Ingeniería básica de una planta de producción de alcohol furfurílico

i Equation Chapter 1 Section 1 Trabajo Fin de Grado Ingeniería Química Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico Autora: Elisabeth Bocanegra Gómez Tutor: Pedro Antonio Ollero de Castro Dpto. de Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Sevilla, 2021 ii iii Trabajo Fin de Grado Ingeniería Química Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico Autora: Elisabeth Bocanegra Gómez Tutor: Pedro Antonio Ollero de Castro Catedrático de Universidad Dpto. de Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Sevilla, 2021 iv v Trabajo Fin de Grado: Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico Autora: Elisabeth Bocanegra Gómez Tutor: Pedro Antonio 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, 2021 El Secretario del Tribunal vi vii Agradecimientos En primer lugar, me gustaría agradecerle su labor a Pedro Ollero, tutor de este proyecto, por sus grandes consejos y correcciones, por toda su ayuda y por su paciencia conmigo durante todo el trabajo. A los profesores de la Escuela, por el esfuerzo y dedicación para formar a sus alumnos, en especial al departamento de Ingeniería Química y Ambiental. A mi familia, pareja y amigos por el apoyo recibido durante esta etapa, la cual no habría sido lo mismo sin su constante apoyo. Elisabeth Bocanegra Gómez Sevilla, 2021 viii ix Resumen Se realiza la Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico a partir de la reacción de hidrogenación en fase gas de Furfural sobre cromita de cobre, catalizador que proporciona alta actividad y selectividad hacia el producto deseado. La capacidad de producción de la planta es de 40.000 t/año de Alcohol Furfurílico. La reacción se da en un reactor multitubular de lecho fijo refrigerado con agua. La mezcla obtenida se separa mediante un equipo de separación flash, que permitirá recircular el hidrógeno no reaccionado, y una columna de destilación, con el fin de obtener Alcohol Furfurílico de alta pureza. También se estudia cómo separar los subproductos para su mejor aprovechamiento. Por último, se realiza un análisis económico en el que se calculan el coste de inversión total inicial, los costes de producción y el precio mínimo de venta, con el fin de estudiar la rentabilidad del proyecto. xvi Figura 34. Perfiles de temperatura para distintos valores de ratio 27 Figura 35. 𝑇𝑝𝑖𝑐𝑜 para 𝑇𝑐𝑎𝑟𝑐𝑎𝑠𝑎=137°C 29 Figura 36. 𝑇𝑝𝑖𝑐𝑜 para 𝑇𝑐𝑎𝑟𝑐𝑎𝑠𝑎=135°C 29 Figura 37. Tabla paramétrica EES ratio óptimo - conversión máxima 29 Figura 38. 𝑇𝑝𝑖𝑐𝑜 al variar el ratio a 2,0526 30 Figura 39. Configuraciones para los tubos del reactor 31 Figura 40. Flujos molares de líquido y vapor a través de la columna 39 Figura 41. Perfiles de composición molar en el líquido 40 Figura 42. Perfiles de composición molar en el vapor 40 Figura 43. Tipo de relleno escogido. Anillos Pall. 41 Figura 44. Decantador de la planta 43 Figura 45. Configuración de los intercambiadores 44 Figura 46. Compresor de recirculación 46 Figura 47. Diagrama H-S del compresor 47 Figura 48. Purga y recirculación en el proceso 48 Figura 49. Tanques de almacenamiento para líquidos (tipo) 49 xvii Notación FOL Alcohol Furfurílico FAL Furfural 2-MF 2-Metilfurano NRTL Non Random Two Liquids EES Engineering Equation Solver PFD Process Flow Diagram VAN Valor Actual Neto 1 1 OBJETIVOS Y ALCANCE En este proyecto se va a realizar la ingeniería básica de una planta de producción de alcohol furfurílico a partir de furfural cuya capacidad de producción será de 40.000 t/año. El objetivo es conseguir producir alcohol furfurílico de elevada pureza del 99% en peso. Se estudiarán el sistema de reacción y de purificación del producto, así como las condiciones de operación de la planta. Para el diseño de los equipos principales se va a hacer uso de las herramientas EES y ASPEN PLUS V10.0. Quedan fuera del alcance del proyecto los cálculos mecánicos y eléctricos de la planta. Se obtendrán los balances de materia y de energía de la planta en cuestión y se realizará el diagrama de flujo de ésta. Finalmente se realizará un análisis económico, el cual permitirá obtener el coste de inversión inicial total de la planta y los costes de producción para posteriormente comprobar la viabilidad del proyecto. 2 2 INTRODUCCIÓN 2.1. El alcohol furfurílico y sus propiedades El alcohol furfurílico (también conocido por FOL, furfuryl alcohol o 2-furanmetanol) es un compuesto químico orgánico cuya fórmula molecular se corresponde con C5H6O2. Contiene un furano sustituido con un grupo hidroximetilo (Figuras 1,2) y, como alcohol, sufre las reacciones típicas de un alcohol primario como pueden ser oxidación, esterificación y eterificación. Se presenta normalmente como un líquido incoloro o de color amarillo pálido, con olor suave y que oscurece un poco su color al exponerse al aire. Además, al igual que el furfural, es un compuesto completamente miscible en agua, alcoholes, éteres y acetona entre otros. Es un excelente solvente, altamente polar, y disuelve muchos tipos de resina. Las propiedades químicas de dicho alcohol son características del grupo hidroximetilo [1,2]. En la siguiente tabla se muestran las propiedades más relevantes del alcohol furfurílico [1]: Tabla 1. Propiedades del FOL Peso molecular 98,10 g/mol Temperatura de ebullición a presión atmosférica 170 ºC Densidad a temperatura y presión ambiente 1130 kg/m3 Solubilidad en agua a 25 ºC ∞ Viscosidad a 25 ºC 4,62 mPa·s 2.2. Principales usos Este alcohol es el derivado más importante del furfural (FAL), ya que aproximadamente el 85% del furfural mundial producido se convierte en FOL (Figura 3). Tiene una gran cantidad de aplicaciones en la industria química, pudiendo ser derivado para dar otros compuestos mediante alquilación, cicloadición, esterificación, eterificación, hidrogenación e hidrogenólisis, oxidación y halogenación [1, 3, 4]. Figura 1. Molécula de FOL Figura 2. Molécula de FOL (modelo de bolas) Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 3 Figura 3. Gráfico del mercado global del furfural Este alcohol es utilizado principalmente para la producción de resinas, así como para elaborar fibras sintéticas (Figura 5). El FOL juega además un papel muy importante en la fundición y su industria. Durante muchos años ha sido ampliamente usado para producir moldes de alta calidad para fundición de metales. Es además el ingrediente principal en aglutinantes de fundición de furano. Otros usos importantes son [3, 5]: • Producción de THFOL • Obtención de muelas o piedras abrasivas • Solvente para resinas o pigmentos de baja solubilidad • Producción de dispersantes • Intermediario para la obtención de productos farmacéuticos como lisina o vitamina C • Químico de partida para la obtención de fragancias • Producción de fungicidas y plaguicidas Figura 4. Derivados del alcohol furfurílico Introducción 4 Figura 5. Principales aplicaciones del alcohol furfurílico 2.3. Mercado y producción mundial El tamaño del mercado mundial de alcohol furfurílico se valoró en 405 millones de euros en 2019 y se espera que crezca anualmente en un 6,2% de 2020 a 2027. La demanda de mercado en 2020 ha sido de aproximadamente 336.798 toneladas, y se estima además que la previsión de volumen en 2027 será de casi 500.000 toneladas anuales. Este crecimiento se puede atribuir a la creciente demanda de productos síntesis de resinas de furano y a la formulación de compuestos de matriz polimérica termoendurecible, cemento, adhesivos, recubrimientos y resinas de colada. Además, el alcohol furfurílico es una sustancia química de base biológica prominente, que también se puede utilizar como materia prima. El crecimiento de la química verde, los programas de sostenibilidad y las cadenas de valor innovadoras de base biológica son también algunos de los factores responsables del crecimiento del mercado [3]. China domina la producción mundial de alcohol furfurílico con una capacidad de producción del 80-85%. Ha sido la fácil disponibilidad de materia prima junto con las 400 fábricas que fabrican furfural en China las que han impulsado la producción de alcohol furfurílico en el país. Linzi Organic Chemical, Inc. Ltd., Hebeichem, Shandong Crownchem Industries Co., Ltd., Hongye Holdings Group Co., Ltd. y Xian Welldon Trading Co., Ltd. son los principales fabricantes del país. China, también, está ascendiendo cada vez más como principal consumidor de alcohol furfurílico en todo el mundo, consumiendo aproximadamente el 60% de la producción mundial en 2019 (Figura 6) [3, 6]. Figura 6. Consumo mundial de FOL Europa emergió como el segundo mercado regional más grande de alcohol furfurílico en 2019, tanto en términos de volumen como de ingresos. TransFurans Chemicals Bvba es el único fabricante destacado en Europa. La Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 5 mayor cantidad de FOL se importa desde China para satisfacer la demanda de varias industrias de uso final. Dynea AS y ASK Chemicals son los principales consumidores de alcohol furfurílico en Europa [3]. 2.4. Rutas químicas y procesos comerciales para la producción de FOL Actualmente, el alcohol furfurílico solo puede producirse mediante un proceso de dos etapas basado en catalizadores con distintas características y operando a diferentes condiciones. La obtención convencional de alcohol furfurílico se realiza por hidrogenación del furfural y ésta, puede efectuarse tanto en fase líquida como en fase vapor [1,5]. Ambas rutas son económicamente viables, aunque la hidrogenación en fase vapor es más empleada en la industria y sólo algunos fabricantes a pequeña escala producen alcohol furfurílico por reducción de furfural en fase líquida, debido en gran medida al equipamiento tan caro requerido para soportar altas presiones [1]. La principal diferencia entre ambas rutas es por tanto que la hidrogenación en fase líquida es llevada a cabo a altas presiones (presión >10 bar) y, sin embargo, la hidrogenación en fase vapor se produce a presión atmosférica. Al poder ejecutarse a bajas presiones y temperaturas se va a reducir la cantidad de subproductos indeseados en el proceso y el rendimiento será mucho mayor con menos necesidad de utilización de furfural [7]. Además, la hidrogenación en fase vapor utiliza altos ratios molares H2/furfural [1,5]. Las reacciones de transferencia de hidrógeno tienen diversas ventajas frente a otros métodos de reducción como pueden ser: - El H2 es fácil de manejar, no requiere altas presiones, es barato y no causa daños al medio ambiente. - Al no requerir altas presiones, los riesgos se minimizan. - Las condiciones de reacción empleadas pueden aumentar la selectividad del producto que se desea. A continuación, se abordan las dos rutas químicas mencionadas para la producción de alcohol furfurílico. Hidrogenación de FAL en fase líquida Como se ha mencionado anteriormente, sólo algunas empresas de producción a pequeña escala llevan la producción de FOL en fase líquida. Fue lograda por primera vez por Quaker Oats Company en 1928 [1]. Las reacciones aquí son llevadas a cabo en reactores discontinuos o en reactores de tanque agitado en vez de en reactores tubulares [1,5]. La producción de TFHA (tetrahydrofurfuryl alcohol) que se da durante la reacción, como producto secundario, puede ser prevenida utilizando catalizadores de cromita de cobre a temperaturas entre 120 y 160 ºC y a presiones de hidrógeno entre 100 y 200 bares. Además, se deben evitar temperaturas superiores a 175ºC para prevenir la formación de cantidades significantes de resina y productos de metilfurano [1]. El método de obtención más empleado es la hidrogenación de furfural en fase líquida utilizando como catalizador cromita de cobre. El inconveniente de este catalizador es su alta toxicidad medioambiental debido a la presencia de cromo. Por tanto, se está estudiando también el uso de otros catalizadores con gran actividad y menos dañinos para el medio ambiente. En la Figura 7 se muestra un esquema de operación de la planta de obtención de FOL por hidrogenación de FAL en fase líquida presente actualmente en Argentina, en la provincia de Chaco. En primer lugar, se carga el furfural al reactor, que se calienta hasta 60 ºC mediante la entrada de vapor al serpentín del reactor. Cuando se alcanzan 60 ºC se adiciona el catalizador y se eleva la misma hasta 160 ºC. Tras esto se procede a la hidrogenación. La presión en el reactor es de 40 bar. Durante la operación se refrigera el reactor para mantener constante la temperatura de reacción. Una vez que finaliza la hidrogenación, se enfría el FOL hasta 65 ºC y se disminuye la presión a 9,5 bar. El alcohol furfurílico se lleva a un tanque, en el cual se coloca el medio filtrante. Una vez filtrado se almacena en un tanque para el control de calidad [1,5]. Introducción 6 Figura 7. Esquema de la planta de producción de FOL en fase líquida de Chaco Hidrogenación de FAL en fase vapor La gran mayoría de plantas de producción de FOL efectúan la hidrogenación del FAL en fase vapor. La primera reducción de furfural con catalizador de cobre soportado a 140ºC fue llevada a cabo en 1927 y el uso de catalizador de cromita de cobre fue patentado en 1931 por Du Pont de Nemours [1]. La Figura 8 presenta un diagrama de procesos de producción de FOL mediante hidrogenación en fase vapor de FAL [1]. Figura 8. Esquema de una planta de producción de FOL mediante hidrogenación en fase vapor El furfural líquido se vaporiza en una corriente de hidrógeno en un vaporizador tubular a unos 120 ºC. Tras esto Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 7 pasa por un desnebulizador y se eliminan las gotas de furfural líquido aún presentes, que se recuperan en un tanque. La mezcla resultante es sobrecalentada antes de entrar al reactor. Una vez en el reactor, la mezcla pasa por los tubos rellenos de catalizador y se da la reacción. A la salida del reactor la conversión de furfural sobrepasa el 99%. El producto obtenido se condensa y se recoge en el tanque E. La corriente de hidrógeno no reaccionado es recirculada al inicio de la planta. Parte de esta corriente es purgada continuamente para evitar la acumulación de impurezas. La corriente de alcohol furfurílico crudo se recalienta y se destila en una columna con el fin de obtener una pureza del 99%. La corriente de fondos de la columna consta de oligómeros de alto punto de ebullición mientras que el agua y el metilfurano se retiran por la parte superior de la columna [1,5]. Obtención de FOL por otros medios Por otra parte, es posible producir FOL a partir de FAL mediante hidrogenación transfiriendo H2 desde alcoholes como el ciclohexanol o el 1,4-butanodiol empleando catalizadores metálicos (Cu, por ejemplo) [5]. 2.5. Producción de FOL mediante hidrogenación de FAL en fase vapor Se va a abordar el estudio de la producción de FOL mediante la hidrogenación de FAL en fase vapor, ya que, como se ha mencionado anteriormente, es ampliamente llevada a cabo en la industria, mucho más que en fase líquida. Para la obtención de FOL a partir de FAL se requiere la presencia de sitios metálicos sobre los cuales se hidrogena selectivamente el enlace C=O de FAL para dar lugar al respectivo alcohol insaturado (Figura 9) [5]. Figura 9. Reacción de hidrogenación de FAL para dar FOL La hidrogenación de furfural en fase gas ha sido estudiada tanto sobre catalizadores basados en metales nobles como en metales no nobles. La reacción generalmente se ha llevado a cabo en reactores a presión atmosférica y temperaturas entre 130 y 290ºC. Estequiometría de las reacciones El objetivo va a ser producir alcohol furfurílico a partir de hidrogenar el furfural. No obstante, como en casi todos los procesos químicos se van a producir subproductos no deseados los cuales habrá que separar posteriormente. En este caso, el FAL se va a convertir primero en FOL y, tras esto, va a darse una desoxigenación de dicho alcohol para dar el subproducto 2-metilfurano (2-MF), además de agua (Figura 10): Figura 10. Camino de reacción Memoria descriptiva 14 3.3. Sección de separación Una vez dadas las reacciones, el efluente del reactor va a pasar a una zona de separación que va a tener como fin principal la purificación del alcohol furfurílico. En esta zona hay dos equipos principales: un separador flash, que separa las fases que se generan al condensar parcialmente el efluente del reactor, y una columna de destilación (Figura 18). El efluente procedente del reactor sale a una temperatura bastante elevada, por lo que habrá que colocar un intercambiador de calor a la salida del reactor para enfriar y condensar parcialmente la mezcla. La temperatura a la que se enfría la mezcla va a estar en torno a 40ºC. Las condiciones de presión van a seguir siendo prácticamente atmosféricas, debido a que la pérdida de carga en el reactor es muy pequeña. La mezcla entra primero en un tanque flash, que permitirá la separación del hidrógeno no reaccionado de los demás compuestos con el fin de recircularlo y volverlo a introducir al reactor. Aguas abajo del flash habrá una columna de destilación que permitirá separar el alcohol furfurílico producido por el fondo, al ser el más pesado, y los subproductos agua y 2-metilfurano como destilado, con el fin de obtener un alcohol de alta pureza. Las condiciones mecánicas y de operación de dicha columna se verán más adelante en el diseño de esta. El alcohol furfurílico procedente de la columna de destilación va a alcanzar una pureza de alrededor del 99% y por tanto ya estará listo para su posterior enfriamiento, almacenamiento y venta. Figura 19. Zona de separación 3.4. Sección de tratamiento de subproductos La última parte de la planta se va a dedicar a la purificación del 2-metilfurano. Éste es un subproducto que, inevitablemente, se genera en el reactor. El destilado de la columna es una mezcla de agua y 2-metilfurano. Como ya se comentó en el apartado 2.5.2, este subproducto tiene gran importancia en el ámbito industrial para obtener: productos farmacéuticos, perfumes, solventes, etc. Por tanto, se decide tratar el destilado para conseguir 2-metilfurano con el grado de pureza necesario para su venta. La corriente que se obtiene por la parte superior de la columna de destilación es una corriente rica en agua y 2- metilfurano. Ambos compuestos son prácticamente inmiscibles entre ellos y por tanto se va a emplear un decantador en el que se va a dar el equilibrio líquido-líquido hasta obtener una fase acuosa prácticamente exenta de 2-MF y una fase orgánica de 2-MF de alta pureza. Si fuera necesario reducir la materia orgánica del agua Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 15 residual o reducir el contenido en agua del 2-metilfurano se podrían emplear lechos de adsorción, pero esto cae fuera del alcance de este trabajo. Figura 20. Zona de tratamiento de subproductos 16 4 MEMORIA DE CÁLCULO En este apartado se va a proceder al diseño de los principales equipos de la planta. En toda la memoria de cálculo se ha utilizado el método termodinámico NRTL en ASPEN PLUS para el cálculo de propiedades y la simulación de los equipos [33]. 4.1. Mezclador Se va a diseñar un equipo que consiga mezclar las corrientes de H2 y FAL que entran a la planta. Los mezcladores que se suelen utilizar en este proceso son de tipo vaporizadores tubulares [1] o torres de relleno como la descrita en el apartado 3.1. pero, para simplificar los cálculos, se va a simular en ASPEN un mixer simple, que cumple la misma función, con dos corrientes de entrada y una de salida como se observa en la Figura 21: Figura 21. Mezclador de la planta Según el balance de materia de la planta, de furfural entran 46,546 kmol/h y de hidrógeno 118,69 kmol/h. En la simulación se supone que ambas corrientes entran en el mezclador a 25 ºC y 1,3 bar. Sin embargo, de esos 118,69 kmol/h de H2, 47,52 kmol/h son alimentación fresca y el resto provienen del compresor que recircula el hidrógeno no reaccionado en el reactor. Este H2 recirculado sale del compresor a más temperatura, pero se asume que durante su recorrido hasta el mezclador bajará dicha temperatura. Los resultados de la corriente de salida del mezclador son: Tabla 5. Resultados del mezclador de la planta T (ºC) 23,79 P (bar) 1,3 Caudal (kmol/h) 165,238 Por otra parte, en el análisis económico, se estimará la capacidad del mezclador conocidos el tiempo de residencia de los compuestos dentro de este y el caudal volumétrico. El tiempo de residencia en este mezclador se supondrá de aproximadamente 1 minuto ya que este tipo de equipos tienen tiempos de residencias muy bajos [25]. 4.2. Reactor Para diseñar el reactor y establecer sus condiciones de operación, primero se va a estudiar cómo afectan los diferentes parámetros de diseño y variables de operación. Para ello se ha partido de un caso base correspondiente Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 17 a una planta de producción de alcohol furfurílico encontrada en la literatura [8]. Con este estudio se podrá entender que sucede en el reactor y, posteriormente, se podrán fijar y determinar los parámetros de operación y diseño del reactor de nuestra planta. Para llevar a cabo el estudio primero se modela el reactor y luego se programa haciendo uso de la herramienta Engineering Equation Solver, EES. Caso base En primer lugar, respecto al tipo de reactor, se tiene lo siguiente: Figura 22. Sección genérica de un tubo del reactor Sabiendo que se va a dar una hidrogenación en fase gas del furfural, la presión a la que trabaja el reactor es presión atmosférica, aunque posteriormente se incrementará un poco dicha presión para garantizar suficiente presión en los equipos aguas abajo. Además, se va a trabajar con una temperatura de entrada cercana a 135 °C. A continuación, se va a proceder al estudio de las ecuaciones de diseño para el balance de materia, balance de energía y balance de presiones en dicho reactor. Para todo esto, se va a partir de un reactor ya diseñado con el objetivo de calcular el balance de materia y la presión y temperatura a la salida. Tabla 6. Datos de diseño del caso base Número de tubos, 𝑵𝒕 6000 Longitud de los tubos, 𝑳 [m] 4,66 Diámetro interior de los tubos, 𝒅𝒕𝒖𝒃𝒐 [m] 0,03 Tabla 7. Datos de operación del caso base Temperatura del gas a la entrada, 𝑻𝟎 [ºC] 135 Temperatura refrigerante, 𝑻𝒄𝒂𝒓𝒄𝒂𝒔𝒂 [ºC] 140 Presión del gas a la entrada, 𝑷𝟎 [bar] 1,013 Como se ha visto en el mixer, el caudal de furfural de entrada al reactor es de 46,546 kmol/h (debido a la producción que se quiere conseguir) y la relación 𝐻2 𝐹𝐴𝐿 se toma 3. • Balance de materia Para un elemento diferencial de reactor (Figura 22), las ecuaciones de balance de materia para el cálculo de los caudales molares se corresponden con la siguiente: Memoria de cálculo 18 −𝑑𝐹𝑖 𝑑𝑊=(−𝑅𝑖) (𝐸𝑐.3) Donde - 𝑑𝐹𝑖 𝑑𝑊 es la derivada del caudal molar del compuesto 𝑖 respecto a la masa de catalizador a lo largo del reactor - (−𝑅𝑖) es la velocidad de reacción de dicho compuesto en kmol/kg-h. En este caso particular de producción de FOL, los caudales molares en el reactor se corresponden con: 𝑑𝐹𝐹𝐴𝐿 𝑑𝑊 =−𝑟1 𝑑𝐹𝐻2 𝑑𝑊 =−𝑟1−𝑟2 𝑑𝐹𝐹𝑂𝐿 𝑑𝑊 =𝑟1−𝑟2 𝑑𝐹𝑀𝐹 𝑑𝑊 =𝑟2 𝑑𝐹𝐻2𝑂 𝑑𝑊 =𝑟2 Donde 𝑟1 y 𝑟2 son las velocidades de reacción descritas en el apartado 2.5.3. Las concentraciones presentes en las ecuaciones cinéticas se calculan en general como: 𝐶𝑖=𝐹𝑖 𝑄𝑣𝑜𝑙𝑢𝑚é𝑡𝑟𝑖𝑐𝑜 (𝐸𝑐.4) Que en nuestro caso particular quedarán como: 𝐶𝐹𝐴𝐿=𝐹𝐹𝐴𝐿 𝑄𝑣𝑜𝑙𝑢𝑚é𝑡𝑟𝑖𝑐𝑜 𝐶𝐹𝑂𝐿=𝐹𝐹𝑂𝐿 𝑄𝑣𝑜𝑙𝑢𝑚é𝑡𝑟𝑖𝑐𝑜 𝐶𝐻2=𝐹𝐻2 𝑄𝑣𝑜𝑙𝑢𝑚é𝑡𝑟𝑖𝑐𝑜 Donde el caudal volumétrico, en unidades de m3/h, se define tal que: 𝑄𝑣𝑜𝑙𝑢𝑚é𝑡𝑟𝑖𝑐𝑜=𝐹·𝑅·(𝑇+273) 𝑃 (𝐸𝑐.5) Las ecuaciones para el cálculo de los caudales molares se integrarán a lo largo del reactor para obtener los caudales de furfural, hidrógeno, alcohol furfurílico, 2-metil furano y agua a la salida de este. 𝐹𝑖=𝐹𝑖0+∫ 𝐹𝑖𝑑𝑊 𝑊𝑓 𝑊 (𝐸𝑐.6) Donde 𝑊𝑓 es la masa de catalizador total final que se necesita para unas condiciones dada (es objeto de cálculo y será la variable de integración en nuestro problema): 𝑊𝑓=𝑁𝑡·𝐿·𝐴𝑡·⍴𝑎𝑝𝑎𝑟𝑒𝑛𝑡𝑒 (𝐸𝑐.7) Habrá que tener en cuenta además el balance molar a la entrada y a lo largo del reactor: 𝐹𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎= Ʃ𝐹𝑖𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎=𝐹𝐹𝐴𝐿0+𝐹𝐻20+𝐹𝐹𝑂𝐿0+𝐹2𝑀𝐹0+𝐹𝐻2𝑂0 (𝐸𝑐.8) 𝐹= Ʃ𝐹𝑖= 𝐹𝐹𝐴𝐿+𝐹𝐻2+𝐹𝐹𝑂𝐿+𝐹2𝑀𝐹 +𝐹𝐻2𝑂 (𝐸𝑐.9) Dos parámetros muy importantes que van a estar presentes durante todo el estudio del reactor van a ser la conversión por paso de furfural y la selectividad a alcohol furfurílico: 𝑥𝑝𝑎𝑠𝑜= 𝐹𝐹𝐴𝐿0−𝐹𝐹𝐴𝐿 𝐹𝐹𝐴𝐿0 (𝐸𝑐.10) 𝑆𝐹𝑂𝐿=𝐹𝐹𝑂𝐿 𝐹𝐹𝐴𝐿0−𝐹𝐹𝐴𝐿 (𝐸𝑐.11) Donde la conversión por paso se refiere al cociente entre el reactivo (en este caso FAL) consumido en el reactor Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 19 y el alimentado inicialmente y donde la selectividad se define como la cantidad que se produce de FOL entre la cantidad total de FAL convertida. • Balance de energía Para estudiar el balance de energía en el reactor y así poder calcular la temperatura de salida de este se han obviado las ecuaciones que implican al refrigerante de la carcasa (el cual se verá más adelante) ya que no es necesario tenerlo en cuenta para los cálculos. En primer lugar, hay que tener en cuenta que las reacciones que van a tener lugar en el reactor son muy exotérmicas y por tanto el calor de reacción va a cederse al refrigerante en la carcasa. La necesidad de este tipo de reactor con fluido refrigerante se debe a esto. Para el cálculo del calor evacuado al refrigerante se tiene: 𝑄𝑟𝑒𝑓=−𝑈·𝑎·(𝑇−𝑇𝑐𝑎𝑟𝑐𝑎𝑠𝑎) (𝐸𝑐.12) Donde - 𝑄𝑟𝑒𝑓 es el calor transferido al refrigerante en kJ/h-kgcat. - 𝑈 es el coeficiente global de transferencia, estimado y fijado en 504 kJ/h-m2-K y constante a lo largo de todo el reactor [8]. - 𝑇𝑐𝑎𝑟𝑐𝑎𝑠𝑎 es la temperatura del refrigerante por la carcasa del reactor, que se estudiará más adelante - 𝑎 es la superficie de transferencia de calor en m2/kgcat que se define como: 𝑎= 4 𝑑𝑡𝑢𝑏𝑜·1 ⍴𝑎𝑝𝑎𝑟𝑒𝑛𝑡𝑒 (𝐸𝑐.13) Lo primero que se va a determinar son las entalpías de formación de los compuestos que serán necesarias para los siguientes cálculos. Para ello se ha utilizado la herramienta ASPEN PLUS V10.0. Una vez determinada la curva Hf -T de cada compuesto (Figura 23) se calcula la recta de regresión para poder sacar la ecuación de la curva (que en este caso se ha ajustado a una ecuación de segundo grado) en función de T. Haciendo lo mismo para los cinco compuestos presentes en mi proceso se obtienen las siguientes ecuaciones: Figura 23. Curva T-H de FAL calculada en ASPEN 𝐻𝑓𝐹𝐴𝐿 = −153536,673 + 96,0314106·T + 0,112246054·𝑇2 𝐻𝑓𝐻2= −729,066986 + 28,9631908·T+ 0,000792941956·𝑇2 𝐻𝑓𝐹𝑂𝐿 = −214954,221 + 118,791761· 𝑇 + 0,116556059·𝑇2 Memoria de cálculo 20 𝐻𝑓2𝑀𝐹 = −78577,5104 + 81,291466· T+ 0,13067588·T2 𝐻𝑓𝐻2𝑂 = −242644,271 + 33,1133249· 𝑇 + 0,00463488542·𝑇2 Estas entalpías de formación están todas en kJ/kmol y la temperatura en ºC. La ecuación de balance de energía respecto a las entalpías de formación de los componentes se va a definir como: 𝐻𝑚𝑒𝑧𝑐𝑙𝑎=𝐻𝑚𝑒𝑧𝑐𝑙𝑎0+𝑑𝐻 (𝐸𝑐.14) Donde los tres términos que aparecen en la ecuación tienen unidades de kJ/h y se expresan como: 𝐻𝑚𝑒𝑧𝑐𝑙𝑎=Ʃ𝐹𝑖·𝐻𝑓𝑖(𝑇) (𝐸𝑐.15) 𝐻𝑚𝑒𝑧𝑐𝑙𝑎0=Ʃ𝐹𝑖0·𝐻𝑓𝑖(𝑇0) (𝐸𝑐.16) 𝑑𝐻= ∫ 𝑄𝑟𝑒𝑓𝑑𝑊 𝑊𝑓 𝑊 (𝐸𝑐.17) • Balance de presiones Para el cálculo de la presión a lo largo del reactor, 𝑃, se va a hacer uso de la Ecuación de Ergún para reactores de lecho fijo y se va a extrapolar a un reactor multitubular añadiendo el número de tubos correspondiente. El balance de cantidad de movimiento también va a tener que integrarse por tratarse de un reactor de flujo en pistón, de tal manera que quedaría: 𝑑𝑃 𝑑𝑊=𝛽·𝑇+273 𝑇0+273·𝑃0 𝑃·𝐹 𝐹𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎·1 100000 (𝐸𝑐.18) Donde el factor 1 100000 se aplica para corregir las unidades a bar y 𝛽 se define tal que: 𝛽= −𝑣 𝑑𝑐𝑎𝑡·⍴𝑎𝑝𝑎𝑟𝑒𝑛𝑡𝑒·𝐴𝑡·𝑁𝑡·1−𝜀 𝜀3·[150·𝜇·(1−𝜀) 𝑑𝑐𝑎𝑡 +1,75·𝑣·⍴𝑔𝑎𝑠] (𝐸𝑐.19) La densidad, que varía a lo largo del equipo, se calcula como: ⍴𝑔𝑎𝑠= 𝑃·𝑃𝑀 𝑅·(𝑇+273) (𝐸𝑐.20) Sabiendo que la constante de los gases es de 0,083 bar-m3/mol-K y que el peso molecular medio de la mezcla se calcula de la siguiente forma: 𝑃𝑀= Ʃ𝐹𝑖 𝐹·𝑃𝑀𝑖 (𝐸𝑐.21) Por otra parte, la velocidad de circulación del gas de mezcla (en m/s) se puede calcular como: 𝑣= 𝑄𝑣𝑜𝑙𝑢𝑚é𝑡𝑟𝑖𝑐𝑜 3600·𝐴𝑡·𝑁𝑡 (𝐸𝑐.22) El área transversal de los tubos se calcula como: 𝐴𝑡= 𝜋 4𝑑𝑡𝑢𝑏𝑜 2 (𝐸𝑐.23) Por último, en la ecuación de Ergún aparece la viscosidad de la mezcla, que al igual que la densidad, es una propiedad que va a cambiar a lo largo del equipo ya que depende de T y P. No obstante, como su cambio va a ser muy pequeño se va a despreciar y se va a considerar constante a lo largo del reactor. Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 21 Para calcular la viscosidad de una mezcla de gases a baja presión vamos a utilizar el Método Wilke [11] cuyas ecuaciones son las que siguen: 𝜇𝑚=𝑦1·𝜇1 𝑦1+𝑦2·𝜙12+𝑦2·𝜇2 𝑦2+𝑦1·𝜙21 (𝐸𝑐.24) Donde 𝜙𝑖 son los parámetros de interacción binarios que se deben calcular para cada par de compuestos, cuya ecuación general es: 𝜙12=1 √8·(1+𝑀1 𝑀2)−1/2·[1+(𝜇1 𝜇2)1 2·(𝜇2 𝜇1)1 4]2 (𝐸𝑐.25) 𝜙21=𝜇2 𝜇1·𝑀1 𝑀2·𝜙12 (𝐸𝑐.26) Se necesitan las fracciones molares de furfural y de hidrógeno, además de las viscosidades de los compuestos puros y otros datos como temperaturas y presiones críticas. Las viscosidades del furfural y de hidrógeno a bajas presiones y a T = 135°C son: 𝜇1= 𝜇𝐹𝐴𝐿=9,98·10−6 𝑃𝑎·𝑠 𝜇2= 𝜇𝐻2=1,107·10−5 𝑃𝑎·𝑠 Para calcular las fracciones molares se va a especificar un ratio molar H2/FAL de 3 (ya que no va a variar mucho de este valor durante todo nuestro análisis). Con esto se obtiene 𝜙12=0,093 𝜙21=4,955 Dando como resultado una viscosidad de mezcla de 𝜇𝑚=1,197·10−5 𝑃𝑎·𝑠. Para finalmente calcular la P a la salida del reactor, habrá que integrar a lo largo del equipo de tal forma que: 𝑃=𝑃0+∫ 𝑑𝑃 𝑑𝑊𝑑𝑊 𝑊𝑓 𝑊 (𝐸𝑐.27) Una vez plasmadas en EES todas las ecuaciones que se han descrito anteriormente junto con los datos de partida del caso base (Tablas 6,7) se va a obtener, mediante un proceso iterativo, los siguientes resultados: Tabla 8. Resultados obtenidos con EES del caso base Caudales molares a la salida (kmol/h) xpaso S 𝑭𝑭𝑨𝑳 0,2163 0,9953 0,9977 𝑭𝑯𝟐 93,2 Masa de catalizador (kg) 𝑭𝑭𝑶𝑳 46,22 23704 𝑭𝟐𝑴𝑭 0,1056 Calor transferido al refrigerante (kW) 𝑭𝑯𝟐𝑶 0,1056 -780,5 Presión a la salida (bar) Temperatura a la salida (°C) 1,01 140,1 Una vez obtenidos los resultados anteriores, se va a realizar un estudio de cómo varían determinadas variables de interés a lo largo del reactor multitubular. Memoria de cálculo 22 - Perfil 𝒙𝒑𝒂𝒔𝒐 vs. 𝑳 Si se representa la conversión por paso de FAL frente a la longitud del reactor, se obtiene: Figura 24. Curva xpaso vs. L En la Figura 24 se observa que al aumentar la longitud del reactor aumenta la conversión. Esto es debido a que a mayor longitud mayor es el tiempo que existe para que se dé la reacción. Si la longitud del reactor es de un metro, por ejemplo, el gas reaccionante estará menos tiempo en contacto con el catalizador que si la longitud es de 4 metros (para una misma velocidad por los tubos), entonces es lógico que si los reactivos tienen un mayor recorrido en contacto con el catalizador la conversión por paso de FAL aumente y éste se gaste más. Se observa que xpaso comienza subiendo rápidamente y después se empieza a estabilizar. Esto ocurre porque al principio la velocidad de reacción es muy alta y por tanto se convierte mucho en esa zona. - Perfil 𝑺 vs. 𝑳 Representando la selectividad a FOL frente a la longitud del reactor, se puede ver: Figura 25. Representación S vs. L Como se observa, la selectividad a FOL se mantiene prácticamente constante y próxima a uno a lo largo de todo el reactor. Esto es debido a que la segunda reacción, que produce 2-metilfurano, es muy lenta y apenas se da; No obstante, se aprecia una leve disminución conforme la longitud va aumentando. Esto es debido a que, como Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 23 se ha dicho antes, conforme mayor longitud tenga el reactor más FOL habrá y por tanto más 2-metilfurano y agua se producen (subproductos). Entonces, cada vez hay un poco más de furfural que reacciona para dar los subproductos y no el producto deseado. - Perfil 𝑻 vs. 𝑳 A continuación, se va a estudiar cómo varía la temperatura a lo largo de un reactor de estas características. Figura 26. Representación T vs. L Este perfil de temperatura es muy común en los reactores exotérmicos de flujo en pistón. Se observa como casi a la entrada del reactor se dispara la temperatura y se alcanza un máximo, 𝑇𝑝𝑖𝑐𝑜, también conocido como punto caliente. Esto se debe a que en esa zona del reactor la concentración de FAL es elevada y, por tanto, ahí es donde se da la mayor parte de la reacción (alta velocidad de reacción). La reacción se da rápidamente alcanzando el máximo en el que se igualan los términos de la energía que se genera por la reacción y la que se cede al refrigerante. A partir de ese punto la temperatura comienza a disminuir hasta estabilizarse debido a que el calor que se cede es menor que el que se genera. - Efecto al variar la temperatura de alimentación (manteniendo los valores del resto de parámetros según los datos y resultados expuestos anteriormente en este apartado) Los perfiles de conversión y de temperatura para distintas 𝑇0 son: Memoria de cálculo 30 Figura 38. 𝑇𝑝𝑖𝑐𝑜 al variar el ratio a 2,0526 Visto lo anterior, se deben modificar las temperaturas de nuevo. Se ha ido probando, variando las temperaturas y buscando el óptimo de 𝑅 de forma cíclica (ya que al cambiar las temperaturas varía un poco el ratio óptimo y así). Tras este proceso se obtiene 𝑅 = 2,263, 𝑇0 = 132°C, 𝑇𝑐𝑎𝑟𝑐𝑎𝑠𝑎 = 134°C y 𝑥𝑝𝑎𝑠𝑜 = 0,8580. Llegados a este punto, lo único que no se ha modificado es la longitud de los tubos. Se va a establecer como límite una longitud de 10 m ya que este tipo de reactores no suelen ser de longitudes mucho mayores y no es recomendable por tanto exceder dicho límite. Aumentando la longitud, se observa que, con la máxima, 10 m, se alcanza 𝑥𝑝𝑎𝑠𝑜 = 0,9584 y como al variar la longitud vuelve a variar el ratio 𝐻2 𝐹𝐴𝐿, se vuelve a buscar el óptimo que está en 2,3684 y 𝑥𝑝𝑎𝑠𝑜 = 0,9587. Ahora, la única posibilidad de aumentar la conversión hasta alcanzar el 99% requerido es variando el 𝑁𝑡 (al aumentar el número de tubos aumentará la masa de catalizador y con ello la conversión). Como se ha dicho, es recomendable que G quede dentro del rango 1-1,35. Tras un reiterativo proceso se va a obtener finalmente: Tabla 9. Resultados finales del reactor Caudales molares a la salida (kmol/h) 𝒙𝒑𝒂𝒔𝒐 𝑺 𝑭𝑭𝑨𝑳 0,4625 0,9901 0,9986 𝑭𝑯𝟐 72,54 Masa de catalizador (kg) 𝑭𝑭𝑶𝑳 46,02 17.387 𝑭𝟐𝑴𝑭 0,06611 Calor de reacción (kW) 𝑭𝑯𝟐𝑶 0,06611 -783,3 Presión salida, 𝑷 (bar) Pérdida carga (bar) Temperatura a la salida (°C) 1,154 0,036 134,1 𝑵𝒕 𝑳 (m) 𝑹atio H2/FAL 2600 10 2,55 Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 31 4.2.2.1.1 Cá lculo del diá metro de lá cárcásá del reáctor Otro parámetro de diseño importante es el diámetro de la carcasa por la que circula el refrigerante. Debido a la gran similitud entre el reactor en cuestión y un intercambiador de carcasa y tubos convencional se van a utilizar ecuaciones, tablas y datos en relación con estos equipos. Primero se va a elegir la configuración de los tubos. Existen cuatro configuraciones distintas (Figura 39): Figura 39. Configuraciones para los tubos del reactor La configuración triangular es más utilizada en el caso de la industria química. Además, se han hecho estudios en los que se observa que para un mismo diámetro de carcasa y un mismo paso entre tubos esta disposición ofrece un 15% más de área que la disposición cuadrada. Por otra parte, el arreglo triangular 60° es menos usado que el triangular 30° debido a las altas caídas de presión que origina. Con todo esto, se elige la configuración triangular 30° [12]. Existen además recomendaciones respecto a la longitud (L) y al diámetro de carcasa (Dc) y respecto a la distancia entre centros, 𝑃𝑡, de tal forma que se debe cumplir [14]: 1 15<𝐷𝑐 𝐿<1 5 𝑃𝑡≥1,25𝐷𝑒𝑥𝑡 Ya que el diámetro externo de los tubos de este reactor es de 0,0334 m, se va a tomar como distancia entre centros: 𝑃𝑡=1,25·0,0334=0,04175 𝑚 A partir de la Ecuación 28 se va a poder hacer una estimación del cálculo del 𝐷𝑐: 𝑁𝑡=0,875·(𝐶𝑇𝑃 𝐶𝐿)· 𝐷𝑐2 (𝑃𝑡 𝐷𝑒𝑥𝑡)2·𝐷𝑒𝑥𝑡 2 (𝐸𝑐.28) Donde 𝐶𝑇𝑃 depende del número de pasos de tubos por la carcasa, siendo 1 para un paso de tubos y 𝐶𝐿 es la constante de configuración de tubos con un valor de 0,87 para arreglos triangulares. Despejando 𝐷𝑐 de la ecuación anterior se obtiene: 2600=0,875·( 1 0,87)· 𝐷𝑐2 (0,04175 0,0334)2·0,03342 𝐷𝑐=2,12 𝑚 El área de transferencia del reactor se calcula como: 𝐴𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟=𝜋·𝐷𝑒𝑥𝑡·𝐿·𝑁𝑡 (𝐸𝑐.29) 𝐴𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟=2728,16 𝑚2 Memoria de cálculo 32 4.2.2.1.2 Cá lculo del cáudál de refrigeránte necesário Hasta ahora no se ha tenido en cuenta el refrigerante utilizado en el proceso ya que no era necesario para el diseño que se ha llevado a cabo. En este apartado se va a calcular el caudal necesario del mismo para que se lleve a cabo el proceso tal y como se ha diseñado en los pasos anteriores. El reactor tubular puede ser del tipo que se observa en la Figura 17. En la figura se observa que entra agua saturada por la alimentación y sale una mezcla bifásica vapor-agua a la salida. Las burbujas de vapor ascendentes escapan hacia un drum donde se separan del líquido. Se establece por tanto una recirculación de agua entorno al reactor para que en un paso no se vaporice toda el agua que entra, ya que la sales que disueltas que pudiera contener se depositarían sobre los tubos. Por tanto, para calcular el caudal de agua fresca en la alimentación se va a plantear el balance de energía por el interior de la carcasa de manera que: 𝑄𝑟𝑒𝑓=𝑚𝑤·(𝐻𝑓−𝐻𝑔) (𝐸𝑐.30) Con esta ecuación se va a calcular la cantidad de agua que entra al sistema y que posteriormente sale como vapor saturado. El calor, 𝑄𝑟𝑒𝑓, ya ha sido determinado con las ecuaciones de balance de energía en el reactor y las entalpías 𝐻𝑓 y 𝐻𝑔 se corresponden con las entalpías de líquido y vapor saturados a 134 °C [15]: 𝐻𝑓(134°C )=563,12 kJ/kg 𝐻𝑔(134°C)=2725,65 kJ/kg Con los datos anteriores, de la Ecuación 30 se obtiene un caudal de agua fresca de 1303,97 kg/h, que es también el caudal de vapor saturado que se genera. Para un buen diseño, la fracción másica de vapor debería estar entorno al 10% para agua y soluciones acuosas [16]. Además, la presión reinante en el lado del refrigerante se corresponde con la presión de saturación del fluido: 𝑃𝑐𝑎𝑟𝑐𝑎𝑠𝑎=𝑃𝑠𝑎𝑡(134°𝐶)=3,04 𝑏𝑎𝑟 4.3. Sistema de separación Está compuesto por el separador de fases flash dotado de un condensador parcial, la columna de destilación y el decantador. Separador flash En este equipo se extrae calor y se condensa parcialmente el efluente del reactor asumiéndose que se alcanza el equilibrio termodinámico líquido-vapor [17]. El objetivo que se persigue con este equipo es separar el hidrógeno que sale del reactor de todos los demás compuestos con el fin de recircularlo a la entrada del reactor. Por tanto, la mezcla que se obtiene a la salida del reactor se va a separar en dos fases. Por la fase vapor va a ascender el hidrógeno saturado de los componentes condensables y por la fase líquida van a descender el furfural, el alcohol furfurílico, el 2-metilfurano y el agua que se conducirán posteriormente al sistema de separación. Un aspecto importante que hay que tener en consideración es la temperatura de salida del reactor, que es de 134,1°C. A esta temperatura se tiene una mezcla gaseosa de los compuestos. Por tanto, para que puedan condensar los componentes de la mezcla en el flash habrá que enfriar dicho efluente. Existen varias formas de enfriar la corriente de salida del reactor y entre ellas se va a elegir la instalación de un intercambiador de calor a la salida del reactor y en serie con el tanque flash debido a que esta configuración (Figura 40) es muy utilizada en procesos industriales de este tipo. Otra opción podría ser la instalación de una camisa de refrigeración en el propio tanque flash, pero el área de Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 33 transferencia de calor en este caso sería menor y no sería suficiente para enfriar el fluido a la temperatura requerida. Figura 40. Intercambiador en serie con tanque flash 4.3.1.1 Ecuaciones de balance de materia y equilibrio L-V en el flash Se asume que el efluente del reactor se enfría hasta 40 ºC, una temperatura que se puede alcanzar fácilmente con agua de refrigeración a 20-25 ºC. Por tanto, la temperatura a la entrada del tanque flash es de 40 ºC. La presión es de 1,054 bar (en el intercambiador E-102 se estima una pérdida de carga de 0,1 bar [15]). Para resolver el tanque flash se ha vuelto a recurrir a la herramienta EES. En primer lugar, se ha planteado un balance de materia global en el equipo de tal forma que se tiene: 𝐹𝑡𝑜𝑡=𝐹𝑉+𝐹𝐿 (𝐸𝑐.31) Donde 𝐹𝑉 y 𝐹𝐿 son la suma de los caudales molares de cada componente en fase vapor y en fase líquida: 𝐹𝑉=𝐹𝐹𝐴𝐿𝑉+𝐹𝐻2𝑉+𝐹𝐹𝑂𝐿𝑉+𝐹𝑀𝐹𝑉+𝐹𝐻2𝑂𝑉 (𝐸𝑐.32) 𝐹𝐿=𝐹𝐹𝐴𝐿𝐿+𝐹𝐻2𝐿+𝐹𝐹𝑂𝐿𝐿+𝐹𝑀𝐹𝐿+𝐹𝐻2𝑂𝐿 (𝐸𝑐.33) Y el balance por componentes en el equipo se puede escribir como: 𝐹𝑖=𝐹𝑖𝑉+𝐹𝑖𝐿 (𝐸𝑐.34) Como se ha dicho, se asume que nada del H2 se disuelve en el condensado, por lo que se impone que 𝐹𝐻2𝐿= 0. Por otra parte, para calcular la distribución de los componentes en el equilibrio se asume que la solución es ideal y, por tanto, se puede aplicar la Ley de Raoult: 𝑃·𝑦𝑖=𝑃𝑠𝑎𝑡𝑖·𝑥𝑖 (𝐸𝑐.35) Donde - 𝑦𝑖 es la fracción molar del componente 𝑖 en fase faseosa - 𝑥𝑖 es la fracción molar del componente 𝑖 en fase líquida - 𝑃 es la presión total del sistema (calculada anteriormente) - 𝑃𝑠𝑎𝑡𝑖 es la presión de vapor o saturación del componente 𝑖 Las fracciones molares en fase vapor y en fase líquida se definen como: Memoria de cálculo 34 𝑦𝑖=𝐹𝑖𝑉 𝐹𝑉 (𝐸𝑐.36) 𝑥𝑖=𝐹𝑖𝐿 𝐹𝐿 (𝐸𝑐.37) Las presiones de saturación para cada componente a la temperatura de operación del flash se han calculado con la herramienta ASPEN PLUS V.10 (Tabla 10). Los resultados se muestran en la Tabla 11. Tabla 10. Presión de saturación de los componentes a 40ºC 𝑷𝒔𝒂𝒕𝒊 𝑷𝒔𝒂𝒕𝑭𝑨𝑳 𝑷𝒔𝒂𝒕𝑯𝟐 𝑷𝒔𝒂𝒕𝑭𝑶𝑳 𝑷𝒔𝒂𝒕𝑴𝑭 𝑷𝒔𝒂𝒕𝑯𝟐𝑶 bar 0,00527 14425 0,00077 0,4102 0,0591 Tabla 11. Resultados del tanque flash en EES 𝑭𝒊𝑽 kmol/h 𝑭𝒊𝑳 kmol/h 𝒙𝒊 - 𝒚𝒊 - 𝑭𝑭𝑨𝑳𝑽 0,0034 𝑭𝑭𝑨𝑳𝑳 0,4593 𝒙𝑭𝑨𝑳 0,00987 𝒚𝑭𝑨𝑳 0,000045 𝑭𝑯𝟐𝑽 72,54 𝑭𝑯𝟐𝑳 0 𝒙𝑯𝟐 0,000079 𝒚𝑯𝟐 0,9989 𝑭𝑭𝑶𝑳𝑽 0,04849 𝑭𝑭𝑶𝑳𝑳 45,97 𝒙𝑭𝑶𝑳 0,9879 𝒚𝑭𝑶𝑳 0,00066 𝑭𝑴𝑭𝑽 0,0236 𝑭𝑴𝑭𝑳 0,0425 𝒙𝑴𝑭 0,00091 𝒚𝑴𝑭 0,00032 𝑭𝑯𝟐𝑶𝑽 0,0049 𝑭𝑯𝟐𝑶𝑳 0,06121 𝒙𝑯𝟐𝑶 0,00131 𝒚𝑯𝟐𝑶 0,000067 𝑭𝑽𝑻𝑶𝑻𝑨𝑳 72,62 𝑭𝑳𝑻𝑶𝑻𝑨𝑳 46,53 𝒙𝒕𝒐𝒕𝒂𝒍 1 𝒚𝒕𝒐𝒕𝒂𝒍 1 En las ecuaciones plasmadas anteriormente se está considerando que las soluciones son ideales. En ASPEN PLUS se simula todo el proceso suponiendo que no lo son. Para verificar que no hay mucha diferencia entre los resultados obtenidos con EES asumiendo soluciones ideales y los resultados obtenidos con ASPEN PLUS usando el método NRTL se resuelve el flash en ASPEN obteniendo: Tabla 12. Resultados del tanque flash en ASPEN 𝑭𝒊𝑽 kmol/h 𝑭𝒊𝑳 kmol/h 𝒙𝒊 - 𝒚𝒊 - 𝑭𝑭𝑨𝑳𝑽 0,0068 𝑭𝑭𝑨𝑳𝑳 0,4557 𝒙𝑭𝑨𝑳 0,0098 𝒚𝑭𝑨𝑳 0,00009 𝑭𝑯𝟐𝑽 72,54 𝑭𝑯𝟐𝑳 0,0033 𝒙𝑯𝟐 0,000073 𝒚𝑯𝟐 0,9969 𝑭𝑭𝑶𝑳𝑽 0,1623 𝑭𝑭𝑶𝑳𝑳 45,85 𝒙𝑭𝑶𝑳 0,9884 𝒚𝑭𝑶𝑳 0,0022 𝑭𝑴𝑭𝑽 0,0344 𝑭𝑴𝑭𝑳 0,0316 𝒙𝑴𝑭 0,00068 𝒚𝑴𝑭 0,00047 𝑭𝑯𝟐𝑶𝑽 0,020 𝑭𝑯𝟐𝑶𝑳 0,0457 𝒙𝑯𝟐𝑶 0,00098 𝒚𝑯𝟐𝑶 0,00027 𝑭𝑽𝑻𝑶𝑻𝑨𝑳 72,76 𝑭𝑳𝑻𝑶𝑻𝑨𝑳 46,39 𝒙𝒕𝒐𝒕𝒂𝒍 1 𝒚𝒕𝒐𝒕𝒂𝒍 1 Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 35 Se comprueba así que no existe mucha diferencia entre los resultados obtenidos con EES respecto a los de ASPEN. Los cálculos de los equipos aguas abajo se hacen con los resultados de la Tabla 11 por simplicidad, debido a que se ha supuesto directamente que no se disuelve hidrógeno en el condensado. El diseño del intercambiador E-102 (área de intercambio de calor, calor a extraer, etc.) se estudia más adelante (apartado 4.4). 4.3.1.2 Diseño del tanque flash Para poder determinar las dimensiones del separador flash se han usado las ecuaciones empíricas que se exponen a continuación [18]. En primer lugar, se va a calcular 𝐹𝐿𝑉, un factor de cálculo que depende de las densidades y de los caudales másicos de la columna: 𝐹𝐿𝑉=𝐿𝑚á𝑠𝑖𝑐𝑜 𝑉𝑚á𝑠𝑖𝑐𝑜·√⍴𝑣 ⍴𝑙 (𝐸𝑐.38) Las densidades de la fase vapor y de la fase líquida calculadas con la herramienta ASPEN PLUS V10.0 son: ⍴𝑣=0,0854 𝑘𝑔/𝑚3 ⍴𝑙=1114,33 𝑘𝑔/𝑚3 Los caudales másicos se calculan como: 𝐿𝑚á𝑠𝑖𝑐𝑜=𝐹𝐿·𝑃𝑀𝑚𝑒𝑧𝑐𝑙𝑎𝑙 𝑉𝑚á𝑠𝑖𝑐𝑜=𝐹𝑉·𝑃𝑀𝑚𝑒𝑧𝑐𝑙𝑎𝑣 Donde los pesos moleculares se pueden determinar a partir de las fracciones molares y pesos moleculares de cada componente: 𝑃𝑀𝑚𝑒𝑧𝑐𝑙𝑎𝑙=Ʃ𝑥𝑖·𝑃𝑀𝑖 (𝐸𝑐.39) 𝑃𝑀𝑚𝑒𝑧𝑐𝑙𝑎𝑣=Ʃ𝑦𝑖·𝑃𝑀𝑖 (𝐸𝑐.40) De las Ecuaciones 39 y 40 se obtiene: 𝑃𝑀𝑚𝑒𝑧𝑐𝑙𝑎𝑙=97,90 𝑘𝑔/𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑃𝑀𝑚𝑒𝑧𝑐𝑙𝑎𝑣=2,11 𝑘𝑔/𝑘𝑚𝑜𝑙 Obteniendo unos caudales másicos de: 𝐿𝑚á𝑠𝑖𝑐𝑜=4555,28 𝑘𝑔/ℎ 𝑉𝑚á𝑠𝑖𝑐𝑜=153,22 𝑘𝑔/ℎ De la Ecuación 38 se obtiene finalmente: 𝐹𝐿𝑉=4555,28 153,22·√0,0854 1114,33=0,26 A continuación, se calcula la constante empírica 𝐾𝑡𝑎𝑛𝑞𝑢𝑒 la cual depende de la relación de caudales y que permitirá calcular la velocidad máxima permisible del vapor, 𝑈𝑝. 𝐾𝑡𝑎𝑛𝑞𝑢𝑒=exp[−1,877−0,8145·𝑙𝑛𝐹𝐿𝑉−0,1871·𝑙𝑛(𝐹𝐿𝑉)2−0,0145·𝑙𝑛(𝐹𝐿𝑉)3−0,00101 ·𝑙𝑛(𝐹𝐿𝑉)4] (𝐸𝑐.41) 𝐾𝑡𝑎𝑛𝑞𝑢𝑒=0,337 La velocidad 𝑈𝑝 se calcula como: Memoria de cálculo 36 𝑈𝑝=𝐾𝑡𝑎𝑛𝑞𝑢𝑒·√⍴𝑙−⍴𝑣 ⍴𝑙 (𝐸𝑐.42) 𝑈𝑝=0,336 𝑚/𝑠 El área de paso de la columna viene definida por la siguiente Ecuación: 𝐴𝑝=𝐹𝑉·𝑃𝑀𝑚𝑒𝑧𝑐𝑙𝑎𝑣 𝑈𝑝·⍴𝑣 (𝐸𝑐.43) 𝐴𝑝=1,48 𝑚2 Una vez se tiene calculada el área de paso se puede calcular el diámetro y la altura del tanque flash sabiendo que para tanques verticales la relación adecuada entre altura y diámetro se establece entre 3 y 5. Por tanto aquí se va a asumir una relación de 𝐻/𝐷=4: 𝐷=√4·𝐴𝑝 𝜋=1,37 𝑚 𝐻=4·𝐷=5,49 𝑚 Finalmente, se puede calcular el volumen total de la columna flash aproximándola a un cilindro tal que: 𝑉=𝜋·𝑟2·𝐻=8,09 𝑚3 Columna de destilación Se va a diseñar una columna de destilación de tal forma que se pueda separar el producto deseado, FOL, de los demás componentes. Este tipo de equipos se modelan de forma que, variando la relación de reflujo y el número de etapas de equilibrio, se consiga la pureza requerida. Se va a utilizar la herramienta ASPEN PLUS V10.0 para realizar los cálculos. 4.3.2.1 Especificaciones de diseño La corriente líquida de salida del tanque flash se va a dirigir a una columna de separación (Figura 41). Las especificaciones que se van a establecer para el posible diseño son: - El 99% de 2-Metilfurano y gran parte del agua de agua deben salir por la corriente de destilado de la columna. - El 99% de FOL y gran parte del FAL sin convertir en el reactor deben salir por la corriente de fondos de la columna. Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 37 Figura 41. Columna de destilación genérica para la purificación de FOL Es necesario además establecer la presión a la que va a trabajar la columna. En este caso se podría trabajar a vacío o a presión atmosférica. Las diferencias generales entre ambas configuraciones son [19]: - Las columnas a vacío suelen ser más caras debido a que los diámetros suelen ser mayores. - Existe mayor riesgo de inundación en columnas que trabajan a vacío que en las que trabajan a presión atmosférica. Además, si se operase a vacío sería necesario colocar dos bombas para extraer el caudal de destilado y de fondo para llevarlos a los equipos aguas abajo. Se han simulado en ASPEN PLUS ambas configuraciones mediante el modelo aproximado DSTWU y se ha observado que la mayor diferencia que existe entre trabajar a vacío o a presión atmosférica es la potencia que consume el hervidor presente en la columna: Tabla 13. Potencia del hervidor dependiendo de la presión de operación de la columna Columna Potencia hervidor A vacío 230 kW A presión atmosférica 327 kW El número de etapas necesarias es el mismo en ambas situaciones, sin embargo, se observa que el hervidor operando a presión atmosférica consume más potencia que el hervidor que opera a vacío. Esto es debido a que en la columna a vacío se requiere mayor relación de reflujo (en torno a 0,36) que en la columna atmosférica (en torno a 0,45), por tanto, se requiere generar más vapor en el hervidor. Se ha hecho un cálculo económico aproximado para esclarecer que opción puede ser más rentable. 1. Las bombas centrifugas necesarias en caso de tener que trabajar a vacío se han buscado en catálogos y se ha estimado un coste de alrededor de 3100 € [20]. Teniendo en cuenta la necesidad de colocar dos bombas en paralelo para evitar la parada por posibles averías, el precio ascendería a unos 6200€. 2. Asimilando los hervidores a intercambiadores de calor se ha calculado el área necesaria para cada hervidor: Memoria de cálculo 38 En el hervidor a vacío, la temperatura de la corriente de entrada es de 133,492 ºC y la de salida de 134,225 ºC. Tomando vapor saturado a 150 ºC y mediante el método DTLM se obtiene un área de 14,25 m2. Por correlaciones [8] se obtiene un precio de aproximadamente 9.300€. En el hervidor a presión atmosférica, la temperatura de la corriente de entrada es de 169 ºC y la de salida de 170 ºC. Tomando vapor saturado a 180 ºC y mediante el método DTLM se obtiene un área de 31,17 m2. Por correlaciones [8] se obtiene un precio de aproximadamente 15.500 €. Se observa que los costes debidos a las bombas y al hervidor prácticamente se compensan. No obstante, al existir una mayor complejidad de mantenimiento en el caso de trabajar a vacío y debido también al aumento de diámetros en este tipo de columnas, se opta por una columna de destilación que trabaje a presión atmosférica. 4.3.2.2 Elección y diseño de la columna Para separar los componentes líquidos se puede usar una columna de destilación convencional con un destilado y un producto de fondo. Sin embargo, en este caso, la cantidad de volátiles a separar (2-MF y agua) es muy pequeña comparada con la cantidad de pesados (FOL y FAL) y por ello resulta más adecuado optar por una columna tipo reboiled stripper que requiere un hervidor, pero no necesita reflujo de parte del destilado. La alimentación se introduce por cabeza de la columna y el destilado vapor se condensa en un condensador para obtenerlo líquido y llevarlo al decantador (Figura 42). Como se ha dicho, este tipo de columnas se suele utilizar cuando el contenido en volátiles en la alimentación es muy pequeño en comparación con los pesados. En este caso, si se observa la Tabla 11 se puede ver que la cantidad de 2-MF y agua es muy pequeña (de aproximadamente 0,2 % de la alimentación total) [19]. Figura 42. Reboiled stripper Para simular en ASPEN el reboiled stripper hay que utilizar el modelo riguroso RadFrac. Se añaden las condiciones de operación de la alimentación (40 ºC y 1,054 bar) y la composición de dicha corriente. En el propio equipo se va a especificar un número de etapas (el cual se variará hasta obtener una separación aceptable) y el tipo de hervidor, que en este caso se ha elegido tipo Kettle. Además, hay que añadir una especificación para que se realice la separación y en este caso se ha especificado el caudal que debe salir por la zona inferior de la columna. Se elige la opción Bottoms Rate y se añaden los kmoles que se quiere recuperar por el fondo. Teniendo en cuenta que se quiere recuperar todo el FOL y el FAL por fondos se establece un valor de aproximadamente 46,43 kmol/h (Ver Tabla 11). Se ha establecido 1 bar de presión en la columna. Otro aspecto a tener en cuenta es que la alimentación en este tipo de columnas se hace en la primera etapa. Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 39 El resultado que se obtiene tras la simulación se muestra en las Tablas 14 y 15: Tabla 14. Resultado de los caudales molares en las corrientes D y B Caudal molar (kmol/h) Destilado (D) Fondos (B) FAL 0,0002 0,4591 FOL 0,00803 45,962 2-MF 0,04207 0,000425 H2O 0,05914 0,0020 TOTAL 0,10945 46,423 Tabla 15. Resultado de las condiciones de operación de la columna Temperatura superior (top), ºC 105,66 ºC Temperatura inferior (bottom), ºC 169,46 ºC Número de etapas 6 Carga de calor en el hervidor 324 kW Como se puede observar en la Tabla 13, el 99% de 2-metilfurano y gran parte del agua salen por la corriente de destilado y el 99% de alcohol furfurílico y de furfural salen por la corriente de fondos. Los perfiles de los caudales de líquido y de vapor que descienden y ascienden por la columna se pueden observar en la Figura 42: Figura 40. Flujos molares de líquido y vapor a través de la columna Se observa que tanto el caudal de líquido como el de vapor son bastante constantes a lo largo de la columna, por lo que la columna será de diámetro constante. Para el cálculo del diámetro se toma generalmente el caudal de vapor mayor en la columna. Memoria de cálculo 46 Tabla 20. Resultados de los cálculos para los intercambiadores de calor Intercambiador 𝑻𝒆𝟏 𝑻𝒔𝟏 𝑻𝒆𝟐 𝑻𝒔𝟐 𝑨 (𝒎𝟐) 𝑸 (𝒌𝑾) 𝒎𝒇 (𝒌𝒈 𝒔) E-101 25 132 150 150 6,275 260 0,122 E-102 134,1 40 25 45 9,454 224 2,681 E-103 105,66 30 25 45 0,0311 0,153 0,0018 E-104 169,45 30 25 45 14,3 255 3,05 Finalmente, se debe tener en cuenta la pérdida de carga de cada intercambiador, ya que afectará a la presión de operación del resto de equipos de la planta. De forma aproximada se ha estimado la pérdida de carga que se da en cada intercambiador [15]: Tabla 21. Pérdida de carga estimada en cada intercambiador Intercambiador 𝜟𝒑 (bar) E-101 0,1 E-102 0,1 E-103 ≈ 0 E-104 0,2 4.5. Equipos de impulsión Compresor Se va a diseñar un compresor para recircular la corriente que sale en fase gas del tanque flash para aprovechar el hidrógeno no reaccionado en el reactor. El diseño en detalle del compresor requiere conocer ciertos parámetros como ángulo de entrada del fluido y la velocidad de giro del rodete, entre otros. Este estudio queda fuera del alcance de este proyecto. No obstante, si se va a calcular la temperatura a la salida del equipo y el trabajo consumido por éste [24]. Los cálculos realizados a continuación se han hecho con la ayuda de la herramienta EES. La configuración que se tiene es la siguiente: Figura 46. Compresor de recirculación Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 47 Se ha asumido que la presión que tiene que alcanzar el fluido a la salida del compresor es de 1,3 bar. El trabajo consumido por un compresor se puede calcular mediante la siguiente ecuación: 𝑊𝑐𝑜𝑚𝑝𝑟𝑒𝑠𝑜𝑟=ṁ·(𝐻𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎−𝐻𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎) 𝜂𝑚𝑒𝑐 (𝐸𝑐.60) Donde - ṁ es el gasto másico que circula por el compresor en kg/s (en este caso se va a trabajar con caudal molar como anteriormente). - 𝐻𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎 y 𝐻𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎 son las entalpías a la entrada y la salida del compresor en kJ/kg (en este caso se va a trabajar con unidades molares como anteriormente). - 𝜂𝑚𝑒𝑐 es el rendimiento mecánico del equipo que se va a asumir de 0,9. En este caso, se tiene la entalpía a la entrada del compresor porque se saben la temperatura y la presión de entrada, pero no se sabe la entalpía a la salida ya que no se tiene la temperatura. Lo que se suele hacer en estos casos es: 1. Se calculan la entalpía y la entropía a la entrada del compresor. En este caso se ha usado la herramienta ASPEN PLUS V10.0. 2. Una vez se tiene calculada la entropía a la entrada del compresor se va a igualar a la entropía suponiendo compresión isentrópica (Figura 49). Los puntos 1 y 2 se corresponden con la entrada y salida del compresor respectivamente. 3. Como se tiene la entropía suponiendo compresión isentrópica, 𝑆𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎𝑠, se puede calcular la temperatura a la salida del compresor si siguiera un proceso isentrópico ya que: 𝑆𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎𝑠=Ʃ𝑦𝑖·𝑆𝑖(𝑇𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎𝑠,𝑃𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎) (𝐸𝑐.61) Donde 𝑆𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎𝑠 es dato y la única incógnita es 𝑇𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎𝑠. 4. Una vez conocida 𝑇𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎𝑠, ya se puede calcular la entalpía a la salida siguiendo un proceso isentrópico con la siguiente ecuación: 𝐻𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎𝑠=Ʃ𝑦𝑖·𝐻𝑖(𝑇𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎𝑠,𝑃𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎) (𝐸𝑐.62) Figura 47. Diagrama H-S del compresor 5. A continuación, se define la eficiencia isentrópica, 𝜂𝑖𝑠𝑒𝑛𝑡𝑟ó𝑝𝑖𝑐𝑎, que relaciona el proceso real con el isentrópico: Memoria de cálculo 48 𝜂𝑖𝑠𝑒𝑛𝑡𝑟ó𝑝𝑖𝑐𝑎=𝐻𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎𝑠−𝐻𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎 𝐻𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎−𝐻𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎 (𝐸𝑐.63) Donde se va a suponer un valor típico de eficiencia isentrópica de 0,8 [24]. 6. De la ecuación anterior, ya se puede despejar y calcular 𝐻𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎, y una vez calculada ya se podrá obtener la temperatura a la salida del compresor y el trabajo que consume dicho. Los resultados obtenidos se muestran en la siguiente tabla: Tabla 22. Resultados de los cálculos del compresor 𝑯𝒆𝒏𝒕𝒓𝒂𝒅𝒂 (kJ/kmol) 𝑻𝒔𝒂𝒍𝒊𝒅𝒂 (ºC) 242,6 63,6 𝑯𝒔𝒂𝒍𝒊𝒅𝒂 (kJ/kmol) 𝑾𝒄𝒐𝒎𝒑𝒓𝒆𝒔𝒐𝒓 (kW) 946,3 15,77 Tras la salida del compresor es conveniente que haya una corriente de purga para eliminar las impurezas presentes en la corriente de H2 vapor de salida del tanque flash (Figura 50). Se va a asumir una purga del 2% aproximadamente. Esta purga además podría usarse como combustible en otros equipos de la planta. Figura 48. Purga y recirculación en el proceso Bombas Las bombas que se van a utilizar en la planta son bombas centrífugas. Para definirlas es necesario conocer parámetros como caudal volumétrico a impulsar, altura a vencer, NPSH disponible, rendimiento… En este caso han sido elegidas según el tipo de fluido a transportar, la temperatura que deben soportar y la capacidad que deben soportar [20]. Por tanto, no se ha entrado en detalles de cálculos. Se han tenido en cuenta únicamente dos conjuntos de bombas (ver Anexo 4): Tabla 23. Bombas centrífugas de la planta P-101 A/B Impulsa el furfural desde su depósito inicial hasta el mezclador P-102 A/B Impulsa el alcohol furfurílico producto Cada conjunto consta de dos bombas en paralelo (A/B) por si se produjera un fallo en una de las bombas. Así, la planta no se vería obligada a parar la producción. La capacidad que debe soportar cada bomba se puede calcular como: Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 49 𝐶 (𝑚3 ℎ)=𝑄(𝑘𝑚𝑜𝑙 ℎ)·𝑃𝑀(𝑘𝑔 𝑘𝑚𝑜𝑙)·1 ⍴(𝑚3 𝑘𝑔) (𝐸𝑐.64) Tabla 24. Capacidad que debe soportar cada bomba Bomba Capacidad (m3/h) P-101 A/B 3,9 P-102 A/B 4,03 Las características de las bombas elegidas se muestran en la Tabla 25: Tabla 25. Capacidad y potencia de las bombas Bombas Capacidad (m3/h) Potencia (kW) P-101 A/B 6 1,5 P-102 A/B 6 1,5 4.6. Tanques de almacenamiento La capacidad de los tanques de almacenamiento se escoge teniendo en cuenta que van a albergar las sustancias durante 48 horas de operación [26]. Los tanques se pueden considerar similares a los mostrados en la Figura 51 y el volumen que debe almacenar cada tanque se define aproximadamente como: 𝑉𝑎𝑙𝑚𝑎𝑐𝑒𝑛𝑖=𝑛𝑖󰇗(𝑘𝑚𝑜𝑙 ℎ)·𝑃𝑀(𝑘𝑔 𝑘𝑚𝑜𝑙)·1 ⍴𝑖(𝑚3 𝑘𝑔)·24 ℎ 1 𝑑í𝑎 · 2 𝑑í𝑎𝑠 (𝐸𝑐.65) Figura 49. Tanques de almacenamiento para líquidos (tipo) Según la Ecuación 65, el volumen que se debe almacenar de cada compuesto se expone en la Tabla 21: Memoria de cálculo 50 Tabla 26. Volumen a almacenar de cada compuesto Compuesto Tanque Volumen (m3) Furfural TK-101 185,06 Alcohol Furfurílico TK-102 193,45 2-Metilfurano TK-103 0,22 Teniendo en cuenta que los recipientes estarán llenos como máximo al 80% de su capacidad, por seguridad, se obtiene [34]: Tabla 27. Volúmenes finales de los tanques de almacenamiento Compuesto Tanque Volumen final (m3) Furfural TK-101 232 Alcohol Furfurílico TK-102 242 2-Metilfurano TK-103 0,275 51 5 ANÁLISIS ECONÓMICO El objetivo del análisis económico es estudiar la viabilidad del proyecto que se está llevando a cabo. En este apartado se van a realizar los cálculos necesarios para estimar el coste total de inversión inicial en la planta y los costes de producción. Finalmente se calculará el precio mínimo de venta del alcohol furfurílico para que la inversión sea rentable [27, 28]. 5.1. Coste de los equipos El coste de todos los equipos que componen la planta se va a estimar mediante el uso de correlaciones. En primer lugar, se va a calcular el coste base o estándar de cada equipo mediante la siguiente correlación: log10(𝐶°𝑒𝑞𝑢𝑖𝑝𝑜𝑖)=𝐾1𝑖+𝐾2𝑖·log10(𝐴𝑖)+𝐾3𝑖·log10(𝐴𝑖)2 (𝐸𝑐.66) Donde - 𝐶°𝑒𝑞𝑢𝑖𝑝𝑜𝑖 es el coste base de adquisición del equipo 𝑖 - 𝐴𝑖 es la capacidad o parámetro de capacidad del equipo. Dependiendo del equipo el parámetro será uno u otro. - 𝐾1𝑖,𝐾2𝑖 𝑦 𝐾3𝑖 son parámetros característicos del equipo 𝑖. Cuando las condiciones de presión, tiempo, tamaño o material del equipo son diferentes a las de un equipo estándar habrá que hacer una serie de correcciones. En este caso, las correcciones por presión y tiempo no se van a aplicar ya que en la planta se trabaja a la presión estándar (atmosférica) y además se va a suponer que los precios de adquisición que se van a calcular están actualizados temporalmente. Por otra parte, el material de los equipos estándar es acero al carbono. No obstante, en esta planta los equipos están fabricados de acero inoxidable debido a la corrosión que pueden ocasionar los diferentes compuestos. Por tanto, el coste base se corregirá con el factor FM o FBM. Finalmente es importante saber que al aplicar la correlación anteriormente descrita es necesario que el parámetro de capacidad esté dentro de unos rangos establecidos para cada tipo de equipo. Si algún equipo no estuviese dentro de ese rango habría que aplicar el método Williams, el cual consiste en estimar el coste base de un equipo a través del conocimiento del coste base y capacidad de otro equipo semejante que si se encuentre entre el rango permitido: 𝐶°𝑒𝑞𝑢𝑖𝑝𝑜𝑎 𝐶°𝑒𝑞𝑢𝑖𝑝𝑜𝑏=(𝐴𝑎 𝐴𝑏)𝑛 (𝐸𝑐.67) Donde 𝑛 es el parámetro del coste, cuyo valor depende del equipo del que se trate. Análisis económico 52 Parámetros y correlaciones de coste de los equipos El parámetro de capacidad que se va a utilizar para cada equipo se muestra en la Tabla 28: Tabla 28. Parámetro de capacidad de cada equipo Equipo 𝑨 (unidades) Bombas Potencia (kW) Compresor Potencia (kW) Intercambiadores de calor, Reactor* Área de transferencia (m2) Hervidor (Reboiler) Área de transferencia (m2) Columna de destilación Volumen (m3) Tanques de almacenamiento Volumen (m3) Vasijas verticales (Tanque flash, Decantador, Mezclador) Volumen (m3) [*] Para el cálculo del coste del reactor se van a usar las correlaciones y los parámetros usados en los intercambiadores ya que se asemeja mucho a este tipo de equipos. Los parámetros característicos de cada equipo se muestran en la Tabla 29: Tabla 29. Parámetros característicos de cada equipo Equipo K1 K2 K3 Bombas 3,3892 0,0536 0,1538 Compresor 2,2891 1,3604 -0,1027 Intercambiadores de calor, Reactor 2,7652 0,7282 0,0783 Hervidor (Reboiler) 4,4646 -0,5277 0,3955 Columna de destilación 3,2999 0,9744 0,0055 Tanques de almacenamiento 5,9567 -0,7585 0,1749 Vasijas verticales (Tanque flash, Decantador, Mezclador) 3,4974 0,4485 0,1074 Los parámetros de coste utilizados para los equipos cuyos costes han tenido que corregirse por cuestiones de tamaño se presentan en la Tabla 30: Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 53 Tabla 30. Parámetros de coste Equipo 𝒏 Intercambiadores de calor, Reactor 0,6 Compresor 0,73 Vasijas verticales 0,65 Para calcular el coste final del equipo con las correcciones incluidas hay una serie de correlaciones que dependen del equipo en cuestión: Tabla 31. Correlación de cálculo de coste total de cada equipo Equipo Correlación de coste total Compresor 𝐶𝑇= 𝐶°𝑒𝑞𝑢𝑖𝑝𝑜·𝐹𝐵𝑀 Columna de destilación 𝐶𝑇= 𝐶°𝑒𝑞𝑢𝑖𝑝𝑜·𝑁𝑒𝑡𝑎𝑝𝑎𝑠·𝐹𝑃·𝐹𝐵𝑀 Intercambiadores de calor, reactor, vasijas verticales, bombas, tanques 𝐶𝑇=𝐶°𝑒𝑞𝑢𝑖𝑝𝑜·(𝐵1+𝐵2·𝐹𝑀) Donde - 𝐵1 y 𝐵2 son parámetros característicos del equipo - 𝑁𝑒𝑡𝑎𝑝𝑎𝑠 es el número de etapas de la columna de destilación - 𝐹𝑃 es un factor de corrección para la columna de destilación Los parámetros 𝐵1 y 𝐵2 y 𝐹𝐵𝑀 y 𝐹𝑀 se muestran en las Tablas 32 y 33 respectivamente: Tabla 32. Parámetros característicos 𝐵1 y 𝐵2 para cada equipo Equipo 𝑩𝟏 𝑩𝟐 Bombas 1,89 1,35 Intercambiadores de calor, Reactor 1,74 1,55 Tanques 1,10 0 Vasijas verticales 2,25 1,82 Hervidor 1,63 1,66 Análisis económico 54 Tabla 33. Parámetros de corrección por material para los equipos Equipo 𝑭𝑩𝑴 𝒐 𝑭𝑴 Bombas 2,3 Intercambiadores de calor, Reactor, Hervidor 2,73 Compresor 5,8 Vasijas verticales, columna de destilación 3,1 Parámetro de capacidad y coste total de cada equipo En este apartado se muestra el coste total de cada equipo tras aplicar las correcciones explicadas anteriormente y el parámetro de capacidad calculado de cada uno de ellos. Tabla 34. Coste total de cada equipo de la planta Equipo Parámetro de capacidad Coste total (€) P-101 A/B 1,5 kW 20.738 P-102 A/B 1,5 kW 20.738 E-101 6,275 m2 13.808 E-102 9,454 m2 17.380 E-103 0,0311 m2 572 E-104 14,3 m2 25.172 C-101 15,77 kW 61.713 TK-101 232 m3 124.835 TK-102 242 m3 125.216 TK-103 0,275 m3 3.383 D-101 0,008 m3 1.796 R-101 2728 m2 528.585 TKF-101 8,09 m3 63.701 T-101 0,8 m3 52.712 H-101 31,56 m2 184.450 M-101 37,71 m3 191.581 Ingeniería Básica de una Planta de Producción de Alcohol Furfurílico 55 El coste total de los equipos principales de la planta es de 1.436.380 €. 5.2. Coste de inversión inicial total de la planta Para calcular el coste de inversión inicial de la planta se va a seguir el método Chilton [27] (Anexo 5). Este método permite calcular los diferentes apartados del presupuesto global de costes fijos a partir del coste total de adquisición de equipos, el cual se ha calculado previamente. Los factores de Chilton, el coste total de cada ítem del presupuesto y el coste total se muestran en la Tabla 35: Tabla 35. Coste de cada ítem y coste total de la inversión inicial de la planta Concepto Ítem Factor de Chilton (fi) Coste (€) C1 Coste equipos principales 1 1.436.380 C2 Coste equipos instalados 1,8 2.585.484 C3 Coste de tuberías (plantas con fluidos) 0,45 1.163.467 C4 Coste de instrumentación (completa automatización) 0,125 323.185 C5 Edificios y preparación del terreno (planta interna) 0,8 2.068.387 C6 Auxiliares (nueva extensión) 0,625 1.615.927 C7 Líneas exteriores (unidad integrada) 0,025 64.637 C8 CDT (Coste directo total) - 7.821.089 C9 Ingeniería y construcción (complejidad complicada) 0,425 3.323.962 C10 Contingencia y beneficio del contratista (proceso completado) 0,15 1.173.163 C11 Factor del tamaño (grande) 0,025 195.527 C12 CIT (Coste indirecto total) - 4.692.653 - CTF (Coste total fijo) - 12.513.742 Donde - El CDT se calcula como la suma de los conceptos C2 a C7 - El CIT se calcula como la suma de los conceptos C9 a C11 - El CTF es la suma de los conceptos C8 y C12 62 [17] IQR Ingeniería Química, La destilación flash, 2020. [18] Phillip C. Wankat, Ingeniería de procesos de separación (2ª edición), 2008. [19] Robert H. Perry, Perry’s Chemical Engineers’ Handbook (7ª Edition), 1997. [20] AGP Catálogo Bombas, 2015. [21] M.R. Resetarits, M.J. Lockett, «Distillation» in Encyclopedia of Physical Science and Technology (Third Edition), 2003. [22] http://www.diquimia.upm.es , Columnas de Relleno [23] Engineering page -Typical overall heat transfer coefficients (U -Values) [En línea]. Available: http://www.engineeringpage.com/technology/thermal/transfer.html. [24] David Sánchez. Máquinas y motores térmicos. Tema 6: Turbocompresor centrífugo. [25] Warren L. McCabe, Julian C. Smith, Peter Harriott, Operaciones unitarias en ingeniería química (7ª Edición) [26] Real Decreto 656/2017. Reglamento de Almacenamiento de Productos Químicos y sus Instrucciones Técnicas Complementarias, BOE. [27] Esmeralda Portillo. Tema 11 Ingeniería de procesos: Análisis económico de procesos químicos. [28] Esmeralda Portillo. Anexo I: parámetros de cálculo de adquisición de equipos mediante correlaciones. [29] ChemFine International Co., Ltd. «Precio Furfural» Alibaba.com [30] Felipe Benjumea Llorente “La dimensión económica del hidrógeno”. [31] Junan Boss Chemical Industry Co., Ltd. «Precio Cromita de Cobre» Alibaba.com [32] Morris D. Argyle, Calvin H. Bartholomew Heterogeneous Catalyst Deactivation and Regeneration [33] Ángel L. Villanueva Perales. Simulación y optimización de procesos químicos: Métodos termodinámicos en simuladores de procesos, 2010. 63 [34] American Petroleum Institute, API 650 13th Ed., Welded Tanks. [35] Chemi.com, Market Price & Insight, Furfuryl Alcohol China Domestic Price, 2018. https://www.echemi.com/productsInformation/pd20150901059-furfuryl-alcohol.html 64 ANEXOS Anexo 1. Cálculo del factor de corrección adimensional (Intercambiadores) 65 Anexo 2. Diagrama de flujo de proceso (PFD) 66 Anexo 3.1. Balance de materia y energía de la planta (Corrientes 1-9) 67 Anexo 3.2. Balance de materia y energía de la planta (Corrientes 10-19) 68 Anexo 4. Catálogo Bombas AGP 69 Anexo 5. Factores de Chilton Anexo 6. Factores de cálculo de CTP 70 Anexo 7. Estimación del número de operarios en función del equipamiento