Brandon luis espinoza canchari

Univ. Brandon Luis Espinoza Canchari | 97
UNIVERSIDAD TECNICA DE ORURO
FACULTAD NACIONAL DE INGENIERIA
INGENIERIA DE PROCESOS QUIMICOS
“DISEÑO PLANTA DE DESHIDROGENACION
CATALITICA DEL PROPANO PARA LA PRODUCCION
DE PROPENO”
NOMBRE: Univ. Brandon Luis Espinoza Canchari
MATERIA: Diseño de Plantas Químicas
SIGLA: PRQ 3297 “A”
DOCENTE: Ing. María E. Tovar Moya
FECHA: Oruro 12 de marzo del 2016
ORURO - BOLIVIA

Contenido
CAPITULO I ..........................................................................................................................................................................................5
I.1. INTRODUCCION......................................................................................................................................................................5
I.2. PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA .............................................................................................................................6
I.3. OBJETIVOS ................................................................................................................................................................................6
 OBJETICOS GENERAL........................................................................................................6
 OBJETIVO ESPECIFICO ......................................................................................................6
I.4. LIMITACIONES Y ALCANCES ...........................................................................................................................................6
I.5. JUSTIFICACION.......................................................................................................................................................................7
CAPITULO II.........................................................................................................................................................................................7
II.1. ESTADO DE ARTE.................................................................................................................................................................7
CONCLUCIONES ........................................................................................................................ 14
II. 2. LOCALIZACION..................................................................................................................................................................14
Calidad de la materia prima GLP “Propano” .................................................................................. 15
FUENTES DE SUMINISTRO DE NESECIDADADES BASICAS DE LA PLANTA .................. 15
METODOS CUALITATIVOS POR PUNTOS .............................................................................. 15
PROPORCION DE LAS ALTERNATIVAS DE UBICACIÓN ..................................................... 16
EVALUACION DE PROPUESTAS.............................................................................................. 16
VISTAS REALIZADA DEL AREA DE IMPLANTACION.......................................................... 18
II. 3. DEFINIR LA CAPACIDAD ...............................................................................................................................................19
Oferta demanda del propeno .......................................................................................................... 20
PLANTA DE POLIPROPILENO GRAN CHACO ........................................................................ 20
II. 4. DEFINIR EL PROCESO......................................................................................................................................................21
Sección de fraccionamiento y de reacción. ..................................................................................... 21
Sección continúa de regeneración catalítica: área reactor. .............................................................. 22
Sección continúa de regeneración catalítica: regeneración.............................................................. 22
CAPITULO III .....................................................................................................................................................................................24
III.1. DIAGRAMA DE FLUJO CUALITATIVO PARA PA PRODUCCION DE PROPENO ......................................24
III.2. DIAGRAMA CUALITATIVO DEL PROCESO ............................................................................................................25
III.3. DIAGRAMA DE FLUJO CUANTITATIVO ..................................................................................................................26
III.4. DISEÑO EQUIPO PRINCIPAL.........................................................................................................................................27
Hidrodinámica de lafluidización.................................................................................................................. 27

Velocidad mínima de fluidización............................................................................................................... 31
Velocidad de Arrastre........................................................................................................................... 33
Expansión del lecho fluidizado ...................................................................................................... 34
Diámetro del distribuidor de gas .................................................................................................... 34
DISEÑO REACTOR LECHO FLUIDIZADO ............................................................................... 37
Propiedades del catalizador Olefin ...............................................................................................................................................38
Propiedades del gas a la entrada....................................................................................................................................................39
CÁLCULO DEL DIÁMETRO MEDIO DE LAS PARTÍCULAS DE CATALIZADOR. .............. 39
CÁLCULO DE umf Y uf................................................................................................................. 40
CALCULO DEL DIAMETRO DEL REACTOR ........................................................................... 41
El reactor cuenta con un distribuidor de gas.-................................................................................. 42
Determinación espesor reactor: ...................................................................................................... 43
Peso total del reactor...................................................................................................................... 44
III.5. SELECCIÓN Y ESPECIFICACION DE EQUIPOS ......................................................................................................45
COMPRESORES .......................................................................................................................... 45
TANQUE DE ALMACENAMIENTO .......................................................................................... 46
INTERCAMBIADOR DE CALOR ............................................................................................... 47
DESHIDRATADOR ..................................................................................................................... 48
COLUMNA DESPROPANIZADORA .......................................................................................... 49
COLUMNA DESETANIZADORA ............................................................................................... 49
COLUMNA PROPANO-PROPENO............................................................................................. 49
L
REACTOR LECHO FLUIDIZADO .............................................................................................. 50
FORMULARIO DE ESPECIFICACIONES ..............................................................................................................................51
ORGANIZACIÓN DE LA PLANTA ................................................................................................................................................0
IV.1. LAYOUT DE LA PLANTA ................................................................................................................................................0
DISTRIBUCION DE LA PLANTA...............................................................................................................................................1
¿Qué es la distribución en planta? ....................................................................................................1
Objetivos del diseño y distribución en planta ...................................................................................1

- Reducción de riesgos de enfermedades profesionales y accidentes de trabajo..........................2
- Mejora la satisfacción del trabajador.......................................................................................2
- Incremento de la productividad...............................................................................................2
- Disminuyen los retrasos..........................................................................................................2
- Optimización del espacio........................................................................................................2
- Reducción del material en proceso..........................................................................................2
EVALUACION FINANCIERA ..........................................................................................................................................................3
V.1. INVERCION DEL PROYECTO ...........................................................................................................................................3
 PRESUPUESTOS GENERALES OBRAS CIVILES ................................................................................................4
II. COSTOS DEL PROYECTO ..........................................................................................................................................................6
 COSTOS EN COMUNICACIÓN Y SEGURIDAD ...................................................................................................6
CONCLUCIONES Y RECOMENDACIONES.........................................................................................................................10
BALANCE DE MATERIA Y ENERGIA ..................................................................................................................................11
SECCION 1 ......................................................................................................................................................................................13
Balance de energía...........................................................................................................................................................................16
Balance de energía...........................................................................................................................................................................18
SECCION 2 ......................................................................................................................................................................................19
REACCION .................................................................................................................................. 19
SECCION 3 ......................................................................................................................................................................................21
RECUPERACION...........................................................................................................................................................................21
COLUMNA PROPANO PROPENO ............................................................................................. 23
Balance de enrgia utilizando software HSC v.5.0........................................................................... 25
DISEÑO EQUIPO PRINCIPAL...................................................................................................................................................27
DISEÑO REACTOR LECHO FLUIDIZADO...........................................................................................................................27
Propiedades del catalizador Olefin ...............................................................................................................................................31
Propiedades del gas a la entrada....................................................................................................................................................32
CÁLCULO DE umf Y uf................................................................................................................. 33

UNIV. BRANDON LUIS ESPINOZA CANCHARI 5
CAPITULO I
I.1. INTRODUCCION
El propano es un hidrocarburo perteneciente a los alquenos, incoloro e inodoro.
Como todos los alquenos presenta un doble enlace como grupo funcional.
Es el segundo compuesto más utilizado en la industria química en todo el mundo se utiliza
para obtener fibras sintéticas con las cuales se fabrican telas, síntesis de isopropanol y
tetrámero para detergentes también es una materia prima fundamental para la producción
de plásticos (polipropileno)
Existen dos procesos para la producción de propeno. El más usado por las industrias
petroquímicas es el proceso de “craqueo térmico” en este proceso el gas pasa por nueve
hornos, donde ocurre la pirolisis en presencia del vapor de agua con temperaturas de
operación que superan los 800°C.
una nueva tecnología introducida recientemente en Europa el año 2004, es la des
hidrogenación catalítica , este proceso se lleva a cabo en reactores en serie por acción de un
catalizador Previo a los reactores, la corriente pasa por un precalentado para alcanzar las
condiciones de temperatura y presión adecuadas para la reacción de des hidrogenación. En
la Figura están representados mediante un diagrama el tren de reactores.
.

Este proyecto se abocara al diseño y estudio de la producción de propeno por des
hidrogenación de alcano
I.2. PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA
La necesidad de la importancia del diseño de una planta de propeno, radica en que este
producto es una materia prima importante para la industria química, de esta manera
favorece implementación de plantas petroquímicas de producción de polímeros para
satisfacer la necesidad de la creciente industria de los plásticos y derivados.
La diseño de esta planta le dará un valor agregado a nuestros recursos naturales y aportara
al desarrollo de la industria petroquímica en nuestro país dejando de ser simplemente
exportadores de materia prima.
I.3. OBJETIVOS
 OBJETICOS GENERAL
- Diseño planta des hidrogenación catalítica para la producción de propeno
 OBJETIVO ESPECIFICO
- Realizar el estudio de proceso de des hidrogenación catalítica
- Realizar el diseño y especificación de cada esquipo en la planta
- Realizar un balance de masa y energía en el proceso de des hidrogenación
catalítica del propano
- Realizar la distribución de la planta
- Realizar la evaluación económica
- Realizar el formulario de especificaciones
I.4. LIMITACIONES Y ALCANCES
Con este proyecto se pretende realizar la ingeniería básica de una planta de des
hidrogenación catalítica del propano con el fin de obtener propeno en un 99%, también el
diagrama de flujo como el dimensionamiento de equipos (columnas de destilación y
absorción, reactores, intercambiadores)
Entre las limitaciones del proyecto no tomar en cuenta el diagrama de tuberías e
instrumentación
Otra limitación esque no se realizaraun estudio deprefactivilidad y factibilidad de la planta,
también no esta contemplado el diseño de la parte electrónica de la planta.

I.5. JUSTIFICACION
En nuestro país como es de conocimiento existen nueve plantas de producción de GLP,
siendo la planta de Rio Grande (Santa Cruz) la principal con una producción promedio de
261 TMD. Fuente (“ypdf.bo/refinación”) Hoy en día el GLP es el producto final siendo este
comercializado y exportado. Esta producción va en aumento portanto es necesario el diseño
de un planta petroquímica que procesara los excedentes dándole un valor agregado.
El GLP está constituido principalmente de propano y butano. Siendo el propano materia
prima para la producción de propeno
El proceso está basado en una tecnología de des hidrogenación catalítica para producir
olefinas de su correspondiente parafina. La unidad de producción de olefinas deshidrogena
propano,isobutano y butano.Este proceso escomercializado desde 1990y parael 2004más
de 1250000 toneladas métricas al año de propileno y más de 2500000 de isobutileno se han
producido en todo el mundo, para este caso se desea producir propileno a partir de propano
fresco. El proceso está dividido en tres secciones:
- de fraccionamiento
- de reacción
- de regeneración catalítica
Teniendo como bases científica el conocimiento en termodinámica, transferencia de calor,
transferencia de materia y diseño de reactores
Base social la necesidad de darle valor agregado a nuestras materias primas y fomentar la
industria en nuestro país.
CAPITULO II
II.1. ESTADO DE ARTE
PRODUCCION DE PROPENO
- (“Deshidrogenación catalítica del Propano, Proyecto fin de carrera, Hector Monecinos
Tomey, Universidad de Zaragoza,2013,Pag.5,6”)
El propileno, también denominado propeno, es un hidrocarburo gaseoso, incoloro e
inflamable. Descubierto en 1950, se caracteriza por su elevado peso molecular y su
estructuradesordenada.Esuno delos principales componentesdela industria petroquímica,

utilizado para la producción de polipropileno (PP), acrilonitrilo, cumeno, óxido de propileno
y oxo-alcoholes.
La producción mundial fue de 97,7 millones de toneladas en 2011 y se espera un crecimiento
hasta un total de 115 millones de toneladas en 2015 [1]. Se obtiene principalmente como
subproducto del proceso de craqueo térmico de hidrocarburos para la obtención de etileno
y también se obtiene como producto del craqueo catalítico del petróleo (FCC).
- Otras tecnologías más novedosas para la obtención de propileno, que actualmente
engloban aproximadamente el 12% de la producción mundial y cuyas proyecciones
de producción van en aumento, son las denominadas tecnologías “on-purpose” . Entre
ellas se encuentran:
- Deshidrogenación catalítica de propano (PDH): es la opción más atractiva cuando se
tiene un suministro de propano local. Las dos tecnologías industriales más utilizadas
en el mundo son el proceso C3 Oleflex™ y el proceso Catofin© Lummus patentados
por Honeywell’s UOP y CB&I respectivamente. - Metátesis o desproporcionarían
catalítica de etileno y buteno: es un método alternativo cuya aplicación es de utilidad
en el tratamiento de olefinas obtenidas en una planta FCC.
- Proceso Metanol-a-Propileno (MTP©): Desarrollado por Lurgi, es un novedoso
proceso que convierteel metanol endistintas olefinas, entreellas el propileno, usando
zeolitas con un bajo grado de coquización y alto rendimiento.
- Proceso VGO: Consiste en el craqueo catalítico de gasoil a vacío.
El crecimiento de la demanda de propileno en torno al 5% anual, y los bajos costes y la
abundancia de propano proveniente de los gases de esquisto provocan queestas tecnologías
estén en auge, e incrementarán su proporción en la producción de propileno hasta alcanzar
el 20% aproximadamente en 2016 como puede observarse en la Figura 1, en detrimento de
las tecnologías habituales.

- (“Simulación Planta de deshidrogenación catalítica para la producción de propeno,
Proyecto fin de carrera, Amaloa Yunaria Quintero Villalobos, Universidad Simon
Bolivar,2010,Pag.1-2”
En América Latina y particularmente en Venezuela el proceso de deshidrogenación
catalítica de propano para la obtención de propileno es reciente. Anteriormente el
único proceso utilizado para la obtención de propileno era el craqueo térmico de
gas licuado. Hoy en día son muy pocas plantas en el mundo que emplean esta
técnica ya que el nuevo proceso ha sido comercializado desde 1990 y por ello la
mayoría de las plantas a instalarse se encuentran en etapa de proyecto (Meyers,
2005). La primera planta de deshidrogenación catalítica de propano en Europa fue
instalada en España en el año 2004. La primera y única planta de olefinas que ha
sido instalada en Venezuela está localizada en el Complejo Petroquímico Ana María
Campos en el estado Zulia, inaugurado en 1971. Esta planta se basa en el craqueo
térmico de gaspropano y etano paraobtenerpropileno y etileno. En la planta el gas
pasa por una sección de nueve hornos, donde ocurre la pirolisis en presencia de
vapor de agua a temperaturas de operación que sobrepasan los 800 °C. Los
productos de la reacción son: etileno, propileno e hidrógeno (en mayor
proporción), que luego pasaránpor procesos de fraccionamiento para la obtención
del producto deseado. El proceso antes mencionado se diferencia de la
deshidrogenación catalítica, en que las reacciones no ocurren en los hornos de
craqueo sino en cuatro reactores en serie. Previo a los reactores, la corriente pasa
por un precalentado para alcanzar las condiciones de temperatura y presión
adecuadas para la reacción de deshidrogenación. En la Figura A.1 están
representados mediante un diagrama el tren de reactores. El proceso de craqueo
térmico a pesar de tener un alto rendimiento tiene como desventajas: la baja
selectividad en la reacción, ya que a partir del gas licuado se obtiene un elevado
número de olefinas de cadena corta y ramificadas; las temperaturas de operación
de los hornos de craqueo son elevadas en comparación a los pre calentadores de la
planta de deshidrogenación catalítica donde la temperatura máxima es de 923 K,
esto ocasiona un aumento en la producción de coque en la zona de hornos que
perjudica el funcionamiento de estos equipos a mediano plazo.

PROCESO DE DESHIDROGENACION
- (“Química y Tecnología del petróleo y gas,VN.Erij,HG.Rasina, Pag185”)
La descomposición del etano y el propeno se realiza por dos direcciones: por enlaces C-C y
por enlaces C-H (reacción de deshidrogenación)
CnH2n+2 → CnH2n + H2
El etano es más propenso a la reacción de deshidrogenación, mientras que el propano, ya
que la temperatura de reacción es de 600°C, es más característico la reacción de
descomposición en etileno y metano.
- (“Química del petróleo y del gas,V.V.ProsKunakov, Pag199”)
Deshidrogenación
RCH3CH3 ↔ RCH = CH2 + H2
El alcano se deshidrogena en presencia del platino o de paladio, finamente triturado
- (“Quimica del petróleo y del gas,V.V.ProsKunakov, Pag260”)
Desde el punto de vista termodinámico son posibles las siguientes reacciones de alcanos
deshidrogenacion C2 − C10 ≥ 1000°K
ciclacion C6 − C6 + H ≥ 1000°K
craqueo C3 − C10 ≥ 600− 700°K
PROCESO DESHIDROGENACION CATALITICA OLEFLEX
(“UOP LLC 25 East Algonquin Road Des Plaines, IL 60017-5017, U.S.A. www.uop.com”)
El proceso UOP Oleflex es una deshidrogenación catalítica la tecnología para la producción
de olefinas ligeras a partir de sus parafinas correspondientes. Una aplicación específica de
esta tecnología produce propileno a partir de propano. Propileno es la palabra del segundo
producto petroquímico y se utiliza en la producción de polipropileno, acrilonitrilo, ácido

acrílico, acroleína, óxido de propileno y glicoles, alcoholes oxo plastificante, cumeno,
isopropilo alcohol y acetona. El crecimiento de la producción de propileno está impulsado
principalmente por la demanda de la industria de polipropileno, que se utiliza en este tipo de
productos de uso diario como materiales de envasado y la ropa al aire libre.
Se espera que la tasa de crecimiento de polipropileno a ser 5% por año para un futuro
próximo. El proceso Oleflex ofrece:
- Una fuente dedicada de suministro de propileno para el uso de aguas abajo.
- Un mayor control sobre los costos de propileno a largo plazo. la producción de
propileno de alta calidad, lo que conduce a los polímeros de alta calidad.
- Posibilidad de integración de procesos con aguas abajo tecnología.
A conticuacion el diagrama del proceso Oleflex
PROCESO DESHIDROGENACION CATALITICA CATOFIN
(“PetroLogistics LP,Pag.100”)
Deshidrogenación de propano es un proceso químico sencillo que implica propano
refinación mediante la eliminación de dos átomos de hidrógeno (H2) de una molécula de
propano (C3H8) para producir una molécula de propileno (C3H6). La tecnología que se
utiliza para extraer hidrógeno a partir de la materia prima de gas propano para producir
propileno es el proceso CATOFIN, autorizado por CB & I Lummus a nosotros sobre una base
no exclusiva y perpetua. Nuestra licencia actual no requiere pago al CB & I Lummus hasta el
momento en nuestros niveles de producción anual supera el monto establecido en nuestra

licencia actual. En la medida que aumentamos nuestra capacidad operativa, somos
responsables de los pagos únicos adicionales a CB & I Lummus por cada tonelada métrica de
capacidad adicional por encima de la base del diseño original. Hemos seleccionado esta
tecnología debido a su diseño sencillo, su historial de alta fiabilidad y espera que los costos
operativos bajos. Además, nuestro equipo ha desarrollado e implementado una variedad de
procesos de ahorro de costos de energía que mejoraron en el diseño típico CATOFIN.
El proceso CATOFIN utiliza reactores de lecho fijo para convertir propano en propileno,
el reciclaje de propano no convertido de nuevo a los reactores con el fin de optimizar la
conversión,la selectividad y el consumo deenergía.Duranteel proceso dedeshidrogenación,
propano alimentación y reciclaje de propano se vaporizan, se calentó y deshidrogenan a
través del catalizador bajo un vacío. Después del ciclo de deshidrogenación, el catalizador se
regenera a continuación, con aire caliente. El aire caliente es entonces evacuada y la
secuencia de deshidrogenación comienza de nuevo. El efluente del reactor se envía a la
sección de purificación, donde, mediante la compresión, de refrigeración y de destilación
pasos, los diversos hidrocarburos se separan en gas combustible y nuestros productos:
propileno, la mezcla de C4 / C5 + arroyos y de hidrógeno.
El proceso de deshidrogenación de propano CATOFIN se ilustra a continuación:

PREFERANCIA TECNOLOGICA EN EL MUNDO
- (“Deshidrogenación catalítica del Propano, Proyecto fin de carrera, Hector Monecinos
Tomey, Universidad de Zaragoza,2013,Pag.70”)
En la figura1 se presenta la preferencia tecnológica para la producción de propeno por
deshidrogenación catalítica del propano.
REACTOR CATALITICO LECHO MOVIL
(“Reactores Multifacicos, Apuntes, Monserrat Irroa, Univerdad de Barselona”)

El objetivo de este punto es el de predecir el comportamiento del reactor catalítico de lecho
fluidizado, es decir,calcular la conversiónenel efluentea partirde unmodelo parael reactor.
Las partículas de un lecho fluidizado son tan pequeñas que también son despreciables los
gradientes intrapartícula de concentración y temperatura (η = 1). Por tanto, la velocidad
global de reacción es, en general, la velocidad intrínseca, evaluada a la temperatura y
concentración de la fase emulsión.
Sin embargo, aunque ello sea un paso decisivo en el diseño, existen otros factores a
considerar: la desactivación y regeneración del catalizador, transferencia de calor, elección
de dispositivos internos, perdida de catalizador por arrastre, elección del tamaño de
partícula, la probabilidad de mala operación (slugging), el diseño del distribuidor de gas y la
necesidad de usar modelos para la operación a gran escala.
El lecho fluidizado parareaccionescatalíticas se utiliza solamente cuando lareacciónes muy
exotérmica y el catalizador es muy activo, circunstancia que suele coincidir con partículas de
reducido tamaño, lo que significa que ue es baja y el comportamiento del lecho corresponde
a burbujas rápidas. En aplicaciones para sólidos del tipo D (tostación de minerales,
gasificación de partículas grandes de carbón, secado de granos y legumbres, etc) se tienen
partículas grandes y burbujas lentas. El modelo de contacto es diferente y el modelo de
Kunii-Levenspiel no se puede aplicar. Para una cinética sin variación de densidad (εA = 0),
los balances de materia conducen a la ecuación de diseño en la que, como se verá, es de
mucha importancia el tamaño de las burbujas.
CONCLUCIONES
Dada la información requerida y principalmente el conocimiento de las tecnologías
Se establece la importancia de esta planta ya que existe gran demanda de propeno en
América latina, también porque se pudo observar que en sud América no existe producción
de propeno por deshidrogenación de propeno.
También se pudo apreciar la principal diferencia en tres las tecnologías Oleflex – Catofin
siendo la principal el tipo de reactor y el catalizador , en el proceso Oleflex se utiliza un
reactor de lecho fluidizado, mientras en el catofin se utiliza un reactor de lecho fijo. Se toma
la decisión de implementar la planta con la tecnología Oleflex que es la preferente a nivel
mundial también por su alta capacidad de producción.
II. 2. LOCALIZACION
La localización es muy importante, el lugar elegido estará en función de los factores positivos
y negativos que afecten principalmente la economía de la puesta en marcha de la empresa y
producción.

Para el caso del presente proyecto, tomando en cuenta diferentes factores se aplica el
“Método cualitativo por puntos”, que solo considera factores cualitativos debido a que no se
disponen muchos datos cuantitativos de proyecto.
Para la localización hay varios factores a tener en cuenta:
 Calidad de la materia prima
 Energía eléctrica
 Agua
 Medios y costos de transporte
 Factores ambientales
 Costo y disponibilidad de terrenos
 Comunicación
Calidad de la materia prima GLP “Propano”
- Recordemos que es preferentemente para nuestro caso la materia prima es el GLP,
con una composición de propano promedio del 66%(fuente/ypfb.refinacion.bo)
- Entre los componentes del GLP tenemos el nitrógeno y metales, estos deben ser
removidos casi en su totalidad, es de importancia implantar la planta en un sector
donde exista grandes volúmenes de producción de GLP
FUENTES DE SUMINISTRO DE NESECIDADADES BASICAS DE LA PLANTA
- Agua.
El agua es un factor muy importante en el proceso así que se asegurara que el lugar que se
elija debe tener este factor en condiciones.
- Energía eléctrica
Este es el factor más importante en nuestra planta, debe ser disponible.
- Transporte
Se mencionó la importancia de contar con la cual no debe estar contaminado, pues esto
generaría dificultades en el proceso, y la humedad debe ser lo más baja posible, sin embargo
mantenerla muy alejado de nuestro mercado producirá un incremento en el costo de
transporte por lo cual se debe realizar un análisis que incluya los factores más relevantes y
elegir la localización más adecuada.
Debemos tener accesibilidad y facilidad en cuanto al transporte, se desea que la planta se
ubique en lugares cercanos a la carretera
METODOS CUALITATIVOS POR PUNTOS

Este modelo permite una fácil identificación de los costos difíciles de evaluar que están
relacionados con la localización de instalaciones.
Los pasos a seguir son:
- Desarrollar una lista de factores relevantes (factores que afectan la selección de la
localización).
- Asignar un peso a cada factor para reflejar su importancia relativa en los objetivos del
proyecto
- Desarrollar una escala de calificación para cada factor (por ejemplo, 0-1 o 0-10).
- Realizar una clasificación de cada localidad para cada factor, utilizando la escala del
paso 3.
- Multiplicar cadacalificación porlospesosdecadafactor, ytotalizar la calificación para
cada localidad
- Hacer una recomendación basada en la máxima calificación en puntaje, considerando
los resultados del sistema cuantitativos también.
PROPORCION DE LAS ALTERNATIVAS DE UBICACIÓN
Con la selección de los siguientes factores fundamentales de ubicación, se puede proponer 3
alternativas
- Gran Chaco (Tarija)
- Rio Grande (Santa Cruz)
EVALUACION DE PROPUESTAS
FACTORES RIO GRANDE GRAN CHACO
Energía Eléctrica 9 9
Agua 7 8
Transporte 8 6
Factor Ambiental 8 6
comunicación 7 8
Disponibilidad de Terrenos 6 7

Conociendo la importancia de cada factor para que la planta pueda ser factible, en el proceso
de deshidrogenación catalítica del propano para producir propeno, los de mayor relevancia
son el factor de energía eléctrica, agua y transporte sumando entre ellos un 90% y los otros
factores un 10%. Al ser este método netamente cualitativo asignamos el peso a criterio.
Fuente: elaboración propia
Después de realizado el procedimiento correspondiente para la localización de la planta, se
observa que la localización que logro mayor puntaje determina que la planta debe estar
situado en el sector de Gran Chaco
PUNTAJE(0-
10)
PUNTAJE(0-
10)
PONDERACION PONDERACION
FACTORES PESO(0-
1)
RIO GRANDE GRAN
CHACO
RIO GRANDE GRAN CHACO
Energía
Eléctrica
0.6 9 9 5.4 5.4
Agua 0.2 7 8 1.4 1.6
Transporte 0.1 8 6 0.8 0.6
Factor
Ambiental
0.03 8 6 0.24 0.18
comunicación 0.02 7 8 0.14 0.16
Disponibilidad
de Terrenos
0.05 6 7 0.03 0.035
∑ 1 8.01 7.975

VISTAS REALIZADA DEL AREA DE IMPLANTACION

Diagrama de Flujo producción GLP. Y disponibilidad de GLP. Aproximadamente 20 MMmcd
(Fuente.ypfb,Plan de Inversiones)
Las planta se encontrara junto a la planta de separación de líquidos de Gran Chaco, existe
disponibilidad de terrenos, y materia prima.
II. 3. DEFINIR LA CAPACIDAD
El crecimiento de la demanda de propileno en torno al 5% anual, y los bajos costes y la
abundancia de propano proveniente de los gases de esquisto provocan queestas tecnologías
estén en auge, e incrementarán su proporción en la producción de propileno hasta alcanzar
el 20% aproximadamente en 2016 como puede observarse en la Figura 1, en detrimento de
las tecnologías habituales

Oferta demanda del propeno
La producción anual del propileno en el año 2009 fue de aproximadamente 80 millones de
toneladas. De esa cantidad el 60% se destina a la industria del polipropileno. En cuanto a los
procesos de obtención, aproximadamente las dos terceras partes de la producción de
propeno corresponden al craqueo térmico en fase de vapor. El resto corresponde en su
mayoría al cracking catalítico fluido y el menor porcentaje a la deshidrogenación y otros
procesos.
La demanda actual de etileno en el mundo es de unas 75 MT y en el 2015 será de 160 MT. La
demanda de propileno crecerá aún más deprisa, debido al consumo de polipropileno. Se
estima que la demanda mundial de propileno en el año 2015 será de 90 MT frente a las 39
MT actuales.
La obtención del propileno se lleva a cabo principalmente como subproducto junto con el
etileno y otras olefinas, bien mediante procesos de craqueo térmico o deshidrogenación
catalítica. Como consecuencia deello, la produccióndepropileno quedado terminada engran
medida no sólo por su demanda, sino también por la del etileno y la delos productos de
refinería. A nivel mundial, las relación etileno/propileno es aproximadamente de 2/1, con
variaciones según los países que dependen de la relación propileno de craqueo con vapor /
propileno de refinería, y del tipo de alimentación utilizada
Fuente /(“Trabajo de investigación sobre el polipropileno como producto petroquímico.
Cristian Fabián González28/09/2010,pag15”)
PLANTA DE POLIPROPILENO GRAN CHACO
Se ha considerado en el Polo de desarrollo de la provincia Gran Chaco, la instalación de una
planta de polipropileno que produciría aproximadamente 400.000 TM/año. Este proyecto
considera los volúmenes del Gas Natural residuales, una vez que se hayan extraído el GLP y
Gasolina Natural de la corriente de Gas Natural que hubiera ingresado a la planta de
extracción de líquidos, por lo tanto considera también el ingreso de GLP de un flujo en el
orden de 13 a 14 MMmcd, con el objeto de entregar los volúmenes máximos requeridos. El
proyecto tendría un requerimiento de 2 MMmcd para el proceso de producción principal y
0.8 MMmcd para la generación eléctrica. Considerando plazos técnicos, se iniciarían
operaciones el año 2014.
Fuente(“ypfb.bo Plan Desarrollo 2005-2016”)

II. 4. DEFINIR EL PROCESO
El proceso está basado en una tecnología de deshidrogenación catalítica para producir
olefinas de su correspondiente parafina. La unidad de producción de olefinas deshidrogena
propano, isobutano y butano. Este proceso es usa le tecnología Oleflex. El proceso está
dividido en tres secciones la de fraccionamiento, de reacción y de regeneración catalítica.
Sección de fraccionamiento y de reacción.
Primero se introduce propano fresco a la unidad de alimentación donde es tratado primero
para remover nitrógeno y metales, previo a su secado luego es mezclado con propano
proveniente de la torre de separación de propileno-propano. La corriente de propano es
enviada a la columna despropanizadora donde son removidos los componentes pesados a
partir de los butanos en adelante. El tope de la columna es enviado al sistema de separación
Cold Box(Caja fría)dondeintercambia calorconel efluente frío del reactor, luego el propano
líquido es combinado con gas de reciclo e intercambia calor con el efluente caliente del
reactor.
La corriente es procesada en cuatro reactores (tren de reacción) donde la alimentación es
calentanda a la temperatura deseada de entrada a cada reactor y convertida con una alta
selectividad amonolefinas. Seguidamente delos reactores,elefluente del reactoresenfriado
y comprimido y enviado a la unidad de tratamiento de cloro y a dos columnas de secado a fin
de remover HCl, H2S y H2O antes de entrar al sistema de separación para separarhidrógeno
de los hidrocarburos.
El líquido separado que contiene olefinas y parafinas no convertidas es enviado a la cámara
de hidrogenación selectiva donde se hidrogenan las diolefinas y acetilenos para obtener
monolefinas. El efluente es enviado a la sección deetanizadora que contiene dos columnas:
un desorbedor y un rectificador el cual remueve el etano y sus livianos. El fondo de la
columna desorbedora es enviado a una torre fraccionadora propano-propileno para obtener
99% de propileno. Lo que no se convirtió de propano es reciclado a la despropanizadora
combinándose con el propano fresco. El fondo de la despropanizadora que contiene butanos
e hidrocarburos pesados es removido con gas de cola de la unidad de purificación. Los
vapores removidos son enviados al gas de combustión mientras que el líquido residual es
usado como combustible para hervidores.
Una parte del gasneto producido (mayoritariamente hidrógeno)enel sistema deseparación
es enviado al sistema de purificación de hidrógeno, otra parte del hidrógeno producido es
usado como corriente de purga en la sección de regeneración catalítica, el remanente es
comprimido y enviado al reactor de hidrogenación selectiva y a la planta de polipropileno.
El gas de cola de la unidad de purificación de hidrógeno, el remanente de gas neto y otros
gases de la deetanizadora son usados como gas regenérense en los secadores de salida del

reactor donde es purificado con soda cáustica para ser usado como combustible para
calentadores.
Sección continúa de regeneración catalítica: área reactor.
La transferencia del catalizador proveniente de la sección de reactor a la sección de
regeneración y viceversa es la base principal de esta sección. Un sistema de equipos
interconectados transfiere el catalizador rico en atmósfera de hidrógeno e hidrocarburo de
la sección de reacción a la sección de regeneración
El catalizador desgastado debido a la acumulación de coque fluye por gravedad desde del
fondo de cada reactor, dentro de su respectivo colector de catalizador. Aquí el catalizador es
enfriado para prevenir daños en algunas válvulas en las tuberías que transporta al mismo.
El catalizador se desplaza desde los reactores No. 1 hasta el No. 3 a través de un propulsor.
El catalizador asciende hasta el tope del siguiente reactor cuando el catalizador del reactor
contiguo ya está desgastado.
En el tope de cada reactor el catalizador entra por la porción superior del reactor, el
catalizador es calentado para minimizar los ciclos de temperatura en el tope del reactor
cuando el catalizador se desplaza en esa porción. El hidrógeno puro proveniente del sistema
de purificación es calentado en el calentador de gas de purga y luego en calentadores
eléctricos en cada uno de los reactores desde el No. 2 hasta el No. 4. El catalizador
provenientedel último reactorentraa la tolva debloqueo No.1 envez de entraral propulsor,
esto permite que se remueva el hidrógeno del catalizador y cambie a la atmósfera de
nitrógeno previo a ser transportado a la sección de regeneración.
Sección continúa de regeneración catalítica: regeneración.
El catalizador del reactor No. 4 es enviado a la tolva de desconexión localizada en el tope de
la torre de regeneración. Las partículas de polvo del catalizador generado por el desgaste
normal durante la circulación en la unidad son removidas en la tolva de desconexión por
medio del contacto en contracorriente con nitrógeno. El gas de elutriación contiene las
partículas de polvo removidas del catalizador que circula hasta el colector de polvo que es a
su vez esun sistema de filtración, luego de serdespojadaslaspartículas del gas, éste esusado
en el área de reacción de esta sección.
El catalizador dentro de la torre de regeneración fluye por gravedad, donde el carbón
(coque) del catalizador es incinerado por contacto de la corriente circulante de nitrógeno y
oxígeno. El aire es traído por la unidad de secado de aire el cual es calentado antes de entrar
a la zona de secado en el fondo de la torre. El gas cloro proveniente del sistema de cloración
es añadido vía aire al eductor para prevenir aglomeración del platino dentro del catalizador.
El aire en la zona de secado asciende y es mezclado con gas de regeneración circulante en la

zona de combustión de la torre. El gas de regeneración abandona el tope y es enfriado antes
de retornar a la zona de combustión. La concentración de oxígeno dentro de la torre es
controlada por el gas de ventilación de regeneración del tope de la torre para prevenir una
alteración en las temperaturas las cuales son elevadas y pueden causardaños al catalizador.
La salida del gas de ventilación de la torre de regeneración es enfriada y purificada con soda
cáustica circulante y agua para remover HCl, Cl2 y SO2 antes de salir a la atmósfera.
Una vez que el carbono en el catalizador ha sido incinerado en la torre de regeneración, este
fluye por gravedad y entra al controlador del flujo del catalizador.
Al salir de del controlador entra a la tolva que contiene nitrógeno atmosférico, de la tolva el
catalizador se dirige a la tolva de bloqueo No. 2 donde el nitrógeno y oxígeno atmosférico de
la torre de regeneración es removido del catalizador y cambia de atmósfera de nitrógeno a
hidrógeno, el catalizador fluye por gravedad dentro del conector No. 5 donde el hidrógeno
puro es usado para desplazar el catalizador al tope del reactor No. 1 basado en el nivel de
catalizador del reactor. En el tope del reactor No. 1 el catalizador entra a la porción superior
del reactor, también denominado como zona de reducción. En esta zona, el catalizador de
platino es cambiado su estado de oxidación (como resultado de la combustión en la torre de
regeneración) a su estado de reducción por reaccionar con hidrógeno de alta temperatura.
El platino en el catalizador debe ser reducido y redistribuido para una óptima
deshidrogenación.
A continuación se muestra el esquema de la planta que ayudará a visualizar la ubicación y el
orden de los equipos más importantes que conforman el proceso. Donde se observa que el
proceso está dividido en dos etapas, la sección demarcada con color rojo es de
fraccionamiento y la de color azul la sección de reacción.

Diagrama de bloques del proceso
CAPITULO III
III.1. DIAGRAMA DE FLUJO CUALITATIVO PARA PA PRODUCCION DE PROPENO
Ya descrito el proceso enel otro capítulo se realizarael diagrama debloquesde la producción
de propeno a partir de la deshidrogenación catalítica. Como se resaltó anterior mente se
usara la tecnología Oleflex.

SISTEMADE
PROPANO-
PROPENO
SECADOR
REACTOR
REACTOR
REACTOR
ALMACENAMIENTO
INTERCAMBIADOR INTERCAMBIADOR INTERCAMBIADOR INTERCAMBIADOR
REGENERADO
SISTEMADE
COMPRESION
SISTEMADE
DESETANIZADOR
REACTOR
SISTEMADE
DESPROPANIZADOR
SISTEMA
TURBO
EXPANSOR
SISTEMA
NEUMATICO
SISTEMA DE
COMPRESION
ALIMENTACION
GLP
PROPANO
PROPANO ALIMENTACION
PRODUCTO
REACTORES
PROPANO
PROPANO Y
HIDROGENO
CATALIZADOR
BUTANO Y
PESADOS
HIDROGENO Y
PROPANO
CATALIZADOR
HIDROGENO Y
ETANO
PROPENO
99%
III.2. DIAGRAMA CUALITATIVO DEL PROCESO

A-101
TANQUEALMACENAMIENTO
GLP
S-101
SECADOR
V-101
COLUMNA
DESPROPANIZADORA
RF-201
REACTOR
FLUIDIZADO
RF-202
REACTOR
FLUIDIZADO
RF-203
REACTOR
FLUIDIZADO
RF-204
REACTOR
FLUIDIZADO
V-302
COLUMNA
PROPANO-PROPENO
V-301
C0LUMNA
DESETANIZADORA
I-201 I-202 I-203 I-204
R-201
RECTIFICADOR
CATALITICO
I-202
I-301 C-301
C-302
B-202 B-203 B-204
D-302
UNIDADPURIFICADORA
HIDROGENO ETANO
E-1
ENFRIADOR
CATALIZADOR
B-201
C-101
B-205
GLP
SECO
FECHA
17/06/2016
NOMBRE DEARCHIVO
DIAGRAMA CUALITATIVO
TÍTULO
PLANTA DESHIDROGENACION CATALITICA DEL PROPANO PARA
PRODUCCION DEPROPENO
DESCRIPCIÓN
ORURO-BOLIVIA
DIBUJADO POR
UNIV.BRANDON LUIS ESPINOZA CANCHARI
DOCENTE:
ING.MARIAE.TOVAR M.
D-201
UNIDADPURIFICADORA
DE PRODUCTO
CORRIENTE
HIDROGENO
A-301
PROPENO 99%
T-202
T-205 Q-201M-201 T-301 M-301
T-201 T-203 T-204
T-203
M-102
M-101
SISTEMADE
PROPANO-
PROPENO
SECADOR
REACTOR
REACTOR
REACTOR
ALMACENAMIENTO
REGENERADO
SISTEMA DE
COMPRESION
SISTEMADE
DESETANIZADOR
REACTOR
SISTEMA DE
DESPROPANIZADOR
SISTEMA
TURBO
EXPANSOR
SISTEMA
NEUMATICO
SISTEMA DE
COMPRESION
ALIMENTACION
GLP
PROPANO
PRODUCTO
REACTORES
PROPANO
PROPANO Y
HIDROGENO
CATALIZADOR
BUTANO Y
PESADOS
HIDROGENO Y
PROPANO
CATALIZADOR
HIDROGENO Y
ETANO
PROPENO
99%
CATALIZADOR
CATALIZADO
R
DESECHO
CATALIZADOR
BUTANO
PESADOS
ETANO
HIDROGENO
PROPANO
ALIMENTACION
III.3. DIAGRAMA DE FLUJO CUANTITATIVO
Los cálculos y balances de energía y materia en anexos1

A-101
GLP
S-101
SECADOR
V-101
COLUMNA
DESPROPANIZADORA
RF-201
REACTOR
FLUIDIZADO
RF-202
REACTOR
FLUIDIZADO
RF-203
REACTOR
FLUIDIZADO
RF-204
REACTOR
FLUIDIZADO
V-302
COLUMNA
PROPANO-PROPENO
V-301
C0LUMNA
DESETANIZADORA
I-201 I-202 I-203 I-204
R-201
RECTIFICADOR
CATALITICO
I-202
I-301 C-301
C-302
B-202 B-203 B-204
D-302
UNIDADPURIFICADORA
HIDROGENO ETANO
E-1
ENFRIADOR
CATALIZADOR
B-201
C-101
B-205
E=14 MMmcd.GLP
GLP
SECO
P=89548,056
Kg/dia
FECHA
15/06/2016
NOMBRE DEARCHIVO
DIAGRAMA CUALITATIVO
TÍTULO
PLANTA DESHIDROGENACION CATALITICA DEL PROPANO PARA
PRODUCCION DE PROPENO
DESCRIPCIÓN
ORURO-BOLIVIA
DIBUJADO POR
UNIV.BRANDON LUIS ESPINOZA CANCHARI
DOCENTE:
ING.MARIAE.TOVAR M.
D-201
UNIDADPURIFICADORA
DE PRODUCTO
CORRIENTE
HIDROGENO
A-301
PROPENO 99%
T-202
T-205 Q-201M-201 T-301 M-301
T-201 T-203 T-204
T-203
M-102
M-101
SISTEMADE
PROPANO-
PROPENO
SECADOR
REACTOR
REACTOR
REACTOR
ALMACENAMIENTO
REGENERADO
SISTEMA DE
COMPRESION
SISTEMADE
DESETANIZADOR
REACTOR
SISTEMA DE
DESPROPANIZADOR
SISTEMA
TURBO
EXPANSOR
SISTEMA
NEUMATICO
SISTEMA DE
COMPRESION
ALIMENTACION
GLP
PROPANO
PRODUCTO
REACTORES
PROPANO
PROPANO Y
HIDROGENO
CATALIZADOR
BUTANO Y
PESADOS
HIDROGENO Y
PROPANO
CATALIZADOR
HIDROGENO Y
ETANO
PROPENO
99%
CATALIZADOR
CATALIZADO
R
DESECHO
CATALIZADOR
BUTANO
PESADOS
ETANO
HIDROGENO
PROPANO
ALIMENTACION
III.4. DISEÑO EQUIPO PRINCIPAL
Hidrodinámica de lafluidización
Un lecho fluidizado es un lecho de partículas sólidas en suspensión por efecto del flujo ascendente de un fluido.
Dependiendodel tipodefluidosepuedendistinguirdostipos delechosfluidizados:el gas-sólidoy el líquido-sólido.No
obstante, casi todas lasaplicacionescomercialesconciernenasistemasgas-sólido,queseráel sistematratadoeneste
capítulo.

En la figura seobservansucesivosestadosdelsistemagas-sólidoamedidaqueaumentalavelocidaddepasodelgas.En
el estado (a), el lecho de partículas permanece estáticocomportándose como un lechofijo. En el (b), el lecho esta
expandido con una distribución relativamente
Uniforme de las partículas, que, a su vez, presentan un
movimiento caótico. No se observan burbujas de ningún tipo y
tamaño. En el estado (c), correspondiente a velocidades del
fluido mayores que en (a) y (b), el lecho se ha vuelto ha
expander debido a la presencia de burbujas de fluido. En es
estado (d), debido a la elevada velocidad se forman grandes
burbujas que pueden llegar a ocupar todo el diámetro del
reactor, y se puede iniciar ya el arrastre de las partículas.
Finalmenteen(e),semuestrael arrastredelas partículasfuera
delreactor.
En los sistemas fluidizados, el sólido adquiere propiedades
parecidas a las de un líquido como, por ejemplo,la viscosidad.
Otras propiedades interesantes queadquiereel lechofluidizado
parecidas a las del líquido son: la de mantener la superficie
horizontal al inclinarel contenedory lacirculacióndel sólidoal
perforar la pared. La buena agitación del sólido,provocada por
las burbujas, junto con el pequeño tamaño frecuente de
partículas (50-250micrones),hace que sean despreciables los
gradientes demateriay decalortantoenel reactorcomoenlas
partículas. De ello resulta un reactor que normalmente es
isotermo y que no suele presentar problemas importantes de
transferencia interna de materia en el sólido.
Porotrolado,dadoquesecomportacomounlíquidosefacilitasu
manejo y transporte mecánico o "bombeo". La desventaja es que
el gas normalmente fluye en forma de burbujas y no está
mezclado reduciéndose el contacto. También es posible que la
agitaciónvigorosadelsólidooriginesuatricióny laerosióndelas
paredes y dispositivos internos del reactor. Sin embargo, las
ventajas suelen sobrepasar a las desventajas, por lo que estos
tipos de dispositivos son ampliamente usados.Sin embargo, la
falta de modelos reales de flujo y contactohacen complicado el
cambio de escala.

Porloquehacereferenciaalapérdidadepresiónenel lechohastaqueaparecelafluidización,loslechosfluidizados
con un gas presentan dos tipos de comportamiento.Puede suceder que enseguida que se alcance la velocidad
mínimadefluidizaciónaparezcanburbujas (enestecasolavelocidadmínimadeborboteoes igualalamínima de
fluidización)lacurvadepérdidadepresiónes"normal"comoseobservaenlafigura3.1-2.Sinembargo,aveces,una
vezsobrepasadalavelocidadmínimadefluidizaciónellechocontinuaexpandiéndosedeforma"abnormal"hastaque
sealcanzalavelocidadmínimadeborboteo,umb,momentoenelcualellechosecolapsapasandoaser"normal".
Dependiendodelascaracterísticasdelgasydelaspartículasdesólido,deldistribuidorydelosdispositivosinternos,
laregióndefluidizaciónporborboteosepuedeextenderenmás deunordendemagnitudrespectodelavelocidad
del gas.
Unavezfluidizado,amedidaquelavelocidaddelgascrece,crecetambiéneltamañodelasburbujasporelefectodela
coalescenciadeéstaspudiendollegaratenerundiámetrotangrandecomoeldelreactor.Estasburbujasse denominan
glóbuloso"slugs"y constituyenunagrancanalizacióndepasode gas (bypass)y conllevangrandes fluctuaciones
del lecho y de la perdida de presión. Se admite la presencia de la globalización o slugging cuando el diámetro
efectivodeburbujaexcedeunterciodeldiámetrodellecho.Lahidrodinámicadelosglóbulosesmuydistintaa ladelas
burbujaspequeñas,así,porejemplo,tienenunamenorvelocidad.Sepuedenformardiferentestiposdeslugs (Figura
3.1-3):
a) Glóbulos asimétricos:fluidización grupo A de la
clasificación de Geldart(vermásadelante).
b) Flat-nosedslugs:fluidizaciónde partículasgrandes
deelevada densidad.
c) Glóbulos de pared: se forman cuando a elevadas
velocidadesdelgasse rompen los glóbulos.
A B C
Este fenómeno junto con el de las canalizaciones suelen originarse en los reactores de laboratorio, y es necesario
tener en cuentaqueel norealizarunadescripciónrealistadelahidrodinámica puedellevara modelizaciones que
conducenalfracasoenelprocesodeescalado.Lacanalizacióndelgasenformade burbujas provoca que la conversión
del lechofluidizadocatalíticotengavalores inferiores alasdeflujoenpistóneinclusoinferioresa lasde mezcla perfecta.
Tambiénpuedeusarseunlíquidoparafluidizarunsólido.Enestecasonosesuelenformarburbujassinoque ellechose
expandemanteniendounadensidaddepartículasconstantedeunpuntoaotrodelrecipiente.Desdeelpunto de vista
macroscópico el lecho puede considerarse homogéneo. La razón fundamental para la diferencia de
comportamiento entre la fluidización por gases (fluidización agregativa,aggregative fluidization) y por líquidos
(fluidizaciónparticulada,particulatefluidization)secreequefundamentalmentees debidaalarazóndedensidades
sólido-fluido s F).Si estaes grandeseformanburbujas(bubbles yslugs),mientras quesilarazónes bajasolose
Diferentes tipos de slups

expandeel lecho.Deestemodo,estehechoexplicaquesepuedanencontrarcombinacioneslíquido-sólidoqueforman
burbujas (tungsteno-agua)y combinacionesgas-sólidoquenolas formen(fluidizacióndepolvoscongasesapresión).
Portanto, engeneral,lahidrodinámicadelossistemaslíquido-sólidosonmásfácilmenteinterpretablesyeldiseñomás
directo. A pesar de ello, dada la poca frecuencia industrial de estos sistemas, el presente estudio se centra
exclusivamente en el diseño delechos fluidizados con gas
Con la siguiente Figura 3.1-4, construida por Geldart ("Types of Gas Fluidization",Powder Tech. pp.284-292
(July1973)),sepuededilucidareltipode fluidizaciónquesepuedealcanzarapartirdeldiámetromedioequivalente
de partícula (ya que normalmente se tiene una distribucióndetamaños departículadetipo gaussiana)y las
densidades delfluidoydel sólido (de la densidad aparente). Es necesarioseñalarqueeltrabajooriginales sólo
aplicable a condicionesambientales
Clase A: (Aireables)
Fluidización fácil: corresponde a la fluidización departículas pequeñas (30- ydebajadensidad
(<1500kg/m3).Tieneuncomportamiento"anormal",umb>umf,lavelocidaddelasburbujasesmayorqueladelafase
densa,ub>ue, y lafraccióndehuecos enlaemulsióncrececonlavelocidaddelfluido, ue>umf.Ejemplo:el catalizador
deuncracking.Losprocesosenlosquesetrabajaenestaclasetienenunmayorcostedecatalizadordebidoalpequeño
tamaño
Clase B: (Burbujeantes) Fluidización puramente agregativa.Fluidización fácil. Corresponde a la fluidización de partículas
con tamaños entre 150 y 500 y densidades de partícula entre 1500 y 4000 kg/m3. Tiene un
comportamiento "normal",umb= umfy lafracciónde huecosen laemulsiónes aproximadamente constante e
igual alamínimade fluidizaciónenun rango normal de velocidaddel fluido, ue= umf. Ejemplo: la arena. Este
grupo presenta distinto comportamiento según la escala de la unidad y tiene una mayor complejidad de diseño.
Clase C: (Cohesivos) corresponde a polvos (dp < 30 y cualquier densidad) congran capacidad de cohesión
formandoagregadosquedifícilmentesefluidizanydanlugaracanalizaciones.Elconsiderarqueenunlechofluidizadolas
partículas flotany nointeraccionanentreellas es válidosóloparapartículasrelativamentegrandes.Parapartículas
suficientemente pequeñas aparecenfuerzasdeVanderWaalsy capilares (quepuedenresultardelacondensaciónde
vaporde agua presenteen el airede fluidización.Conunahumedadinferioral 8% noaparecen)quelas mantienen
unidas. Ejemplo: talco, harina, cemento

ClaseD:Fluidizaciónposibleperodebajacalidad:correspondealafluidizacióndepartículasgrandes(dp>400
y/omuy densas(dp >1000 kg/m3).Lavelocidaddelgas enlafasedensaesalta, ysiselleganaformarburbujas,
éstas tienenunavelocidadmenorquelas delos gruposAy B.Sesuelenformanburbujas maldefinidas y glóbulos.
Ejemplo: perdigones de acero, guisantes secos, combustión de partículas de carbón para reducir costes de trituración.
Lapresenciaexcesivadefinos(10-45micras)provocadificultades enlafluidización,hayquetenerencuenta quela
clasificacióndeGeldartatiendeal tamañomediodepartícula.Serecomiendaquelos finosnoexcedanel 20-35%.
Cantidades mayoresdificultany encarecenelproceso.Sepuedeneliminarlosfinosantesdeintroducirelsólidoenel
reactor. Sinembargo, nosehaceporproblemasdecostes.Puestoquelos finos noseretienenenel ciclónsepuede
aprovecharlaoperaciónparallevaracabounaclasificacióndelsólido.Sinembargo,esteprocederprovocaenmuchos
casosproblemasdepuestaenmarcha,yaqueantesdeproducirselaclasificaciónseoriginanproblemasdetransmisión
decalorotaponamientosdelosciclonesdebidoalasfuerzascohesivasdelosfinos.
Aunquelas propiedadesdelsólidoylas delfluidodeterminanel tipodefluidización, hayotrosfactoresqueinfluyen
sobrelaagitacióndel sólido,el tamañodeburbujay la extensióndelaheterogeneidad. Estos factores incluyen la
geometría del lecho(cuantomásaltoy estrechomayorglobulización), el flujodel gas, el tipodedistribuidory los
dispositivos internos. Ladiferenciadecomportamiento(conversióny selectividad)entreunaplantapequeñayotra
granderesidedeformacríticaeneldiseñodelosdispositivosinternosydeldistribuidordegas.
Una vez establecida la viabilidad de la fluidización es necesario conocer tres valores hidrodinámicos que la
caracterizan:lavelocidadmínimadefluidización, lavelocidaddearrastrey laexpansióndel lechoenfuncióndela
velocidad de flujo
Velocidad mínima de fluidización
LavelocidadmínimadefluidizaciónseestimautilizandolaexpresióndeErgunparalapérdidadepresióndeun fluidoque
circula a través de un lecho de sólidos. En el momento de la fluidización incipiente, la pérdida de presión se hace
independiente de la velocidad de paso y se compensa con el empuje y la fuerza gravitatoria. Considerando que las
partículas noseapoyanunasenotrasjustoenel momentodetránsitodelechofijoalechofluidizadosepuedeaplicarla
ecuacióndeErgúnparadescribirlapérdidadepresiónporunidaddelongituddelechofijoapartirdelas propiedades
delfluidoydelsólido.Asísetiene:
∆P = Mp ∗ g = (ρp − ρf) ∗ εpm ∗ A ∗ Lm ∗ g
∆P
Lm
= A ∗ (
εpm
2
(1 − εpm )
3
) ∗ (
μF ∗ umf
d̅p
2
)+ B ∗ (
εpm
(1 − εpm )
3
)∗
ρf ∗ umf
2
d̅p
= (ρp − ρf) ∗ εpm ∗ g … (1)
Donde: εpm = fraccion de lecho ocupado por particulas en la fluidizacion (
m3
solido
m3 reactor
ρp = densidad de la particula
d̅p = (∑
∆xi
di−1 + di
2
)
−1
de la curva acumulativa …(2)

∆xi = fraccion masica entre los tamaños
Haciendo la expresión adimensional (multiplicando por dp3/(F2pm)), y si se usan los valores experimentales
de los parámetros A’ (epm/(1-epm)3) y B(1/(1-epm)3),los cuales suelen tener respectivamente un valor cercanoa
1650y 24.5, respectivamente, seobtienenlassiguientes expresionesenlas queaparecendos númerosadimensionales,
elnúmero de Reynoldsyelde Arquímedes:
Remf = 33,7 ∗ [(1 + 3,6E−5
Ar)
1
2 − 1]
Remf =
d̅p ∗ umf ∗ ρf
μF
… (3)
Ar =
d̅p
−3
∗ ρf ∗ (ρp − ρf) ∗ g
μF
2
… (4)
Igualando 3 y 4. Tenemos
umf =
33,7 ∗ μF
d̅p ∗ ρf
[(1 +
3,6E−5
∗ d̅ p
−3
∗ ρf ∗ (ρp − ρf) ∗ g
μF
2
)
1
2
− 1] … (5)
Estas estimacionespuedanpresentarunadesviaciónestándarde±34%. Laestimacióndelavelocidadmínimade
fluidizaciónsepuedemejorarconayudadeladeterminaciónexperimental,quesonlasquesirvenparadefinir los
valoresde1650 y 24.5.Nótesequelavelocidadmínimadefluidizaciónesindependientedelaalturadelecho.
La expresión general para partículas cuya geometría viene definida por la esfericidad, s,la cual cuantifica su
alejamiento de la geometría esférica, es lasiguiente
1.75
φs ∗ εmf
3
∗ (
d̅p ∗ ρf ∗ umf
μ
) +
150(1− εmf)
φs
2 ∗ εmf
3
∗ (
d̅p ∗ umf ∗ ρf
μ
) =
d̅p
3
∗ ρf ∗ (ρp − ρf) ∗ g
μ2
… (6)
φs = (
superficie de una esfera
superfcie de la particula
)
φs = 1esfera, 0 < φs < 1 otras formas
Expresión que para los casos extremos de partículas pequeñas y grandes se simplifica de la
siguiente manera:

Re > 1000 umf
2
=
φs ∗ d̅p
1,75
(ρp − ρf) ∗ g
μ
(
εmf
3
1 − εmf
) … (7)
El valorde laesfericidadoscilaentre0.5y 1,siendonormal para sólidosgranulares típicoselde0.6.Las partículas
esféricassonlasmejorespara fluidizar,siendotantomásdifícilcuantomássealejandelageometríaesférica. Enestos
casos,laspartículasnoesféricastiendenaredondearseporefectodelaatrición.
VelocidaddeArrastre
Lavelocidaddearrastresecalculaparaeltamañomediodelafraccióndepartículasdemenortamaño ypara partículas
de cualquiergeometríamediantelasiguienteexpresión, enlaqueseconsideraqueel pesoaparentedela partículaes
igualalafuerzaderozamiento:
π ∗ d̅p
−3
6
(ρp − ρf) ∗ g = FT
Re =
ρf ∗ d̅p ∗ ut
μf
coeficiente de rozamiento = CD =
FT
ρf ∗
ut
2
2
π ∗ d̅p
2
4
De donde, en función de CD, se tiene
ut = (
4 ∗ g ∗ d̅p ∗ (ρp − ρf)
3 ∗ ρf ∗ CD
)
1/2
… (8)
El coeficiente de rozamiento es una función del Reynolds y para partículas esféricas la
relación es analítica,
(Regimen Stokes) Ret < 1
CD =
24
Re
ut =
(ρp − ρf) ∗ g ∗ d̅p
2
18 ∗ μf
… (9)
Ret > 103
CD ≈ 0,43 ut
2
= 3,1
(ρp − ρf) ∗ d̅p ∗ g
ρf
… (10)
1 < Ret < 103
ln CD = −5,5 +
69,43
ln Re + 7,99
ut = (
4
225
(ρp − ρf)
2
∗ g2
ρf ∗ μ
)
1/3
…(11)
Se suele decir que para evitar un excesivo arrastre, la velocidad superficial del fluido en el
proceso de fluidización debe ser superior a la mínima pero inferior a la de arrastre. Sin
embargo,es necesario señalarqueen esta afirmación seestán comparando dosmagnitudes
definidas sobre bases diferentes, el tamaño medio de todas las partículas para umf y el
tamaño de la fracción de partículas más pequeñas para ut. Teniendo en cuenta que en
régimen de borboteo la mayor parte del gas pasa a través del lecho en forma de burbujas

rápidas con poca fracción de sólidos, se puede tener un lecho fluidizado estable incluso a
velocidades superiores a la de arrastre. En la práctica se ha observado que:
ut
umf
≈ 10 Rep > 1000, para particulas grandes
ut
umf
≈ 90 Rep < 0,4, , para particulas pequeñas
Puesto que, en general, se usa una velocidad de fluido entre 5 y 30 veces la mínima de
fluidización, el riesgo de arrastre es muy limitado y fácilmente eliminado con un ciclón.
Expansión del lecho fluidizado
La expansión del lecho fluidizado por un gas no es fácilmente estimable y las mejores
estimaciones son las experimentales. En la práctica es necesario adicionar distribuidores y
utilizar relaciones diámetro/altura, D/h, elevadas para conseguir una mayoruniformidad y
eliminar posibles glóbulos y canalizaciones. En el caso de la fluidización agregativa una vez
sobrepasada la velocidad mínima de fluidización, prácticamente todo el exceso de gas pasa
por el lecho en forma de burbujas y la expansión se suele estimar como la correspondiente
a la velocidad mínima de fluidización. Aunque su valor es más o menos uniforme en todo el
lecho, la erupción de las burbujas en la superficie del lecho provoca que en esa zona crezca
la fracción de huecos. Una correlación que da buenos resultados en las predicciones de εmf
(± 10%) cuando las partículas a fluidizar son bastante pequeñas es:
εmf = 0,586 ∗ φs
−0,722
∗ (
μ2
ρf ∗ g ∗ (ρp − ρf) ∗ d̅3
p
)
0,0,29
(
ρf
ρp
)
0,021
… (12)
Cuando las partículas son grandes, estas predicciones son demasiado pequeñas, y valores
obtenidos inferiores a 0.40 son dudosos. Si hay una distribución significativa de tamaños
tampoco deben usarse estas predicciones, ya que las partículas pequeñas llenan los
intersticios entre las grandes. Valores típicos de εmf están alrededor de 0.5.
Diámetro del distribuidor de gas
El distribuidor de gas en un lecho fluidizado es uno de los factores más importantes en el
diseño ya que afecta a la calidad y comportamiento del lecho. Las principales
consideraciones implicadas en el diseño del distribuidor son: 1) distribución uniforme del
gas en el lecho. 2) prevención de la pérdida de sólido por el distribuidor. 3) prevención de
la atrición del sólido en los puntos de inyección del gas. 4) completa fluidización desde el
inicio del lecho sin la formación de zonas muertas en las cercanías del distribuidor. 5)

control de la formación de chorros durante la inyección del gas a través de los orificios del
distribuidor. La pérdida de presión a través del distribuidor es la variable esencial en la
verificación de las anteriores consideraciones. En principio, cuanto más elevada sea mejor
será la distribución del gas, ya que el gas tiene que vencer de manera uniforme las
perturbaciones que se producen en el burbujeo del gas. Sin embargo, si la caída de presión
es suficientemente pequeña, el gas busca los orificios más fáciles, dónde la caída de presión
sea más baja, produciéndose canalizaciones preferentes, y probablemente aparecerán
orificios tapados. Al mismo tiempo, una elevada pérdida de carga significa una mayor
compresión del gas, es decir, un incremento en el coste, y , por tanto, un aumento
considerable de la velocidad en los chorros del distribuidor. Esto último lleva consigo una
mayor atrición del sólido y también el peligro de que dichos chorros atraviesen el lecho, si
éste es de poca altura, con el consiguiente bypass de gas. Experimentalmente se ha
comprobado que la pérdida de presión debe de estar entre un 10 y un 30% de la pérdida
total de presión en el lecho fluidizado. Existen diversos criterios para la elección de la
perdida de presión en el distribuidor, en los que se propone que sea una fracción de la
perdida de presión en el lecho con la finalidad de tener una distribución uniforme del gas.
Para platos perforados y boquillas, Hyby (1967) sugiere utilizar las siguientes relaciones:
∆Pd
∆P
= 0.15
uo
umf
≈ 1 − 2
∆Pd
∆P
= 0.015
uo
umf
≫ 1
Como se observa en la última relación, se ha visto que es posible encontrar buenas
distribuciones para valores muy inferiores al comentado, mostrándose la dependencia de
la pérdida de presión con la altura y del diámetro de lecho. La expresión propuesta por
Creasy (1971) cuantifica dicha dependencia:
∆Pd
∆P
= 0.01 + 0.2[1 − exp(
−D
2H
)]… (13)
Por tanto, la presión del gas debajo del distribuidor será P = presión encima del lecho +
pérdida de presión en el lecho + pérdida de presión en el distribuidor. En la figura 3.1.5-1
se esquematizan diversos tipos de distribuidor. Desde el punto de vista de la uniformidad
de fluidización el más adecuado es el plato poroso, seguido del perforado y el de rejillas. Si
es necesario retirar parte de sólidos por el fondo, el acceso del gas al distribuidor es cónico.
En este caso, la influencia del ángulo es considerable, siendo recomendable un valor
próximo a los 50º. El plato puede ser plano (es lo ideal) o cóncavo o convexo si
consideraciones de orden mecánico lo aconsejan. Sin embargo, estos dos últimos tipos
provocan erosión del plato y circulación preferente del gas.

Una vez calculada la pérdida de presión en el distribuidor es necesario calcular la velocidad
del gas en los orificios del distribuidor, el número y diámetro de orificios (0.5-5 cm) y su
disposición. Las siguientes relaciones son útiles para dicha finalidad:
uor = 0,7 ∗ (
2 ∗ g ∗ ∆Pd
ρf
)
1
2
Re > 100 Kunii − Levenspiel(1969)
u =
π
4
∗ dor
2
∗ uor ∗ (
nor
Ad
)…(14)
En general, cuanto más pequeño es el orifico, mejor es la distribución del gas, pero mayor
es el peligro de obturaciónymás elevado es el coste. A las velocidadesde orificio empleadas
en algunas industrias (50-200 cm/s) el fluido penetra en el lecho en forma de chorro, por
lo que el comportamiento en las cercanías del distribuidor es muy distinto al del resto del
lecho. Existen muchas expresiones para estimar la profundidad de penetración del chorro,
pudiendo usar de manera aceptable la de Wen y Chen (AIChE J. (1982),28,348) con una
desviación de un 30%. También hay que tener presente que existe una velocidad del gas
para la cual no todos los orificios son operativos. La realidad de los lechos fluidizados es
compleja y los modelos que intentan describirla presentan unos parámetros difíciles de
escalar. Por esta razón el mejor diseño es el que se realiza por cambio de escala (scale-up)
de planta piloto. De la gran diversidad de modelos hidrodinámicos existentes no se puede
escoger uno como el mejor ya que cada uno de ellos será adecuado cuando las condiciones
experimentales coincidan con las asunciones del modelo. Para un diseño preliminar, sin
embargo, es recomendable elegir un modelo satisfactorio en varios puntos que requiera
pocos datos. Dado que la mayoría de los reactores tienen dispositivos internos son
recomendables los modelos de burbuja uniforme y en concreto el de Kunii-Levenspiel es

recomendableporsusimplicidad conceptual ycombinado conel apropiado modelo cinético
suele proporcionar un perfil de concentraciones muy correcto en un amplio rango de
condiciones.
Fuente fundamento teorico(“INGENIERIA DE LA CINETICA QUIMICA, J.M. SMITH, 1991”)
DISEÑO REACTOR LECHO FLUIDIZADO
DATOS DE PARTIDA:
componentes hidrogeno etileno etano propileno propano isobutileno isobutano
reactor 1 0,4 0,03 0,0104 0,06 0,5 0,00009 0,0004 1
Fuente(‘www.uop.com/Oleflex/deshidrogenación catalítica’)

Se emplea GLP a 500 ºC que al igual que la corriente de propano, se supone que entra seco
al proceso. Al reactor entra una corriente de C2, C3,i-C4,n-C4 y H2, mezclada con una
recirculación que contiene propano no reaccionado. La corriente entra a 337.36 kpa y se
precalienta hasta una temperatura próxima a la de reacción.
Propiedades del catalizador Olefin
Catalizador Pt/Sn
𝝓s 0,7
Cps 579,75 J/kg °C (Para Pt-Sn)
𝝆s 640 kg/m3
𝜀mf 0,55
Datos de partida
Producción de C3H6 89548,056 Kg/dia
Calor de reacción ∆H849C = 31,089kcal /mol
Temperatura de trabajo del reactor 849° C
Presión de trabajo en el reactor 2,6 Atm
Constante cinética del proceso K=611,4 s-1
Fp=
𝐻2 = 40%
𝐶2 = = 3%
𝐶2 = 1,04%
𝐶3 = = 6%
𝐶3 = 50%
𝐶4 = = 0,009%
𝐶4 = 0.04%
Fc1=700kg/h
F1=279986,265
kg/dia
𝐶2 = 1.3%
𝐶3 = 98.4%
𝐶4 = 0.17%
𝑛 − 𝐶4 = 0.13%
Fc=700k
g/hr

La composición de la corriente de entrada al reactor es:
Corriente de entrada
C2 1,3%
C3 98,4%
C4 0,17%
n-C4 0,13%
Caudal 279986,265 kg/día
Temperatura 800 ºC
Presión Entrada 3,29 atm
Presión salida 2,6 atm
∆𝑃 70322 Pa
Propiedades del gas a la entrada
𝜌g 1,86 kg/m3 faze gaseosa
Kg 0,0389 W/mK
𝜇g 0,0282e10-3 kg/ms
Cpg 0.984 kJ/kgK
Cp/CV 1,373
- FUENTE(“Deshidrogenación catalítica del Propano, Proyecto fin de carrera,
Hector Monecinos Tomey, Universidad de Zaragoza,2013,Pag.30”)
Los valores tales como flujo de salida productos etc. Anexos.
CÁLCULO DEL DIÁMETRO MEDIO DE LAS PARTÍCULAS DE CATALIZADOR.
El Diámetro medio de las partículas se calcula mediante Ec.2:
Distribución de medidas en el catalizador
Rango de medidas (𝒅m) Porcentaje en peso (acumulativo)
50-100 0,39
100-150 15,0
150-200 58,0
200-250 85,0
250-300 96,6
300-350 99,86

)2...(
)(
1


p
p
d
x
d
Donde xi es la fracción en peso de partículas, para cada rango de medidas
Diámetro medio de partícula
Rango de
medidas
% en peso Dpi (mm) Fracción en peso xi (x/dp)i
100-150 15,00 125 (15-0)/99,86=0,150210 0,001202
150-200 58,00 175 0,430603 0,002461
200-250 85,00 225 0,270379 0,001202
250-300 96,60 275 0,116163 0,000422
300-350 99,86 325 0,032646 0,000100
∑(x/dp)i 0,005387
- FUENTE((“Química del petróleo y del gas,V.V.ProsKunakov, Pag200”)
mmd p
4
10*85,1639,185 
 
CÁLCULO DE umf Y uf
smmfu
m
mfu
ecvaloresdoSustituyen
/0009419.0
81,9*
55,01
355,0
310*0282,0*150
)86,1640(2)610*64,185*7,0(
6.




Remplazando la velocidad mínima de fluidización umf en la ec.(3)
stokesregimenconfirmase
du
p
gpmf
p



15,1Re
)3...(
**
Re


Para calcular ut usamos la ecuación desarrollada por Souza y Santos que es válida para
particular no esférica en el rango de 0,4<Rep<50. Suponiendo Re>0,4 Ec.9
ut =
(ρp − ρf) ∗ g ∗ d̅p
2
18 ∗ μf

Ut es la velocidad terminal de las partículas, por lo que en la ecuaciónempleamos el tamaño
de las partículas más pequeñas. Sustituyendo valores.
ut = 0,4250
m
s
Remplazando Ut en la ec. De Reynols
185,5Re
10*0282,0
86,1*10*64,185*/4250,0
Re 3
6

 

p
p
msm
Comprobando régimen Stokes Re<20 y Re>0,4
Fuente de las todas a las ec. Descritas (“Ingeniería de la Cinética Química, Smith, Ec.
velocidad sistemas catalíticos solido-gas, pag.491”)
CALCULO DEL DIAMETRO DEL REACTOR

0
;
F
q
v
q
A
s
T 
s
m
q
ntopretatamiecionanexosveace
masicobalancedel
dia
kg
demasicoflujounparacaudalelHallamos
3
7422,1
)"sec("
][265,279986


De la ecuación general de fluidización descrita por Ergum Ec1
∆P
Lmf
= 180
(1 − εmf)
εmf
3 ∗ (ϕ ∗ d̅p)2
+ 1,75
(1 − εmf) ∗ (ρp − ρf)
εmf
3 ∗ ϕ ∗ d̅p
Para regimen Stokes
Lmf = (1,75
(1 − εmf ) ∗ (ρp − ρf)
εmf
3 ∗ ϕ ∗ d̅p
)
−1
∗ ΔP
Lmf = 3,014m

ecuacionladelDespejando
UNITARIASSOPERACIONEYTRANSPORTEDEPROCESOtextodadesarrollaresion
l
ll
mf
mf
mfreactor
mf
)"sGeankopoli,"(exp
...


mml
l
l
REACTOR
mf
mf
REACTOR
769,6
1




smv
UNITARIASSOPERACIONEYTRANSPORTEDEPROCESOStokesregimenExpresion
l
dP
v
s
p
s
/236,0
)sGeankopoli,"(
...
)1(150
***
2
322






m
A
D
DtTorrediametroCalculo
m
sm
s
m
A
T
Tranvessal
3520,3)
*4
(
82,8
/236,0
7422,1
5,0
2
3



El reactor cuenta con un distribuidor de gas.-
Procedimiento general propuesto por Kunni y Levenspiel (1985)
∆Pdistribuidor = 0,3 ∗ ∆P
∆Pdistribuidor = 0,2 atm
Se calcula la velocidad del aire a través del orificio con la siguiente expresión:
uorf. = Cd ∗ √
2 ∗ ∆Pdistribuidor
ρf
FUENTE (http://www.criba.edu.ar/cinetica/solidos/Capitulo5.pdf)
Re =
D ∗ v ∗ ρF
μ
= 52177.08

Entonces. Cdor Coeficiente de arrastre:
Cdor = 0.6
uorf. = Cd ∗ √
2 ∗ ∆Pdistribuidor
ρf
uorf. = 90,36
m
s
dor (cm) Nor (nº orificios/cm2)
0,05 2,61
0,1 0,65
0,15 0,29
0,2 0,16
0,25 0,10
FUENTE(http://perso.wanadoo.es/eseoane/reactor.htm)
Elegimos como diámetro de orificio dor=0,2 cm.
Nor = 14112 orificios
Donde: Nor numero de orificios distribuidor
El espesor del distribuidor:
Ecuación planteada por Kunni y Levenspiel (1985)
Cdor = 0,6 = 0,82(
t
dor
)
0,13
Donde:
t = espezor distribuidor mm
t = 3,8 mm
Determinación espesor reactor:
Material de construcción Para el diseño del reactor, el material de construcción elegido es
el acero inoxidable 304 junto con el titanio, con el que se procederá a revestir el interior del
reactor,paraasegurarasíuna buenaresistencia ala corrosiónantelamayoría deproductos
que se manipulan en el interior de este equipo.

Espesor de chapa:
t =
Pi ∗ ri
σad ∗ e − 0,6 ∗ Pi
+ c ; σad =
σf
c. s
Donde:
t= espesor chapa
Pi=presión interna=38,22psi + 14,7 psia =52,92 psia
σad=esfuerzo admisible
σf=esfuerzo fluencia
c. s=coeficiente de seguridad
e=eficiencia de junta =0,95
C= factor de corrosión= ¼’ – ½’
r=radio interno reactor = 1,75 m =175 cm =68,89in
De tablas:
σf = 29868,69psi para acero
Para este caso se utilizara un factor de seguridad de 5 devido a las altas cargas dentro del
reactor
σad =
29868,69psi
5
= 5973,73 psi
t =
52,92 ∗ 68,89
5973,73 ∗ 0,95 − 0,6 ∗ 52,92
+ 0,25 = 0,896in = 2,27cm ≈ 1 [in]
Calculo soportes reactor
Peso total del reactor
mT = ρparticula ∗ ε ∗ A ∗ L + ρacero ∗ 2 ∗ π ∗ (de− di)2
∗ Lmf
Fuente (“DISEÑO CONCEPTUAL REACTOR LECHO FLUIDIZADO, Diana Marcela Cortez,
UEFIT,2009”)
ρacero=densidad de acero =7850 kg/m³
mT = 15558,015 Kg ≈ 16 tn
Por las altas cargas del reactor se opta por soporte tipo faldón, los presentes cálculos y
formulas yacen en (“Diseño Y Calculo de Recipientes a Presion, Juan Manuel Leon Estrada,
Pag. 151-170”)
Esfuerzo a la compresión del recipiente

S =
15558,015 Kg
2,27 ∗ π ∗ 175
= 177,30 psi
Para realizar los cálculos de los soportes se necesitan valores de: estudios de vientos de la
zona, estudio sísmico. Para lo cual se debe realizar un estudio más detallado
III.5. SELECCIÓN Y ESPECIFICACION DE EQUIPOS
COMPRESORES
Un compresor es una máquina que eleva la presión de un gas, un vapor o una mezcla de
gases y vapores. La presión del fluido se eleva reduciendo el volumen específico del mismo
durante su paso a través del compresor. Comparados con turbo soplantes y ventiladores
centrífugos o de circulación axial, en cuanto a la presión de salida, los compresores se
clasifican generalmente como máquinas de alta presión, mientras que los ventiladores y
soplantes se consideran de baja presión.
Los compresores se emplean para aumentar la presión de una gran variedad de gases y
vapores para un gran número de aplicaciones. Un caso común es el compresor de aire, que
suministra aire a elevada presión para transporte, pintura a pistola, inflamiento de
neumáticos, limpieza, herramientas neumáticas y perforadoras. Otro es el compresor
de refrigeración, empleado para comprimir el gas del vaporizador. Otras aplicaciones
abarcan procesos químicos, conducción de gases, turbinas de gas y construcción.
Clasificación de los compresores
Al clasificarse según el indicio constructivo los compresores volumétricos se subdividen en
los de émbolo y de motor y los de paletas en centrífugos y axiales. Es posible la división de
los compresores en grupos de acuerdo con el género de gas que se desplaza, del tipo de
transmisión y de la destinación del compresor. Estos al igual que las bombas mencionadas
anteriormente pueden clasificarse en dos grupos:
1. Compresores de desplazamiento positivo
2. Compresores de desplazamiento no positivo

TANQUE DE ALMACENAMIENTO
La diversidad de productos almacenados que es contemplada en la aplicación del código de
construcción API2 y códigos relacionados describe aspectos de construcción tales como:
 Seguridad,
 Prevención de evaporación de líquidos con alta evaporación,
 Presión de vapor de los líquidos contenidos,
 Retención, mantenimiento y disposición final del tanque,
 Operación del tanque,
 Dispositivos de protección y prevención de incendios,
 Válvulas de control de sobrepresión interna,
 Accesos y escapes de personal del tanque
 Accesos y escapes de y al techo del tanque para inspección,
 Protección anticaidas de personal de operación y mantenimiento
 Sistemas de protección eléctrica e iluminación,
 Iluminación nocturna,

 Protección contra rayos y tormentas,
 Protección catódica anticorrosion,
 Pintura
 Pintura exterior,
 Carteles y/o letreros informativos del producto y capacidad,
Las características de volumen, especificaciones de acabado, de
protección interna contra corrosión y otras más son hechas de acuerdo
a las necesidades del usuario final.
INTERCAMBIADOR DE CALOR
Un intercambiador de calor es un dispositivo diseñado para transferir calor entre dos
fluidos, o entre la superficie de un sólido y un fluido en movimiento. Son elementos
fundamentales en los sistemas de calefacción, refrigeración, acondicionamiento de aire,
produccióndeenergíay procesamiento químico, ademásdeen aparatosdela vida cotidiana
como calentadores, frigoríficos, calderas, ordenadores, elradiador del motor de un
automóvil, etc.

DESHIDRATADOR
La deshidratación de GLP no es más que la remoción del agua en estado vapor que está
asociada con el gas este proceso, constituye una operación básica y necesaria en el
acondicionamiento del gas natural, ya que
previene la formación de gases ácidos, que
podrían generar la corrosión de las tuberías, la
obstrucción de las líneas de transmisión y la
formación de hidratos. La cantidad de agua
removida durante el acondicionamiento del gas
natural depende de los requerimientos de
contrato, las limitaciones económicasy del tipo de
deshidratación usado. Entre las técnicas que se
utilizan para la deshidratación del gas natural se
encuentran la absorción mediante el empleo de
líquidos desecanteso denominadosglicoles queel
más usado en la mayoría de los procesos de
deshidratación del gas natural es el Tri etilen
glicol (TEG). La planta de rio grande es una planta
en desarrollo vale decir que el diseño de la misma
está desarrollada en función a la demanda de
exportación y compra de GLP y gasolina. Por lo
que será necesario aumentar la producción y eso
implica generar mayor cantidad de gas
deshidratado, el presente proyecto está enfocado
en ese sentido de diseñar un módulo de
deshidratación de gas natural

COLUMNA DESPROPANIZADORA
Esta columna está diseñada por la empresa para
contener 65 platos más reheervidor y condensador
total, es el primer equipo de separación de la planta.
En este proceso son removidos los butanos y sus
livianos. En el diagrama de flujo del proceso ilustrado
en el diagrama de flujo aparece que la columna posee
condensador y reheervidor. En el simulador, en las
especificaciones de la columna se introdujo el
condensador de tipo total y el reheervidor tipo Kettle
colocando como especificaciones el flujo del fondo de
la torre y la tasa de reflujo que representa la relación
del flujo del tope entre la corriente que retorna a la
torre en la etapa 1. El propano que sale por el tope es
enviado a la sección de reacción y el fondo es enviado
a una columna desorbedora
COLUMNA DESETANIZADORA
Esta columna diseñada por la empresa para operar 18 platos recibe
en el fondo la corriente de tope de la desorbedora condensada en un
80% por un intercambiador de calor y en el tope el producto de fondo
de un separador flash de la deetanizadora.
El funcionamiento de la torre es sólo para rectificar o absorber el
soluto contenido en la corriente del fondo de fase líquido-vapor a la
fase líquida.
Esta columna tiene la misma notación que la anterior ya que esta
columna es conjunta con la desorbedora. Por ello en el diagrama de
flujo se unieron ambas y se especificó que tenía 97 platos.
COLUMNA PROPANO-PROPENO

La sección de propano-propileno consta de una torre de
fraccionamiento diseñada por la empresa para contener 170 platos
donde por el tope sale propileno y en el fondo propano el cual es
enviado al punto de mezcla de la alimentación fresca a la sección
despropanizadora y en los platos (78, 88, 98) se obtiene como
salida lateral unacorrienteen estado líquido depropileno-propano
con un 63% de propileno, como fue especificado por la empresa.
Este es enviado al calentador de la sección de hidrogenación
selectiva. El propileno es enviado a un separador flash y mediante
un sistema de bombeo se obtiene el propileno en estado líquido
como producto terminado.
REACTOR LECHO FLUIDIZADO
El RLFDZ está resuelto por la regeneración
en continuo. Los objetivos de este proyecto
son detallados a continuación: 1.- Síntesis y
estabilización del catalizador Pt-Sn
/MgAl2O4. 2.- Determinación de
propiedades fluidodinámicas mediante
ensayos de fluidización. 3.- Calibración de
equipos de proceso (Cromatógrafo de gases
microGC-R3000, medidores de flujo). 4.-
Montaje y puesta a punto del sistema
experimental. 5.- Fase experimental
(ensayos de reacción con variación de
temperaturas, presiones parciales de
reactivos, alturas relativas reacción-
regeneración y fuerzas impulsoras de
permeación a través de membrana en
reactor multifuncional). Optimización de las
condiciones experimentales. 6.- Discusión
acerca de los resultados obtenidos y
comparación con los hallados en estudios
previos sobre deshidrogenación de propano
llevados a cabo en otros sistemas experimentales, con distintos catalizadores y sin la
utilización de membranas.

FORMULARIO DE ESPECIFICACIONES
HOJA DE
ESPECIFICACIONES
REACTOR
Nº de equipo: R-201
REACTOR
Nº de hoja: 1
CLIENTE UNIVERSIDAD TECNICA DE ORURO
DIRECCIÓN CAMPUS UNIVERSITARIO
LOCALIZACIÓN DE
LA PLANTA
PROVINCIA GRAN CHACO “TARIJA”
CONDICIONES DE DISEÑO
Entrada (1) Salida (2)
Temperatura 800 K 800 K
Presión 3,45 atm 2,6 atm
B.M.(%)
C2 1,3 1,04
C3 98,
4
50
C4 0,1
7
0,04
n − C4 0,1
3
0.0009
H2 0 40
C2
=
0 3
C3
=
0 6
Caudal más. total 279986,265
kg/dia
279986,265
kg/diaCaudal molar
total 6369
kmol/dia
6369 kmol/dia
Fase Gas Gas
ZONA DEL REACTOR
DATOS DE OPERACIÓN Y FUNCIONAMIENTO
Temperatura de entrada 535.74 C
Temperatura de salida 654.69 C
Catalizador Pt-Sn
Diámetro gránulos 186e-6 m
Densidad 640 kg/m3
Conversión final 51 %
Cantidad de catalizador 700 Kg/dia
CARACTERÍSTICAS MECÁNICAS
Material Acero ASMI 304

Carcasa N 3,53
m
De 7
m
Longitud
Reactor
L 3,5
m
Di 3 m Longitude
lecho
0
.
0
8
3
m
ZONA DISTRIBUIDOR DE GAS
Material ACERO ASMI 304
N°Orifi
cios
N 1411
2
Dor 0.2
m
Paso triangular
Espezor 3,8 mm
Peso del reactor sin
catalizador
15558,015 Kg ≈ 16 tn

HOJA DE ESPECIFICACIONES
COLUMNA PROPANO-
PROPENO
Nº de equipo: V-302
DESTILADO
RNº de hoja:
2
LOCALIZACIÓN DE LA
PLANTA
GRAN CHACO “TARIJA”
CONDICIONES DE DISEÑO
Entrada
(7)
Salida
FONDO(
8)
Salida
1wedfvf
111(12)
Temperatura 245 K 243.17 K 243.17 K
Presión 20bar 12bar 12 bar
B.M.(kg/s)
C2 1,3 1,04 0
C3 98,4 50 0.0039
C4 0,17 0,04 0.0
n − C4 0,13 0.0009 0
H2 0 40 0
C2
=
0 3 0.01
C3
=
0 6 0.998
Caudal
másico 60.99 kg/s 43.315
kg/s
17.674
kg/s
Caudal molar
5577
kmol/s
4542
kmol/s
1034,7
kmol/s
Fase Mixta G
as
Líquido
Fracción de
vapor 0.815 1 0

HOJA DE ESPECIFICACIONES DE
INTERCAMBIADOR DE CALOR
Nº de equipo: I-201
INTERCAMBIADOR DE
CALORNº de
Hoja: 3
LOCALIZACIÓN DE LA PLANTA GRAN CHACO “TARIJA”
SERVICIO DE LA UNIDAD Condensado de los gases de amoniaco
TIPO Carcasa y tubos. Vertical (condensación en
tubos)Caudal másico de entrada 60.99 kg/s
ZONA 1- ZONA DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR
Temperatura de entrada 65
0 KTemperatura de salida 308.8 K
Coeficiente de convección interior 1126.38 W/m2·K
Coeficiente de convección exterior 17106.96 W/m2·K
Coeficiente global (U) 921.6 W/m2 ·K
PRESIÓN DE DISEÑO 1.2 bar 1.2 bar
TEMPERATURA DE DISEÑO 15
0ºC
15
0ºCMATERIAL Acero al carbono Acero al carbono
TUBOS
Nº 15
20
D.
E.
3.18·10-
2 m
D.I. 2.75·10
-2 mLONGIT
UD
3.66
m
PITCH 3.97·10
-2m
DISPOSICI
ÓN
Triangu
larCARCASA Dc 1.68 m
SOLDADURA DE CARCASA en “X” (examen
100%)
EFICIENCI
A
1
PÉRDIDAD DE CARGA
CARCASA 7.6·10-3
barINTERIOR TUBOS 2.8·10-5
barNº DE DEFLECTORES 4
DISTANCIA ENTRE DEFLECTORES 0.754 m
Nº DE PASO POR TUBOS 1
Nº DE PASO POR CARCASA 1
ÁREA DE DISEÑO 1376.23
m2LONGITUD TOTAL 9.056 m

CAPITULO IV
ORGANIZACIÓN DE LA PLANTA
IV.1. LAYOUT DE LA PLANTA
El término layout proviene del inglés, que en nuestros idiomas quiere decir diseño, plan,
disposición. El vocablo es utilizado en el marketing para aludir al diseño o disposición de
ciertos productos y servicios en sectores o posiciones en los puntos de venta en una
determinada empresa.Porotra parteen el ámbito de diseño también esutilizada la palabra
layout que corresponde a un croquis, esquema, o bosquejo de distribución de las piezas o
elementos que se encuentran dentro de un diseño en particular, con el fin de presentarle
HOJA DE
ESPECIFICACIONES
DE COMPRESOR
Nº de equipo: C-101
COMPRESOR
Nº de Hoja: 4
LOCALIZACIÓN DE LA
PLANTA
GRAN CHACO “TARIJA”
TIPO ALTERNATIV
ONº ETAPAS 1
PRESIÓN DE ENTRADA 1bar
PRESIÓN DE SALIDA 15 bar
TEMPERATURA DE ENTRADA 243.17 K
TEMPERATURA DE SALIDA 248.73 K
CAUDAL MÁSICO TOTAL 41.15 kg/s
RELACIÓN DE COMPRESIÓN 0.95
FRACCIÓN MOLAR DE VAPOR 1
γ 1.4
RENDIMIE
NTO
65%
POTENCIA 586.786 KW

dicho esquema a un cliente para venderle la idea, y luego de llegar a un acuerdo y aceptar
la idea, poder realizar el trabajo final en base a este bosquejo.
En el procesamiento de textos y autoedición, layout se refiere a la disposición de texto y
gráficos. El layout de un documento puede determinar si se hace hincapié en los puntos, y
si el documento es estéticamente agradable. Y aunque ningún programa informático puede
sustituir a un diseñador profesional, un sistema de publicación de escritorio de gran
alcance puede hacer que sea más fácil para diseñar documentos de aspecto profesional.
WYSIWYG (editor) ayuda al proceso de layout considerablemente, ya que le permite
diseñar un documento en la pantalla y ver lo que se verá como cuando se imprima.
En los sistemas de gestión de bases de datos, layout se refiere a la forma en que
semuestra la información.Usted puedecambiarel diseño al seleccionardiferentescampos.
DISTRIBUCION DE LA PLANTA
En un entorno globalizado cada vez más las compañías deben asegurar a través de los
detalles sus márgenes de beneficio. Por lo tanto, se hace imperativo evaluar con
minuciosidad mediante un adecuado diseño y distribución de la planta, todos los detalles
acerca del qué, cómo, con qué y dónde producir o prestar un servicio, así como los
pormenores de la capacidad de tal manera que se consiga el mejor funcionamiento de las
instalaciones.
Esto aplica en todos aquellos casos en los que se haga necesaria la disposición de medios
físicos en un espacio determinado, por lo tanto se puede aplicar tanto a procesos
industriales como a instalaciones en las que se presten servicios.
¿Qué es la distribución en planta?
La distribución en planta se define como la ordenación física de los elementos que
constituyen una instalación sea industrial o de servicios. Ésta ordenación comprende los
espacios necesarios para los movimientos, el almacenamiento, los colaboradores directos
o indirectos y todas las actividades que tengan lugar en dicha instalación. Una distribución
en planta puede aplicarse en una instalación ya existente o en una en proyección.
Objetivos del diseño y distribución en planta
El objetivo de un trabajo de diseño y distribución en planta es hallar una ordenación de las
áreas de trabajo y del equipo que sea la más eficiente en costos, al mismo tiempo que sea la
más segura y satisfactoria para los colaboradores de la organización. Específicamente las
ventajas una buena distribución redundan en reducción de costos de fabricación como
resultados de los siguientes beneficios:

- Reducción de riesgos de enfermedades profesionales y accidentes de trabajo
Se contempla el factor seguridad desde el diseño y es una perspectiva vital desde la
distribución, de esta manera se eliminan las herramientas en los pasillos; los pasos
peligrosos, se reduce la probabilidad de resbalones, los lugares insalubres, la mala
ventilación, la mala iluminación, etc.
- Mejora la satisfacción del trabajador
Con la ingeniería del detalle que se aborda en el diseño y la distribución se contemplan los
pequeños problemas que afectan a los trabajadores, el sol de frente, las sombras en el lugar
de trabajo, son factores que al solucionarse incrementan la moral del colaborador al sentir
que la dirección se interesa en ellos.
- Incremento de la productividad
Muchos factores que son afectados positivamente por un adecuado trabajo de diseño y
distribución logran aumentar la productividad general, algunos de ellos son la
minimización de movimientos, el aumento de la productividad del colaborador, etc.
- Disminuyen los retrasos
Al balancear las operaciones se evita que los materiales, los colaboradores y las máquinas
tengan que esperar. Debe buscarse como principio fundamental, que las unidades de
producción no toquen el suelo.
- Optimización del espacio
Al minimizar las distancias de recorrido y distribuir óptimamente los pasillos, almacenes,
equipo y colaboradores, se aprovecha mejor el espacio. Como principio se debe optar por
utilizar varios niveles, ya que se aprovecha la tercera dimensión logrando ahorro de
superficies.
- Reducción del material en proceso
Al disminuir las distancias y al generar secuencias lógicas de producción a través de la
distribución, el material permanece menos tiempo en el proceso.

CAPITULO V
EVALUACION FINANCIERA
V.1. INVERCION DEL PROYECTO
 Calculo de los costos de los equipos.
Maquinaria y Equipo Cantidad Costo
Unitario
($us)
Costo
Total
(USD)
Tanque de Almacenamiento 1 58100 58100
Deshidratador 1 21500 86000
Despropanizador 1 37100 111300
Compresor 4 246700 246700
Intercambiador de Calor 4 570100 570100
Reactores 4 179700 179700
Desetanizador 1 18800 18800
Columna Propano propeno 1 13200 26400
Bombas 4 13600 27200
Regenerador 1 58500 58500
Separador 2 19800 19800
Distribuidor 1 17650 17650
almacenamiento(producto) 1 21800 21800
TOTAL 1511110
 ESTIMACIÓN DE LA INVERSIÓN DE CAPITAL TOTAL (ICT) E INVERSIÓN
DE CAPITAL FIJO (ICF)
Detalle Estimación % Costo ($us)
Equipo 100 1511110
Instalación, pintura y aislamiento 45 624330
Instrumentación y controles, instalados 9 124866
Cañerías y tuberías, instaladas 16 221984
Instalaciones eléctricas, instaladas 10 138740
Obras civiles, para el proceso y auxiliares 25 346850

Mejoras de terreno 13 180362
Instalaciones de servicios y mejoras del
terreno
40 554960
Terreno 6 83244
Total Costos Directos (CD) 3786446
 PRESUPUESTOS GENERALES OBRAS CIVILES
Nº Item Precio Total (Bs) Precio Total (Sus)
1 Trabajos
Preliminares
20000 2873,563218
2 Movimiento de
Tierra
24000 3448,275862
3 Obra Gruesa 4000000 574712,6437
4 Obra Fina 3500000 502873,5632
5 Instalaciones
Hidrosanitarias
y Eléctricas
35600 5114,942529
6 Vías y Accesos 800000 114942,5287
Total 8379600 1203965,517
PRESUPUESTO
LABORATORIO
Item Cantidad Precio Unitario ($us) Precio Total ($us)
Flujo metro 2 5.000,00 10.000,00
Cromatógrafo 1 1.500,00 1.500,00
Cenizas 2 1.500,00 3.000,00
Regenerador 1 4.000,00 4.000,00
Material de Vidrio 3.000,00 3.000,00
Otros 1.500,00 1.500,00
Total 23.000,00
 PRESUPUESTO EQUIPO DE OFICINA

Nº Item Cantida
d
Precio Unitario
(Bs)
Precio Total (Bs) Precio Total
($us)
1 Escritorios 5 2500 12500 1795,977011
2 Computadoras 5 5000 25000 3591,954023
3 Impresoras 5 550 2750 395,1149425
4 Cafetera 1 250 250 35,91954023
5 Gabeteros 3 1000 3000 431,0344828
6 Estantes 5 2000 10000 1436,781609
7 Varios 2000 287,3563218
Total 7974,137931

II. COSTOS DEL PROYECTO
 COSTOS EN COMUNICACIÓN Y SEGURIDAD
Detalle Canti
dad
Costo
Unitario
(Bs)
Costo
Anual (Bs)
Beneficios
Sociales (Bs)
Costo
Total (Bs)
Costo
Total
($us)
Gerente General 1 9000 108000 19126,8 127126,8 18265,34
48
Secretaria 2 2000 24000 4250,4 56500,8 8117,931
03
Contador 2 3500 42000 7438,2 98876,4 14206,37
93
Encargado de
comercialización
1 2500 30000 5313 35313 5073,706
9
Ingenieros 4 6000 72000 12751,2 339004,8 48707,58
62
Técnico Superior 8 4000 48000 8500,8 452006,4 64943,44
83
Obreros 19 2000 24000 4250,4 536757,6 77120,34
48
Chofer 3 1500 18000 3187,8 63563,4 9132,672
41
Portero 2 1500 18000 3187,8 42375,6 6088,448
28
Total 42 384000 68006,4 1751524,
8
251655,8
62
 SALARIOS

Insumo
Internet Cantidad Meses Precio Unitario
(Bs)
Total (Bs) Total ($us)
Telecomunicaciones 1 12 1000 12000 1724,1379
Insumos de Oficina 1 12 1000 12000 1724,1379
E.P.P 1 12 500 6000 862,06897
Total 41 3 500 1500 215,51724
4525,8621
 costo de agua potable
Descripcion Cantidad por año Precio al año en bs Precio al año en $
Produccion 11155 25656 3686,206897
Servicios
básicos
1500 3450 495,6896552
Total 29106 4181,896552
 COSTOS DE ALIMENTACION
Insumo Cantidad Cantidad Días Precio Unitario
(Bs)
Total (Bs) Total ($us)
Desayuno 42 360 5 75600 10862,069
Almuerzo 42 360 10 151200 21724,138
Cena 42 360 10 151200 21724,138
Total 54310,3448
 COSTOS DE PROPENO
$us/Ton
Costo de
propeno
1843.4
 TABLA DE AMORTIZACIONES
Financiamiento del 40% con amortización constante EXPRESADO EN $u$
N Saldo inicial Interes Pago anual Amortización Saldo Final
1 1057895,862 126.947,50 338.526,68 211.579,17 846.316,69
2 846.316,69 101.558,00 313.137,18 211.579,17 634.737,52

Brandon luis espinoza canchari

Brandon luis espinoza canchari

Recomendados

Recomendados

Más contenido relacionado

La actualidad más candente

La actualidad más candente (20)

Similar a Brandon luis espinoza canchari

Similar a Brandon luis espinoza canchari (20)

Último

Último (20)

Brandon luis espinoza canchari