UNIVERSIDAD AUTONOMA METROPOLITANA ETAPACAPA

-~ " -~

DISEÑO DE UNA PLANTA HIDRODESULFURADORA DE

GASOLE DESARROLLO DE NUEVOS CATALIZADORES

GUEVARA &ARA ALFRED0 VAZQUEZ GALARZA ClTtALI Ma. EUGENIA

ASESOR DR JOSE ANTONIO DE LOS REYES H.

I ' Intrsd1.icc4bn I 1 - Objetivo I 2 .. cQu6 es la Hidrodesulfuración7

¡I -El producto y sus caracteristicas I t 1 -' Procesos existentes í I 2 - Selecclbn del proceso

III - Estudio de mercado Ill 1 . - Oferta y demanda1 Ill 2 - Comercio internacional I I 3 - Usos y usuarios del gasóleo Industrial Ill 4 I. Capacidad de la planta

iV. - Trabaps de investigaclOn IV 3 - Introducción

IV 1 1 - Análisis bibliográfico IV. 1 2.- Características del soporte IV. 1.3 - Procedimlento del pilareo

IV.2.1.- Sintesis de arcillas pilareadas IV 2 2.- Evaluacion de propiedades ratatiticas

IV.3 - Resultados experimentales IV.3.1.- Arclllas pilareadas 1V.3.2.- Catalizador OV.3.3..- Actividad catalítica

IV 2.- Metodos experimentales

IV.4.- Conclusiones

V.- Dlsefio de planta V 1 - Diagrama de proceso V.2 - Balance de materia

. V.3.- Disefio de equipo mayor V. 3.1 . - Reactor V.3.2.- Tanque flash V.3.3.- Columna de destilacicn V.3.4.- Horno precalentador

V.4.1.- lntercambiadores de calor V.4.2.- Tuberías y accesorios V.4.3.- Bomba V.4.4.- Tanque de almacenamlento para gasóleo

V.4.- Diserio de equipo auxlliar

1 2 3

4 5 9

12 12 12 18 19

26 26 27 29 30 32 33 39 42 42 52 53 57

58 58 59 61 61 63 64 65 67 67 68 70 71

V.4.5. - Tanque de almacenamiento para hidrcjgeno

V 5.- Distribucidn de la planta

Vi - Personal necesario

VII x Inversión total VII. 1 . - Capital fijo

Vli. l . 1 .- Costo de equipo mayor Vli.l.2.- Costo de equipo auxiliar VII. 1.3.- Evaluación de gastos directos VII.1.4.- Evaluacibn de gastos indirectos

V11.2.1.- Capital de trabajo V11.2.2.- Capital total

V11.3.- Ganancia anual o tasa de retorno VII.4.-. Conclusi6n

VI1.2.- Capital total y de trabajo

Vlll - APENDICE

72 7 3

74

76 76 77 78 79 80 81 81 61 82 83

84

BIBLIOGRAFIA 93

f . - INTRODUCCION

Actualmente en M~XICO, las legrslaciones ambientales son más severas debido a los crecientes problemas de contammacibn ambiental, por lo tanto se exigen acciones inmediatas para disminuir las emisiones de sustancias nocivas producidas par diferentes industrias y automotores en general.

Entre tas industrias que contribuyen a la emisión de contaminantes, tenemos a la industria del petróleo que es la que nos interesa para su estudio. Es muy importante realizar osfuetczos para reducir las emisiones nocivas para el medlo ambiente, para eso se han estudiado mejoras a los procesos de hidrotratanliento catalítico de diferentes fracciones del petróleo.

Estas mejoras a los prorzsos de hidrotratamiento catalítico actuales, consrsten en utilizar nuevos catalizadores con formulaciones diferentes a tos que se han usado anteriormente, a base de niquei-molibdeno sobre alúmina. Durante nuestro proyecto investigaremos la eficrencia del catalizador pero con un nuevo soporte, entonces tendremos un catalrzador a base de niquel-molibdeno sobre arcslla modificada.

Las arciilas se rnodificarhn mediante el piiareo con a l g h complejo rnetdlico, ya sea Qxido de circonio u óxidc, de alúmina. Para saber cuál de las especies químicas es la más adecuada para el pilareo se tiene que cumplir las siguientes característrcas:

1 . - Tener longitudes variables. 2.- Ser solubles (en agua o en otras solventes de uso común). 3.- Poseer una carga eléctrica positiva 4.- Ser susceptibles a descomponerse en otra especie más estable cuando

se les trata tkrmicarnente o mediante otro tratamiento.

MAS adelante, sabremos en qué consiste la hidrodesulfuracibn, que es una hidropurlficaci6n que se aplica al gasdeo, para reducir la concentracibn de azufre, precursor de contaminantes del medio ambiente.

Esto es de gran importancia debido a que al mezclarse' el azufre, el nitrógeno, compuestos aromáticos, etc., con el vapor de agua y el aire existente en ía atm6sfera se producen las precipitaciones ácidas, compuestas fundamentalmente por agua y ácidos sulfúrico y clorhídrico. De esto se derivan los objetivos de nuestro trabajo.

€1 objet~vo principal de nuestro proyecto es el disefio de una planta hidrodesutfuradora de gasoleo y el objetivo del trabalo experimental es el estudio de nuevos catalizadores, modificando el soporte.

2

I.2.- c QUE ES LA HIDRODESUCFURACION (HDS) 3

Antes de definir qué es la HDS, daremos un pequeiio breviario a cerca del tlldrotratamiento catalitico y la refinación del petroleo

Se le denomina refinación at conjunto de procesos industriales encamrnados a transformar el petróleo bruto en praductos adaptados a las necesidades de los consumidores.

Entre las operaciones que se llevan a cabo en una refineria tenernos la dest;lacl& fraccionada, la viscorreducción, e l "cracking" o rompimiento catalitico. la reformación o "reforming", los hidrotratE misntos, etc.

De las fracciones del petróleo, una gran cantidad de estas se utilizan como ccarnbustlbles de diversos tipos. Por otro lado sabemos que la combustión total de hldrocarburos, necesaria para producir energia, da teóricamente origen a bróxrdo de carbono (COZ) y agua. No obstante, un analisis de los gases producto de la cornbustibn, por ejemplo de gasolina, nos indica no solo COZ y H20, sino tambkm dxidos de nitrógeno, 6xidos de azufre, monbxido de carbono, O Z Q ~ Q e htdrocarburos sin quemar.

Esto es debido a que el combusttble es una mezcla compleja de hidrocarburos saturados, insaturados y aromáticos, compuestos antidetonantes como si tetraetilo de plomo o metilterbutitéter y ,Was compuestos contaminantes generadas por los combustibles.

La primera consiste en utilizar filtros o convertidores catalíticos daspubs de !a combustión, transformando los óxidos tóxicos en sustancias no tbxicas.

La segunda manera consiste en disminuir los precursores de esos contaminantes, o sea los hidrocarburos conteniendo azufre, nitrógeno y oxígeno antes de la obtención del combustible en su forma comercial.

Nosotros sólo abordaremos la segunda categoría que corresponde básicamente a las operaciones de hidrotratarniento catalitica.

Sr! pueden realizar dos tipos de procesos de hidrotratamiento: a> Hidropurificación e b) Hidroconversih.

La hidropurificación agrupa las reacciones tendientes a eliminar los heteroelementos (esencialmente azufre, oxígeno y nitrbgeno) o metales presentes (níquel y vanadio en su mayoría) en las fracciones petrolíferas y las hidrogenacrones. En estas reacciones; la masa molar promedio de las cargas tratadas únicarnente sufren pequeñas modificaciones.

Los procesos se nombran específicamente en función del elemento a eliminar, entonces la hidrodesulfuraci6n consiste en eliminar el azufre del combustible.

11.- EL PRODUCTO Y SUS CARACTERISTICAS

En e! proceso de cracking del petróleo, se obtienen muchos subproductos, uno do ellos y el que nos interesa es el gasblea que actualmente se utiliza corno combustible pesado con un peso rnoiecular promedio de 220 Kg/Kgmol.

11.1.- PROPIEDADES FlSlCAS Y QUIMICAS DEL GASOLEO 1121

Densidad "" relativa "PI Factor de caracterlzacion Indice de corrección lndice de cetano Indice de diesel Te-watura de anilina zscosidad @! 50" (CST) _I .. "

punto fiastl( oc ) %rito de burbuja ("C) Zalor - deyjaporización (KJ/Kg)

"___1_1__

- . ~ - "."_l__

- ""--"--~" - _ ~ _ I _ -

7 "_"-_I- -"I-

_.II_-___ ."_I_

_I-___- L".._"-

" ""

Temperatura de de&lación ("C) Vol% 5% 1 OOh 30% 50 Oh 70% 90 Oh

I

0.8438

63.6 79.4 13.2

48.8-76.7

l.".l ~ ""

." .. -___ ._ "-

170-1 86.7

354 368 388 405 426 454

'orcentaje de azufre e n peso I

I

I 2.4

J

II.2.- PROCESOS EXISTENTES

En la figura 1 tenemos el proceso m& simple, en este se recobra al máxrmo el calor del efluente de alimentación para reducir la p4rdida en la alimentación precaientada. E.1 proceso y el equipo son fáciles do operar, pero en la seccicn de destilacibn se tienen desventajas coma:

1 La bomba del rehervidor opera con fluido caliente. 2 j El fondo de la columna de destilacibn opera a muy altas temperaturas. 3) Los gases destilados en el domo de la columna se tienen que comprimir

4) Se necesita un horno en la columna de destilación para contribuir en la antes de pasar a la siguiente etapa.

función del rehervidor. El proceso es el consume mayor energía de los tres.

En la figura 2 tenemos el proceso frío que cuenta con un tanque de separación a la salida del reactor que debe operar a temperaturas bajas para lograr enfriar la mezcla de reacción. El nivel de temperatura de este tanque de separación será el proporcionado por el aire enfriador.

Debtdo a que se va a usar vapor en la columna de destilacibn, los gases que se recobran en el domo tienen la presidn suficiente para ser enviados directarnents a la sección de productos gaseosos. Aunque se necesita secar el producto en vacío para alcanzar las especificaciones de contenido de agua del gasóleo. el consumo de energía 0s menor que can el proceso anterior. Lo complicado de este proceso es ponerlo en marcha, y a su vez , pararlo.

Y en la figura 3 tenemos el proceso llamado, proceso "caliente", este se usa especialmente para alimentaciones pesadas. Se elimina el enfriador de aire entre et reactor y el primer tanque de separación, que opera a alta temperatura. Esto provee una alimentacibn líqutda caliente para ser destilada, pero el gas que deja el primer tanque de separación no se encuentra lo suficientemente puro para reciclarse y tiene que ser enfriado para poder condensar las fracciones pesadas, lo mejor lavadas posible.

Este proceso ofrece mejor uso del calor desprendido por la reacción y si es necesario, produce menores presiones de vapor. Sin embargo, su operación es más complicada y la inversión requerida es más alta.

"""_."I- - " 1 ! i

"I

a

7

a O 2

"

8

11.3.- SELECClON DEL PROCESO

Para llevar a cabo la elecci6n del proceso utilizamos una tabla de decisiones para elegir el proceso adecuado. Como primer paso clasificaremos los criterios primordiales que se deben de cumplir en cada proceso, el siguiente paso es dar a todos lor; criterios una jerarquía de prioridad, del 1 al I O , finalmente a cada una de las alternativas que satisfacen cada criterio, se le asigna un valor numbrico c:e accderdo c la satisfaccibn de esta. Para proporcionar una evaluaci6n numbrica general, ¡os números de cada fila se lnuitiplican por el correspondiente m!ervt\lo de prioricbd y se suman para obtener una puntuacibn total. La puntuación total talnbibn indica no sólo cddes alternativas son mejores, sino al grado de su supwiorirhd.

A continuaci6n se presenta la comparacibn de cada proceso, en base a los m6todos planteados por el Instituto Francés del Petrbleo.

l.

8 ICosto inicial de inversidn 1 7 1 9 1 6

PROCESO 1 SIMPLE - 1 FRíO "_ 1 CALIENTE "- t -

I mantenimiento J 7 i 9 ' I Costo de instalacibn y I 6

I Depreciación I 7' 1 7 1 7 1Costo de patente S

1 o

Las cor-siderasiones tomadas para la evaluaci6n de cada criterio son:

1 . - Factores t&cnicos. Se deben €1 la disponibilidad de los recursos humanos y tknicos que se requieren para llevar a cabo el proceso, este criterio no tierre mayor relevancia en el analisis del proceso, de tal manera que se la dio una jerarquía de 4.

2.- Materias primas. El abastecimiento de la materia prima depende de la dispanlbllidad de los recursos naturales, ya que nuestra fuente principal son los mantos petrolíferos, obteniendo una jerarquia de 4.

3.- Subproductos y desechos. Los subproductos y desechos no son importantes en el desarrollo del proceso, por consiguiente adquiere una jerarquía de 3

4.- Equipo. SI el equipo necesario en el proceso es muy complicado, puede acarrear problemas tanto en la seleccidn como el diseAo de este, inclusive en su operaclón y mantenimiento; debido a esto e! equipo es de suma importancia en la elección del proceso teniendo una jerarquía de 8.

5.- Costos. Este criterio es el más importante en el disedo de un proyecto, ya que es recomendable mantenerse dentru de un esthndar económico porque si se requieren inversiones mayores, es recornendable un estudio prefminar de viabilidad del proyecto, por tal motivo damos una jerarquía de 9.

De acuerdo al análisis anterior y a la puntuación total en cada proceso, podemos deducir con certeza que el proceso ha seleccionas serd el frio.

11

El comienzo de la wrnercialización del gas6leo como combustible, se da a partir de 1991, ya que anteriormente no se utilizaba cum0 tal sino que solamente se sometía al rompimiento catalitico (cracking) para generar otros productos.

111.1.- OFER?A Y DEMANDA

La gráfica 1 nos muestra el aumento de la producción desde el ano de 1991 hasta 1993, esto se debe al gran aumento en el consumo del gasoleo como combustible. En la gráfica 2 podemos abservar el incremento del precio al publico, esto se atribuye al que el proceso de hidrodesulfuraclón es costoso pero es necesario someter al gasdleo a este tratamiento para cumplir con las normas impuestas por SEDESOL El c0:xurno nacional de gasóleo está ilustrado en la grhfica 3, donde podemos ver que el consumo aumenta considerablemente en 1992.

111.2.- COMERCIO INTERNACIONAL.

Respecto al ámbito internacional. las exportaciones de gasóleo han aumentado en 1991 y 1992 pero disminuyen en 1993, debido al incremento en el precio. esto se ilustra en la grafica 4 y 5; las importaciones son nulas. por lo que el gasbleo creó un superávit a nivel comercial.

Podemos concluir que el precio del gasóleo se ha incrementado en los último aiios. pero se sigue utilizando cada vez más en las industrias como combustible entonces esperamos que la proyecci6n a futuro sea satisfactoria.

12

13

c

Qo) W

o i

I

15

, .__ " ". - - - .. .. . . . .. . I. ""

O (o W .t Di O Y

I6

I

17

111.3.- USOS Y USUARIOS DEL GASOLEO INDUSTRIAL

El gas61eo puede romperse, destilarse y usarse como combustible diesel, aceites calientos destilados:acxites carburantes, combustible mataiurgico, hcidos naftanicos, deteraentes, pinturas en aerosol, lubricantes. aditivos para aceite, pesticidas, gasolinas o usarse directamente como combustible.

Entre los principsles usuzrios se encuentran las plantas termoelQctricas, metalijrgicas 6 inc ustriídes e,> general

111.4.- CAPACIDAD

La capacidad de la planta se toma en base al incremento de las ventas al exterior y a las normas impuestas por paises consuniidores con respecto ai contenido de azufre, requerimos de una producGi6n de 25000 banilesldía, esto para satisfacer ¡a demanda.

111.5.- LOCALIZACION DE LA PLANTA

Es importante seleccionar adecuadamente la ubicaci6n de nuestra planta, para esto analizaremos cada uno de los estados de la República Mexicana en donde se ubican los centros petroquimicos más importantes, Tula Hidalgo, Altamira Tamaulipas y Poza Rica Veracruz.

T'ula Hidalgo, se localiza al este de la República Mexicana, ubicado en la parte m8s elevada de la meseta de Anáhuac, tiene un clima templado-fris, su economia cuenta con una de los corredores m& grandes de! país.

Altamira Tarnaulipas, tiene una !ocalizaciCin al noroeste del pais, el litoral del golfo de México, su territorio es accidentado por estirbaeiones de la Sierra Madre Oriental y la Sierra de Tamaulipas;, su economía es sustentada por la agricultura y la ganadería aunque la mayor fuente de ingresos radica en los derivados petroquimicos.

Poza Rica Veracsur, ubicada al sur de la República, se extiende por la planicie costera del Golfo de México. En esta regi6n se produce gran parta del petrbleo crudo del país, cuenta con 23 plantas petroquimicas que constituyen un 40% del total nacional, es el centro comercial e industrial mis importante del pais.

20

Para seleccionar el estado donde se ubicará la planta, utilizaremos una tabla de decisiones, considerando los siguientes criterios y sus respectivas jerarquías:

a ) Materia prlmas 2

bj Impacto ambiental 5

c) Impacto sccial 2

d) Locahzacidn de la demanda 6

e) Infraestructura 9

f) Comunlcaciones 7

g) Transporte 8

h) Disponibllidad de agua 6

I) Mano de obra 8

A continuación evaluaremos las aiternativas de wda criterio

I

TULA ¡ ALTAMIRA POZA RICA

1 . - Materias primas L2L ".

Localización

ambiental (5) 2 -Impacto

parcial 16 Puntuacibn

8

centros urbanos 9 10 10 Cercanía con

Normas Y 9 9 9 regulaciones federales Y estatales

-I_-- "- - -

- " "

" -

21

Puntuaci6n =cia1 " ___-

3.- Impacto social -I I

90

i ? L "

PA lacional

"____. - ""."I_

Crecimiento 9 6

Desarrollo de la 9 10 comunidad

I_ Cultura 8 I _- 7 9 -.

Deltncuencia -. 10 8 9

Puntuación parcial , " 68 66 68

4.- Localizacicin de 10 10 10 !a demanda c6)

P untwacicin 60 60 60 parcial .- "-A- I

5.- Infraestructura

" ""-.-

"- """ "

" . . . _" "" -. I_"I l__-_l_"

1

Potencial rea! d 8 9 " -

8 6 __I_-

10 10 jistribuci6n

"

%mtuaciCrn 234 225 ". "

8 10 "-

22

7""

10 8 " "" "" "

8 l 8 _" t

10 IS

224 ! 132

. . - . -""_I--

Puntufaeidn

Aeropuertos aer(jdr0mos

Puntuacidn

8 - Disponibilidad

~ Puntuación parci ""

Emplazamientos

Puntuacidn

Del anidisis anterior concluimos que la mejor zona para ubicar la planta es Altamira Tarnaulipas, ya que este puerto ofrece grandes proyecciones futuras porque se considera en pleno desarrollo industrial y comercial.

25

IV.- TIQABAJOS DE INVESTIGACION

IV. 1 .- INTRODUCCION

El proceso de hidrodesulfuración (HDS) catalítica emplea actualmente catalrzadores a base de níquel, molibdeno y azufre soportados en alúmina.

Hoy en día, las normas de emisiones contaminantes hacia el medio ambiente son más estrictas, necesitamos entonces catalizadores más eficientes que nos perrnttan satisfacerlas. Una de las maneras para mejorar ¡os catallzadores actuales consiste en modificar la estructura del sólido ( soporte ). De esa manera, un gran número de resultados se han acumulado en los últimos anos con respects a nuevos soportes [ 1 1. E l objetivo fundamental es la obtención de rnatertales con alta área específica y estabilidad térmica elevada. Además, se ha demostrado que la actividad de las fases activas depende de su dispersión. Esto esta estrechamente relacionado con las características del soporte.

Los soportes de catalizadores probados en diferentes reacciones modelo de laboratorio en hidrotratamiento, según lo publicado recientemente por B. Delmon I 1 1 son, Al2O3, Si02, C, TiO2, l'io2-MeOx (Me=&, Ce, Mn, Mg, Zn). ZrO2-Y203,arcillas, bauxitas, sepiolita, actapulgita, sílice alúmina y zeolitas.

Entre los materiales que podrían reunir los requisitos antes mencionados, se encuentran las arcillas pilareadeas. Se han reportado anteriormente algunos resultados que su ieren una potencial aplicacih de arcillas en las reacciones de hidrotratamiento [ 9 13 1.

El objetivo de nuestro proyecto es sintetizar soportes a base de arcillas modificadas, pilareadas con óxido de aluminio u óxido de circonio, para catalizar la HDS, con m& eficiencia que el soporte tradicional de Al2O3.

Antes de continuar describiremos blrevemente las características de la arcilla original empleada, así como el procedimiento de pilareo utilizado.

26

W. l. l. ANALISIS BlBLlOGRAFlCO

Hasta la fecha se han sintetizado arcillas pilareadas con diferentes óxrdos. menc~onaremos algunas conclusiones de diferentes autores con respecto al pilareo d e aralia con óxidos de aluminio y circonio.

En la Universidad Autónoma Metropolitana lztapalapa área de ingeniería quirntca se ha trabajado en la síntesis de arcillas pilareadas a base de alumrnio. c; A Fuentes y coll. 4 1 sintetizaron arcillas pilareadas con polioxicatlones de alumtnlo. logrando un aumento en área superficial de más de 300% y una alta establlldad a temperaturas cercanas a 800°C.

FernAndes Terán et al. 5 1 efectuaron síntesis de arcillas pilareadas con alurntnlo para reacclones tio-químicas catalíticas. De este trabajo se concluy6 que deftmtlvamente al pilarear con aluminio la arcilla utilizada como soporte del catahzador el area superficial tiene un incremento del 50% con respecto al matarla1 orrglnal. Esto fue corroborado mediante la difracción de rayos- X y la adsorcldn fístca de un gas inerte.

Burch y Warburton [ 1 realizaron el pilareo de las arcillas utilizando ctr'conto, demostrando que la estabilidad térmica del soporte con pilares de clrcrjrllo es mayor que el equivalente a ;arcillas pilareadas con aluminio. Lo antenor no tmplrca que el aluminio no posea cualidades para que la arcilla ptlareada con este pueda obtener una alta estabilidad térmica.

Segun Burch para el pilareo de la arcilla con circonio el metodo más efrciente en cuanto a resultados es el de dispersión de la arcilla en agua y después adictonar la solución pilareante de cloruro de circonio O. 1 M, obteniendo con este método alta estabilidad térmica y alta área superficial.

F. Figueras y coll. 1 7 1 realizaron la preparación de arcillas pilareadas con circonio, e investigaron acerca de las propiedades termicas de la arcilla pllareada. El material resultante posee una área superficial después de la calcinación de 180 m2 / g a 1023 K en aire seco. Por consiguiente, la estabilidad ti.rmica de la arcilla pilareada con circonio, preparada bajo condiciones límites es bastante alta.

Después de haber estudiado los tralbajos anteriores, se confirma que la arcilla piiareada es un material propio paria ser utilizado como soporte en los catalizadores.

Con respecto a trabajos sobre la utilización de catalizadores a base de arcillas en el hidrotratamiento, podemos mencionar algunas publicaciones relevantes.

27

M. T. Micarelli y coli. [ 1 reportaron datos sobre las propiedades de catalizadores NiMo / arcillas en el hidrotratamiento del gasóleo. Las estudios de actividad catalitica sugieren que el método de impregnación del catalizador modifica la proporci6n de sitios hidrogenantes a sitios hidrogenolizantes, debido a la forma como se dispersan los componentes activos. Tambien se encuentra que la actividad de HDS de los catalizadores, trabajando con gasóleo, aumenta con el contenido total de metales ( Ni + Mo ). Sin embargo, estos autores no estudiaron arciilas pilareadas y los valores de actividad catalitica son relativamente bajos. Además, debido a la complejidad del gascileo no se tiene gran certidumbre en cuanto a las conclusiones del artículo.

J. T Kloprogge et ai. 3 1 publicaron resultados sobre la actividad hidrsdesulfurante de catalizadores NiS, / arcilla pilareada con cationes de aluminio. Estos autores concluyen que la muestra soportada sobre arcilla pilareada, presentan una actividad catalitica superior que la encontrada para un Sólido NiSx / A1203.

Un anhiisis de los artículos antes mencionados nos permite afirmar que los catalizadores soportados en arcillas pilareadas con polioxicationes de aluminio o circonio son más eficientes con respecto a otros polioxicationes pilareantes, debido a ¡as propiedades que presentan estos polioxicationes al interactuar con la arcilla.

28

N. t .2.- CARACTERISTICAS DEL SOPORTE

material original empleado en la experimentacidn es una bentonita rnaxrcana, obtenida de la compafiía rrlinsrales "La encantada". Esta arcilla corresponde, a una montmorillonita sódica con impurezas como cuarzo y crrstobalrta.

a) Son materiales arcillosos naturales diocta4dricos. b j SU estructura consiste esencialmente de dos laminas de silica en coordinacik tetrMnca c) Mentlenen una lamina de alúmina en coordinación octa6drica. d) Dsb~do a sustitución isornorfa de cationes existe una carga neta nqetlva en la estructura, compensada por cationes (Na+, K+, Ca+,etc.), esto permits lograr una hidratación completa al poner la montmorillonita en contacto con soluciones acuosas, lo que causa una expansidn de la distancia interlaminar. e) P o r n la capacidad de permitir la rnovilidad de algunos cationes de cornpgnsacrbn, que pueden ser sustituidos por otros, A esta propiedad se le denomrna " capacidad de intercambio iónico 'I o CEC, según sus siglas en inglés.

has características de fa niontmorilionita son las siguientes:

29

IV.1.3.- PROCEDIMIENTO DE PILAREO

E? pilareo de las arcillas consiste en intercambiar el cati6n principal (Na', Ca'+, stc) por un polioxicatión de aluminio o circonio en soluci6n acuosa. La arcilla en contacto con el agua se expande y esto favorece el intercambio iónico. El polloxjcatibn atrae agua y provoca un incremento mayor de la expansión de la arcilla. Una vez que se ha logrado reemplazar la mayoría de los cationes susceptibles de intercambio, se filtra y se seca el material. Este proceso de deshidratacibn genera una contracctón de las laminas de la arcilla, manteniendo los catlones polioxo y formando " pilares " entre las capas del material. Ftnalmente, para mejorar la estabilidad tcirnlica de estos pilares, se calcinan a altas temperaturas (400°C). De esta manera tambicin se aumenta la interacción del pilar con la arcilla, cuya estequiometda es similar a la de los óxidos correspondientes.

Las bentonitas ya pilareadas y procesadas tienen alta area superficial (300rn2'g) así como también alta estabilidad tbmica ( > 700 "C), por lo que se pueden considerar como un buen soporte para catalizador. (Fig. 4)

LAMINA DE SlLlCE /ALUMINA -

I AGUA Y CATIONES I dl

I

lAMlNA DE SlLlCE /ALUMINA

ARCILLA EXPANDIDA CON AGUA

LAMINA DE SlLlCE /ALUMINA

LAMINA DE SlLlCE i ALUMINA

ARCILLA INTERCAMBIADA CON COMPLEJO METALICO 1 y 2 representan el complejo methlico.

LAMINA DE SlLlCE /ALUMINA

LAMINA DE SlLlCE /ALUMINA

ARCILLA PILAREADA DESPUES DE LA CALCINACION

3 y 4 representan el 6xido methlico.

FIGURA 4

IV.2.- METBDOS EXPERIMENTALES

La experimentación que llevaremos a cabo estará de acuerdo a las siguientes etapas generales:

A) Síntesis de arcillas pilareadas que servirán como soporte del catalizador, utilizando cationes de aluminio o de circonlo para el

pilarea.

B) Preparación de catalizadores con sulfur0 de molibdeno para cada uno de los soportes con diferentes ptlares.

C) Medición de actividad en la HDS del tiofeno para los catalizadores preparados y c:omparacibn con un catalizador de referencia, MoS2 I A1203

D) Caracterización disicsquímia de catalizadores.

La difracción de rayos x ( D M ) es una técnica ampliamente usada para la determinación de la distancia interlaminar entre las arcillas, se realiza observando los cambios en la longitud del eje c de la celda unitaria (distancia interlaminar), se utilizo un equipo Siemens modelo D-500 en el rango 3 < 2 0 40.

La medicih del área superficial se realizb por adsorción de nitrógeno a 77 K, utilizando un sorbtometro volumétrico micromeritics 2108E, las muestras fueron tamizadas a 200 mesh. .Se desgasificaron las muestras a 390 K por 12 hrs., para la isoterma de adsorción se graficó en un rango 0.06 < P/Ps < 0.3, utilizandose el metodo BET.

32

N.2.1 .-SINTESIS DE ARCILLAS PILAREADAS

La síntesis de arcillas ilareadas se efectu6 según la metodología reportada por FernAndez et al, !! 1. El diagrama 1 detalla las etapas seguidas en el pilareo para cation@!; de aluminio o de circonio. Sin embargo, la preparaci6n de cada solución pilareantr, se realizó de manera diferente.

Para la síntcsis c"el oligOr,iero ilareante de aluminio se siguió el método reportado por G. A. Fuante i e, i I. [ B 1, se ilustra la secuencia experimental de esta t6cnica en el diagrama 2.

En cuanto a la preparaci6n de la soluci6n pilareante de circonio, el diagrama 3 muestra el método propuesto por Burch et al. [ 6 1, adoptado para este estudio.

SINTESIS DE ARCILLAS PILAREADAS

I Tamizar la arcilla a 200 mesh.

I" I Lavar la arcilla cjon agua tridestilada con agitaa6n

1 1

Intercambiar cationes con una solucion 1 N de NaCl , lavar con agua tlidestilada.

Secar y tamizar a 200 mesh. la arcilla intercambiada.

Obtener la solución pilareante a) Aluminio, b) Zirconio.

1

Pilareo:

par 24 hrs. a 70 "C. Dispersar la arcilla en agua y se refluja

Filtrar y lavar la arcilla pilareada. I

Secar a temperatura ambiente por 24 hrs. Calcinar elevando la temperatura 0.5 "C / min. hasta 400 "C y mantenerse asi por 4 hrs.

DIAGRAMA I

PREPARACIQN DE LA SOLUCION PILAREANTE DE ALUMlNfO

Cumplir con : OH / M 0H.- concentmcidn de iones

hidrSx!ido M.- concentr.aci6n de iones

met8liuw.

1 I

Preparaci6n de una solucibn de AICl 38H20

Preparaci6n de una soluci6n

de NaOH 0.37 M. J

agitacidn durante 24 horas.

durante 48 horas con agitaci6n.

Control del Ph Analisís por absorci6n at6mica.

DIAGRAMA 2

PREPARACION DE LA SOLUCION PILAREANTE DE Zr

Adiaonar la arcilla dis.persa en agua a la soluci6n de cloruro de zirconio

Reflujar durante :24 hrs. a 70°C

" ~ ~~ ~

Filtrar y lavar con agua tridestilada i

Secar a 100°C durante 12 hrs.

Calcinar la arcilla pilareada a 400°C durante 4 hrs 1

DIAGRAMA 3

36

Para verificar S! hubo aumento en la distancia interlaminar despues del pilareo es necesario caradenzar la textura y la estructura de la arcllla.

La caractertzeeibn textural se realiza por adsorcibn de nitr6geno y sirve para la dstermlnaclon del Brea superficial generalmente, el proceso de pilareo p r o v m un aumento significativo del Area específica, con respecto a la arcilla arlgtnal

Por otro Isdo, la svaluacidn estructural se hace mediante la difraccion de rayos X Esta t6cnlca permite estimar la distancia interlaminar de las arcillas prlara8das. en forma de poivo. Resulta importante, que el metodo de preparacih no destruye ta cristalmidad del material y el orden de las laminas de IE arcilla. En paf%mIar, las procesos de molienda y tamizado pueden contribuir al cbsorden de les l6rnlnas de la arcilla.

37

IV.2.2.-PREPARACION DE CATALIZADORES

En la preparacldn del catalizador se utiIizc5 el metodo de llenado de poros, ampliamente empleado por muchos autores;. El diagrama 4 muestra la secuencia seguida para la impregnacibn del molibdeno. La cantidad de molibdeno que utilizaremos es de 2 8 Atornos de molibdeno por nm2 de superficie de soporte.

PREPARACION DEL CATAL.IZADOR

[ Secar el soporte 8 110 "C por 8 hrs. I I-

solución de heptamoiibdato de amonio.

I Reposar por 4 hrs. a temperatureambiente.1

I Calcinar a 400°C por 2 h r s . l

Obtener el catalizador M / arcilla. %-

DIAGRAMA 4

38

IV.2.3.-EVALUACION DE PROPIEDADES CATALITICAS

Las propiedades catalíticas se midieron en la reacción modelo de hidrodesulfuración de tiofeno. Las condiciones de reacci6n se seleccionaron segun lo reportado por De los Reyes et al. [ 8 1 y son típicas de estudios reportados en la literatura. Estas condiciones desfavorecen el control de la velocidad de reacción global por fenómenos de transporte

CONDICIONES DE OPERACION DEL REACTOR

Temperatura = 300 - 350 "C

Flujo total = 50 - 80 cm3 / min

Presión total = 1 atm

Presión de tiofeno = 0.024 atm

Masa de catalizador = o. 1 - 0.2 gr

En gran exceso de hidrbgeno ( H2 )

Los ensayos de reacci6n se ejecutaron en un dispositivo experimental en continuo. Se empleó un micro reactor de lecho fijo conectado a un cromatógrafo de gases para el análisis de productos.

39

Mlcroreector

Temperatura

FIGURA 5

Se miden por lo menos tres puntos experimentales a diferentes temperaturas, despues de haber alcanzado un estado pseudo estable. Esto con el objeto de calcular la energía aparente de activaci6n y así comprobar si existe o no el control da la velocidad de reacción por difusión de materia. Deseamos que el control del proceso global sea por reaccibn química.

1.0s resultados obtenidos para los catalizadores soportados sobre arcillas se comparan con el valor para el catalizador de referencia.

Si los resultados de catalizadores de molibdeno son positivos, entonces al mismo catalizador se le agregara níquel con el mismo método de imprqnacih (llenado de poros).

IV.3.- RESULTADOS EXPERIMENTALES

IV.3.1.- ARCILLAS PILAREADAS

DIFRACClbN DE RAYOS X

La medicibn de la distancia interlaminar se realizo por medio de difraccibn de rayos x, ¡os resultados obtenidos se muestran en la siguiente tabla.

PILAREADA CON

PILAREADA CON

PILAREADA CON

42

Como se mencionó anteriormente la preparacibn y manejo erróneos de la arcilla puede dahar la estructura interlaminar. La gráfica 6 nos muestra los resultados del difractograma de la arcilla original ( sin pilareo ) ,esta nos servir$ de referencia para verificar si la arcilla ha sido pilareada y que no ha sufrido dahos en su estructura interlaminar. La primera arcilla pilareada con circonio se representa en la grafica 7, la distancia interlaminar es nula , no se consew6 su estructura y se ha descartado su uso. Las siguientes arcillas pilareadas con circonio ( grdficas 8 y 9 ) obtuvieron un incremento del 142Oh en la distancia interlaminar con respecto a la arcilla original y se consewó la estructura interlaminar. Se realizb el mismo procedimiento para las arcillas pilareadas con aluminio obtentendo un incremento de 148% en la distancia interlaminar y tambi6n se cansew6 la estructura interlaminar ( graficas 10 y 11 ).

2 c

o """2- c

- Q o T!

- Y

- "

r --

J

-

"

1

I! i

w

1 1

Q,

I .

Y I

46

i;sc I 1

O o

a?

O P

6 6 cp

N

v

48

4 -4

..

.+r a a s cv Y

.. X

S 3 3

N

Y

O cy O c I

U Q)

to E:

E

AREAS SUPERFICIALES

La medición de Breas superficiales nos originaron los siguientes resultados

S o

El incremento en la distancia interlaminar sin modificar la estructura de la arcilla es una prueba fiel de que se encuentran pilareadas. AI aumentar la distancia interlaminar se incrementa el número y tamafio de poros en la arcilla , como consecuencia el brea superficial tiene un incremento de 530% con respecto a la original.

Las Areas reportadas en la referencia son altas con respecto a las obtenidas ocasionado por la modificaci6n del metodo propuesto por R. Burch. et coll. [ 6 en el que cambiamos el tiempo de contacto de la arcilla con la solucibn pilareante a 24 hrs., por el de 1 hr. propuesto.

S 1

IV.3.2.- CATALIZADOR

AREA SUPERFICIAL

La arcilla despues de impregnada se procedió a su sulfuracidn posteriormente se midi6 el Area superficial por el metodo anterior, Teniendose tos siguientes resultados.

Muestra Area superficial m2 / g.

Arcilla pilareada con Zr .

76.9593

Ai . 94.24 Arcilla pilareada con

Los resultados obtenidos nos revela el área superficial disminuyo en un 53% para el circonio y en un 37% para el aluminio, lo que nos indica un buena impregnación del catalizador sobre el soporte.

52

IV.3.3.- ACTIVIDAD CATALITICA

La actividad catalítlca se midi6 en un microreactor de flujo continuo, figura-1, utilizando tiofens e hidr6geno en exc8so como reactivos, los productos se analizaron por medio de un crornatógrafo de gases en el que obtuvimos los resultados para evaluar las conversiones de azufre que contiene el tiofeno en función del tiempo, para cada catalizador.

La grAfica 12 muestra la actividad del catalizador de molibdeno soportado en alúmina comercial. La grata 13 se refiere al catalizador de molibdeno soportado en arcillas pilareadas con circonio. La grhfitx 1 4 nos muestra al catalizador de molibdeno soportado en arcillas pilareadas con aluminio.

Podemos observar que la convsrsidn es mayor en el catalizador de rnoiibdens soportado en alúmina comercial, en tanto que los catalizadores soportados en arcillas modificadas cuentas con una conversión menor, esto se debe a que el Area superficial obtenida fue muy baja.

Sin embargo, la conversión lograda con las muestras conteniendo arcillas micialmente pilareadas fue del triple de la observada con la muestra depositada en la arcilla natural.

53

O ry

O F

Q) U

I

t " !

I I

d 1

i' i

{ /

/ ' /

?' , ,

i

/

cy) 7-

I I----""--"~ 1

! i

Qb i l I

I I

. "

' ,í

"

1 I

I

I

I . O

56

fV.4.- CONCLUSIONES

Los difractogramas efectuados a las arcillas pilareadas. demostraron que exlste un desorden en la estructura cristalina de estas, suponemos que esto se debs a varios factores, como la acidez de la solución pilareante.

Las pruebas realizadas por algunos autores [ 1 han comprobado que con un pH de 1 se destruye la estructura laminar de la arcilla; otro factor es el tiempo de contacto entre la arcilla y la solucibn pilareante. Burch y col. 1 6 1 sugieren un tiempo da 4 horas, nosotros utilizamos un tiern.30 de contacto de 24 horas.

La utilización de arciIlas pila-eadits condujo a calalizadores de MoS2 m& activos en HDS que los s6lidos F"oS2 depositados en arcilla natural. Resulta claro que ei pilareo de la arcilia rc quiert? de mayor cedicación y cuidado. Se propone estudiar con mayor detalle las etapas de impregnación y sulfuración de los catalizadores.

Ya que los catalizadores soportados en arcillas modificadas son menos eficientes que el catalizador comercial, para la continuación del proyecto basaremos nuestros calculos en catalizadores comerciales .

57

V.2.- BALANCE DE MATERIA

En la siguiente figura se muestra el balance de materia en los equipos mayores del proceso, como son el reactor, el tanque flash y la torre de destilacibn.

En la tabla 1 se reportan los valores de los flujos mAsicos en cada uno de los equipos principales de nuestra planta.

A r”rF TANQUE

FLASH

G.H

TABLA 1

desulfurado H = Sulfuro de 28 973.55 204.44 17.00 hidrheno I = Sulfuro de 28 973.55 4 4 . 4 4 1 hidrógeno

59

J = Productos

desutfurado 1 4 4 . 4 4 3 502 116.71 K = Gas6leo

servicio 17 204.44 4 358 400 W = Agua de

ligeros 1 4 4 . 4 4 4 533 505.26

V.3.- DISEfiO DE EQUIPO MAYOR

V.3.1.- REACTOR

En el proceso de hidrodesulfuración están presentes tres fases, líquido- gas-sdido, por lo tanto el reactor que m& se utiliza en estos procesos es el reactor de lecho percolado.

El reactor de lecho percolado consta de un lecho empacado en el cual el liquido fluye hacia abajo por la influencia de la gravedad, mientras que el gas puede fluir hacia aniba o hacia abajo; los espacios vacíos de las pastillas del catalizador hacen que se demore el flujo del líquido.

Generalmente el flujo del líquido y del gas hacia abajo es preferente porque facilita una distribución uniforme del líquido a través del empaque de catalizador y permite el empleo de altas velocidades para el líquido.

La reaccibn que se lleva a cabo es:

Gasóleo + 4H2 -+ Gasóleo desulfurado + H2S

l a conversión mAxima alcanzada por el reactor es del 80%, en base a esta se adimensiono el equipo.

La interpretación de los datos de velocidad de reacción resulta compleja, sin embargo para concentraciones bajas de compuestos azufrados en la alimentación podemos considerar una cinética de primer orden con respecto a la concentración de hidrógeno, obteniendo un buen grado de exactitud. (Apéndice 1 )

Para el control del reactor es muy importante tomar en cuenta la temperatura y la presión, para lo cual se instalaran sensores que activaran válvulas de cierre del suministro de material al reactor y válvulas de alivio en caso de una elevación de la presión.

61

CONDICIONES OPTIMAS PARA LA OPERACION DEL REACTOR

Temperatura del reactor = 350 "C

Presidn del reactor = 60 bars

DIMENSIONES CALCULADAS PARA EL REACTOR

Diámetro = 2.3 m

Altura = 7.5 m

Altura del lecho catalítico = 6.9 m

Tiempo de residencia = 11.26 min

Material de construcción = Acero inoxidable 316L

62

V.3.2-TANQUE FLASH

El tanque flash cumpie con la funcibn de separar la mezcla líquido-gas que sale del reactor, la fase gas contiene hidrheno que no se convirtió en el proceso de reacci6n por encontrarse en exceso, por consiguiente ser4 recirculado para ser ut/lizado nuevamente en el reactor.

El grado de separación en este 9quipo se considera del 1OOOr6. Los flujos volurn6t;Ficos con cue opera el equipo son:

Vapor = 88493.12 m3 / día

Líquido = 4269.66 m3 / día

La metodología seguida para el diseno del tanque flash se describe en el apbndice 2.

CONDICIONES DE OPERACION

Temperatura

Presih

= 37.7 "C

= 16 atm

DIMENSIONES CALCULADAS

Posici6n = Vertical

Diámetro = 3.20 m

Altura = 8.23 m

Grosor de pared = 0.0127 m

Material de construcción = Acero inoxidable 316L

63

V.3.3.- COLUMNA DE DESTILACION

En esta etapa del proceso se purifica el gasóleo para obtener el producto terminal en el fondo de la columna, libre de azufre; en el domo se obtienen los productos ligeros junto con el sulfuro de hidr6geno y agua. El diseño se describe en el apbndice 3.

CONDICIONES DE Ol?%ACIOW 2

FLUJQ

7 889 490.25 4 358 400 28 973.55 3 502 116.70 Alimentacibn (Kg/hr)

TOTAL H20 H2S GASOLEO

Domo ' 175 105.26 ' 28 973.55 ' 4 358 400 ' 4 562 478.81 Fondo 3 502 116.71 O O 3 502 116.71

Temperatura = 204.44 "C

Presi6n = 17 atm

RESULTADOS DEL DISEÑO

Número de etapas =12

Plato de alimentación = 12

Diámetro = 3 m

Altura total = 9 m

Material de construcción = Acero inoxidable3lfiL

64

V.3.4.- HORNO PRECALENTADQR

Este homo se emplea para precalentar el flujo de gasbleo que ser6 la alimentacidn al reactor. Los homos utilizados en la industria petrolera emplean como combustible exclusivamente petróleo o gas, en nuestro caso utilizaremos petrdleo.

El homo que utilizaremos para nuestro proceso es el del tipo de combustibn en tubos horizontales tipo cabina, ya que tiene gran capacidad (de 2.1 1-1 0.55 l O9 Joules / hr ) , gran eficiencia y bajo costo, es ideal para precalentamiento de alimentaciones de hidrocarburos a reactores El diseAo se describe en el apéndice 4.

CONDICIONES DE OPERACION

Temperatura

Presi6n

Flujo de alimentación

= 426.66"C

= 1 atm

= 143 365.9 Kg / hr

65

RESULTADOS DEL DISEKJO

Carga térmica total

Flujo de combustlble

No. de tubos en la secci6n radiante

Area total de sección radiante

Profundidad

Altura

Ancho

Diámetro de tubos

Material de construcción

= 14.967 x 10 9 Joules / hr

= 501.89 Kg / hr

= 30

= 39.41 m2

= 3.58 m

= 2.48 m

= 5.22 m

= 0.102 m

= Concreto

66

V.4.- DISENO DE EQUIPO AUXILIAR

V.4.1.- INTERCAMBIADORES DE CALOR Se utilizaron tubos de : Diametro = 0.1524 m Longitud = 9.7600 m

No. de pasos por tubos 16

CAMBIADOR ' COEFICIENTE No. DE DE GLOBAL DE TUBOS CALOR TRASNFEREN-

CIA 1 O. 49 496

3 0.49 624 4 O. 50 496

- 2 0.49 592

5 I O. 50 I 528

9 I 0.49 I 560 " 10 0.49 672

1 1 O. 50 528

DIAM. No. ESPACIO DE LA PASOS ENTRE

CORAZA POR LA BAFLES m CORAZA m

- 1 . 6 4 40 0.2032 1.79 40 0.2032 1.83 40 O. 2032 1 . 6 4 40 0.2032 1.69 1 40 1 0.2032 1.74 I 40 0.2032 1.81 40 0.2032 1.85 40 0.2032 1.74 40 o. 00 1.89 I 40 I 0.00 1.69 80 O. 1524

67

V.4.2.-TlJBERIAS Y ACCESORIOS

- 3 16.16 O. 1524 98.89 170.12 " -

4 21.34 O. 1524 293.11 170.12

- 5

10.67 O. 1524 282.80 170.12 6

7.32 O. 1524 350.00 170.12

7 14.33 O. 1524 48.90 170.12

8 35.98 O. 1524 43.30 179.90

CEDULA

"

40

40

40

40

40

40

40

40

ACCESO- RIOS ""

6 codos de go", 1 valvula de compuert

a 5 codos de 90°, 1 válvula de globo y 1 válvula check

5 codos de 90"

7 codos de go", 1 válvula de

globo 5 codos de 90"

5 codoy de 90"

6 codos de 90°, 1 válvula de

globo 7 codos de go", 1 válvula de

ángulo

-

Las anteriores especrficaciones son para las líneas de tubería para el gasdleo líquido antes y despues de desuffirar. A continuacibn especificaremos las tuberías para el hidrbgeno gaseoso.

LINEA FLUJO TEMPERA- m3/s TURA

"C 9 34 087.4 43.30

10 194673.6 121.10

11 29 572.8 25.00

-

-. "_

"

O. 0762 12.19

O. 1524 29.27

____ O. 0508 18.29

CIEDULA

40

40

40

40

ACCESO- RIOS

5 codos de go", 1 T.

6 codos de 9Q", 1 T.

2 codos de W", 1

vrilvula de I compuerta 7 codos de

go", 1 válvula de

globo

-

69

V.4.3.- BOMBA

La bomba que especificaremos a continuacton es para el gasbleo frío

BOMBA NPSH m KW Hidrdulico 1 330.082 22 77 1

70

V.4.4.- TANQUE DE ALMACENAMIENTO PARA EL GASOLEO

Para el disefio del tanque de almacenamiento proponemos un tanque venteado. Tomando en cuenta la viscosidad del gas6leo frío.

CONDICIONES DE OPERACION

Presión = 1 atm

Temperatura = 25 "C

RESULTADOS DEL DISEÑO

Didmetro = 19.87 m

Longitud = 13.6 m

71

V.4.5.- TANQUE DE ALMACENAMIENTO PARA EL HIDROGENO

Para un día de trabajo requerimos de un tanque con las siguientes condiciones de operaci6n.

CONDICIONES DE OPERACION

Presi6n = 11 1.92 atm

Temperatura = o "C

RESULTADOS DEL DISEIÜO

Didmetro

Longitud

= 3.10 m

= 8.38 m

72

V.5.- DlSTRlBUClON DE PLANTA

70 m I

73

VI.- PERSONAL NECESARIO

Para la eleccidn del personal que opera los tres turnos en la planta se tomb la referencia de Uldrich [ 24 1.

SUELDO Gerente general Gerente de Droduccidn 6 0 0 0 . 0 ~

I Gerente de recursos y finanzas

6 OOO.00 1 000

p i G i Z G Z d e S I 6 000.00 1 O00 I

5 ingenieros de procesos

13488.68 80933.35 , 3 6 Personas en total 2( 1 55.55) 2(933.33) 2 Vigilantes 2( 1 55.55) 2(933.33) 2 Veladores 5( 1 55.55) 5(933.33) 5 Personal de limpieza 14(177.77) 14(1 066.67) 14 Operarios 266.66 1 600.00 Recepcionista 3(333.33) 3( 2 000.00) 3 Secretarias ti(666.66) 5(4 000.00)

- NS971200.Uanual $1 61 864.1 G/anuaI

-

c-r? GERENTE GENERAL

GERENTEDERECURSOS 1 GERENTE DE PRODUCCION

E? OPER4RIOS

GERENTE DE VENTAS

Este diagrama muestra las jerarquías del personal de la planta del proceso.

75

VIL- INVERSION TOTAL

En esta seccibn se describirá el análisis de costos del equipo mayor y auxtllar; a partir de esta estimaclón evaluaremos los costos directos e indirectos que nos servirán para obtener el flujo de capital total para así evaluar la rentabilidad del proyecto.

VII.l.- CAPITAL FIJO

El capital fijo como su nombre lo dice, desde un punto de vista finaciero, el capital que esth inmóvil, lo que significa que una vez que se gastd el dinero no puede convertirse en efectivo o en algún otro activo .

Se estimará el costo del equipo para el año de 1986. con un factor econbmico de 319.3: reportado en la revista Chemical Engineering [ 15 1; por consiguiente es necesario consultar el factor económico de 1994 que es el m& actual y que fue de 413.5 para finales de octubre de 1994, estos datos se reportaron en la secci6n Yconomic Indicators" de la misma revista.

Debido a la inflaci6n que afecta a nuestro país, es necesario corregir y ajustar los datos antiguos a un estado corriente o futuro.

A continuación reportaremos los costos del equipo mayor y auxiliar, así como el material de construcción.

76

Vll.1 .l .-COSTO DE EQUIPO MAYOR

1 1 MATERIAL DE 1 COSTO 1 EQUIPO CONSTRUCCION 1 ( DOLARES

I AMERICANOS 1 Acero inoxidable 194 O1 3.58

1316~

I Tanque Acero inoxidable 25 223.45

1316L

I Horno Acero inoxidable 68 71 3.13

1 3 1 ~ ~ 1 Torre de destilación

~ Tanque de almacenamiento 1 Tanque de almacenamiento 2 Tanque de almacenamiento 3 Tanque de almacenamiento 4 Tanque de almacenamiento 5

31 6L

Acero 316L inoxidable "I---- 2 702 033.80

Acero 316L al carbón -" 352 728.40 SA51 6CS Acero al SA516CS Acero al carbbn SA516CS I 352 728.40

de 352 728.40 Acero al carbón 1 LE:znamiento 6 SA516CS de Acero al carbón 352 728.40

~~~~~~ almacenamiento almacenamiento +(&728.40 8 7 SA516CS SA51 6CS

de Acero al carbón +- 352 728.40 almacenamiento 9

Acero al Tanque de SA516CS

I alma-cenamiento 1 O Acero al carbón 'Tanque de SA51 6CS

mayor (Cm) 9 662 424.01 Total de equipo

SA51 6CS almacenamiento 13 352 728.40 Acero al -iarbÓn Tanque de

SA51 6CS almacenamiento 12 352 728.40 Acero al carbón Tanque de

SA516CS almacenamiento 1 1 352 728.40

77

VlI.i.2.- COSTO DE EQUIPO AUXlLLAR

EQUIPO

Bomba lntercambiador de calor 1 lntercambiador de calor 2 lntercambiador de calor 3 lntercambiador de calor 4 lntercambiador de calor 5 lntercambiadoa de calor 6- lntercambiador de ca lo r7 lntercambiador de calor 8

-

lntercambiador de calor 9 lntercambiador de calor

lntercambiador de calor

I12 lntercambiador de calor

I(C.1 ~ ~~

Total de equipo auxuliar]

MATERIAL DE

AMERICANOS) ”

( DOLARES CONSTRUCCION COSTO

Acero fundido 51 915.15 Acero al carbbn 73 746.33 Acero al &&bn 94 731.41 Acero al c a M n 101 747.60 Acero al carb6n

98 236.80 Acero al carbón 85 025.12 Acero al cxrbbn 80 694.58 Acero al carb6n 73 746.33

112 271.60 Kcero al c a M n 85 025.20 Acero al carbbn 105 254.20 Acero al carbbn

Acero al tcbón 80 699.60

Acero al carbón 8G25.20

_II- -

1 128 119.12

Por consiguiente el costo total del equipo es:

C P T = C m + C a

CPT = $9 662 424.01 + $1 128 119.12 = $10 790 543.13

78

V11.1.3.- EVALUACION DE GASTOS DIRECTOS

Los porcentajes se obtuvieron de los datos reportados en Timmerhaus

VII.1.4.- EVALUACION DE GASTOS INDIRECTOS

npo DE EQUIPO

Ingeniería y supervisidn Gastos de construccibn Gastos de contratistas Contingencia Gastos indirectos fGll

10 12 2 8

COSTO (DOLARES AMERICANOS] 1 079 054.31 I

3 452 973.80 1

El capital fijo se determina de la suiguiente manera:

CF = $3 452 973.80 + $17 372 774.44 = $20 825 748.24

80

VII.2.- CAPITAL TOTAL Y DE TRABAJO

Vil.2.1.- CAPITAL DE TRABAJO

El capital de trabajo es aqu4 que debe invertirse para que la operacidn de l a planta sea productiva, o sea que el dinero invertido sea un producto comercial. Puede aproximarse al valor de inventario por un mes de materias primas y al inventario por tres meses de producto.

Para el siguiente análisis tomaremos el criterio de Holland [ 1. El capital de trcc bajo (Ct) es el 30% de las ventas anuales, por consiguiente, las estimaciones se haran en base al precio del gasdleo comercial, sin desulfurar.

Precio del gas6leo = N$0.449/lt = $74.83 dólares/m3

Producción por ano = 4 623 O00 barriles/aAo = 735 101.77 rn3laAo

Ventas = (735 1 01.77 m3laflo) ($74.83 dólares/m3)

= $55 O00 855.92 dblaredafio

Ct = Ventas(0.30) = $16 500 256.78 dólares /ano

V11.2.2.- CAPITAL TOTAL

El capital total es la suma del capital fijo y el capital de trabajo, este capital representa la cantidad de dinero que deben proporcionar los inversionistas, sin considerar el terreno.

81

V11.3.- GANANCIA ANUAL O TASA DE RETORNO

Capital de trabajo = $16 500 256.78 dls/afio

Capital total = $37 326 005 02

Ventas = $55 O00 855.92 dls/afio

La utilidad bruta es:

Ug = Ventas .. Ct Ug = $38 SO0 599.14 dls/aiio

Actualmente el impuesto sobre la renta es del 35%, de tal manera que la utilidad neta es:

UN = Ug - (Ug * impuesto sobre la renta). UN = $8 500 599.14 - $?3 475 209.70 = $25 025 389.44 dls/ano

A la utilidad neta tambi6n se le conoce como ganancia neta o retorno

Retorno anual sobre lo invertido (Rol). anual.

(ROI) = 1 00 * (Retorno anual/CT) (ROI) = lOO(25 025 389.44/37 326 005.02) = 67.04%

Tendremos un financiamiento bancario del 1OOOh con una tasa de interés anual del 6%.

Para determinar que tan factible es un proyecto, tomamos el siguiente criterio: "El retorno anual sobre lo invertido deberá ser mayor a la tasa de rendimiento mínima atractiva"; de lo contrario, el proyecto no es rentable y no es conveniente llevarlo a cabo.

La estimación de la tasa de rendimiento mínima atractiva (TREMA) es: TREMA = interés bancario + % de seguridad (inflación, depreciación, etc. y es de aproximadamente 1 1 %)

TREMA = 6Oh + 1 l0h = 17%

ROI = 67.04% >TREMA = 17%

Tiempo de pago (Tp) de inversión o capital total; Tp = CT/UN.

82

Tp = $37 326 005.02/$25 025 389.44 = 1.5

Lo que significa que la inversih ser6 restituida en: 1.5 anos.

Vl1.4.- CONCLUSION

Los rc SUI rdo i 01 rtenidos de la evaluacidn econbmica de nuestro proyecto, indican que 3tec: ivarn 3r rt 3 oI proyecto es rentable. Se deben tomar en cuenta que las ve7tns f ter 3 es irliad; :; para el gas61eo sin desulfurar, p o r consiguiente seria factible abatir el costo del gasóleo y así no se perjudican las ganancias.

83

Vlll APENOICE

APENDICE 1

DISEÑO DE REACTOR DE LECHO PERCOLADOR

Se desea desulfurar gasóleo, con un catalizador NiMoS/alúmina, el gasóleo reacciona con el hidrógeno par? generar H2S y gasdleo hidrodesulfurado.

Oebido a las fases existentes y características de¡ gasbleo se recomienda un reactor de lecho percolador, suponiendo los compuestos azufrados del gas61eo como tiofeno. Lo:; calculos se utilizo el metode de Smith 2 1

Condiciones y Suposiciones de operacich.

Temperatura = 350 "C

Presión = 60 atm

Las velocidades de reacción en los centros catalíticos y la velocidad de transferencia de masa del liquido son suficientemente lentas, para que el líquido se encuentre saturado de hidrógeno en toda la columna.

Es probable que la reaccidn sea de segundo o mayor orden, se propone que la concentración de tiofeno es lo bastante baja con respecto a la de hidrógeno disuelto en el líquido, por lo que la velocidad intrínseca es de pseudo primer orden con respecto al hidrógeno, como la velocidad intrínseca es lo bastante lenta, el factor de efectividad es l .

Reacción:

Gasóleo + 4H2 -+ Gasóleo desulfurado + H2S

Se desean procesar 25 000 barrileddía de gasóleo. El gasóleo contiene 2.6% en peso de compuestos azufrados (tiofeno). Flujo de compuestos azufrados en la alimentacibn es de 1061.79 Kmol/día. Por consiguiente tenemos una concentración de compuestos azufrados de:

2.609E-4 gmol/cm3.

El brea superficial del catalizador se obtuvo por medio del metodo BET.

sg = 190.5 m2/g

Flujo de gasóleo = 4069.32 m3idia

Masa de partícula = 4.023E-3 CJ

Volumen de partícula = 4.52E-3 cm3

Suponemos un didmetro del reactor de 3 m.

Velocidad superficial = 0.666 cm/seg

Las concentraciones de velocldad del primer orden serán: KH = O. 11 cm3lgs y K6 = O.O7cm3/gs. Suponiendo relaciones lineales, tenemos lo siguiente:

Puesto que el líquido esta saturado de hidrógeno y se usa hidrógeno puro como corriente gaseosa, la concentración de hidrógeno en et líquido ( C H ~ ) L es constante e igual a ( C H ~ ) / H H ~ .

Además, la veloci cp ad intrínseca es independiente de la concentración de tiofeno, por lo que la función 4 ( C A ) ~ , (CB)~ ] , es de primer orden e igual a KH(CH2)y

En onces la ecuación para el hidrbgeno es: (kac>A[ (CA)L-(CA)sl = 'a = PB$[ (cA)st ( C 6 ) s 1

o bien,

Puesto que ( C H ~ ) ~ es constante. la ecuación anterior muestra que la velocidad de transferencia de masa de gasdleo a la partícula es la misma en todo el reactor (así como la velocidad de reacción).

donde K"H (coeficiente total) esta dado por:

La condición limite (de alimentación) es (CB)L = (CB)L f cuando Z = O, entonces la forma integrada de la ecuaci6n para flujo tap6n es: (cB)L - (CB)L,f = [(K0HZ)/(4UL)I * [(CH2)g/HH21

donds Z es la profundidad del lecho catalítico.

Fracción molar de hidrógeno en el solvente. xH2 = 2.6565E-3 La concentración de hidrógeno a 35 atm. y 360°C es:

( C H ~ ) = PH~/RT = 60738E-4 gmQl/lt

(~/K"H) = 12.82 S

26 O00 ppm. Entonces tenemos:

y a solubilidad del hidrógeno, @ 360°C; es igual a 65.85.

La concentración de los compuestos azufrados en la alimentación es:

z = X{[(4UL)/(K0H)I [(cB)L,f/((cH2)g/H)I)

2.6% de compuestos azufrados corresponden a 26 O00 ppm y requerimos de solo 5 O00 ppm, para cumplir con las normas establecidas, entonces:

X = [(26 O00 - 5 000)/26 0001 = 0.8

Sustituyendo vaiores en la ecuación de 2 tenemos:

2 = 6.97 m que corresponden a la profundidad del lecho catalítico

86

Proponiendo UD = 3 Didmetro del factor = 2.32 m Altura del reactor = 7.5 m Volumen del reactor = 31.81 m3

LHSV WHSV

= 5.3 h-1 = 5.3 h-1

87

APENOICE 2 DiseAo de tanque flash

Por la diferencia tan grande de puntos de ebullición entre el gasóleo, H2 y H2S suponemos una separación completa del hidrogeno del H2S y gasóleo de la mezcla, utilizamos el metodo de Arthur Gerunda. Datos y suposiciones para el disefio del tanque flash T = 276 "C P = 16 atm Flujo de entrada = 152 230.21 Kg / hr. Composici6n masica

96.8 % de mezcla gasoleo-H2S 3.2 % de H2.

Pliqu,do = 852.8 Kg / m3 Pgas - - 5.03 Kg / m3

Ut = K ( Pliquido - Pgas )1'2 1 Pgas ' donde

Ut Velocidad lineal del liquido. K Constante, sugerida para el tanque flash 0.227 .

Consideramos un error del 15 % para Ua

Calculamos la seccl6n transversal del Tanque como A = Ut / Ua para el didmetro D = [ 4A / x ]1/2 D = 3.13 m La altura del liquido HI = Vliquldo / Area transversal. V liquido = Flujo de liquido x Tiempo de retención en el tanque.

de residencia de 5 min. El dismetro comercial de un tanque mas cercano es de D = 3.2 m. HI = 1.84 m. La altura mínima de gas recomendada esta dada por

Ua = 0.15Ut

Debido al flujo tan grande y a la rdpida separación, se sugiere un tiempo

= ( 3 / 2 ) D + 1 6 . 4 m . total del tanque = HI + Hg

Altura total del tanque = 8.24 m

88

APENDICE 3

DEEÑ8 DE LA COLUMNA DE DESTllAClibN

Condiciones de operaci6n

Presi6n = 17 atm.

Temperatura = 204.4 O C

Flujo de entrada = 147305.53 Kg / hr.

Fraccibn peso. = 99.2 % de Gasdleo. y 8 % de H2S.

El propbsito primordial de la columna de destilacibn es separar el H2S de la mezcla de entrada en un 1 0 0 O m , Debido a la complejidad de la mezcla de hidrocarburos que contiene el gasbleo, se opto por realizar los alc culos del numero de etapas en el simulador Aspen Plus versión 9.1, obteniéndose los siguientes resultados:

Numero de etapas = 12

Flujo de Agua = 181 818.2 Kg / hr @ 204.4 O C

Presibn = 17 atm

Cdlculo de las dimensiones [ 34 ]

Para el dlculo de las dimensiones necesitamos los siguientes datos:

Tensión superficial de gasóleo ( estimada ) = 25 dinas / Cm.

p (gasbleo ) @ 204.4 O C = 0.699 g / cm3

p ( Agua ) @ 204.4 O C = 0.864 g / cm3

p ( H 2 S ) @ 2 0 4 . 4 " C = 0.00143 g / cm3.

pv ( Promedio de H2S y Agua ) = 0.165 g / cm3.

89

w = c [ h ( P I - P v ) l ’ Q C = Constante dada por la tensión superficial y espaciamiento entre platos.

D = [ 4 V / s r W 1112 V = Volumen de gas.

Para dibmetros entre 1.5 y 3 m tenemos una distancia entre platos de 45 72 cm, de tabla [ 34 ) tenemos: C = 90 O00

Obtenihdose un dihrnetro de 3.0 m.

Se selecciona un plato comercial de acero inoxidable de 2.77 mm de espesor, calibre 12 U.S.

Altura = 12 platos distancia entre ellos + Inundación de liquido + 12 platos espesor.

Inundacibn mínima de liquido recomendada es L = D [ 34 1.

Altura = 9 m.

APENDICE 4

DISENO DEL HORNO

Para el diseno de6 homo se utiliz6 el mbtodo de Lobo y Evans 1

, Datos y Suposiciones necesarias para e l diseno:

Temperatura de entrada = 98.89 O C

Temperatura de salida = 350 o C

Flujo mAsico = 143 365.91 Kg I hr

Cp ( Gasoleo ) [=) BTU/Lb-mol OF

= 5.5201 19 + .O37548 T

Calor total transferido (Q) = 14 942 652.01 KJ /hr

El combustible que se utilizara en el horno es petr6leo

Valor calorífico mínimo (W) = 18 073.8 KJ / hr, r = 3

25 Oh aire en exceso ( equivalente E =17.44 Kg-aire / Kg-combustible )

El aire se precalienta a 204.4 "C. Los tubos del horno son de 5.08 cm de dihmetro exterior, centrados a 21.59

Temperatura promedio en la seccibn radiante es de 426.67 "C Flujo promedio de calor =12 661.2 KJ / hr Eficiencia de combustibn (q) = 75 om Calor Transferido por Brea = Q / a A c p Factor total de intercambio (F (T) ) = Cp (0.33K0.67/p0.47) Calor total transferido por area =CQ/aAcpF Calor liberado por combustible (QF ) = Q I q Cantidad de combustible (C) = Q F / W Aire requerido (M) = C / E Vapor de atomización (V) = C ( r ) Calor sensible sobre 15.5 "C en el aire de combustibn: QA f M 88.66 KJ / hr ( @ 204.4 O C ) Pérdida de calor a través de las paredes del horno, dependiendo del

Q, = ( 0.02) QF

cm en una sola hilera, longitud expuesta: L = 11.74 m

tamafio, temperatura y construcción, 2 % es u,n buen factor de diseño:

91

Qneto = QF + QA - QW Calor de gases de salida @ 943.3 "C: QG = s ( C + M + V ) . Donde S para aire a 25 % en exceso es 1 104.9 KJ/Kg.

Número estimado de Tubos Nt = Q/(Flujo promedio de calor) Area Q = Qneto - QG

superficial d8 tubos. Nt = 30 Tubos

~ 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 M TUBOS I

E 19 Espauos de 0.216 m

10 TUBOS 9EyacrosdeO216rn

O 0 0 0 O 0 0 0 O 0 0 0 O 0 0 0

2.44

5.12

kP por tubo es el espaciamiento entre tubos por longitud de tubos. % es equivalente de la superficie plana fria.

Raz6n de centro a centro/diámetro exterior = 4.25 Total a para una hilera simple sostenida por refractarios de la fig = 0.55 Superficie del refractario: AT = Area de cabezales + Area de largueros + Area de tomallamas + Area de piso y bóveda = 188. I 7 m2. A R = A T - a k p Longitud de la trayectoria media: L = (2/3) ~olumen] l /3 L = 3.51 m Eficiencia: e = C Q / QF = 36.27 %

92

1. B. Delmon, Actas del Xlll Simp. Iberoam. de Catblisis, Segovia, Espana ( 1992 ) p l .

2. M. T. Micarelli, M. Rosa- Brussin, XI Simp. Iberoam. de Catidisis, Guanajuato, M6xico ( 1988 ) p775.

3. J. T. Kloprogge, W. J. J. Welters, Appl. Catal.. ( 1993 ).

4. G. A. Fuentes, S. G6mez y J. Espinosa, 11 Curso Iberoamericano sobre tamices moleculares, Caracas, Venezuela ( 1993 ).

5. Fernhndez T., Martinez G., Shapiro F., Proyecto Terminal ( 1993 ), UAM- Iztapaiapa.

6. R. Burch, C. I . Warburton, Journal Catalysis 97 ( 1987 ), p503-510.

7. F. Figueras, A. Mattrod-Bashi, G. Tetter, A. Thrierr, J. V. Zanchetta, Journal of Catalysis 1 19 ( 1989 ) p91-96.

8. J. A. de los Reyes, S. Gób616s, M. Vrinat y M. Breysse, Cat. Lett., 5 (1 990 ) p l7 .

9. Castillo Mares A. , Avances en ingenxería química, ( 1993 ) p51-54.

1 O. FarfAn- Torres, E. M., Catalysis Today, 15 (1 992) p2Q9-217

1 l. Pinnavaia, T. L., Science, 220 (1 983) p45-95, 365-371.

12.- Crane Co., "Flujo de fluidos en válvulas, accesorios y tuberías". División de Ingeniería de Crane. Mc Graw-Hill. 1992.

13.- Perry, R.A. y Chilton, C., "Chemical Enginners Handbook", 5a. ed., Editorial McGraw-Hill, New York (1 987).

14.- " Bombas, Selección, Uso y Mantenimiento". Kenneth McNaughton. McGraw-Hill. 1989.

93

15.- Chemical Engineering, 1 O (1 995). pl60

16.-Peter,M.S. y Tirnmerhaus, K.Q., "Plant Desing and Economics for Chemical Engineers", 3a. edición. McGraw-Hill. (1981).

17.- Chemical Engineering. (1 981 ). p81-84.

18.- Kern Donal Q. '*Procesos de transferencia de calor". Editorial, CECSA, (1 965).

19.- Anuario estadístico de PEMEX, 1994

20.- Anuario estadístico INEGI, 1994.

21 . - Smith J. M, "Ingeniería de la Cinetica Química"., Editorial CECSA, Mexico ( 1986).

22.- Levenspiel O. "Ingeniería de las Reacciones Químicas". Editorial Reveft& México (1 987).

23.- Reid R. C, Sherwood T. K. "The Properties of Gases and Liquids". Editorial McGraw-Hill,(1977).

24.-Uldrich G. D. "Procesos de ingeniería química" Editorial McGraw-Hill, (1 992).

25.- Calais Christophe; Qiplome de Dodorat. (1 992); pll5-116.

26.- Norman Wimpress, Originally publeshed, 5 (1978), p320-333.

27.- Schifler I y Qomínguez J. M. "Arcilla: el barro noble". Colección la ciencia desde México.

28.- Memoria de labores. Instituto Mexicano del Petróleo. (1993).

29.- Gates, Katzer and Schuit. "Chemistry of catalytic processes". 2da Edición, Editorial McGraw-Hill (1 981 ).

94

30.- Le Page 1. F.. "Applied heterogeneous catalysis". Editione Teehnip, (1

31 .- "Kinetics and mechanism of catafytrc HOS of gas oil. Adsorption and hidmgmmtion of the sulfur compounds". J o u r n a l erf catalysis (1 987).

32. - 33.-Arthur Genmda.Chemical Eng.My 4 (1981)p81-84

34.-"Oisefio de platos de caehuchas y de platos perforados".ESIQUIE, IPN( 1976)

95