar con un reactor adiabático. Desde un punto de vista económico, es el

reactor más barato, sencillo de operar y el que menos mantenimiento requiere.

Se podrían usar varios reactores en serie con diferentes condiciones de operación con refrigeración intermedia,

lo que dará una conversión global mayor, pero será más caro ya que se dispone de varios equipos en lugar de

uno, además de tener la posibilidad de operar con mayor cantidad de catalizador. Como objeto de este estudio,

se seleccionará el reactor adiabático estudiado anteriormente por William L. Luyben.


15

15

Figura 3-3. Evolución de la temperatura en el reactor frente a conversión.

En la figura 3-4 también se aprecia el salto de temperaturas adiabático frente a la conversión en el reactor. Sin

embargo, la temperatura de salida estará limitada por la desactivación del catalizador, que estará en torno a

670K.

3.2 Sistema de separación

A la salida del reactor, se tendrá el producto DME y metanol sin convertir que será necesaria recircular para

conseguir un ahorro del gasto de reactivos y una mayor conversion global de la planta. Para separar el

producto de los reactivos y obtener una pureza acorde con las exigencias del mercado, será necesario un tren

de equipos de separación. Para conseguir esta separación, se ha optado por una serie de torres de destilación

debido a las temperaturas y presiones de vapor de cada uno de los compuestos, que difieren lo suficiente como

para conseguir una separación casi completa, es decir, una pureza muy elevada.

Compuesto Temperatura de ebullición

Dimetil Éter -24ºC

Metanol 64,7ºC

Agua 100ºC

Tabla 3-1. Comparación de las temperaturas de ebullición.

Como puede observarse en la tabla 3-1, el DME se presenta como un gas, mientras que el MeOH y agua se

presentan como líquido, por lo que es más fácil separar DME de los otros dos compuestos. En la figura 3-5

puede verse la la presión de vapor de los tres componentes involucrados:

0 0,2 0,4 0,6 0,8 1550

600

650

700

750

x

TR

C


16

Figura 3-4. Presiones de vapor frente a temperatura.

Se han analizado dos alternativas diferentes para llevar a cabo la separación en las que no existen azeótropos,

ambas con dos torres de destilación.

3.2.1 Separar Dimetil Éter y Metanol de Agua

Esta primera opción propone separar DME y MeOH de H2O para, posteriormene, separar DME y MeOH,

como se representa en la figura 3-6. La separación de la primera columna sería más complicada que la segunda

puesto que, al querer arrastrar MeOH con el DME en la corriente de destilado, sería necesario disponer de una

gran cantidad de etapas de equilibrio para que la separación fuera efectiva. El problema radica en las

volatilidades relativas entre los componentes, donde se obtiene una volatilidad relativa más baja en la primera

columna comparada con la segunda.

DMEMeOH

DME

MeOH

DMEMeOHH2O

C1 C2

H2O

Figura 3-5. Esquema de separación. Separa DME+MeOH.

20 40 60 80 100 120 1400

20

40

60

T

Psat

DME

MeOH

H2O


17

17

La segunda columna separará MeOH de DME, un procedimiento más sencillo con respecto a la primera

columna, pues presenta una volatilidad relativa más alta. Sería una torre con menos etapas de equilibrio que

puede operarse en condiciones en torno a los 300K.

3.2.2 Separar Dimetil Éter de Metanol y Agua

En la figura 3-5 se puede observar que el DME en condiciones normales es un gas, a diferencia de los otros

dos compuestos, que son líquidos. Eso significa que será fácil separar DME de MeOH y H2O ya que la

volatilidad relativa será mayor, es decir, será más fácil separar DME del resto de componentes, que es lo que

se propone en la figura 3-7. Por otro lado, al eliminar uno de los tres componentes que se podrán encontrar en

el sistema, se deja para la etapa final la separación más compleja, es decir, cuya volatilidad relativa será menor

que la anterior.

DME MeOH

H2O

DMEMeOHH2O

C1 C2

MeOHH2O

Figura 3-6. Esquema de separación. Separa DME

En la segunda columna, habría que separar H2O de MeOH, un procedimiento algo más complejo que podría

hacerse a presión de 1,2 bar.


18

Figura 3-7. Presiones de saturación y temperatura de MeOH y H2O.

La primera opción estudiada requiere de una operación más cuidadosa ya que es una separación más compleja,

hecho que debería descatar la primera opción, ya que además es la que más aporte energético requiere en los

hervidores de ambas torres.

Por otro lado, la segunda opción es más económica ya que energéticamente los hervidores requirirían de

menor calor para elevar el caudal de vapor a lo largo de la torre. Además, se deja la separación más compleja

para la última etapa, lo que facilitará su separación (MeOH de H2O en ausencia de DME).

Finalmente, la segunda opción es la más efectiva y asegura una buena pureza. El rango de operación de ambos

equipos sera de 11 bares en la primera columna y de 1,2 bares en la segunda con temperaturas comprendidas

entre los 400K para la primera columna y 300K para la segunda.

3.3 Sistema de alimentación y recirculación

La alimentación a la planta será de 500 kmol/h, corriente que estará formada por metanol con una pequeña

proporción de agua al 5% molar. Esta alimentación será mezclada con la corriente de destilado de la segunda

columna, la cual contendrá principalmente metanol, con pequeñas cantidades de DME y H2O.

Esta alimentación mezclada tendrá una temperatura más elevada, ya que el destilado de la segunda columna

será suficiente para calentar la alimentación fresca y disminuir parcialmente el calor a aportar aguas abajo. Esta

corriente entrará en un vaporizador donde se producirá un cambio de fase a una presión fija, que se marcará a

13,5 bares. Posteriormente, pasará por un horno de procesos que preparará la mezcla para el sistema de

reacción.

3.4 Propuesta de diagrama de flujo preliminar

Una vez diseñado conceptualmente el proceso, se va a hacer la propuesta de diagrama de flujo del sistema

sobre la que se realizará el proceso de optimización y control de la planta.

En primer lugar, como puede verse reflejado en la figura 3-9 la alimentación será introducida en el proceso

con las condiciones ambientales, que se supondrán como 25ºC y 1 atm de presión. Esta alimentación se

20 40 60 80 100 120 1400

2

4

6

8

T

Psat

MeOH

H2O


19

19

mezclará con una corriente de recirculación procedente del destilado de la columna 2 compuesta

principalmente por MeOH. La mezcla se bombea e introduce en un vaporizador donde se realiza el cambio de

fase a una presión de 13,5 bar.

Entre el vaporizador y el reactor se coloca un horno de procesos [20] que tiene dos misiones principales: (i)

operar en régimen transitorio cuando la planta necesite arrancar, (ii) calentar la corriente de entrada al reactor y

asegurar la temperatura óptima. Cuando la planta haya arrancado, el trabajo del horno será mínimo, lo que

significa que el gasto de combustible será pequeño cuando se opera en régimen permanente.

F

R

11 2

M-1 V-1H-1 R-1

Vap 1

Figura 3-8. Diagrama de flujo alimentación y reacción.

La corriente de salida del reactor estará a una temperatura elevada que permite generar vapor y precalentar la

alimentación al reactor antes de llevarla al sistema de separación, donde conviene que llegue líquida a la

presión de operación de la primera columna donde se hará una primera separación. Como se determinó

anteriormente, en esta etapa se obtiene el dimetil éter, que saldrá por la corriente de destilado, mientras que el

agua y el metanol saldrán por la corriente de fondo.

Esta corriente de fondo de la primera columna se alimentará a la segunda torre de destilación, cuyo propósito

será separar el agua (salida por la corriente de fondo) del metanol (salida por la corriente de destilado). La

mezcla líquida será introducida a la columna a una presión de 2 bar. El metanol separado se recirculará hacia

la alimentación fresca para reintroducir en el reactor y obtener una mayor conversión global de la planta.

221

3

4

5

R

C-1

C-2

D-1

D-2

B-1

B-2

1

Figura 3-9. Diagrama de flujo sección de separación.


20

En la tabla 3-2 se muestran los balances de materia y energía iniciales de la planta, donde se supondrá una

temperatura de entrada de 570K, una pureza del DME y del H2O obtenido del 99% y una conversion del 81%

en un reactor adiabático:

Corriente 1 11 2 21 3 4 5 R

Temperatura (K) 298 570 700,8 354 317,5 435,4 379,4 340,3

Caudal total (kmol/h) 616,8 616,8 616,8 616,8 247,5 369,3 252,5 116,8

Dimetil éter (kmol/h) 0,05 0,05 247,3 247,3 247,3 0,05 0 0,05

Metanol (kmol/h) 610,6 610,6 116 116 0,183 115,8 0,25 115,6

Agua (kmol/h) 6,13 6,13 253,4 253,4 0 253,4 252,3 1,129

Tabla 3-2. Balance de materia y energía preliminar.

3.5 Integración energética

La misión principal de la integración energética es conseguir un ahorro en los costes de operación de la planta,

tanto en costes de refrigeración como de calentamiento. Para ello, se va a utilizar la integración propuesta por

Luyben [8].

3.5.1 Reactor

La temperatura de salida del reactor es muy elevada ya que durante la etapa de reacción no se ha eliminado

calor. Esta temperatura puede aprovecharse para la producción de vapor [21], lo que servirá de crédito a la

planta para conseguir un ahorro considerable.

Tipo de vapor Presión (atm) Temperatura (K)

Vapor de alta presión (HP Steam) 42 527

Vapor de media presión (MP Steam) 11 457

Vapor de baja presión (LP Steam) 6 433

Tabla 3-3. Características del vapor de agua de proceso [8] [20].

Vista las características de los diferentes vapores para calentar procesos recogidas en la tabla 3-3, se puede ver

que la temperatura de salida del reactor ofrece la posibilidad que generar vapor de alta presión.

3.5.2 Realimentación y preparado de los reactivos

La temperatura obtenida a la salida del sistema de generación de vapor de alta presión será aún alta para

introducirla en la primera columna de destilación, lo que implica un alto gasto en agua de refrigeración para

preparar la corriente. Por ello, esta corriente aún es aprovechable para acondicionar la alimentación previa

entrada al vaporizador y al horno de procesos. Para esta tarea, se coloca un sistema de aprovechamiento

energético de forma que la alimentación se precalentará en un economizador que reducirá la potencia a


21

21

suministrar en el vaporizador.

Posteriormente, para reducir la carga del horno de procesos, se colocar un intercambiador de calor (FEHE) que

reducirá el caudal de combustible a utilizar para calentar la mezcla hasta la temperatura óptima para el sistema

de reacción. De esta forma, se aprovechará la energía producida en el reactor y se disminuirá el gasto

requerido en el equipo de refrigeración previa a la entrada de la primera columna de destilación.

FEHE R-1HX-2

V-1H-1

E-1

R

F

1 RC

2

21

22

Vap

MM1

11

HP Steam

A destilación

Figura 3-10. Diagrama de flujo con integración energética.

Con este nuevo esquema con integración energética, los balances de energía previos a la optimización quedan

recogidos en la table 3-4, con unas condiciones de operación de 570K de temperatura de entrada al reactor y

una conversion de equilibrio:

Corriente F R M M1 Vap 11 1 RC 2 21 22

Temperatura (K) 298 379,4 306,4 334,6 422,7 500 570 700,9 543,1 471,4 429,2

Tabla 3-4. Balance de energía con integración energética.

Con esta estrategia se consigue un ahorro energético considerable tanto en gasto de agua de refrigeración como

en gastos de caudales de vapor.

Al introducir el economizador, existe la posibilidad de que la corriente de salida, procedente desde el reactor

una vez atravesado el FEHE, tenga condensaciones parciales.

23

4 INGENIERÍA BÁSICA Y OPTIMIZACIÓN DEL

DISEÑO PRELIMINAR

n este capítulo, se aborda el diseño óptimo de la planta, entendiendo por diseño óptimo como el que

minimiza el TAC.

4.1 Planteamiento, restricciones y simplificaciones en la optimización

La base de la optimización será minimizar el gasto total anual o TAC (Total Annual Cost), la cual tiene la

siguiente expresión simplificada [8]:

𝑇𝐴𝐶 =𝐶𝑎𝑝𝑖𝑡𝑎𝑙 𝑐𝑜𝑠𝑡

𝑃𝑎𝑦𝑏𝑎𝑐𝑘 𝑃𝑒𝑟𝑖𝑜𝑑+ 𝐸𝑛𝑒𝑟𝑔𝑦 𝐶𝑜𝑠𝑡

Donde el Capital Cost será el coste asociado a los equipos de la planta, el Payback Period será considerado

como un periodo de 3 años y como gastos de energía o Energy Cost, todos los gastos asociados a los

requerimientos energéticos de la planta, así como el crédito generado en los equipos de generación durante un

año de funcionamiento.

El sistema a optimizar contiene muchos grados de libertad, los cuales se han reducido para no complicar

excesivamente el problema. Las simplificaciones más significativas se recogen a continuación:

- Se asume especificado el perfil de presiones en la planta, datos recogidos en la tabla 4-1:

E

Ingeniería básica y Optimización del Diseño Preliminar

24

Equipo/Corriente Presión (bar)

Alimentación 1,1

Vaporizador 13,5

Reactor 13

Salida del reactor 12,5

Corriente 2 12

Corriente 21 11,5

Corriente 22 11

Corriente 23 10,5

Condensador C1 10

Hervidor C1 10,2

Condensador C2 1,1

Hervidor C2 1,26

Tabla 4-1. Perfil de presiones de la planta.

- Se asumen especificadas las separaciones que se darán en cada columna de destilación a través de

especificaciones del balance de materia, a partir de las cuales se calcularán las corrientes de cada

componente, además de calcular S, recogido en la tabla 4-2:

Corriente 3 4 5

DME - 0,0001% molar 0% molar

H2O 0% molar - -

MeOH - - 0,001% molar

Tabla 4-2. Especificaciones del balance de materia.

- La corriente de entrada la primera columna de destilación será líquida, con un grado de

subenfriamiento de 5ºC.

- Se considerará que en el FEHE no hay condensación parcial. La temperatura de salida será de 543K,

lo que evita la condensación parcial en el economizador.

- En el economizador, la corriente de salida estará en el punto de rocío.

Para llevar a cabo la optimización, como restricciones se tendrá la temperatura maxima que es capaz de

alcanzar el catalizador antes de empezar a sinterizar, la cual se ha presentado anteriormente como 400ºC. Esto

significa que la temperatura máxima de operación del reactor no deberá alcanzar ese valor.

Dadas las anteriores simplificaciones, el sistema queda sujeto a su optimización con dos grados de libertad. Se


25

25

estudiará la temperatura de entrada al reactor y la conversión en el equipo, las cuales limitarán las corrientes de

salida del reactor y, por ello, los balances de materia en los equipos aguas abajo. Este hecho afectará

directamente a las dimensiones de los equipos de separación y acondicionamiento de las corrientes de

alimentación. En función de los balances de materia, manteniendo una calidad de producto deseado, se

realizarán los balances de energía en los equipos correspondientes para alcanzar los objetivos deseados.

4.2 Dimensionamiento de los equipos principales de la planta

Una vez se conozca al detalle los balances de materia y energía de la planta se podrá determiner el diseño

básico de los equipos que forman la planta:

- Masa de catalizador en el reactor.

- Área de intercambio de calor en los condensadores, hervidores, generador de vapor de alta presión,

economizador y FEHE.

- Diámetro y altura de las columnas de destilación.

- Consumo de vapor en los hervidores de las columnas y combustible en el horno.

4.2.1 Reactor adiabático

Para el dimensionamiento del reactor, se han utilizado las ecuaciones de balance de materia y energía en

reactores de flujo en pistón donde se ha calculado la cantidad de catalizador a utilizar integrando la inversa de

la cinética de reacción:

𝑊 = 𝐹𝐵 ∫1

(−𝑟𝐵)𝑑𝑥

𝑥

0

La cantidad de catalizador o W (kg) será función de la conversión dada en el reactor y será la que defina el

volumen del equipo. La cinética expuesta anteriormente está expresada por unidad de masa, por lo que, la

inversa de la cinética multiplicada por la cantidad de metanol que entra serán los kilogramos de catalizador

necesarios para alcanzar una conversión x, integrando desde el instante inicial equivalente a una conversión de

cero hasta una conversión final que será la óptima calculada.

La cinética está expresada en función de las presiones parciales de los compuestos que entran y se generan a lo

largo del reactor, así que habrá que expresar las presiones en cualquier punto del reactor como función de la

conversión y añadir la cantidad recirculada a la entrada del reactor:

𝑥𝑖 =𝐹𝑖

∑ 𝐹𝑖,𝑗

Las corrientes de cada compuesto en cualquier punto del reactor, que serán función de la conversion, serán las

siguientes:

𝐹𝐷𝑀𝐸 = 𝐹𝐷𝑀𝐸0+ 0,5 ∗ 𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻0

𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻 = 𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻0∗ (1 − 𝑥)

𝐹𝐻2𝑂= 𝐹𝐻2𝑂0

+ 0,5 ∗ 𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻0

Según la estequiometría de la reacción, la relación entre reactivos y productos es 1, es decir, que no existe

cambio de moles a lo largo del reactor. Por otro lado, por cada mol reaccionado de MeOH, se produce ½ de

DME y ½ de H2O.

Para el cálculo de las presiones parciales, considerando mezcla ideal, se calcularán a partir de la Ley de

Dalton; presión total del sistema multiplicado por la fracción molar de cada compuesto:


26

𝑃𝑖 = 𝑃𝑇𝑜𝑡𝑎𝑙 ∗𝐹𝑖

∑ 𝐹𝑖,𝑗

Sustituyendo en las expresiones de la presión parcial de cada compuesto las fracciones molares en función de

la conversion en cada punto del reactor y las expresiones de los flujos molares según los balances de materia,

queda lo siguiente:

𝑃𝐷𝑀𝐸 = 𝑃𝑇𝑜𝑡𝑎𝑙 ∗𝐹𝐷𝑀𝐸0

+ 0,5 ∗ 𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻0

𝐹𝐷𝑀𝐸0+ 0,5 ∗ 𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻0

+ 𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻0∗ (1 − 𝑥) + 𝐹𝐻2𝑂0

+ 0,5 ∗ 𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻0

𝑃𝑀𝑒𝑂𝐻 = 𝑃𝑇𝑜𝑡𝑎𝑙 ∗𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻0

∗ (1 − 𝑥)


+ 𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻0∗ (1 − 𝑥) + 𝐹𝐻2𝑂0

+ 0,5 ∗ 𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻0

𝑃𝐻2𝑂 = 𝑃𝑇𝑜𝑡𝑎𝑙 ∗𝐹𝐻2𝑂0

+ 0,5 ∗ 𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻00


+ 𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻0∗ (1 − 𝑥) + 𝐹𝐻2𝑂0

+ 0,5 ∗ 𝐹𝑀𝑒𝑂𝐻0

Estas expresiones de presiones parciales son las que se introducen en la cinética química para realizar la

integración en función de la conversión de reactivos, que será la integración que haga el programa de cálculo.

Una vez conocida la cantidad de catalizador necesaria para una conversión dada, esta cantidad se divide por la

densidad aparente del catalizador, que es 2500 Kg/𝑚3. Conocido el volumen y utilizando la ecuación de

volumen de un cilindro, junto con la relación de tamaños de longitud y diámetro del reactor igual a 10, se sabrá

las dimensiones del equipo.

4.2.2 Columnas de destilación

Para el diseño simplificado de las columnas, se ha partido del diseño realizado por Luyben, donde se requiere

una pureza del 99,9% de pureza para el DME. El procedimiento seguido se concreta en los siguientes puntos:

1. Se calcula la separación que se requiere en cada columna para conseguir las composiciones de

proceso que se establecieron en la tabla 4-2 a partir de la siguiente ecuación:

𝑆 =

𝑦𝑖1 − 𝑦𝑖

𝑥𝑖1 − 𝑥𝑖

→ 𝑆1 = 9,989 · 106; 𝑆2 = 98901

2. Conociento el número de platos y las relaciones de reflujo de cada torre especificadas por Luyben [8],

se obtienen las volatilidades relativas medias entre los componentes llave que se separan en las

columnas a partir de la siguiente expresión:

𝑆 = (�̅�

√1 + 𝑥𝐹 ∗ 𝑅𝑅)

𝑛𝑝

→ �̅�1 = 2,317; �̅�2 = 1,828

3. Asumiento constante el número de platos, la separación calculada y las volatilidades relativas, se

calcula la relación de reflujo en cada columna en función de la alimentación y el caudal de vapor que

asciende por la columna desde el hervidor con el siguiente balance:

𝑉 = 𝐷 ∗ (1 + 𝑅𝑅)

4. La altura de la columna se calcula considerando una distancia entre etapas de equilibrio de 2 pies, que

equivalen a 0,61 centímetros. Esta distancia se multiplica por el número de etapas de equilibrio en

cada torre, propuesto por Luyben:

𝐿 = (𝑛𝑃 ∗ 0,61) ∗ 1,2


27

27

5. El diámetro de la columna será el único parámetro de diseño que variará de un punto de operación a

otro. Se calcula a partir de la siguiente ecuación:

𝐶𝑎𝑢𝑑𝑎𝑙 = Á𝑟𝑒𝑎 ∗ 𝑉𝑒𝑙𝑜𝑐𝑖𝑑𝑎𝑑𝑚á𝑥 = (𝜋 ∗ 𝛷2

4) ∗

1,22

√𝜌𝑚𝑜𝑙𝑎𝑟

→ 𝛷 = 2 ∗ 𝜌𝑚𝑜𝑙𝑎𝑟 ∗ √𝐶𝑎𝑢𝑑𝑎𝑙

1,22 ∗ 𝜋

4.2.3 Equipos de intercambio de calor

En los equipos de intercambio de calor, que incluyen condensadores, calderines de columnas, economizador

FEHE y horno, el único parámetro de dimensionamiento que se considera es el área de intercambio de calor

A (𝑚2). En primer lugar, se determina el calor a intercambiar entre las corrientes a partir de la siguiente

ecuación:

𝑄 = 𝐹 ∗ ΔH/3600

Luego, el área se determina a partir del calor intercambiado calculado y de la fuerza impulsora media:

𝑄 = 𝑈 ∗ 𝐴 ∗ Δ𝑇𝑚 → 𝐴 =𝑄

𝑈 ∗ Δ𝑇𝑚→ 𝐴 =

𝐹 ∗ (𝐻1 − 𝐻2)/3600

𝑈 ∗ Δ𝑇𝑚

Donde F es el caudal de la corriente a calentar, Q es el calor necesario para alcanzar el objetivo en 𝑘𝐽/𝑠, A es

el area de intercambio requerido en el equipo, todo multiplicado por la diferencia o salto de temperaturas

medio medido en grados centígrados. Para el cálculo de las entalpías, se ha utilizado la base de datos del EES

en kJ/kmol y se ha multiplicado por el caudal para obtener la potencia necesaria. Los coeficientes de

intercambio de calor U serán constants e igual a los proporcionados por Luyben y Bildea según el tipo de

equipo, recogidos en la table 4-3:

Equipo Condensadores Hervidores Economizador FEHE Vaporizador Horno

U (kW/K·𝑚2) 0,852 0,568 0,28 0,17 0,85 0,5

Tabla 4-3. Coeficientes de transferencia de calor de los equipos [8] [20].

En caso de que la temperatura de los fluidos que intercambian calor varíe, la fuerza impulsora media se asume

igual a la media aritmética entre los extremos del equipo.

En el vaporizador y en el calderín de la columna 1, se utiliza vapor de media presión como fluido calefactor,

por lo que la fuerza impulsora será la siguiente:

𝛥𝑇 = 457 − 𝑇𝑒𝑚𝑝𝑒𝑟𝑎𝑡𝑢𝑟𝑎 𝑑𝑒 𝑒𝑏𝑢𝑙𝑙𝑖𝑐𝑖ó𝑛

En el calderín de la columna 2 se utiliza vapor de baja presión como fluido calefactor, por lo que la fuerza

impulsora será la siguiente:

𝛥𝑇 = 433 − 𝑇𝑒𝑚𝑝𝑒𝑟𝑎𝑡𝑢𝑟𝑎 𝑑𝑒 𝑒𝑏𝑢𝑙𝑙𝑖𝑐𝑖ó𝑛


28

4.3 Cálculo de los costes de inversion en equipos y de operación

Para el cálculo de los costes de equipos, se han tomado las siguientes expresiones en dólares:

• Coste de los recipientes de las columnas de destilación y reactor, función del diámetro y la altura [8]:

𝐶 = 17.640 ∗ 𝐷1,066 ∗ 𝐿0,802

• Coste de los condensadores, hervidores e intercambiadores de calor, incluido economizadores y

vaporizador, en función del área de intercambio del equipo determinado por el balance [8]:

𝐶 = 7.296 ∗ Á𝑟𝑒𝑎0,65

• Coste del horno de procesos, función del calor a suministrar [20]:

𝐶 = (1.536 280⁄ ) ∗ 15668 ∗ 𝑄0,85 ∗ 1,27

Como costes de operación, se tendrán en cuenta los gastos energéticos en los equipos de intercambio de calor

que requieran un aporte energético externo con fluidos calefactores, los gastos debido al consumo de

catalizador en el reactor y combustible en el horno, cuyos precios unitarios se recogen en la tabla 4-4. A este

gasto energético se le restará el crédito generado como vapor de alta presión en el intercambiador situado a la

salida del reactor. Finalmente, los gastos asociados a la operación se calcularán para un año completo, dato

necesario para el cálculo del TAC.

Concepto Precio

Vapor de baja presión (LP steam) 7,78 $/GJ

Vapor de media presión (MP steam) 8,22 $/GJ

Vapor de alta presión (HP steam) 9,88 $/GJ

Catalizador 50 $/kg

Combustible 9,83 $/GJ

Tabla 4-4. Precios unitarios de los costes de operación [8] [20].

4.4 Programa EES de optimización

Para la simulación de la planta y la optimización, se ha escrito un programa de cálculo a partir de Engineering

Equation Solver (ver Documentación del proyecto). Consiste en un programa que permite programar y

resolver sistemas de ecuaciones, haciendo uso de las funciones y bases de datos que dispone. Utiliza un

proceso de iteración a partir del cual calcula la solución del programa escrito.

Contiene bases de datos de compuestos referentes a sus propiedades físicas, termodinámicas para los


29

29

components puros, lo que permite usar el método de cálculo que se necesite para hallar los resultados

necesarios a través de modelos físicos.

Permite el uso de subrutinas y funciones de cálculo adicionales que facilitan la convergencia del problema, las

cuales se tratan como bloques de cálculo a parte y permite localizar errores con más facilidad.

Es un programa muy completo y abierto a muchas posibilidades, que concede versatilidad a aquellos que

opten por este programa para similar procesos.

El programa escrito se ha estructurado en tres partes principales: (i) balance de materia, (ii) balance de energía,

(iii) dimensionamiento de equipos y cálculo de costes. Para agilizar el cálculo y tener un código más limpio, se

ha hecho uso de funciones y subrutinas que sirven para englobar ciertos cálculos en secuencias cerradas que

devuelven uno o varios valores. También permiten englobar cálculos que se repiten de forma periódica para no

hacer el código renundante y tenerlo más despejado y fácil de observar.

A partir de la formulación completa de la planta, se podrá ensayar con ella en busca de el punto óptimo de

operación, teniendo en cuenta las restricciones antes nombradas. Se podrá acceder a unas de las funciones en

busca de un mínimo para el TAC.

4.4.1 Sistema de reacción

Para simular el sistema de reacción de la planta a partir de un reactor adiabático, se ha considerado que la

entalpía de formación se mantiene constante. Si se conoce la conversion en el reactor, se conocerá la corriente

de salida del mismo, lo que implica saber la temperatura de la corriente en cualquier punto del reactor ya que

la entalpía de formación será igual a la de la corriente de entrada. Una vez conocida la conversión, el cual es un

parámetro de optimización, se sabrá la temperatura de salida del reactor, la cual es dependiente de al

temperatura de entrada si se assume que la pérdida de calor es despreciable.

Para el cálculo de la masa de catalizador se utiliza la ecuación de balance descrita en el punto 4.2.1. Para cada

tamaño de reactor simulado, se puede obtener la evolución de las especies y el reciclo obtenido en función de

la temperature de entrada al reactor:


30

Figura 4-1. Caudal de recirculación frente a T1 para diversos tamaños de reactor.

El caudal de recirculado sólo depende de la conversión en el reactor. Para un tamaño dado, si la temperatura de

entrada es baja, la conversión es baja debido a la baja velocidad de reacción. Para temperaturas de entrada

altas, se alcanza la conversión de equilibrio, pero ésta es baja porque la temperatura a la salida del reactor es

elevada. Se aprecia, por tanto, que para un tamaño dado de reactor, existe una temperatura de entrada que

minimiza el caudal de recirculación.

4.4.2 Sistema de separación

A partir de la corriente de salida del reactor, se sabrá cuáles son las dimensiones de las columnas de

destilación, las cuales se han considerado constantes en referencia al número de etapas de equilibrio. El

diámetro de la columna será una función dependiente del caudal de vapor ascendente que requiera la

destilación, ya que la separación y la volatilidad relativa se consideran constantes.

Cuanto mayor sea la conversión en el reactor, menor será el caudal que llegue al tren de destilación, lo que

reducirá el díametro de las columnas, pero mayor sera la dimensión del reactor.

Para la simulación de las columnas, se ha dispuesto de un sistema de ecuaciones formado por tres ecuaciones

del balance de materia; un balance global de la torre y dos balance por componente que equivalen a tres

ecuaciones, y dos especificaciones adicionales que forman parte de las especificaciones antes nombradas en el

balance de materia de la planta.

A partir de las ecuaciones de diseño, manteniendo una separación constante y teniendo en cuenta que el

número de etapas de equilibrio se considerarán constantes, se calculará la relación de reflujo, se obtendrán las

corrientes de cada componente en cada una de las corrientes de fondo y destilado, así como las potencias

necesarias en los hervidores.

600 620 640 660 680120

125

130

135

140

T1

Recic

lo

D=0,5

D=0,45

D=0,4


31

31

4.4.3 Sistema de alimentación

Definida la cantidad de alimentación fresca y su composición, según la cantidad de que se recircule se

obtendrá un mayor o menor gasto energético en el vaporizador y en el horno. La presión de trabajo de ambos

equipos será aproximadamente de 13,5 bares, lo que implica que cuanto mayor vaya a ser la recirculación,

mayor sera el gasto energético para que la temperatura de entrada al reactor sea la adecuada.

Para la simulación de esta etapa, se ha dispuesto de un mezclador de corrientes donde se ha hecho un balance

de energía para el cálculo de la temperatura de entrada a los equipos de integración energética.

Teniendo en cuenta las especificaciones escritas con anterioridad, por cada equipo se dispone de una

especificación y dos datos previamente calculados por balances. La única variable que se debe calcular a parte

será la temperatura de entrada al reactor, la cual determinará la temperatura de salida, junto con la conversión,

las temperaturas de salida de los economizadores y caudales de refrigeración previo al tren de separación.

4.4.4 Cálculo de las entalpías de formación

Un recurso muy solicitado en el programa son los datos de entalpía de formación de todas las corrientes para el

cálculo de temperaturas entre otros.

Previo a escribir el método de cálculo de las entalpías de formación, se ha hecho un estudio de entalpías para

determinar qué cálculo realizar. En la base de datos de EES se dispone de todos los datos necesarios para el

cálculo de MeOH y H2O, aunque para DME se ha dispuesto de datos externos de bibliografía ya que no todos

los datos se encuentran en la base de datos de EES.

Para realizar estos cálculos, se han escrito dos subrutinas diferentes que calcularán las entalpías de formación

de cada compuesto como función de la presión y la temperatura. Estas mismas subrutinas calcularán las

potencias de cada corriente a partir de los valores del balance de materia, necesarias para los balances de

energía.

Para el cálculo de las entalpías de fomación en el caso del economizador, al tener la posibilidad de una

condensación parcial en el equipo, se hace más complejo el diseño del equipo. Al ser un caso especial, se ha

programado una subrutina de entalpías aproyado en las subrutinas de cálculo de las entalpías de formación

antes nombradas. Este subprograma consiste en un cálculo de las corrientes de cada fase a través de una

especificación (cantidad de condensado) y un balance de materia usando un equilibrio líquido – vapor, que

junto a un balance de energía devuelve la potencia entregada a la corriente de alimentación al tren de

separación, junto con las fracciones molares de cada corriente.

4.4.5 Cálculo de los costes y dimensiones de los equipos

Ya que algunos de los equipos dispuestos en la planta son parecidos en cuestión de diseño, para no hacer el

cálculo engorroso, se ha dispuesto de rutinas para el cálculo de los costes. Para los condensadores y hervidores,

se pueden diferenciar dos rutinas que dependerán del salto de temperaturas, ya que cada uno utiliza un fluido

calefactor diferente, y un coeficiente de intercambio de calor distinto.

Ya que arraigado al cálculo de los costes está implícito el cálculo de las dimensiones, la misma subrutina que

devuelve el coste del equipo calcula las dimensiones, generalmente en función del área de intercambio y, en el

caso de las columnas de destilación, según la presión de trabajo, pesos moleculares y densidades medias de las

corrientes implicadas, todo calculado dentro del mismo código.

4.4.6 Presión de vapor del DME y otros compuestos

Debido al cálculo de área de algunos equipos, especialmente del área de intercambio del economizador,

existían problemas debido a las condiciones a las que opera, cercanas a las condiciones críticas. Al operar

cerca del rango crítico, en ocasiones el programa de cálculo lo detectaba y no realizaba la operación de la


32

planta completa. Para solventar el problema, se ha dispuesto de una función adicional a la que dispone el EES

que calcula la presión de vapor del DME a cualquier temperatura.

Para el cálculo de la presión de trabajo del hervidor de la torre de destilación 1, al ser un componente

especialmente minoritario y al estar cercano a la temperature crítica, se eliminó del cálculo.

4.5 Resultados de la optimización

Una vez programada la planta en EES, se ha dispuesto a buscar el punto óptimo de operación. Para ello, se han

hecho análisis con las diferentes variables independientes que se han tomado en este caso, que son la

temperatura de entrada a reactor y la conversion de reactivo.

En primer lugar, se han desacoplado las dos variables para estudiarlas por separado para comprobar la

sensibilidad y la afección de cada una de ellas sobre el TAC, la función a minimizar.

En las primeras simulaciónes, para la evolución de la conversion, se ha realizado un estudio a partir de

diferentes conversiones en el reactor, manteniendo una temperatura de entrada al reactor constante e igual a

570K en una primera aproximación, para comprobar su relación con el TAC dejando ver el siguiente resultado

reflejado en la figura 4-2:

Figura 4-2. Evolución del TAC frente a la conversión.

Como puede observarse en la gráfica, cuanto mayor sea la conversion en el reactor, se obtendrá un TAC más

pequeño, lo que implica, a priori, que es de sumo interés tener la mayor conversion posible en el reactor.

Siguiendo este resultado, todo apunta a que es necesario obtener la mayor conversion posible, aún cuando la

masa de catalizador y el tamaño del reactor sean elevados.

En la figura 4-3 se muestra cómo varia el TAC en función de la temperatura de entrada con diversos valores de

la conversión por paso. Se observa que cuanto mayor es la T1, menor es el TAC. Sin embargo, la T1 y la x

estarán limitadas por la máxima temperatura a la que puede operar el catalizador. Cuanto mayor es la

0,55 0,6 0,65 0,7 0,75 0,8 0,85

x 106

2,5

3

3,5

4

4,5

5

x

TA

C (

$)

T1=570K


33

33

conversión por paso, menor es la temperatura de entrada admisible. Esta relación también se muesta en la

figura, además de la recta de temperaturas óptimas de entrada para cada par conversión – T1.

Figura 4-3. Estudio del TAC frente a T entrada y x.

En la figura 4-4 se muestra el TAC en función de la temperatura de entrada al reactor y de la cantidad de

catalizador W (tamaño del reactor). Se observa que cuanto mayor es la temperatura y menor es la masa de

catalizador, menor es el TAC, corroborando el resultado anterior.

500 520 540 560 580 6002

2,22,42,62,8

33,23,43,63,8

44,24,44,64,8

55,25,45,65,8

6

T1

TA

C

X=0,82

X=0,80

X=0,7

X=0,6

X=0,5

Óptimo


34

Figura 4-4. Evolución de T entrada y cantidad de catalizador frente a TAC.

Dada la temperatura máxima del sistema de reacción, teniendo en cuenta que cuanto mayor sea la temperatura

de entrada y mayor sea la conversión, menor será el TAC, se obtiene una temperatura de 536K, lo que da una

temperatura de salida del reactor de 672,7K.

Con la temperatura de salida calculada, se asegura la generación de vapor de alta presión, una de las

condiciones económicas para el diseño de la planta, que permitirá reducir el gasto energético.

Finalmente, después de aplicar los cambios en la planta, los resultados después del proceso de optimización se

muestran en la figura 4-5:

Figura 4-5. Resultados del programa de optimización.

La temperatura de salida del reactor no hace peligrar al catalizador, y de esta misma forma se puede observar

que la temperatura de salida después del intercambiador de calor (𝑇2) está por encima de la temperatura del

vapor de alta presión. Las dimensiones del reactor serán de 8,7 metros de longitud y 0,87 metros de diámetro.


35

35

La pureza del DME a la salida de la primera columna de destilación se mantiene dentro de lo límites deseados

y el MeOH se mantiene lo más seco posible antes de realimentar al reactor, lo cual significa un ahorro

energético ya que se minimiza la cantidad de agua que se pudiera calentar en el vaporizador.

36

5 INSTRUMENTACIÓN Y CONTROL DE LA PLANTA

n este capítulo se abordará el sistema de control de la planta donde se explicará el criterio utilizado

para la disposición de los controlares. Se mostrará un diagrama por partes con todos los lazos

dispuestos en la planta y sus funciones.

5.1 Objetivos del sistema de control

Para conseguir un correcto funcionamiento de la planta, lo que implica que el producto mantenga las

especificaciones deseadas, la operación sea segura, se mantenga dentro de unos márgenes económicos y sea

respetuosa con el medioambiente, los equipos deben operarse adecuadamente desde el arranque de la planta

hasta su parada.

Desde el arranque, la planta se ve sometida a gran cantidad de perturbaciones que pueden desviar los equipos

del punto óptimo; temperatura de los caudales de agua o corrientes de proceso, cambios en la composición de

la alimentación, posible ensuciamiento de las tuberías (pérdida de áreas de intercambio), cambios de presión

en las líneas de abastecimiento o averías. Por ello, es necesario el uso de elementos finales de control y un

sistema de medición cuya finalidad es asegurar que la planta opere lo más cercada al régimen permanente

posible y sea capaz de corregir posibles cambios en las variables del proceso.

Planta Química

Perturbaciones

Variablesmanipuladas

Variables de salidas

d1 d2 dd

mm

m2

m1

vv

v2

v1

Figura 5-1. Señales de entrada y salida de una planta química.

Para controlar el sistema, se tendrán que definir las variables a controlar de forma que las variables del proceso

se mantengan dentro de un rango de posible operación, lo que incluye elementos de computación y algoritmos

capaces de enviar una señal de control a los elementos finales, los cuales abrirán o cerrarán las válvulas de

control que se dispongan en la planta.

E

Instrumentación y control de la planta

37

37

El sistema de control tiene como objetivo asegurar la calidad del producto a la salida de la planta, y que ésta

opere de forma estable y segura. Para ello, dispondrá de un sistema de control de temperaturas en el sistema de

reacción controladas por los caudales de proceso en el tren de intercambiadores y caudal de combustible en el

horno. Por otro lado, tendrá que asegurar que siempre se dispone de reactivo para llevar a cabo la reacción, así

como asegurar que no se acumula durante el proceso, lo que lleva a un cambio leve en algunos aspectos del

sistema de alimentación para evitar problemas de colapso y malfuncionamiento de las torres de destilación.

Adicionalmente, se necesita que las presiones en las líneas y equipos se mantengan constantes para conseguir

las condiciones de operación deseadas. Entre ellas, que las presiones en los equipos se mantengan dentro de un

rango óptimo. Para este propósito, se contará con válvulas reguladores de caudal y presión en las corrientes de

procesos seleccionadas.

5.2 Sistema de control

5.2.1 Sistema de reacción e integración energética

Previo a la entrada al reactor, la corriente se pasa por un FEHE cuyo propósito es precalentar la entrada para

minimizar el gasto de combustible en el horno y enfriar la corriente de salida del sistema de generación de

vapor. Para controlar este proceso, se coloca un lazo de control simple donde se mide la temperatura a la salida

del FEHE. Se ha colocado una válvula de tres vías para crear un grado de libertad que permita manipular la

temperatura de la corriente de entrada al horno y para evitar puntos calientes en caso de obtener una

temperatura más elevada a la salida del reactor. Adoptando esta solución, el FEHE deberá incrementar su área

de intercambio.

PC

TC TC

TC

TCSP

HP steam

H-1 R-1FEHE

E-1

HX-1

A destilación

Recirculación

SP=673K

Condensados

V-1

BFWCombustible

Figura 5-2. Esquema de control del sistema de reacción e integración.

Uno de las variables importantes a tener bajo control en el sistema de reacción es la temperatura de entrada.

Para el control de la temperatura del reactor, se ha dispuesto de un lazo de control en cascada formado por un


38

control de temperatura en el extremo de salida del reactor (control principal) y a la salida del horno (esclavo).

El controlador principal le dará el set point o punto de consigna al esclavo, el cual manipulará la válvula de

entrada de combustible en el equipo en función de la temperatura a la que salga el producto después de

reaccionar. De esta manera se consigue proteger el catalizador de subidas de temperatura que expongan al

catalizador, asegura la producción de vapor HP y asegura indirectamente la mayor conversión posible en el

reactor.

A la salida del reactor es donde se encuentra el tren de generación de vapor, donde se controlará la temperatura

de salida del mismo a través de un lazo por realimentación simple que controla el caudal de agua que entre al

circuito. Por otro lado, controlando esta temperatura, se fija el intercambio en el FEHE y asegura el correcto

funcionamiento del economizador, el cual no precisa de control.

Para el control de la presión en toda la sección, se coloca un lazo de control simple de presión en la línea de

salida del economizador, la cual afecta a todo el sistema hasta el vaporizador, la fuente de presión necesaria

para la operación.

5.2.2 Sistema de separación

El objetivo de la planta es la producción de DME con una pureza del 99,9%. El producto saldrá de la primera

columna, la cual dispone de un sistema de control que monitoriza la calidad. Para este cometido se opta por el

control de un único producto que en este caso será el DME, teniendo en cuenta que el caudal de fondo es

mayor que el caudal de destilado y se mantiene constante la separación.

La estrategia de control propuesta para la primera columna controlará la calidad de un único producto. Para

ello, se implementa un control indirecto del balance de materia, manipulando indirectamente el corte

manteniendo la relación L/F constante, es decir, la relación entre el caudal de reflujo y la alimentación a la

torre. Esto proporcionará una ganancia elevada, propiedad de gran interés si se quieren contrarrestar cambios

en las corrientes de entrada o en la producción. La calidad del DME se controla a través del caudal de vapor, lo

que deja una dinámica un poco más lenta. En caso de un incremento de las impurezas de la corriente de DME,

la válvula cerrará la válvula de fluido calefactor para así reducir el caudal de V, que ascenderá por la columna

de destilación.

Para el control de la presión se ha utilizado un lazo de control de presión en el caudal de agua de refrigeración

del condensador. De esta forma, conociendo las condiciones de entrada del agua de refrigeración, a través de

un balance de energía, se conoce la presión de la columna.


39

39

C-1

C-2

TC

LC

FC

AC

LC

FCFC

L/F

PC

LC

FC

AC

FC FC

LC

PC

SP

LPS

DME Producido

CW

CW

CW

MeOH a recircular

Agua

L/F

SP

Alimentación MeOH

SP

Figura 5-3. Esquema de control del sistema de separación.

Para la segunda columna, se mantiene el control de proporción (ratio control) de la alimentación y el caudal de

reflujo (L/F), el cual vuelve a ser constante, y el control de presión a través del caudal de agua de refrigeración.

En este caso, el control de la calidad se llevará sobre el caudal de fondo, que será principalmente agua. De esta

forma, se asegura que esta corriente está lo más exenta posible de metanol, que es el reactivo que se quiere

recircular al reactor y es de gran valor económico para la planta. Para llevar a cabo esta estrategia, se dispone

de un control de calidad en la línea de fondo, el cual manipula la válvula de aporte de energía a la torre o fluido

calefactor. En caso de una pérdida de calidad en la corriente de agua, se abrirá la válvula, lo que disminuirá la

proporción de llave ligeros en fondo, que lleva a disminución de la cantidad de impurezas y del caudal de

fondo, aumentando el destilado.

Por otro lado, se dispone de un control de nivel en el tanque de condensado el cual manipula la válvula de

alimentación de metanol al proceso.

5.2.3 Sistema de alimentación

La alimentación fresca se realizará directamente sobre el tanque de condensado de la columna 2, el cual cuenta

con un lazo de control por realimentación de nivel. Se hace de esta manera porque así se controla la entrada de

metanol, un reactivo que no sale por ninguna otra corriente y cuyo único fin es convertirse en el reactor.

Controlando el nivel del tanque de condensado se evita que existan acumulaciones de MeOH en la planta, de

forma que si existiera algún problema que evita que el metanol reaccione, se dejaría de alimentar fresco al


40

proceso o se alimentaría menos.

LC

FC

LC

A C2

De FEHE

A Destilación

Alimentación metanol

A FEHE

FCDME

Producido

Vapor

Condensados

SP

SP Producción deseada

Figura 5-4. Esquema de control del sistema de alimentación.

Adoptando esta alternativa, el tanque de reflujo deberá ser mayor del ideado inicialmente, ya que albergará

tanto la alimentación fresca como el caudal a recircular. Por otro lado, al mezclar ambas corrientes en el

tanque, puede existir la posibilidad de que el rendimiento de la torre se vea perjudicado ligeramente debido a la

bajada de temperatura y composición del reflujo.

Cuando las corrientes de destilado de la segunda torre y la alimentación fresca pasan por el economizador, se

alimentan al vaporizador, cuyo fin es hacer el cambio de fase de la corriente a la presión de trabajo. Para el

control del vaporizador, se dispone de un lazo de control de nivel que manipula el caudal de fluido calefactor

al equipo. La producción se controla manipulando el set point del controlador de caudal que establece la

alimentación de metanol al reactor.

5.3 Instrumentación de la planta

Para poder realizar las correcciones necesarias en las variables del proceso y hacer efectivos los cambios

calculados por los controladores, es necesario disponer de un sistema de medición eficaz que sea capaz de

devolver fielmente los parámetros medibles. Para ello, se utilizará diferentes sensores y elementos finales de

control que traducirán las señales procedentes de los computadores de control.

Para las mediciones de temperatura en el sistema de reacción e integración energética, se escogen termopares

de tipo N (nicrosil - nisil). Su rango de temperaturas está comprendido entre 0 y 1260ºC. Son resistentes a

atmósferas oxidantes, que serán los que se encuentre principalmente en el reactor. En caso de tener medidas

dentro de un rango más bajo, se usarán termopares de tipo T (cobre - constatán) con un rango de medida entre

-200 y 260ºC, usado en el lazo de control de temperatura de entrada ala primera columna de destilación

(corriente líquida) [22].

Las mediciones de presión de la planta se realizarán a través de medidores de membrana con un sistema

manifold de tres válvulas para el aislamiento del instrumento. Es necesario que estén aislados y accesibles para

los operaciones en caso de necesitar recambios o labores de mantenimiento.

Para las mediciones de nivel, importantes para los balances de materia, se dispondrán de medidores de

ultrasonido para los tanques de condensado de las torres de destilación. El nivel de líquido de las torres y del

vaporizador se medirán con medidores de presión diferencial, ya que es una medida más fina que requiere más

exactitud.

Los lazos que requieran medidas de caudal, se usarán placas orificio, aptos para líquidos limpios con


41

41

densidades y viscosidades bajas. Los caudales de la planta estarán exentos de sólidos en suspensión, lo que

alargará la vida útil del instrumento. Provocarán pérdidas de carga muy pequeñas.

5.4 Configuración del sistema de control de la planta

Una vez diseñados los lazos de control de la planta y la instrumentación necesaria, hay que organizar la

estructura y jerarquía del sistema de control, necesario para la operación de la planta. Para ello, se opta por un

sistema SCADA (Supervisory Control and Data Acquisition), el cual se divide en niveles. El sistema SCADA

permite desarrollar software para controlar, supervisar y almacenar datos de los procesos de producción a

distancia a partir de una interfaz visual. Para ello, se requiere de una sala de control dentro de la planta con el

hardware necesario para poder observar todas las acciones que se dan en la planta, alarmas, posibles fallos o

malfuncionamieto de los equipos.

Figura 5-5. Niveles del sistema SCADA.

Los controladores en planta serán los que realicen los cambios en los parámetros manipulables, y éstos serán

los que envíen las señales al computador, el cual los mostrará al operario para poder supervisar el sistema de

control. Para ello, se requiere de un convertidor de señal analógico – digital, de forma que la máquina pueda

interpreter los datos que le llegan.

Una vez los datos lleguen al computador de forma interpretable, éste los mostrará a los operarios de forma

sencilla, dejando a mano herramientas de representación gráfica, histórico de datos y permite cambiar las

acciones de control si fuera necesario. El operario podrá realizar cambios en el proceso a través de este

sistema. Todos los posibles cambios que se hagan en el control del proceso serán enviados a los controlares a

través de un convertidor de señal digital – analógico para que los controladores puedan interpretarlo.


42

Figura 5-6. Jerarquía de control de la planta [23].

Los datos se transmitirán a través de los buses, entre los que se pueden distinguir:

• Buses de datos. Entrada y salida de las mediciones en campo.

• Buses de control. Entrada y salida de acciones de control tanto de los controladores como de las

acciones de control de los operarios desde la sala de control.

Ambos buses también introducen los datos en la memoria de la computadora, hecho que posibilita el

almacenamiento y representación de los datos en históricos en función de cómo lo requiera el técnico

encargado o ingeniero de control.

43

6 DOCUMENTACIÓN DEL PROYECTO

6.1 Diagrama de flujo de la planta completo

23

354K

324

7,5 kmo

l/h0,99

9 DM

E

0,001 M

eOH

C-1

C-2

HX-1

752,2 KW

E-141

6,1 MJ

HX-2

1509

KW

HX-3

4809

KW

D-1

317,5K

1628

KW

D-2

340,3K

2520

KW

B-1

435,4K

2270

KW

B-2

379,4K

1884

KW

V-1

6283

MW R

3800

kg

HP

Steam

M1

334,6K

Vap

422,7K

1150

0K

153

6K RC

672,7K

254

3,1K

2147

1,2K

2242

9,2K

436

9,3 kmo

l/h0,00

01 D

ME

0,3136

Me

OH

0,6863

H2O

525

2,5 kmo

l/h0,99

9 H2

O

0,001 M

eOH

F50

0 kmo

l/h0,99

Me

OH

0,01 H

2O

M30

6,4K

R11

6,8 kmo

l/h0,00

003 D

ME

0,9899

Me

OH

0,01 H

2O

H-1

398,9 KW

Figura 6-1. PFD completo de la planta.

Documentación del proyecto

44

44

6.2 Diagrama P&I

C-1

C-2

PC

LC

TC TC

TC

TC

TC

LC

FC

AC LC

FCFC

L/F

PC

LC

FC

AC

FCFC

LC

PC

SP

FC

SP Produ

cción

CW

L/F

CW

SP

DM

E

Agu

a

Alim

entación

MeO

H

CW

Com

bustib

le

SP

BFW

Co

nd

en

sado

s

Figura 6-2. P&I completo de la planta.


45

45

6.3 Código del programa EES

Para el correcto funcionamiento del programa, si se desea copiar este mismo código, es necesario ordenar y

redefinir los límites de las variables para que el programa sea capaz de realizar el cálculo completo de la

planta.

Por otro lado, es necesario delimitar el rango de valores de las variables, acercando los valores a estimaciones

aproximadas con valores coherentes que difieran de uno, valor que utiliza EES por defecto y que es motivo de

muchos fallos de converngencia.

Leyenda:

A = Dimetil éter.

B = Metanol.

C = Agua.

F_N = Caudal total de la corriente N.

zI_N = Corriente del componente I en la corriente N.

xI_N = Fracción molar de un líquido del componente I en la corriente N.

yI_N = Fracción molar de un gas del componente I en la corriente N.

T_N = Temperatura de la corriente N.

Q = Calor

H_N = Entalpía de formación de la corriente N

C = Coste

Function pdme(T) {LA FUNCIÓN DEVUELVE LA PRESIÓN DE VAPOR DEL DME A CUALQUIER T} pdme:=(10^(4,11475-894,669/(T-30,604))) {EVITA ERRORES DE PRESIÓN O TEMPERATURA CRÍTICA} End Subprogram b_energy(zA;zB;zC;Hf:T) cpA=(31,026*T+0,1186*T^2/2-1,14e4)/(T-249) {J/mol*K} h_A=1000*(-184,1+cpA*(T-298)/1000) h_B=enthalpy(CH3OH;T=T) h_C=enthalpy(H2O;T=T) Hf=zA*h_A+zB*h_B+zC*h_C {T=20} End Subprogram flash(zA;zB;zC;TF;P:QF;TS;H_L;H_V;V;yA;yB;yC) F=zA+zB+zC xAF=zA/F xBF=zB/F xCF=1-(xAF+xBF) P=xAF*pdme(Tb)+xBF*p_sat(Methanol;T=Tb)+xCF*p_sat(Water;T=Tb) 1/P=xAF/pdme(Tr)+xBF/p_sat(Methanol;T=Tr)+xCF/p_sat(Water;T=Tr) F=L+V L=0,3*F {ESPECIFICACIÓN: CONDENSA EL 30% DEL VAPOR QUE ENTRA EN F} F*xAF=L*xA+V*yA F*xBF=L*xB+V*yB


46

46

xC=1-xA-xB yA=xA*pdme(TS)/P yB=xB*p_sat(Methanol;T=TS)/P (1-yA-yB)=xC*p_sat(Water;T=TS)/P yC=1-yA-yB Call hf_g(zA;zB;zC;TF:H_F) {ENTALPÍA DE ENTRADA DE LA MEZCLA} Call hf_g(yA*V;yB*V;yC*V;TS:H_V) {ENTALPÍA DEL GAS A LA SALIDA} Call hf_f(xA*L;xB*L;xC*L;TS;P:H_L) {ENTALPÍA DEL LÍQUIDO A LA SALIDA} QF=(H_F-H_V-H_L)/(3600) {POTENCIA ENTREGADA} {ESTA SUBRUTINA DEVUELVE LA TEMPERATURA DE SALIDA DEL ECONOMIZADOR EN FUNCIÓN DE LA ESPECIFICACIÓN. DEVUELVE TAMBIÉN LA ENTALPÍA DE LA CORRIENTE LÍQUIDA Y GAS A LA SALIDA, ASÍ COMO LA COMPOSICIÓN DE LA CORRIENTE} End Subprogram hf_g(zA;zB;zC;T:HF) cpA=(31,026*T+0,1186*T^2/2-1,14e4)/(T-249) {J/mol*K} h_A=1000*(-184,1+cpA*(T-298)/1000) h_B=enthalpy(CH3OH;T=T) h_C=enthalpy(H2O;T=T) HF=zA*h_A+zB*h_B+zC*h_C {H FORMACIÓN DE LA CORRIENTE F} End Subprogram hf_f(zA;zB;zC;T;P:HL) {H MOLAR DE LÍQUIDOS A T [K] Y P [BAR]} p_A=pdme(T) p_B=p_sat(Methanol;T=T) p_C=p_sat(Water;T=T) {COMANDO IF PARA QUE SE ASEGURE ESTADO LÍQUIDO} x_A=if(P;p_A;p_A+0,1;P;P) x_B=if(P;p_B;p_B+0,1;P;P) x_C=if(P;p_C;p_C+0,1;P;P) h_B=-201998+enthalpy(Methanol;T=T;P=x_B) h_A=-207705+enthalpy(DimethylEther;T=T;P=x_A) h_C=-286636+enthalpy(Water;T=T;P=x_C) HL=zA*h_A+zB*h_B+zC*h_C End Subprogram c_condenser(T;Q:C) U=0,852 {COEF. DE TRANSMISIÓN DE CALOR} DELTA_T=T-310 {SALTO DE TEMPERATURAS} Q=U*A*DELTA_T C=7296*(A^0,65) {COSTE} End Subprogram c_reboiler(T;Q:C) U=0,582 {COEF. DE TRANSMISIÓN DE CALOR} DELTA_T=445-T {SALTO DE TEMPERATURAS, MP STEAM} Q=U*A*DELTA_T C=7296*(A^0,65) {COSTE} End Subprogram c_columna(T;P;V;np:PHI;L;C)


47

47

{DENSIDAD DE LA MEZCLA SEGÚN LA COLUMNA} RHO=if(P;5;density(Methanol;T=T;P=P);0;density(DimethylEther;T=T;P=P)) {PESO MOLECULAR MEDIO} PM=if(P;5;molarmass(Methanol);0;molarmass(DimethylEther)) V_v=V/(RHO*3600) RHO_m=RHO*PM ((pi*(PHI^2))/4)*(1,22/sqrt(RHO_m))=V_v {VOL = VELOCIDAD MÁXIMA x SECCIÓN} L=(np*0,61)*1,2 {LONGITUD} C=17640*(PHI^1,066)*(L^0,802) End {************************} {DATOS BALANCE DE MATERIA} F_0=500 {ENTRADA} S1=9,989E6 {SEPARACIÓN DE C1} S2=98901 {SEPARACIÓN DE C2} alfa_1=2,317 {VOLATILIDAD C1} alfa_2=1,828 {VOLATILIDAD C2} zA_4=0,05 {ESPECIFICACIÓN DE A EN FONDO DE C1} zB_5=0,25 {ESPECIFICACIÓN DE B EN FONDO DE C2} {DATOS BALANCE DE ENERGÍA} T_F=298 {TEMPERATURA ALIMENTACIÓN} T_1=538 {TEMPERATURA DE ENTRADA AL REACTOR} T_11=500 {TEMPERATURA DE ENTRADA DEL HORNO} T_2=543,1 {TEMPERATURA SALIDA TREN DE VAPOR} {PRESIONES, SE ESTIMA UNA PÉRDIDA DE CARGA DE 0,5 BAR POR EQUIPO} P_F=1,1 P_2=12 P_21=11,5 P_22=11 P_23=10,5 PD1=10 {CONDENSADOR C1} PB1=10,2 {REBOILER C1} PD2=1,1 {CONDENSADOR C2} PB2=1,26 {REBOILER C2} P_REAC1=13 {ENTRADA AL REACTOR} P_REAC2=12,5 {SALIDA DEL REACTOR} {ALIMENTACIÓN DE REACTIVOS} zB_F=F_0*0,99 zC_F=F_0*0,01 {BM EN EL MEZCLADOR DE CORRIENTES: REALIMENTACIÓN Y ALIMENTACIÓN FRESCA} zA_1=zA_R zB_1=zB_F+zB_R zC_1=zC_F+zC_R Call hf_g(zA_1;zB_1;zC_1;T_1:Hf)


48

48

{SALIDA REACTOR} zA_2=0,5*zB_1*x+zA_1 zB_2=zB_1*(1-x) zC_2=0,5*zB_1*x+zC_1 F_2=zA_2+zB_2+zC_2 Call b_energy(zA_2;zB_2;zC_2;Hf:T_RC) {CINÉTICA: MOLES DE MEOH REACCIONADOS POR SEGUNDO Y KG DE CATALIZADOR} k_cin=exp(-8,00-(9680/(T_RC))) {CONSTANTE CINÉTICA} k_eq=exp(-2,8086+(3061/(T_RC))) {CONSTANTE DE EQUILIBRIO} r_B=100000*3600*k_cin*(P_B-((P_A*P_C)/(P_B*k_eq))) {CÁLCULO DE LA CANTIDAD DE CATALIZADOR PARA LA CONVERSIÓN MÁXIMA} W_cat=integral(1/r_B;x;0;0,81)*zB_1 $IntegralTable x;W_cat {EVOLUCIÓN CONVERSIÓN REACTOR} {PRESIONES PARCIALES A LO LARGO DEL REACTOR} P_A=(zA_2/F_2)*P_REAC2 P_B=(zB_2/F_2)*P_REAC2 P_C=(zC_2/F_2)*P_REAC2 {COSTE DEL REACTOR Y DIMENSIONES} RHO=2500 EPSILON=0,4 L_REACTOR/PHI_REACTOR=10 W_cat/RHO=(PI*((PHI_REACTOR^2)/4)*L_REACTOR)*(1-EPSILON) C_REACTOR=17640*(PHI_REACTOR^1,066)*(L_REACTOR^0,802) xA_2=zA_2/F_2 {C1, SEPARA DME DE MeOH Y H2O} {BM GLOBAL Y POR COMPONENTES} F_2=F_3+F_4 F_3=zA_3+zB_3 F_4=zA_4+zB_4+zC_4 zA_2=zA_3+zA_4 zB_2=zB_3+zB_4 zA_3=yA_D1*F_3 zB_3=yB_D1*F_3 zA_4=xA_B1*F_4 zB_4=xB_B1*F_4 {CÁLCULO DE PD1} PA_C1=p_sat(DimethylEther;T=T_D1) PB_C1=p_sat(Methanol;T=T_D1) {PC_C1=p_sat(Steam;T=T)} {ESP: AGUA EN DESTILADO DE C1 = 0} PD1=yA_D1*PA_C1+yB_D1*PB_C1{+yC_D1*PC_C1} {CÁLCULO DE PB1} {PA_C1_B=p_sat(DimethylEther;T=T_B1)} {ERROR T CRÍTICA, SE SIMPLIFICA DME EN FONDO}


49

49

PB_C1_B=p_sat(Methanol;T=T_B1) PC_C1_B=p_sat(Steam;T=T_B1) PB1={xA_B1*PA_C1_B+}xB_B1*PB_C1_B+(1-xB_B1-xA_B1)*PC_C1_B {S Y CÁLCULO DE ALFA_1} S1=(yA_D1/(1-yA_D1))/(xA_B1/(1-xA_B1)) S1=(alfa_1/sqrt(1+xA_2*reflujo_1))^21 reflujo_1=L1/F_3 V1=L1+F_3 xA_4=(zA_4+zB_4)/F_4 {COMPOSICIÓN ENTRADA A C2, A+B. DONDE A=ESPECIFICACIÓN} {C2, DME + MeOH, MAYORITARIO METANOL. SEPARA H2O DE MeOH} {BM GLOBAL Y POR COMPONENTES} F_4=F_5+F_R F_5={zA_5+}zB_5+zC_5 {ESP: CORRIENTE DE A EN 5=0} F_R=zA_R+zB_R+zC_R zB_4=zB_5+zB_R zC_4=zC_5+zC_R zB_5=xB_B2*F_5 zC_5=xC_B2*F_5 zB_R=yB_D2*F_R zC_R=yC_D2*F_R {CÁLCULO DE PD2} PA_C2=p_sat(DimethylEther;T=T_D2) PB_C2=p_sat(Methanol;T=T_D2) PC_C2=p_sat(Steam;T=T_D2) PD2=(1-yB_D2-yC_D2)*PA_C2+yB_D2*PB_C2+yC_D2*PC_C2 {CÁLCULO DE PB2} {PA_C2_B=p_sat(DimethylEther;T=T_B2)} {ESP: DME EN FONDO DE C2 = 0} {PB_C2_B=p_sat(Methanol;T=T_B2)} {ERROR TC, SIMPLIFICA MEOH FONDO} PC_C2_B=p_sat(Steam;T=T_B2) PB2={(1-x_B_SC2-x_C_SC2)*PA_C2_B+x_B_SC2*PB_C2_B+}xC_B2*PC_C2_B xA_B2=1-xB_B2-xC_B2 {S Y CÁLCULO DE ALFA_2} S2=(yB_D2/(1-yB_D2))/(xB_B2/(1-xB_B2)) S2=(alfa_2/sqrt(1+xA_4*reflujo_2))^26 reflujo_2=L2/F_R V2=L2+F_R {*****************************PARA CONVERSIONES POR DEBAJO DE 0,45, LOS RESULTADOS DE LOS CAUDALES DE VAPOR DENTRO DE LA TORRE DE DESTILACIÓN 2 SON INCOHERENTES. QUIERE DECIR QUE SALEN NEGATIVOS. ESTO IMPLICA QUE TODO EL CAUDAL DE VAPOR QUE SALE DEL HERVIDOR PASA DIRECTAMENTE A SER DESTILADO, POR LO QUE EL REFLUJO PARA CONVERSIONES POR DEBAJO DE 0,45 ES 0.*****************************}


50

50

{COSTE DE LAS COLUMNAS DE DESTILACIÓN} Call c_columna(T_D1;PD1;V1;21:PHI_C1;L_C1;C_C1) Call c_columna(T_D2;PD2;V2;26:PHI_C2;L_C2;C_C2) {BALANCE DE ENERGÍA} {BALANCE DE ENERGIA EN EL MEZCLADOR} Call hf_f(zA_R;zB_R;zC_R;T_D2;PD2:H_R) Call hf_f(0;zB_F;zC_F;T_F;P_F:H_F) {EN LA ALIMENTACIÓN NO ENTRA DME} Call hf_f(zA_1;zB_1;zC_1;T_M;1,1:H_M) {CÁLCULO DE TM, T MEZCLA DE CORRIENTES} H_R+H_F=H_M {VAPORIZADOR, CÁLCULO DE T_VAPORIZACIÓN Y P_VAPORIZACIÓN, SALIDA, VAPOR SATURADO A 13,5 BAR -> CALCULA T_VAP} P_A_vap=pdme(T_vap) P_B_vap=p_sat(Methanol;T=T_vap) P_C_vap=p_sat(Water;T=T_vap) z_1=zA_1+zB_1+zC_1 xA_1=zA_1/z_1 xB_1=zB_1/z_1 xC_1=zC_1/z_1 13,5=xB_1*P_B_vap+xC_1*P_C_vap+xA_1*P_A_vap Call hf_f(zA_1;zB_1;zC_1;T_M1;1,1:H_M1) DELTAh_vap_B=enthalpy_vaporization(Methanol;T=T_vap) DELTAh_vap_C=enthalpy_vaporization(Water;T=T_vap) Q_vap=(H_vap_1-(H_M1))/3600+(zB_1*DELTAh_vap_B)/3600 Call hf_f(zA_1;zB_1;zC_1;T_vap;13,5:H_vap_1) {INTERCAMBIADOR 1, BALANCE DE ENERGÍA, CÁLCULO DE T_2} Call hf_g(zA_1;zB_1;zC_1;T_vap:H_vap) Call hf_g(zA_2;zB_2;zC_2;T_2:H_2) Call hf_g(zA_1;zB_1;zC_1;T_11:H_11) Call hf_g(zA_2;zB_2;zC_2;T_21:H_21) P_A_21=pdme(T_21) P_B_21=p_sat(Methanol;T=T_21) P_C_21=p_sat(Water;T=T_21) {ESP: T DE SALIDA=T ROCÍO DE LA MEZCLA} H_vap+H_2=H_11+H_21 Q_HX1=(H_11-H_vap)/3600 Q_HX1=0,17*A_HX1*(((T_2-T_11)+(T_21-T_vap))/2) {MP STEAM} C_HX1=7296*(A_HX1^0,65) {HORNO} Call hf_g(zA_1;zB_1;zC_1;T_1:H_1) Q_HORNO=(H_1-H_11)/3600 {COSTE DEL HORNO, FUNCIÓN DEL DUTY} C_FURNACE=(1536,5/280)*(15668*(Q_vap/1000)^0,85)*2,27 {9,83$/GJ COMBUSTIBLE Y OPERACIÓN DEL HORNO ANUAL} C_COMB=(Q_HORNO/1E-6)*9,83


51

51

{ECONOMIZADOR 1, BALANCE DE ENERGÍA, HAY CONDENSACIÓN PARCIAL} {*****************************CON LA SIGUIENTE FUNCIÓN SE CALCULA LA POTENCIA DEL ECONOMIZADOR EN CASO DE MANTENER LA CONDENSACIÓN PARCIAL, QUE DESPUÉS DE LA OPTIMIZACIÓN SE MANTUVO ELIMINÓ. PARA CONSERVAR LA CONDENSACIÓN PARCIAL, SE COMENTA LA OPERACIÓN SIGUIENTE Y SE DESPEJA LA LLAMADA A LA SUBRUTINA FLASH {Call flash(zA_2;zB_2;zC_2;T_21;P_2:Q_E1;T_22;H_L;H_V;V;yA_V;yB_V;yC_V)} {CALCULA EL Q_E1. T_21 CALCULADA Y T_22 ESPECIFICACIÓN} *****************************} Q_E1=0,28*A_E1*(((T_22-T_M)+(T_21-T_M1))/2) {COSTE VAPORIZADOR, MP STEAM} C_E1=7296*(A_E1^0,65) P_A_22=pdme(T_22) {ESP: CORRIENTE SALIDA E1 = T_ROCIO} P_B_22=p_sat(Methanol;T=T_22) P_C_22=p_sat(Water;T=T_22) yA_2=zA_2/F_2 yB_2=zB_2/F_2 yC_2=zC_2/F_2 1/P_22=(yA_2/P_A_22)+(yB_2/P_B_22)+(yC_2/P_C_22) Call hf_g(zA_2;zB_2;zC_2;T_22:H_22) Q_E1=(H_21-H_22)/3600 {CÁLCULO DE T_M1 POR BALANCE EN EL ECONOMIZADOR} Q_E1=(H_M1-H_M)/3600 {INTERCAMBIADOR 2, SALIDA DEL REACTOR. BAJA DE 700K A T_2, CALCULADA ANTERIORMENTE} Call hf_g(zA_2;zB_2;zC_2;T_RC:H_RC) Q_HX2=(H_RC-H_2)/3600 Call c_condenser(T_2;Q_HX2:C_HX2) {INTERCAMBIADOR 3, ENTRADA A C1} P_A_23=pdme(T_23+5) {ESP: T=T_23+5, SUBENFRIADA} P_B_23=p_sat(Methanol;T=T_23+5) P_C_23=p_sat(Water;T=T_23+5) xA_2=zA_2/z_2 xB_2=zB_2/z_2 xC_2=zC_2/z_2 P_23=xA_2*P_A_23+xB_2*P_B_23+xC_2*P_C_23 Call hf_f(zA_2;zB_2;zC_2;T_23;P_23:H_23) Q_HX3=(H_22-H_23)/3600 Call c_condenser(T_23;Q_HX3:C_HX3) {BE DESTILADO 1} DELTAh_vap_A_D1=enthalpy_vaporization(DimethylEther;T=T_D1) QD_1=(V1*DELTAh_vap_A_D1)/3600 Call c_condenser(T_D1;QD_1:C_CONDENSER_1) {BE REBOILER 1} Call hf_f(zA_3;zB_3;0;T_D1;PD1:H_3) Call hf_f(zA_4;zB_4;zC_4;T_B1;10,2:H_4) (H_23/3600)+QB_1=(H_4/3600)+QD_1+(H_3/3600)


52

52

Call c_reboiler(T_B1;QB_1:C_REBOILER_1) {BE DESTILADO 2} DELTAh_vap_B_D2=enthalpy_vaporization(Methanol;T=T_D2) QD_2=(V2*DELTAh_vap_B_D2)/3600 Call c_condenser(T_D2;QD_2:C_CONDENSER_2) {BE REBOILER 2, BALANCE GLOBAL EN C2} Call hf_f(0;zB_5;zC_5;T_B2;1,26:H_5) (H_4/3600)+QB_2=(H_5/3600)+QD_2+(H_R/3600) Call c_reboiler(T_B2;QB_2:C_REBOILER_2) {*********************************} {PRECIO ENERGÍA Y CATALIZADOR} C_LP_STEAM=7,78 {DÓLARES POR GJ} C_MP_STEAM=8,22 {DÓLARES POR GJ} C_HP_STEAM=9,88 {DÓLARES POR GJ} C_CAT=W_cat*50 {COSTE DE CATALIZADOR} C_ENERGIA=C_COMB+(C_MP_STEAM*(QB_1/1e+6)*3600*24*365)+(C_LP_STEAM*(QB_2/1e+6)*3600*24*365)-(C_HP_STEAM*(Q_HX2/1e+6)*3600*24*365) {TAC} ((C_REACTOR+C_CAT+C_REBOILER_1+C_REBOILER_2+C_CONDENSER_1+C_CONDENSER_2+C_HX3+C_HX2+C_E1+C_HX1+C_FURNACE+C_C2+C_C1)/3)+C_ENERGIA=TAC {TAC=(CAPITAL COST/PAYBACK PERIOD + ENERGY COST)} {SE HA CONSIDERADO COMO PAYBACK UN PERIODO DE 3 AÑOS}

{PARA CALENTAR LA CORRIENTE DE ENTRADA AL REACTOR EN EL VAPORIZADOR, SE HA USADO VAPOR DE MEDIA PRESIÓN. EN EL REBOILER 1 SE HA USADO VAPOR DE MEDIA PRESIÓN Y EN EL REBOILER 2 VAPOR DE BAJA PRESIÓN. EL CALOR GENERADOR EN EL INTERCAMBIADOR 3 (SALIDA DEL REACTOR), SE HA USADO COMO CRÉDITO, O DICHO DE OTRA FORMA, COMO UN INGRESO O REDUCCIÓN DEL GASTO ENERGÉTICO EN LA PLANTA,

PRODUCIÉNDOSE VAPOR DE ALTA PRESIÓN}”

6.4 Diagrama de flujo alternativo

Se realizó un estudio alternativo de una planta donde se modificaba el diagram de flujo en busca de un TAC

menor. Entre los cambios realizados, se puede apreciar la eliminación del economizador, y en su lugar un tren

de generación de vapor de media y alta presión, lo que genera un mayor crétido.

Por otro lado, se coloca un intercambiador de calor a la entrada del vaporizador donde se prepara la mezcla de

alimentación fresca y recirculación a una temperature de 400K.

La salida del reactor no dispone de generación de vapor, pero la corriente se hace pasar por un FEHE que

precalienta suficientemente la salida del vaporizador, sin necesidad de disponer de un horno de procesos, lo

que podría resultar un problema en caso de arranque de la planta.


53

53

23

354K

324

7,5 kmo

l/h0,99

9 DM

E

0,001 M

eOH

C-1

C-2

HX-1

HX-3

4809

KW

D-1

317,5K

1628

KW

D-2

340,3K

2520

KW

B-1

435,4K

2270

KW

B-2

379,4K

1884

KW

V-1

4874

MW

M1

400K

Vap

422,7K

1150

0K

153

8K RC

672,9K

2161

8K

436

9,3 kmo

l/h0,00

01 D

ME

0,3136

Me

OH

0,6863

H2O

525

2,5 kmo

l/h0,99

9 H2

O

0,001 M

eOH

F50

0 kmo

l/h0,99

Me

OH

0,01 H

2O

R11

6,8 kmo

l/h0,00

003 D

ME

0,9899

Me

OH

0,01 H

2O

HP Steam

Figura 6-3. Diagrama de flujo alternativo.


54

54

6.5 Ciclo de generación de vapor

Recalentador

Evaporador

Economizador

Corriente 2543,1K

Corriente RCT1 = 673K

AguaW1 = 298K

1 atm

AguaW4 = 527K

42 atm W3

W2

T3

T2

Figura 6-4. Esquema de generación de vapor de alta presión [21].

W2W3

W4

T1

T2

T3

W1

T4

Recalentador EconomizadorEvaporador

Pinch Point

Figura 6-5. Perfil de temperaturas y Pinch.


55

55

Ecuaciones de diseño para el sistema de generación, por equipo:

𝑄𝑒𝑐𝑜𝑛𝑜𝑚𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜𝑟 = 𝑊 ∗ (ℎ𝑊2− ℎ𝑊1

) ∗ (1 + 0,25)

𝑄𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜𝑟 = 𝑊𝑎𝑔𝑢𝑎 ∗ (ℎ𝑊3− ℎ𝑊2

) = 𝑊𝑔𝑎𝑠𝐶𝑃𝑔𝑎𝑠∗ (𝑇2 − 𝑇3)

𝑄𝑟𝑒𝑐𝑎𝑙𝑒𝑛𝑡𝑎𝑑𝑜𝑟 = 𝑊𝑎𝑔𝑢𝑎 ∗ (ℎ𝑊4− ℎ𝑊3

) = 𝑊𝑔𝑎𝑠𝐶𝑃𝑔𝑎𝑠∗ (𝑇1 − 𝑇2)

Corriente T1 T2 T3 T4

Temperatura (K) 673 672,1 588,9 543

Tabla 6-1. Balance de energía de la corriente de procesos en HRSG.

Corriente W1 W2 W3 W4

Temperatura (K) 298 525,5 525,5 527

Tabla 6-2. Balance de energía del agua en HRSG.

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REFERENCIAS

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Referencias

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trabajo fin de gradobibing.us.es/proyectos/abreproy/91532/fichero/tfg_1.pdf · equation chapter 1...

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