Proyecto Producción 1-Naftol - Patricia Cabrera García - Román Quevedo Reina

PRODUCCIÓN DE
1-NAFTOL
Análisis y Diseño de Procesos Químicos
Autores: Patricia Cabrera García

Román Quevedo Reina
Máster en Ingeniería Industrial

Mayo 2018
PRODUCCIÓN DE 1-NAFTOL
RESUMEN
En este proyecto se pretende diseñar una planta de producción de 1-naftol
con una pureza del 99,5%, siendo la capacidad de la misma de 10.000 t/año. Para
ello, el método de obtención seleccionado ha sido la oxidación directa del naftaleno
en presencia de un catalizador biológico.
Consta de cuatro documentos claramente diferenciados: memoria

descriptiva donde se comenta todos aquellos aspectos relativos al proyecto;
memoria justificativa, donde se detallan los diferentes cálculos realizados durante
el diseño; documento de planos, en el que se puede consultar tanto el diagrama de
flujo como la distribución de la planta y los equipos dimensionados; y un último
documento de apéndices donde se recogen aquellos datos de interés que no se han
incluido en el resto de documentos.
El proceso diseñado comienza mezclándose la corriente de naftaleno de

nuevo ingreso junto con el naftaleno y el disolvente orgánico recirculados.
Posteriormente esta corriente se introduce en el reactor junto con aire para que se
produzca la reacción bifásica en presencia del catalizador biológico.
En cuanto a la sección de separación, consta de dos etapas claramente

diferenciadas. En primer lugar, se separa el aire que no ha reaccionado de la
corriente líquida en un separador bifásico aprovechando la gran diferencia en los
puntos de ebullición de los compuestos. Seguidamente, una vez extraído el aire del
proceso, se separa el 1-naftol que se desea obtener del naftaleno y el disolvente que
no han reaccionado haciendo uso de una columna de destilación. La destilado,
formada por el reactivo y el disolvente, se recirculará al inicio del proceso.
Por otro lado, para evaluar los riesgos del proceso, se determinó el Índice
Dow de Fuego y Explosión de los equipos de alto riesgo, obteniéndose un nivel de
riesgo ligero.
Finalmente, se realizó un estudio económico donde se aproximó la inversión

total del proyecto teniendo en cuenta los costes directos e indirectos necesarios para
poner en funcionamiento la planta. De esta forma, la inversión total requerida es de
25.493.952,19€. Además, se evaluaron los costes totales de producción, así como los
ingresos por las ventas del producto, estimándose unos beneficios de 4.449.115,40€.
I
ÍNDICE
ÍNDICE DE TABLAS ........................................................................................................................... VI
ÍNDICE DE FIGURAS ........................................................................................................................... X
MEMORIA DESCRIPTIVA ................................................................................................................ 1

CAPÍTULO 1: INFORMACIÓN BÁSICA .......................................................................................... 2
1.1 HISTORIA Y ANTECEDENTES........................................................................................ 2
1.1.1 Introducción ................................................................................................................. 2
1.1.2 Propiedades .................................................................................................................. 2
1.1.3 Aplicaciones principales .......................................................................................... 3
1.1.4 Métodos de obtención .............................................................................................. 4
1.1.5 Riesgos ............................................................................................................................ 6
1.2 ESTUDIO DE MERCADO ................................................................................................... 6
1.2.1 Resumen......................................................................................................................... 6
1.2.2 Introducción ................................................................................................................. 7
1.2.3 Escenario mundial...................................................................................................... 8
1.2.4 Escenario nacional ..................................................................................................... 9
1.2.5 Comentarios al análisis de mercado.................................................................... 9
1.2.6 Conclusiones...............................................................................................................10
CAPÍTULO 2: SELECCIÓN Y DESCRIPCIÓN DEL PROCESO ................................................11
2.1 RESUMEN ............................................................................................................................11
2.2 COMPARACIÓN DE LOS PROCESOS ..........................................................................11
2.2.1 Proceso 1......................................................................................................................11
2.2.2 Proceso 2......................................................................................................................11
2.2.3 Proceso 3......................................................................................................................14
2.2.4 Proceso 4......................................................................................................................16
2.3 SELECCIÓN DEL PROCESO ...........................................................................................18
2.4 GENERALIDADES DE LAS MATERIAS PRIMAS.....................................................20
2.4.1 Aire .................................................................................................................................20
2.4.2 Naftaleno......................................................................................................................21
2.5 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO ......................................................................................22
2.5.1 Lista de equipos ........................................................................................................26
I
CAPÍTULO 3: DISEÑO DE EQUIPOS.............................................................................................28

3.1 INTRODUCCIÓN ................................................................................................................28
3.2 DESCRIPCIÓN DE LOS EQUIPOS .................................................................................28
3.2.1 Silo de almacenaje TK-101....................................................................................28
3.2.2 Mezclador M-101 ......................................................................................................29
3.2.3 Filtro F-101 .................................................................................................................29
3.2.4 Reactor R-101 ............................................................................................................30
3.2.5 Separador bifásico V-101 ......................................................................................30
3.2.6 Bomba P-101 ..............................................................................................................31
3.2.7 Intercambiador E-101 ............................................................................................32
3.2.9 Torre de destilación T-101 ...................................................................................34
3.2.10 Válvula VLV-101 .......................................................................................................35
3.2.12 Válvula VLV-102 .......................................................................................................37
3.2.13 Secador B-101 ............................................................................................................38
CAPÍTULO 4: ANÁLISIS DE RIESGOS ..........................................................................................39
4.1 INTRODUCCIÓN ................................................................................................................39
4.2 ÍNDICE DE DOW DE INCENDIO Y EXPLOSIÓN......................................................39
CAPÍTULO 5: DISTRIBUCIÓN EN PLANTA ...............................................................................41
CAPÍTULO 6: ESTUDIO ECONÓMICO .........................................................................................43
6.1 INTRODUCCIÓN ................................................................................................................43
6.2 INVERSIÓN REQUERIDA ...............................................................................................43
6.3 COSTE DE PRODUCCIÓN ...............................................................................................44
6.4 BENEFICIOS ........................................................................................................................45
CAPÍTULO 7: FUENTES BIBLIOGRÁFICAS ...............................................................................46
CAPÍTULO 8: BIBLIOGRAFÍA .........................................................................................................48
MEMORIA JUSTIFICATIVA ...........................................................................................................51

CAPÍTULO 1: BALANCES DE MATERIA Y ENERGÍA .............................................................53
1.1 INTRODUCCIÓN ................................................................................................................53
1.1.1 Balance de materia...................................................................................................53
1.1.2 Balance de energía ...................................................................................................54
II
1.2 BALANCE POR EQUIPO ..................................................................................................56

1.2.1 Mezclador M-101 ......................................................................................................56
1.2.2 Filtro de aire F-101 ..................................................................................................59
1.2.3 Reactor R-101 ............................................................................................................60
1.2.4 Separador bifásico V-101 ......................................................................................70
1.2.5 Bomba P-101 ..............................................................................................................72
1.2.8 Torre de destilación T-101 ...................................................................................80
1.2.9 Válvula de expansión VLV-101............................................................................88
1.3.11. Válvula de expansión VLV-102............................................................................92
1.3.12. Secador B-101 ............................................................................................................93
CAPÍTULO 2: DIMENSIONADO DE EQUIPOS ...........................................................................96
2.1 INTRODUCCIÓN ................................................................................................................96
2.2 DISEÑO MECÁNICO .........................................................................................................96
2.2.1 Presión de diseño .....................................................................................................97
2.2.2 Espesor de la parte cilíndrica ..............................................................................98
2.2.3 Espesor del cabezal toriesférico .........................................................................98
2.3 DISEÑO DE EQUIPOS ......................................................................................................99
2.3.2 Mezclador M-101 ................................................................................................... 102
2.3.3 Filtro de aire F-101 ............................................................................................... 107
2.3.4 Reactor R-101 ......................................................................................................... 107
2.3.5 Separador bifásico V-101 ................................................................................... 114
2.3.6 Bomba P-101 ........................................................................................................... 118
2.3.7 Intercambiador E-101 ......................................................................................... 119
2.3.9 Torre de destilación T-101 ................................................................................ 129
2.3.10 Válvula de expansión VLV-101......................................................................... 140
2.3.12 Válvula de expansión VLV-102......................................................................... 143
2.3.13 Secador B-101 ......................................................................................................... 143
2.3.14 Silo TK-102............................................................................................................... 143
III
CAPÍTULO 3: ESTUDIO ECONÓMICO ...................................................................................... 145

3.1 INVERSIÓN TOTAL ....................................................................................................... 145
3.1.1 Coste de los silos de almacenaje ...................................................................... 145
3.1.2 Coste del mezclador.............................................................................................. 146
3.1.3 Coste del filtro de aire .......................................................................................... 146
3.1.4 Coste de los reactores .......................................................................................... 146
3.1.5 Coste de los separadores bifásicos ................................................................. 147
3.1.6 Coste de las bombas ............................................................................................. 147
3.1.7 Coste de los intercambiadores de calor ........................................................ 147
3.1.8 Coste de la torre de destilación ........................................................................ 148
3.1.9 Costes de válvulas de expansión...................................................................... 149
3.1.10 Coste del secador ................................................................................................... 150
3.1.11 Coste total de equipos.......................................................................................... 150
3.1.12 Costes totales de la planta .................................................................................. 152
3.2 COSTES DE PRODUCCIÓN .......................................................................................... 153
3.2.1 Costes de servicios ................................................................................................ 154
3.2.2 Costes de operarios .............................................................................................. 159
3.2.3 Costes de producción ........................................................................................... 160
3.3 BENEFICIOS ..................................................................................................................... 162
CAPÍTULO 4: EVALUACIÓN DE RIESGOS EN EL PROCESO ............................................ 163
4.1 ÍNDICE DOW DE INCENDIO Y EXPLOSIÓN.......................................................... 163
4.1.1 Definición de las unidades de proceso .......................................................... 164
4.1.2 Determinación del factor material.................................................................. 164
4.1.3 Evaluación de los factores de riesgo .............................................................. 166
4.1.4 Determinación del índice Dow ......................................................................... 168
4.1.5 Determinación del radio de exposición ........................................................ 168
4.1.6 Factor de daño ........................................................................................................ 168
4.1.7 Valor de sustitución .............................................................................................. 169
4.1.8 Máximo daño probable de la propiedad ....................................................... 170
4.1.9 Factores de bonificación ..................................................................................... 170
4.1.10 Máximo daño probable a la propiedad real ................................................ 173
4.1.11 Máximo número de días perdidos .................................................................. 173
4.1.12 Coste asociado a la interrupción de la actividad industrial .................. 174
4.2 RESUMEN DEL ANÁLISIS DE RIESGO.................................................................... 174
IV
CAPÍTULO 5: BIBLIOGRAFÍA ...................................................................................................... 175
PLANOS .............................................................................................................................................. 177

PLANO 1: DIAGRAMA DE FLUJO ......................................................................................... 179
PLANO 2: DISTRIBUCIÓN EN PLANTA ............................................................................. 180
PLANO 3: SILOS DE ALMACENANJE .................................................................................. 181
PLANO 4: MEZCLADOR M-101............................................................................................. 182
PLANO 5: REACTOR R-101 .................................................................................................... 183
PLANO 6: SEPARADOR BIFÁSICO V-101.......................................................................... 184
PLANO 7: INTERCAMBIADORES DE CALOR ................................................................... 185
PLANO 8: TORRE DE DESTILACIÓN T-101 ..................................................................... 186
APÉNDICES ....................................................................................................................................... 187

APÉNDICE A: TABLAS DE SELECCIÓN DEL PROCESO................................................ 188
V
ÍNDICE DE TABLAS
Tabla 1: Propiedades físicas del 1-naftol [1] [2] .............................................................. 2
Tabla 2: Coeficientes de la Ley de Antoine [3] ................................................................ 3
Tabla 3: Estimación de los beneficios del proceso 2 ...................................................... 13
Tabla 6: Resumen factores de selección del proceso ..................................................... 19
Tabla 7: Resumen beneficios.......................................................................................... 19
Tabla 8: Composición del aire ........................................................................................ 20
Tabla 9: Propiedades físicas y químicas del nitrógeno................................................... 21
Tabla 10: Propiedades físicas y químicas del oxígeno ................................................... 21
Tabla 11: Propiedades físicas y químicas del naftaleno ................................................. 22
Tabla 12: Características de las corrientes 1-11 ............................................................. 24
Tabla 13: Características de las corrientes 12-22 ........................................................... 24
Tabla 14: Características del silo de almacenaje TK-101 .............................................. 28
Tabla 15: Características del mezclador M-101 ............................................................. 29
Tabla 16: Características de los reactores R-101............................................................ 30
Tabla 17: Características de los separadores V-101 ....................................................... 31
Tabla 18: Características de la bomba P-101 ................................................................. 32
Tabla 19: Características de los intercambiadores E-101 ............................................... 33
Tabla 20: Características del intercambiador E-102....................................................... 34
Tabla 21: Características de la torre de destilación T-101 ............................................. 35
Tabla 22: Características de la válvula VLV-101 .......................................................... 36
Tabla 23: Características del intercambiador E-105....................................................... 37
Tabla 24: Características de la válvula VLV-102 .......................................................... 38
Tabla 25: Características del silo de almacenaje TK-102 .............................................. 38
Tabla 26: Resultados del análisis de riesgo .................................................................... 40
Tabla 27: Coste total de los equipos ............................................................................... 43
Tabla 28: Resumen del presupuesto ............................................................................... 44
Tabla 29: Costes anuales de producción......................................................................... 44
Tabla 30: Capacidades caloríficas. Fuente: Simulador ASPEN-HYSYS ...................... 55
Tabla 31: Coeficientes de la Ley de Antoine. Fuente: Aspen HYSYS .......................... 56
Tabla 32: Datos cambio de fase ...................................................................................... 56
VI
Tabla 33: Datos de partida balance de materia M-101 ................................................... 57

Tabla 34: Datos de partida balance de materia F-101 .................................................... 59
Tabla 35: Datos de partida del reactor R-101 ................................................................. 60
Tabla 36: Resultados balance de materia R-101 ............................................................ 63
Tabla 37: Entalpías de formación estándar..................................................................... 65
Tabla 38: Resultados balance de energía R-101 ............................................................. 70
Tabla 39: Resultados balance de materia V-101 ............................................................ 71
Tabla 40: Resultados balance de energía V-101 ............................................................ 72
Tabla 41: Resultados balance de materia P-101 ............................................................. 73
Tabla 42: Resultados balance de energía P-101 ............................................................. 73
Tabla 43: Resultado balance de materia E-101 .............................................................. 74
Tabla 44: Datos de partida E-101 ................................................................................... 75
Tabla 46: Datos de partida E-102 ................................................................................... 77
Tabla 47: Datos de partida balance de materia T-101 .................................................... 81
Tabla 48: Resultado balance de materia T-101 .............................................................. 82
Tabla 49: Datos de partida balance de energía T-101 .................................................... 83
Tabla 50: Datos corrientes recirculadas T-101 ............................................................... 83
Tabla 51: Resultados balance de materia VLV-101 ....................................................... 89
Tabla 52: Resultados balance de energía VLV-101 ....................................................... 89
Tabla 54: Resultados balance de materia VLV-102 ....................................................... 92
Tabla 55: Resultados balance de energía VLV-102 ....................................................... 93
Tabla 56: Resultados balance de materia B-101 ............................................................ 93
Tabla 57: Datos calores latentes de fusión ..................................................................... 94
Tabla 58: Capacidades caloríficas de los elementos (J/mol°C)...................................... 94
Tabla 59: Propiedades de los aceros empleados ............................................................. 96
Tabla 60: Datos de partida para el diseño TK-101 ......................................................... 99
Tabla 61: Resultados del silo TK-101 .......................................................................... 101
Tabla 62: Relaciones adimensionales de un agitador tipo turbina ............................... 104
Tabla 63: Parámetros de diseño del agitador del mezclador M-101 ............................ 104
Tabla 64: Diseño mecánico del mezclador M-101 ....................................................... 107
Tabla 65: Datos conocidos para el diseño del reactor R-101 ....................................... 109
Tabla 66: Densidades compuestos R-101..................................................................... 110
VII
Tabla 67: Relación L/D recomendada[2] ..................................................................... 114

Tabla 68: Datos de partida V-101................................................................................. 115
Tabla 69: Diseño mecánico del separador bifásico V-101 ........................................... 117
Tabla 70: Características de las corrientes de la bomba P-101 .................................... 119
Tabla 71: Características del intercambiador E-101..................................................... 122
Tabla 72: Constantes K1 y n1 ........................................................................................ 125
Tabla 73: Diseño de la carcasa del intercambiador E-101 ........................................... 127
Tabla 74: Datos de partida del intercambiador E-102 .................................................. 127
Tabla 75: Resultados del intercambiador E-102 .......................................................... 128
Tabla 77: Temperaturas críticas y de ebullición........................................................... 130
Tabla 78: Determinación de la presión en la cabeza T-101 ......................................... 131
Tabla 79: Determinación de la temperatura del fondo T-101 ...................................... 132
Tabla 80: Determinación de la composición en fase vapor del destilado .................... 132
Tabla 81: Determinación de la composición en fase vapor del condensado ................ 133
Tabla 82: Determinación del reflujo mínimo T-101 .................................................... 135
Tabla 83: Diseño de la carcasa T-101 .......................................................................... 140
Tabla 84: Datos de partida del intercambiador E-105 .................................................. 141
Tabla 85: Resultados del intercambiador E-105 .......................................................... 142
Tabla 87: Datos de partida TK-102 .............................................................................. 144
Tabla 88: Resultados del silo TK-102 .......................................................................... 144
Tabla 89: Diseño mecánico del silo TK-102 ................................................................ 144
Tabla 90: Coste de los silos de almacenaje .................................................................. 146
Tabla 91: Coste del mezclador ..................................................................................... 146
Tabla 92: Coste del filtro de aire .................................................................................. 146
Tabla 93: Coste de los reactores ................................................................................... 146
Tabla 94: Coste de los separadores bifásicos ............................................................... 147
Tabla 95: Coste de las bombas ..................................................................................... 147
Tabla 96: Coste de los intercambiadores de calor ........................................................ 148
Tabla 97: Coste de la torre de destilación..................................................................... 149
Tabla 98: Coste de las válvulas de expansión .............................................................. 149
Tabla 99: Coste del secador .......................................................................................... 150
Tabla 100: Coste individual de los equipos .................................................................. 150
VIII
Tabla 101: Coste total de los equipos ........................................................................... 151

Tabla 102: Factores de estimación de costes directos e indirectos............................... 152
Tabla 103: Potencia demandada ................................................................................... 154
Tabla 104: Demanda de agua de enfriamiento ............................................................. 156
Tabla 105: Demanda de agua de enfriamiento ............................................................. 157
Tabla 106: Demanda de vapor de media presión ......................................................... 158
Tabla 107: Demanda de vapor de media presión ......................................................... 159
Tabla 108: Costes directos............................................................................................ 161
Tabla 109: Costes fijos de producción ......................................................................... 162
Tabla 110: Gastos generales de producción ................................................................. 162
Tabla 111: Grado de peligro en función del índice Dow ............................................. 163
Tabla 112: Niveles de inflamabilidad y de reactividad ................................................ 164
Tabla 113: Determinación del factor material .............................................................. 165
Tabla 114: Resumen factor material ............................................................................. 166
Tabla 115: Factores de riesgos generales ..................................................................... 166
Tabla 116: Factores de riesgos especiales .................................................................... 167
Tabla 117: Factor de bonificación por el control del proceso ...................................... 170
Tabla 118: Factor de bonificación por aislamiento de material ................................... 171
Tabla 119: Factor de bonificación por protección contra el fuego ............................... 171
Tabla 120: Resumen del análisis de riesgo ................................................................... 174
Tabla 121: Comparación factores técnicos ................................................................... 188
Tabla 122: Comparación materias primas .................................................................... 188
Tabla 123: Comparación residuos y subproductos ....................................................... 189
Tabla 124: Comparación equipos ................................................................................. 189
Tabla 125: Comparación de costes ............................................................................... 189
IX
ÍNDICE DE FIGURAS
Figura 1: Estructura del 1-naftol ....................................................................................... 2
Figura 2: Métodos de obtención del 1-naftol [1] .............................................................. 4
Figura 3: Evolución del mercado mundial del 1-naftol .................................................... 8
Figura 4: Diagrama de bloques del proceso 2 ................................................................ 12
Figura 7: Molécula de naftaleno ..................................................................................... 22
Figura 8: Diagrama de flujo del proceso ........................................................................ 23
Figura 9: Diagrama de bloque mezclador M-101 ........................................................... 57
Figura 10: Diagrama de bloque filtro F-101 ................................................................... 59
Figura 11: Diagrama de bloque reactor R-101 ............................................................... 60
Figura 12: Diagrama entálpico ....................................................................................... 66
Figura 13: Diagrama de bloque separador bifásico V-101 ............................................. 70
Figura 14: Diagrama de bloque bomba P-101 ................................................................ 72
Figura 15: Diagrama de bloque intercambiador E-101 .................................................. 74
Figura 17: Diagrama de bloque torre de destilación T-101 ............................................ 80
Figura 18: Diagrama de bloque válvula de expansión VLV-101 ................................... 89
Figura 20: Diagrama de bloque válvula de expansión VLV-102 ................................... 92
Figura 21: Diagrama de bloque secador B-101 .............................................................. 93
Figura 22: Cabezal toriesférico....................................................................................... 97
Figura 23: Geometría del silo ....................................................................................... 100
Figura 24: Parámetros de diseño de un agitador tipo turbina ....................................... 103
Figura 25: Relación entre el número de potencia y el número de Reynolds ................ 106
Figura 26: Diagrama térmico del intercambiador E-101 .............................................. 120
Figura 27: Gráfica para la determinación del factor de corrección FT [9] .................... 121
Figura 28: Grafica para determinar la holgura en la carcasa ........................................ 125
Figura 31: Factor de riesgo de la unidad ...................................................................... 169
X
Figura 32: Factor de bonificación efectivo ................................................................... 172

Figura 33: Gráfica para la determinación de los días perdidos .................................... 173
XI
MEMORIA
DESCRIPTIVA
PRODUCCIÓN DE 1-NAFTOL MEMORIA DESCRIPTIVA
CAPÍTULO 1: INFORMACIÓN BÁSICA
1.1 HISTORIA Y ANTECEDENTES
1.1.1 Introducción
El 1-naftol, también conocido como α-naftol, 1-naftalenol o
1-hidroxinaftaleno, se trata de un compuesto químico cuya fórmula molecular es
C10H8O. A temperatura ambiente se encuentra en estado sólido en forma de cristales
incoloros que, en contacto con el aire o la luz, se oscurecen.
Figura 1: Estructura del 1-naftol
Antes de la década de los 80, la producción de este compuesto estaba

establecida principalmente en Estados Unidos y Europa. No obstante, debido a la
aparición de unas leyes ambientales y de seguridad se trasladó a Oriente (China y la
India fundamentalmente). El principal motivo de este traslado es que, en estos
países, la mano de obra era más barata y las leyes eran menos restrictivas.
1.1.2 Propiedades
Entre las propiedades físicas del 1-naftol se encuentran:
Tabla 1: Propiedades físicas del 1-naftol [1] [2]
PROPIEDADES FÍSICAS 1-NAFTOL

Fórmula C10H8O
Estado físico Sólido
Olor Fenólico
Peso molecular 144,173 g/mol
Punto de fusión 96 °C
Punto de ebullición 288 °C
2
Punto de inflamación 125 °C

Temperatura de autoignición 541,7 °C
Densidad 1,0954 g/mL
Índice de refracción 1,6206
Solubilidad en agua (25 °C) 866 mg/L
Presión del vapor (110 °C) 1,7 mm Hg
Constante de disociación (25 °C) 9,34
Calor de combustión (25 °C y 101,3 kPa) 4957,4 kJ/mol
Cp (25 °C y 101,3 kPa) 166,9 J/mol °C
Asimismo, se puede conocer el valor de la presión en función de la

temperatura mediante la Ley de Antoine. En el caso del 1-naftol, los coeficientes de
la Ley de Antoine son:
Tabla 2: Coeficientes de la Ley de Antoine [3]
LEY DE ANTOINE
𝑩𝑩
𝐥𝐥𝐥𝐥 𝑷𝑷 = 𝑨𝑨 + 𝑻𝑻+𝑪𝑪 T (°C) P (psi)
A B C
7,28421 2077,56 184
1.1.3 Aplicaciones principales

El 𝛼𝛼-naftol se emplea como compuesto intermedio en la obtención de una
multitud de productos en distintos ámbitos.
El uso más extendido de este compuesto químico está relacionado con la

industria agroquímica debido a que se trata de la materia prima para obtener
pesticidas como son 1-naftoxiacético, Devrinol (también conocido como
2-(1-naftoxi)-N,N-dietilpropionamida) y Sevin (1-naftil metilcarbamato).
No obstante, también se emplea como precursor de pigmentos y tintes y en

la industria farmacéutica, siendo empleado en la obtención del Alphol (un
antiséptico y antirreumático) y el Inderal (medicamento empleado en
enfermedades del corazón
3
Además de su uso como compuesto intermedio, el 1-naftol se emplea en el

laboratorio para realizar una serie de test de detección, entre los que destacan:
• Test de Molish. Se trata de un test empleado para detectar hidrocarburos

y en él se emplea una disolución de 1-naftol en etanol.
• Test de Sakaguchi. Se emplea para detectar la Arginina (un determinado
tipo de aminoácido). Se realiza utilizando 1-naftol e hipobromito de
sodio.
• Test de Voges Proskauer. En este test se mide la capacidad de fermentar
glucosa de los microorganismos, siendo necesario una disolución de
1-naftol en etanol e hidróxido de potasio.
1.1.4 Métodos de obtención

A nivel industrial, el 1-naftol se obtiene a partir del naftaleno mediante tres
procesos convencionales tal y como se puede observar en la Figura 2. No obstante,
existe un cuarto método de obtención que se encuentra en desarrollo.
Figura 2: Métodos de obtención del 1-naftol [1]
A continuación, se detallan dichos procesos:
4
• Sulfonación y fusión con álcali cáustico. La obtención del 1-naftol se lleva

a cabo mediante la fusión cáustica del naftaleno y el ácido sulfónico,
utilizando con álcali el hidróxido de sodio. Las reacciones que tienen lugar
son:
C10 H8 + H2 SO4 → C10 H8 O3 S + H2 O
C10 H8 O3 S + 2NaOH → C10 H8 O + NaSO3 + H2 O
En la actualidad, este proceso está en desuso puesto que se han desarrollado

procesos con mayores conversiones y selectividades con menores tiempos de
reacción.
• Nitrificación, hidrogenación e hidrólisis. Este método es el más empleado

y se caracteriza por tener las siguientes reacciones:
C10 H8 + HNO3 → C10 H7 NO2 + H2 O
C10 H7 NO2 + 3H2 → C10 H7 NH2 + 2H2 O
C10 H7 NH2 + H2 O → C10 H7 OH + NH3
• Hidrogenación, oxidación descomposición y deshidrogenación. Este

proceso fue desarrollado por Union Carbide y consiste en producir tetralina
a partir de una hidrogenación para posteriormente oxidarlo, descomponerlo
y retirarle el hidrógeno de nuevo, obteniendo así el producto deseado. A
continuación, se muestran las reacciones que tienen lugar de forma
detallada:
C10 H8 + 2H2 → C10 H12
C10 H12 + O2 → C10 H12 O2
2 C10 H12 O2 → 2 C10 H12 O + O2
C10 H12 O → C10 H8 O + 2H2
5
• Oxidación directa [4]. Se trata de un proceso biocatalítico que consiste en la

oxidación directa de naftaleno en presencia de un catalizador compuesto por
la bacteria Escherichia coli en soporte de Tolueno ortomonoxigenesa
modificado, también conocido como TOM-Green. Aunque solo se ha probado
a escala de laboratorio, se prevé que pueda ser utilizado a nivel industrial
debido a que se consigue una selectividad del 100%. La reacción que tiene
lugar es la siguiente:
1
C10 H8 + O2 → C10 H8 O
2
1.1.5 Riesgos
El 1-naftol presenta una serie de riesgos para la salud que deben ser
conocidos para evitar posibles accidentes debido a un mal uso del mismo. Entre
estos riesgos se encuentra:
• Ser nocivo en caso de ingestión.

• Tóxico en contacto con la piel.
• Provocar irritación cutánea.
• Provocar lesiones oculares graves.
• Irritar las vías respiratorias.
1.2 ESTUDIO DE MERCADO
1.2.1 Resumen
En la actualidad, el mercado de 1-naftol se trata de un mercado estable puesto
que este producto se destina fundamentalmente a la formación de pesticidas, que
son necesarios durante todo el año. Esto supone una ventaja para la planta de
producción de 1-naftol puesto que se asegura que exista una demanda continua de
dicho compuesto.
6
Asimismo, existen una serie de empresas que son líderes en el mercado como
son BASF SE, Arkema Group, Clariant AG, Koppers Inc.; las cuales producen 1-naftol
con una pureza del 99,5% comercializado a un precio de 3,82€/kg.
Centrando la atención en Europa, el principal país productor agrícola es

Francia, siendo uno de los mayores consumidores de pesticidas. No obstante, los
pesticidas son importados desde Inglaterra y España.
Otro factor a tener en consideración es la disponibilidad de materias primas.

En el caso de la producción de 1-naftol, la principal materia prima es el naftaleno
que, en Europa, se produce en Bélgica.
Por todo ello, se ha seleccionado Francia como país donde situar la planta de
producción, obteniendo la materia prima del país colindante: Bélgica. Además, se
decidió cubrir la demanda necesaria de 1-naftol para producir pesticidas evitando
así la necesidad de importar los mismos. De esta manera, la planta producirá
10000 t/año de 1-naftol al 99,5% de pureza.
1.2.2 Introducción
El diseño de la planta de producción de 1-naftol forma parte de un proyecto
de mayor envergadura destinado a la obtención de Devrinol. De este modo, la mayor
parte del 1-naftol producido será enviado a otra planta donde se empleará como
materia prima para producir Devrinol.
Con motivo de establecer la viabilidad económica del proyecto, se ha

realizado un estudio de mercado del 1-naftol, analizando la evolución del mismo,
tanto a nivel mundial como local, y las principales aplicaciones de dicho compuesto.
Gracias a ello se ha podido seleccionar la localización de la planta, así como

su producción y la pureza de dicho producto.
7
1.2.3 Escenario mundial

En la actualidad, a nivel mundial, existen seis regiones productoras de
1-naftol localizadas en Estados Unidos, Europa, el Sureste de Asia, la India, China y
Japón, siendo las cuatro primeras líderes en el mercado.
A continuación, en la Figura 3, se muestra un gráfico donde se puede observar

la evolución del mercado en la última década [5], así como una previsión futura de
su desarrollo.
Figura 3: Evolución del mercado mundial del 1-naftol
Como se puede observar, en el gráfico se muestra la evolución del mercado

en las 6 regiones productoras previamente citadas. En todos los casos, la demanda
de 1-naftol ha aumentado desde 2012 a excepción de China y Japón, donde el
descenso ha sido considerable.
En cuanto a los actuales líderes del mercado de 1-naftol hay que destacar a
Europa y a las regiones situadas en el sureste asiático, que están cerca de los 50
millones de dólares.
Por otro lado, se prevé que el mercado disminuya drásticamente en el sureste

de Asia, quedándose por debajo del resto de regiones analizadas. En el caso de
Europa, también disminuirá el mercado, aunque en menor medida por lo que
continuará entre los líderes.
8
En cuanto a las principales empresas productoras, hay que destacar BASF SE,
Arkema Group, Clariant AG, Koppers Inc., Rütgers Group y Giovanni Bozzetto SPA
[6]. Dichas empresas producen 1-naftol con una pureza del 99,5 % que se
comercializa a un precio medio de 3,83€/kg.
La mayor parte del 1-naftol que se produce se destina a la producción de

pesticidas, entre ellos el Devrinol, por lo que, al tratarse de un producto empleado
durante todo el año en los cultivos, la demanda de dicho compuesto es continua y su
mercado se mantiene estable todo el año.
1.2.4 Escenario nacional

La localización seleccionada para situar la planta de 1-naftol ha sido Francia.
Esto se debe a que este país es el principal productor agrícola de Europa
(17.350.437 Ha de superficie agrícola), convirtiéndose en un importante
consumidor de pesticidas durante todo el año. Como resultado, se prevé que el
mercado sea bastante estable.
En la actualidad no existe ninguna planta que produzca 1-naftol que, como ya

se ha comentado, se emplea como precursor de distintos pesticidas. De igual
manera, tampoco existe ninguna empresa productora de Devrinol en Francia, siendo
España e Inglaterra los únicos productores en Europa [7].
Por otro lado, en cuanto a los requerimientos para la producción de 1-naftol,

es necesario adquirir naftaleno puesto que es la principal materia prima para todos
los procesos de producción. Uno de los principales países productores de dicho
compuesto es Bélgica [8]. Dada la cercanía de los dos países y la pertenencia de los
mismos a Espacio Económico Europeo, los costos de importación se verían
reducidos al mínimo posible.
1.2.5 Comentarios al análisis de mercado

Como se dijo anteriormente, Francia es un importante consumidor de
diferentes pesticidas, estimándose que el 20% de su superficie agrícola puede ser
tratada mediante Devrinol. El empleo recomendado de este pesticida es de
0,3 L/Ha semana [9].
9
Esta circunstancia genera que, en condiciones óptimas, Francia pueda

demandar en torno a 1.000.000 m3/año. Se pretende que esta importante demanda
sea suplida por un productor nacional, lo que genera una ventaja competitiva frente
a plantas exportadoras europeas.
1.2.6 Conclusiones
El principal compuesto del Devrinol es la Napropamida, concretamente en
una concentración de 450 g/L. A continuación, se muestra la reacción de obtención
de dicho compuesto empleando como materia prima el 1-naftol [10].
C10 H8 O + C7 H14 NOBr → C17 H21 NO2 + HBr
Como objetivo del proyecto se pretende suministrar el 60% del Devrinol

demandado en el país. De igual forma, se quiere obtener una sobreproducción de
1-naftol (20% del total), destinado a su venta.
Por todo ello, la planta de 1-naftol requiere una producción de 10.000 t/año
de 99,5% de pureza. Debido a que se requieren ciertos periodos para
mantenimiento, se diseña la planta para trabajar durante 330 días/año.
10
CAPÍTULO 2: SELECCIÓN Y DESCRIPCIÓN DEL PROCESO

1.
2.1 RESUMEN
Como se explicó en el capítulo 1, existen cuatro procesos de obtención de

1-naftol, todos ellos a partir de naftaleno: tres empleados en la actualidad y uno que
se encuentra en desarrollo.
En este capítulo se detallarán algunas condiciones de operación de los

procesos señalados, justificando por qué el proceso de oxidación directa de
naftaleno (proceso 4) ha sido el proceso escogido.
Una vez conocido el proceso que se ha seleccionado se detallan algunas

características de las materias primas que se emplean en este proceso concluyendo
el capítulo con la explicación del diagrama de flujo desarrollado y un listado de los
diferentes equipos que intervienen en el mismo.
2.2 COMPARACIÓN DE LOS PROCESOS
2.2.1 Proceso 1
El proceso 1 es el proceso de obtención de 1-naftol mediante la sulfonación
de naftaleno y su posterior fusión con álcali cáustico [11].
Este proceso fue el primer proceso que se desarrolló para producir 1-naftol.
No obstante, se ha visto desplazado en el marco industrial debido a que requiere
elevados tiempos de reacción. En concreto hasta 40 horas para la sulfonación del
naftaleno y 6 horas para la fusión con álcali.
Por este motivo, se ha descartado emplear este proceso en la planta.
2.2.2 Proceso 2
El proceso 2 es el proceso de obtención de 1-naftol mediante la nitrificación,
hidrogenación y posterior hidrólisis, siendo las reacciones:
C10 H8 + HNO3 → C10 H7 NO2 + H2 O
11
C10 H7 NO2 + 3H2 → C10 H7 NH2 + 2H2 O

𝐻𝐻2 𝑆𝑆𝑂𝑂4
C10 H7 NH2 + H2 O �⎯⎯⎯⎯� C10 H7 OH + NH3
De forma general, el proceso se puede representar mediante el siguiente

diagrama de bloques:
Agua
Ác. Nítrico
Preparación de Reactor de
Separación
la alimentación nitrificación
Naftaleno
1-naftol
Preparación de Reactor de Reactor de
Separación Separación
Hidrógeno la alimentación hidrogenación hidrolisis
Sulfato de amonio
Ác. sulfúrico
Figura 4: Diagrama de bloques del proceso 2
En primer lugar, se prepara el ácido nítrico y el naftaleno para,

posteriormente ser introducido en un reactor de nitrificación. El efluente de dicho
reactor se pasa por una etapa de purificación donde se separa el agua producida, los
productos deseados y los reactivos que no han reaccionado, recirculándose.
A continuación, se pasa a una nueva etapa donde se añade hidrógeno, y tras

acondicionarse se introduce a un reactor donde tendrá lugar la hidrogenación. Al
igual que en el caso anterior, se separan los reactivos que no reaccionaron para su
recirculado.
Finalmente, los productos obtenidos durante la reacción de hidrogenación se

introducen en un reactor de hidrólisis donde se añadirá también parte del agua
producida en la reacción de nitrificación y ácido sulfúrico como catalizador. La salida
de este reactor se envía a una etapa de separación donde se obtiene el producto
deseado (1-naftol), el subproducto generado y los reactivos que no han reaccionado
y se recirculan al proceso.
Por tanto, se puede concluir que los reactivos necesarios en este proceso son:
• Naftaleno.
• Ácido nítrico.
12
• Hidrógeno.
• Ácido sulfúrico.
Por otro lado, hay que señalar que, además del 1-naftol se obtienen unos
ciertos subproductos, entre los que destacan:
• Sulfato de amonio.
• Agua.
El hecho de que como subproducto se obtenga sulfato de amonio se debe a

que el amoniaco formado durante la hidrólisis reacciona con el catalizador mediante
la siguiente la siguiente reacción:
2NH3 + H2 SO4 → (NH4 )2 SO4
Teniendo en cuenta las estequiometrías de las reacciones que tienen lugar, y

recirculado de los reactivos del 100%, se puede estimar de forma sencilla cuáles
serían los beneficios que generaría producir 10.000 t/año de 1-naftol con este
proceso. Dichos resultados se muestran en la Tabla 3 [12].
Tabla 3: Estimación de los beneficios del proceso 2
Corriente Precio Precio Precio

Compuesto
(t/año) (€/kg) (€/kmol) (M€/año)
Reactivos
Naftaleno 8.890,3 0,56 72,40 5,02
Ácido nítrico 4.370,6 0,22 13,56 0,94
Ácido sulfúrico 3.401,2 0,18 8,83 0,61
Hidrógeno 419,3 0,93 5,62 0,39
Productos
1-naftol 10.000 3,83 551,73 38,27
Sulfato de amonio 4.582,5 0,11 7,51 0,52
Agua 2.499,1 --- --- ---
Beneficios 458,83 31,82
Rentabilidad (%) 456,94 456,94
Un aspecto de gran relevancia para valorar la inversión inicial se trata de las

condiciones de presión y temperatura que se alcanzan en el proceso. En este caso se
sabe que la reacción de nitrificación tiene lugar a una temperatura de 70°C, mientras
13
que la presión del reactor de hidrogenación es de 100 bar. En cuanto al reactor

donde tiene lugar la hidrólisis, se trabaja a 190°C y 13 bar de presión.
Todo ello conlleva que se requiera de grandes equipos para aumentar tanto
la presión como la temperatura de la corriente, así como una mayor inversión en la
adquisición de equipos capaces de soportar estas condiciones.
2.2.3 Proceso 3
El proceso 3 es el proceso Union Carbide [13], patentado en 1997,
caracterizado por obtener 1-naftol mediante hidrogenación, oxidación,
descomposición y deshidrogenación. Las reacciones que tienen lugar son las que se
muestran a continuación:
C10 H8 + 2H2 → C10 H12
C10 H12 + O2 → C10 H12 O2
2 C10 H12 O2 → 2 C10 H12 O + O2
C10 H12 O − C10 H8 O + 2H2
De forma general, el proceso se puede representar mediante el siguiente

diagrama de bloques:
Nitrógeno
Hidrógeno
Preparación de Reactor de Preparación de Reactor de
Separación
la alimentación hidrogenación la alimentación oxidación
Naftaleno
Aire
Oxígeno
Reactor de Reactor de
Separación Separación 1-naftol
descomposición deshidrogenación
1-Tetralol y agua
En primer lugar, se acondicionan el hidrógeno y el naftaleno y se introducen

al reactor donde tendrá lugar la reacción de hidrogenación. Debido a que la
14
conversión de esta reacción es del 100%, toda la corriente de productos se prepara

y junto con el aire se introduce al reactor de oxidación.
Posteriormente, se separa el nitrógeno de la corriente de salida de la etapa

de oxidación y el resto de los compuestos se introducen al reactor de
descomposición. La salida de este reactor se envía a una sección de purificación
donde se separa el oxígeno del resto de compuestos.
Finalmente, se introducen los reactivos al reactor de deshidrogenación,

donde, tras un proceso de purificación se obtiene hidrógeno que se recircula al
principio del proceso y el producto deseado (1-naftol).
Los reactivos que intervienen en el proceso son:
• Naftaleno.
• Hidrógeno.
• Aire.
Por otro lado, aparte del 1-naftol, en el proceso se generan una serie de
subproductos como son:
• Oxígeno.
• Nitrógeno.
• Agua.
• 1-tetralol.
El 1-tetralol se obtiene como resultado en la reacción secundaria que tiene

lugar en el reactor de descomposición. Dicha reacción es:
4 C10 H12 O2 → 4 C10 H11 O + 2 H2 O + O2

recirculado de los reactivos del 100%, se puede estimar de forma sencilla cuáles
serían los beneficios que generaría producir 10.000 t/año de 1-naftol con este
15

Compuesto
Reactivos
Naftaleno 14817,2 0,56 120,67 8,37
Hidrógeno 186,4 0,93 2,50 0,17
Oxígeno 3699,1 0,00 0,00 0,00
Nitrógeno 12182,6 0,00 0,00 0,00
Productos
1-naftol 10000 3,83 551,73 38,27
1-tetralol 6853,1 3,50 345,81 23,99
Oxígeno 1479,6 0,00 0,00 0,00
Nitrógeno 12182,6 0,00 0,00 0,00
Agua 416,5 0,00 0,00 0,00
Un aspecto de gran relevancia para valorar la inversión inicial se trata de las

condiciones de presión y temperatura que se alcanzan en el proceso. En este caso se
conoce que el reactor de hidrogenación trabaja a 75 bar y 325°C, mientras que el
reactor donde tiene lugar la oxidación debe trabajar a una presión de 5 bar y a una
temperatura de 86°C. Por otro lado, el reactor de descomposición trabaja a 4 bar y
50°C y el reactor de deshidrogenación a 3 bar y 380°C.
Debido a que los equipos trabajan a altas presiones y temperaturas, se

necesita una mayor inversión para preparar dichos equipos frente a estas duras
condiciones.
2.2.4 Proceso 4
El proceso 4 consiste en la oxidación directa del naftaleno para producir
1-naftol [4]. Este método de obtención se encuentra en estudio por el Departamento
de Ingeniería Química y Bioquímica de la Universidad de Iowa y se basa en la
siguiente reacción:
1
C10 H12 + O2 → C10 H12 O
2
16
A continuación, se muestra un diagrama de bloque del proceso:
Aire
Naftaleno
Preparación de Reactor de
Separación 1-naftol
la alimentación oxidación
Aire
Como se puede observar, el diagrama de bloque del proceso 4 es bastante

sencillo. En primer lugar, se prepara la alimentación formada por naftaleno y aire y
tras pasar por el reactor de oxidación pasa a una etapa de purificación donde se
separa el producto deseado, el aire que no ha reaccionado y el naftaleno que se
recircula al proceso.
Este proceso tiene una baja conversión (5%) pero una selectividad del 100%
por lo que como reactivos solo se emplea el naftaleno y el aire, obteniéndose
solamente como producto el 1-naftol.

que el recirculado de los reactivos es del 100%, se puede estimar de forma sencilla
cuáles son los beneficios que generaría producir 10.000 t/año de 1-naftol con este

Compuesto
Reactivos
Naftaleno 8890,3 0,56 72,40 5,02
Oxígeno 1109,7 0,00 0,00 0,00
Nitrógeno 3654,8 0,00 0,00 0,00
Productos
1-naftol 10000 3,83 551,73 38,27
Nitrógeno 3655 0,00 0,00 0,00
La conversión descrita anteriormente se consigue cuando los reactivos se

introducen al reactor a presión atmosférica y 30°C. La reacción solo tendrá lugar en
17
presencia de un biocatalizador de bacterias Escherichia coli situadas en un soporte

de tolueno ortomonoxigenasa modificado (TOM-Green).
El hecho de que se empleen bacterias como catalizador implica que las

condiciones del reactor deben estar bastante controladas. No obstante, al ser unas
condiciones cercanas a las condiciones estándar no es necesario una gran inversión
debido a factores materiales.
2.3 SELECCIÓN DEL PROCESO
Para seleccionar el proceso de producción de 1-naftol se analizan una serie

de factores, entre los que hay que destacar los factores técnicos, las materias primas
necesarias, los residuos y subproductos, los equipos y los costes.
Entre los factores técnicos analizados cabe destacar los controles especiales
involucrados y las condiciones de seguridad donde, debido a la alta presión y
temperatura de los procesos 2 y 3 se ha puntuado positivamente al proceso 4.
Asimismo, en el proceso 4 se requiere mucha menos energía que en los otros debido
a la simplicidad de este.
Por otro lado, en cuanto a las materias primas, el proceso que requiere menos
almacenaje tiene menos problemas de manipulación y una mayor disponibilidad es
el proceso 4 puesto que solo necesita naftaleno y aire, el cual se puede conseguir de
manera directa y gratuita.
Del mismo modo, si se comparan los residuos y los subproductos generados

en los distintos procesos se puede concluir que, pese a que en ninguno de ellos se
generan residuos, en el proceso 2 y 3 se generan una serie de subproductos mientras
que en el proceso 4 únicamente se produce el 1-naftol deseado. Por este motivo,
también se ha puntuado positivamente al proceso 4.
Como se describió anteriormente, otro factor a analizar son los equipos que
intervienen en el proceso. En el caso del proceso 2, se sabe que debe haber mínimo
tres unidades de reacción, mientras que en el caso del proceso 3, son necesarias
cuatro. En ambos casos, también se necesitan sus correspondientes equipos para el
18
acondicionamiento y purificación de los distintos compuestos que intervienen.

Además, hay que señalar que, en estos dos procesos, las temperaturas y presiones
de operación son elevadas por lo que se necesitan diseños especiales. Sin embargo,
el proceso 4 solo tiene una unidad de reacción y las condiciones de trabajo no son
elevadas por lo que también se ha puntuado positivamente.
Finalmente, comparando a nivel de costes, al ser el proceso que menos

materias primas necesita, el que menos energía consume y al no ser necesario pagar
por los derechos de patentes, el proceso con más ventajas es el proceso 4.
A continuación, se muestra una tabla resumen de la puntuación asignada a

cada factor descrito anteriormente. Las tablas donde se muestran todas las
valoraciones detalladas se recogen en el Anexo 1.
Tabla 6: Resumen factores de selección del proceso
Factores Materias Residuos y

Equipos Costes Media
técnicos primas subproductos
Proceso 2 3,0 3,5 3,8 3,3 3,7 3,5
Proceso 3 3,0 4,0 3,8 3,3 2,7 3,4
Proceso 4 4,7 4,5 3,4 4,3 5,0 4,4
Asimismo, se muestra una tabla resumen del análisis de los beneficios

descritos en el apartado 2.2 de la memoria descriptiva.
Tabla 7: Resumen beneficios
Beneficios (M€/año) Rentabilidad (%)

Proceso 2 31,82 456,94
Proceso 3 53,71 628,68
Proceso 4 33,25 662,01
Como se puede observar, el proceso 4 es el que ha obtenido una puntuación

más favorable y con el que se obtiene una mayor rentabilidad por lo que ha sido el
proceso seleccionado.
19
2.4 GENERALIDADES DE LAS MATERIAS PRIMAS
El proceso seleccionado es el proceso 4, que emplea como materias primas el

aire y el naftaleno. Por este motivo, para entender algunas de las decisiones tomadas
en el diseño del proceso, en este apartado se detallan brevemente, algunas de las
características de estos compuestos.
2.4.1 Aire
El aire es una mezcla gaseosa que se encuentra presente en todas partes. Su
composición es la siguiente [14]:
Tabla 8: Composición del aire
COMPOSICIÓN DEL AIRE

Nitrógeno 78,08%
Oxígeno 20,95%
Dióxido de carbono 0,03%
Argón 0,93%
Neón 1,81E-3%
Helio 5,24E-4%
Criptón 1,14E-4%
Hidrógeno 5,5E-5%
Metano 1,75E-4%
Vapor de agua Variable
Debido a que la gran mayoría de los componentes del aire se encuentra en

una proporción minoritaria, para realizar los cálculos se empleó una simplificación:
el aire está compuesto por un 79% de nitrógeno y un 21% de oxígeno.
Por este motivo, las propiedades del aire serán una combinación de las
propiedades del oxígeno y del nitrógeno.
2.4.1.1 Nitrógeno
El nitrógeno se encuentra en la naturaleza en forma de gas diatómico (N2).
Entre las propiedades físicas y químicas del mismo se encuentran [15]:
20
Tabla 9: Propiedades físicas y químicas del nitrógeno
PROPIEDADES DEL NITRÓGENO

Fórmula N2
Estado físico Gas
Color Incoloro
Olor Inodoro
Punto de fusión -210,01 °C
Punto de ebullición -195,79 °C
Solubilidad en agua (20 °C) 18,1 g/L
Densidad de vapor relativa 0,97
2.4.1.2 Oxígeno
Al igual que el nitrógeno, el oxígeno se encuentra en la atmósfera en forma
de gas diatómico (O2), y algunas de sus propiedades son las siguientes [16]:
Tabla 10: Propiedades físicas y químicas del oxígeno
PROPIEDADES DEL OXÍGENO

Fórmula O2
Estado físico Gas
Color Incoloro
Olor Inodoro
Punto de fusión -182,96 °C
Punto de ebullición -218,4 °C
Solubilidad en agua (20 °C) 37,5 g/L
Densidad de vapor relativa 1,43
2.4.2 Naftaleno
El naftaleno se trata de un compuesto formado por diez moléculas de
carbono y ocho moléculas de hidrógeno, siendo su estructura la que se muestra en
la Figura 7.
21
Figura 7: Molécula de naftaleno
Entre las propiedades del naftaleno se encuentran las siguientes [17]:
Tabla 11: Propiedades físicas y químicas del naftaleno
PROPIEDADES DEL NAFTALENO

Fórmula C10H8
Estado físico Sólido
Color Blanco
Olor Aromático
Punto de fusión 80,27 °C
Punto de ebullición 218 °C
Densidad 1,16 kg/L
2.5 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO
Para facilitar la comprensión del proceso diseñado, se muestra el diagrama de

flujo del mismo junto con información de cada corriente que interviene en el
proceso. Posteriormente se describe de forma detallada dicha solución haciendo uso
del diagrama mencionado.
22
TK-101 M-101 F-101 R-101 V-101 P-101 E-101 E-102 T-101 E-103 E-104 VLV-101 E-105 V-102 B-101 TK-102
Reactor
Silo de Filtro de Separador Intercambiador Intercambiador Torre de Válvula de Intercambiador Válvula de Secador Silo de
Mezclador catalítico Bomba Reboiler Condensador
Naftaleno aire bifásico de calor de calor destilación expansión de calor expansión 1-naftol 1-naftol
bifásico
Naftaleno
22 21 20 14
TK-101 E-105 VLV-101

M-101
E-104
1 3 cw 12
R-101
9 Uds 7 Aire 11
13
cw
5 V-101
3 Uds
8 9 10 T-101
6
E-101 E-102
Aire 2 4
P-101 A/B mps
F-101 16
15
17
E-103
mps 18
B-101
VLV-102
19
TK-102
1-Naftol
Figura 8: Diagrama de flujo del proceso
23
Tabla 12: Características de las corrientes 1-11
Corriente 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11
T (°C) 25,00 25,00 40,10 25,00 45,25 45,25 45,25 45,25 155,00 221,71 180,00
P (kPa) 101,33 101,33 101,33 101,33 101,33 101,33 101,33 209,06 209,06 209,06 203,46
Flujo molar
8,76 93,37 1586,79 93,37 1675,80 1586,79 89,01 1586,79 1586,79 1586,79 2494,58
(kmol/h)
Composición flujo molar (kmol/h)
Naftaleno 8,76 0,00 174,28 0,00 165,56 165,56 0,00 165,56 165,56 165,56 261,65
Oxígeno 0,00 19,61 0,00 19,61 15,25 0,00 15,25 0,00 0,00 0,00 0,00
Nitrógeno 0,00 73,76 0,00 73,76 73,76 0,00 73,76 0,00 0,00 0,00 0,00
Acetato de laurilo 0,00 0,00 1410,13 0,00 1410,13 1410,13 0,00 1410,13 1410,13 1410,13 2229,16
1-naftol 0,00 0,00 2,38 0,00 11,10 11,10 0,00 11,10 11,10 11,10 3,77
Tabla 13: Características de las corrientes 12-22
Corriente 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22
T (°C) 175,00 175,00 175,00 360,52 365,00 360,52 360,52 25,00 175,00 67,71 40,16
P (kPa) 203,46 203,46 203,46 226,56 226,56 226,56 101,33 101,33 101,33 101,33 101,33
Flujo molar
2494,58 916,55 1578,03 5,09 5,09 8,76 8,76 8,76 1578,03 1578,03 1578,03
(kmol/h)
Naftaleno 261,65 96,14 165,52 0,03 0,03 0,05 0,05 0,05 165,52 165,52 165,52
Oxígeno 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
Nitrógeno 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
1-naftol 3,77 1,38 2,38 5,06 5,06 8,71 8,71 8,71 2,38 2,38 2,38
24
Como se señaló anteriormente, las materias primas necesarias para obtener

1-naftol son naftaleno y aire. El aire se introduce directamente al proceso, mientras
que el naftaleno, al encontrarse en estado sólido, debe almacenarse en un silo
(TK-101).
En primer lugar, se acondicionan las materias primas consiguiendo que los

reactivos adquieran la temperatura adecuada para que tenga lugar la reacción. Es
por ello que el naftaleno de nuevo ingreso (corriente 1) se introduce en un
mezclador tipo turbina junto con una corriente recirculada del proceso (corriente
22) cuya temperatura es de 40,16°C. La corriente de salida de este equipo (corriente
3) se conduce hasta la zona de reacción.
La zona de reacción está formada por 9 reactores R-101 que trabajan por
lotes, de tal forma que a cada uno de ellos le llega una corriente líquida del mezclador
M-101 y una corriente de aire previamente filtrado en el filtro F-101. El resultado
de mezclar las dos corrientes (corriente 3 a 40,10°C y corriente 4 a 25°C) en el
interior de cada reactor tiene como resultado que los reactivos se encuentren a una
temperatura de 40°C y con un ratio de fase orgánica del 40%.
El resultado de la reacción (corriente 5) es una corriente compuesta por una

fase gaseosa, formada por el oxígeno que no reacciona y el nitrógeno, y una fase
líquida con el resto de los compuestos que intervienen en el proceso. Dado que la
conversión de la reacción es baja (5%), la corriente tiene una gran cantidad de
naftaleno y acetato de laurilo que pueden ser aprovechados recirculándose al
proceso.
Por este motivo se pasa a la sección de purificación de la planta donde hay 3

separadores bifásicos iguales (V-101) que trabajan en paralelo consiguiendo
separar las dos fases anteriormente descritas. Como el aire se encuentra de manera
natural en la atmósfera, se extrae del proceso sin necesidad de recircularlo. Sin
embargo, la corriente líquida (corriente 6) debe pasar a una torre de destilación
T-101 donde se obtendrá por un lado el 1-naftol deseado y por otro, el acetato de
laurilo y el naftaleno que se recirculan al inicio proceso.
No obstante, como la corriente de entrada a la torre de destilación debe estar

a una temperatura de 221,71°C y a una presión de 209,06 kPa, previamente se debe
25
pasar por una bomba P-101 y por los intercambiadores de calor E-101 y E-102. Cabe
destacar que, por motivos de disponibilidad de equipos, se emplean dos
intercambiadores iguales E-101 que trabajan en paralelo.
Como se señaló anteriormente, en la columna de destilación se separa el

recirculado del producto deseado, siendo necesario el correspondiente reflujo a la
torre tanto del destilado con el condensador E-104 como del condensado con el
reboiler E-103.
Para recircular al proceso, se debe reducir la presión del destilado (corriente

14). Por este motivo, se pasa la corriente por la válvula de expansión VLV-101.
Asimismo, también se debe enfriar la corriente por lo que se decidió aprovechar
parte de la energía que se extrae para calentar la corriente de entrada a la torre en
los intercambiadores E-101 previamente citados.
Como con este intercambiador no se consigue enfriar completamente la

corriente, se pasa a un segundo intercambiador de calor E-105 donde se consigue la
temperatura de la corriente de entrada al mezclador M-101 (corriente 22).
Por otro lado, la corriente obtenida por la cola de la torre (corriente 17) está
formada por un 99,5% de 1-naftol y el resto de naftaleno. Sin embargo, como para
comercializar el producto se debe disminuir la presión hasta 1 atm, se emplea una
válvula de expansión (VLV-102). Finalmente, se enfría hasta 25°C haciendo uso de
un secador B-101 y se almacena el producto en el silo TK-102.
2.5.1 Lista de equipos

A continuación, se enumeran los equipos que intervienen el proceso
diseñado.
 Silo de almacenaje de naftaleno TK-101.
 Filtro F-101.
 Mezclador M-101.
 Reactores R-101. Hay 9 reactores iguales.
 Separadores bifásico V-101. Hay 3 separadores iguales.
 Bomba P-101.
26
 Intercambiadores de calor E-101. Hay 2 intercambiadores de calor

iguales.
 Intercambiador de calor E-102.
 Torres de destilación T-101 con su correspondiente reboiler
(E-103) y condensador (E-104).
 Válvula de expansión VLV-101.
 Intercambiador de calor E-105.
 Válvulas de expansión VLV-102.
 Secador B-101.
 Silo de almacenaje de 1-naftol TK-102.
27
CAPÍTULO 3: DISEÑO DE EQUIPOS
3.1 INTRODUCCIÓN
En este apartado se describen los equipos que intervienen en el proceso,

detallando aquella información necesaria para que cada uno quede definido. Dicha
información ha sido determinada en la memoria de cálculo donde se especifica todas
las consideraciones que se han tenido en cuenta para el diseño de los mismos [18]
[19].
3.2 DESCRIPCIÓN DE LOS EQUIPOS
3.2.1 Silo de almacenaje TK-101

Para almacenar el naftaleno se emplea un silo de almacenaje (TK-101) con
una capacidad de almacenaje de 3 días. Dicho silo consta de tres partes, una parte
cónica superior, una parte central con forma cilíndrica y una parte inferior
troncocónica con una apertura para la descarga.
Las características de este equipo son:
Tabla 14: Características del silo de almacenaje TK-101
SILO DE ALMACENAJE TK-101

Volumen total 76,69 m3
Diámetro 4,21 m
Altura parte cónica 0,98 m
Altura parte cilíndrica 3,97
Altura parte troncocónica 3,47
Diámetro orificio de descarga 200 mm
Espesor 4,42 mm
Material Acero al carbono AISI 1025
28
3.2.2 Mezclador M-101

Para disolver el naftaleno de nuevo ingreso en el disolvente empleado
(acetato de laurilo) se emplea un mezclador M-101.
Este equipo consiste en un tanque equipado con un agitador tipo turbina de

4 palas. Para determinar la potencia del mismo se tuvo en cuenta que debe generar
un flujo turbulento que permita el correcto mezclado de los compuestos que
intervienen
Las características del mezclador M-101 son las que se muestran a

continuación:
Tabla 15: Características del mezclador M-101
MEZCLADOR M-101
Diámetro del tanque 3,6 m
Altura del líquido en el tanque 3,6 m
Diámetro del agitador 1,2 m
Altura del agitador 0,24 m
Distancia del agitador a la base 1,2 m
Largo de la pala 0,3 m
Ancho del deflector 0,3 m
Espacio entre placa y tanque 72 mm
Potencia del agitador 14.41 kW
Espesor del mezclador 3,93 mm
3.2.3 Filtro F-101

Como el aire que se introduce al proceso se coge directamente de la
atmósfera puede contener partículas contaminantes. Por este motivo, se hace pasar
previamente por un filtro F-101 que retiene dichas partículas evitando así que se
ensucien los equipos, y, en consecuencia, que disminuya el rendimiento de la planta.
El tipo de filtro escogido es un filtro de aire industrial capaz de admitir un

caudal de filtrar un caudal de 2400 m3/h.
29
3.2.4 Reactor R-101

La reacción de oxidación de naftaleno para producir 1-naftol tiene lugar en
presencia de un catalizador de bacterias Escherichia Coli en soporte de TOM-Green
a 40°C y 101,33 kPa. Por este motivo se seleccionó un reactor de lecho fijo, donde el
catalizador está inmovilizado.
Asimismo, se ha decidido que el proceso trabaje por lotes debido a que el

tiempo de reacción es bastante elevado (1 hora y media). Por este motivo, la planta
consta de 9 reactores cuyo tiempo de llenado, de vaciado y de espera se han
determinado en la memoria de justificativa. De esta forma se consigue asegurar que
el resto del proceso continuará funcionando de forma continua.
Las características de cada reactor R-101 vienen recogidas en la Tabla 16.

Tabla 16: Características de los reactores R-101
REACTORES R-101
Flujo de alimentación 1680,16 kmol/h
Volumen de catalizador 72,4 m3
Volumen del reactor 746 m3
Diámetro del reactor 9m
Altura del reactor 10,8 m
Tiempo de llenado 0,218 h
Tiempo de vaciado 0,224 h
Tiempo de espera 0,025 h
Espesor cabezal toroidal 8,18 mm
Espesor parte cilíndrica 13,63 mm
3.2.5 Separador bifásico V-101

El separador bifásico V-101 se emplea para separar la corriente de salida del
reactor en dos fases: una fase gaseosa compuesta por oxígeno y nitrógeno y una fase
líquida compuesta por acetato de laurilo, 1-naftol y naftaleno.
30
Se trata de un depósito horizontal cilíndrico con dos cabezales toriesféricos

en sus extremos. Su funcionamiento se basa en separar una corriente gaseosa de una
líquida inmiscible gracias a la diferencia de volatilidades.
Debido a las grandes dimensiones del mismo, se decidió que la planta

dispusiera de 3 separadores bifásicos trabajando en paralelo.
Las características de cada uno de los separadores bifásicos V-101 son las
siguientes:
Tabla 17: Características de los separadores V-101
SEPARADORES V-101
Flujo de alimentación 560,05 kmol/h
Tiempo de retención 10 min
Volumen del depósito 20,68 m3
Diámetro del depósito 2,54 m
Longitud del depósito 7,62 m
Espesor cabezal toroidal 4,64 mm
3.2.6 Bomba P-101

La bomba P-101 tiene la función de aumentar la presión de la corriente
líquida obtenida en los separadores bifásicos V-101 (corriente 6).
Se seleccionó una bomba de desplazamiento positivo, concretamente una

bomba de pistón. Esta elección se basó en pueden trabajar con flujos constates para
cargas a presión variable. Sin embargo, hay que tener en cuenta que requieren
mantenimiento a intervalos frecuentes y que su eficiencia es menor que la de las
bombas centrífugas.
La bomba P-101 tiene las siguientes características:
31
Tabla 18: Características de la bomba P-101
BOMBA P-101
Flujo 1586,79 kmol/h
Presión de aspiración 101,33 kPa
Presión de descarga 209,05 kPa
Potencia 14,85 kW
3.2.7 Intercambiador E-101

Este equipo se encarga de calentar la corriente 8, desde una temperatura de
45,25°C hasta 155°C. Para ello se emplea la corriente obtenida por la cabeza de la
columna de destilación (corriente 20) que se enfría desde 175°C hasta 67,71°C.
De esta forma se consigue calentar lo máximo posible la corriente 8

aprovechando la energía residual de la corriente 20. Todo ello, teniendo en cuenta
que el límite para el salto térmico era de 20°C.
Por otro lado, como el área de transferencia de calor era bastante elevada se
decidió poner dos intercambiadores de calor en paralelo, de tal forma que el calor
cedido era la mitad del determinado en el balance de energía del equipo.
El tipo de intercambiador seleccionado es un intercambiador de tubos y

carcasa, de 8 pasos en el lado de los tubos y 4 paso en el lado de la carcasa. A través
del tubo circula la corriente 8 puesto que tiene una mayor presión y a través de la
carcasa circula la corriente 20.
Se ha seleccionado este tipo de intercambiador puesto que tiene un menor

costo y proporciona un área de transferencia de calor mucho mayor que en los otros
tipos de intercambiadores.
Las características de los intercambiadores E-101 se recogen en la Tabla 19.

Señalar que se ha comprobado en catálogos de fabricantes que existen
intercambiadores con estas dimensiones.
32
Tabla 19: Características de los intercambiadores E-101
INTERCAMBIADOR E-101
Calor intercambiado 2,44·107 kJ/h
Diámetro exterior de los tubos 29 mm
Diámetro interior de los tubos 25 mm
Longitud de los tubos 9m
Distribución de tubos Triangular
Pitch 36,25 mm
Área de intercambio de calor 1174,62 m2
Número de tubos 717
Diámetro de la carcasa 1,187 m
Espacio entre deflectores 474,96mm
Espacio entre pantallas 1,187 m
Número de pantallas 8
Espesor cabezal toriesférico 4,41 mm
Material Acero inoxidable AISI 316

La función del intercambiador E-102 es completar el calentamiento de la
corriente de salida del intercambiador E-101 (corriente 9), esta vez utilizando como
elemento calefactor vapor de media presión a 1000 kPa. De esta forma, se consigue
aumentar la temperatura desde 155°C hasta 221,71°C, haciendo uso de la energía
liberada durante el cambio de fase del vapor, que se enfría desde 400°C hasta 180°C.
Al igual que en el caso del intercambiador E-101, el modelo seleccionado es

un intercambiador de tubos y carcasa, pero de 4 pasos de tubo y 2 paso por la
carcasa. A través del tubo circula la corriente 9 puesto que es el fluido que más
ensuciamiento produce, siendo el vapor de media presión el que atraviesa la carcasa.
Las características del intercambiador E-102 se recogen en la Tabla 20.
33
Tabla 20: Características del intercambiador E-102
Flujo de vapor de agua 1982,56 kmol/h
Pitch 36,25 mm
Espacio entre deflectores 388,77 mm
3.2.9 Torre de destilación T-101

La torre de destilación T-101 se trata de una columna de destilación
multicomponente de platos perforados. En dicha columna se introduce la corriente
10, formada por acetato de laurilo, naftaleno y 1-naftol. Tras el paso por la misma se
obtiene una corriente en la cabeza (corriente 14) formada principalmente por
naftaleno y acetato de laurilo, mientras que por la cola se obtiene una corriente de
1-naftol y trazas de naftaleno (corriente 17).
Asimismo, para conseguir esta separación es necesario que se recircule parte

del destilado como del condensado. Para ello se emplea un reboiler (E-103) y un
condensador (E-104) de forma que se evapore y se condense, respectivamente, las
corrientes que serán recirculadas.
El condensador será un condensador total puesto que interesa tener la

corriente de cabeza en estado líquido, evitando así tener que emplear otro
34
intercambiador de calor para condensar esta corriente. Además, empleará agua fría
como refrigerante.
Por otro lado, el reboiler emplea vapor de media presión (1000 kPa),
consiguiendo así que se evapore la corriente de la cola.
A continuación, se muestran las características de la torre de destilación:
Tabla 21: Características de la torre de destilación T-101
TORRE DE DESTILACIÓN T-101

Presión de destilado 203,46 kPa
Temperatura de destilado 175°C
Presión del fondo 226,56 kPa
Temperatura del fondo 360,52°C
Número de platos teóricos 26
Relación de reflujo 0,5808
Eficiencia 0,777
Número de platos reales 33
Diámetro de torre 4,62 m
Longitud del derramadero 3,47 m
Altura de la torre 23,4 m
Espesor parte toriesférica 19,30 mm
Reboiler (E-103) 2,4·105 kJ/h
Condensador (E-104) -9,61·107 kJ/h
3.2.10 Válvula VLV-101

La válvula de expansión VLV-101 se emplea para reducir la presión del
destilado de la torre de destilación T-101 desde una presión de 203,46 kPa hasta
101,33 kPa, presión a la que se introduce la corriente 22 en el mezclador M-101. Por
este motivo se ha seleccionado una válvula reductora reguladora de presión.
35
Es muy importante emplear una válvula reductora reguladora de presión

puesto que en caso de expandir el gas aumentando su volumen en un depósito,
cualquier fluctuación en el flujo sería acompañado por una fluctuación de la presión.
Asimismo, la válvula reductora de presión ofrece la ventaja de ser capaz de controlar
la presión a través de una operación completamente automática que no requiere
ningún tipo de energía motriz.
Se consideró que no se produce diferencia de temperatura en la válvula de

expansión por lo que no se produce transferencia de energía.
Las características de la válvula de expansión VLV-101 son las siguientes:
Tabla 22: Características de la válvula VLV-101
VÁLVULA VLV-101
Presión de entrada 203,46 kPa
Presión de salida 101,33 kPa

La función del intercambiador E-105 es terminar de enfriar la corriente de
salida del intercambiador E-101 (corriente 21), esta vez utilizando como
refrigerante agua fría que se calienta desde 30°C hasta 40°C. De esta forma, se
consigue disminuir la temperatura desde 67,71°C hasta 40,16°C, temperatura a la
que se introduce al mezclador M-101.
Al igual que en el caso del intercambiador E-101, el modelo seleccionado es

un intercambiador de tubos y carcasa, pero de 2 pasos de tubo y 1 paso por la
carcasa. A través del tubo circula la corriente 21 puesto que es el fluido que más
ensuciamiento produce, siendo el agua fría la corriente que atraviese la carcasa.
Las características del intercambiador E-105 se recogen en la Tabla 23.
36
Flujo de agua fría 15247,74 kmol/h
Pitch 36,25 mm
3.2.12 Válvula VLV-102

La válvula de expansión VLV-102 se emplea para reducir la presión de la
corriente que se obtiene por la cola de la columna de destilación T-101 (corriente
17), desde una presión de 226,56 kPa hasta 101,33 kPa.
Al igual que la válvula de expansión VLV-101, el tipo de válvula que se emplea

es una válvula reductora reguladora de presión donde se ha considerado que no se
produce diferencia de temperatura a la entrada y la salida. Ello conlleva que no se
produce transferencia de energía.
Las características de la válvula de expansión son las siguientes:
37
Tabla 24: Características de la válvula VLV-102
VÁLVULA VLV-102
Flujo 8,76 kmol/h
Presión de entrada 226,56 kPa
Presión de salida 101,33 kPa
3.2.13 Secador B-101

El secador B-101 se emplea para enfriar la corriente final formada por
1-naftol y trazas de naftaleno a 360,52°C, consiguiendo así obtener el producto
deseado a 25°C en estado sólido.
El equipo seleccionado se trata de un secador tipo spray cuyo funcionamiento

se basa en secar el producto suministrando aire uniformemente. Una vez el producto
se ha secado pasa a la cámara inferior donde se sacude de manera continua y, cuando
ya tiene las características deseadas, el polvo sale del equipo gracias a un sistema de
transporte.

Para almacenar el 1-naftol se emplea un silo de almacenaje (TK-102) con una
capacidad de almacenaje de 3 días. Dicho silo consta de tres partes, una parte cónica
superior, una parte central con forma cilíndrica y una parte inferior troncocónica
con una apertura para la descarga.
Las características de este equipo son:
Tabla 25: Características del silo de almacenaje TK-102
SILO DE ALMACENAJE TK-102

Volumen total 91,25 m3
Diámetro 3,2 m
Altura parte cónica 1,04 m
Altura parte cilíndrica 4,19 m
Altura parte troncocónica 3,69 m
Diámetro orificio de descarga 200 mm
Espesor 4,61 mm
38
CAPÍTULO 4: ANÁLISIS DE RIESGOS

3.
4.1 INTRODUCCIÓN
El análisis de riesgos del proceso se llevó a cabo mediante el cálculo del índice
de riesgos que permite clasificar el riesgo asociado a una planta industrial o a partes
de esta mediante valores numéricos, identificando aquellas áreas o instalaciones de
la planta en la que existe un riesgo potencial. Una vez determinadas las áreas, se
puede realizar un análisis más detallado del riesgo.
En este proyecto, el análisis de riesgos se ha realizado con el método del

Índice Dow de Incendio y Explosión (IIE) [20].
4.2 ÍNDICE DE DOW DE INCENDIO Y EXPLOSIÓN
El método se basa en asignar unas penalizaciones y bonificaciones a las

instalaciones que se estén analizando. Las penalizaciones se asignan en función de
las sustancias peligrosas presentes en la planta, así como de las condiciones de
proceso. Por otro lado, las bonificaciones se conceden en función de los elementos
de seguridad instalados en la planta.
Aplicando este método se pueden conocer los siguientes parámetros:
• Nivel de riesgo. Dicho nivel de riesgo se establece a partir de un valor

número que varía de 1-200.
• Área de exposición. Se trata del área que se vería afectada en caso de
que exista una explosión.
• Máximo daño probable. Este valor se contabiliza como el coste
económico del accidente debido a la pérdida de instalaciones.
• Máximos días probables de indisponibilidad (MPDO). Este parámetro
se corresponde con el tiempo que transcurre desde el instante en el
que ocurre el accidente hasta el momento en que puede reanudarse la
producción.
39
• Daño derivado de la pérdida de producción (BI). Este valor representa

los costes debido a la paralización de la actividad.
En este proyecto se aplicó el método anteriormente descrito a aquellas

unidades con mayor nivel de riesgo: los reactores R-101 y la torre de destilación
T-101.
A continuación, se muestran los resultados obtenidos en la memoria de

justificativa.
Tabla 26: Resultados del análisis de riesgo
R-101 T-101
IIE 56,7 42,2
Nivel de riesgo Ligero Ligero
Radio de exposición 42 m 35 m
𝐌𝐌𝐌𝐌𝐌𝐌𝐃𝐃𝐫𝐫𝐫𝐫𝐫𝐫𝐫𝐫 91.170,93€ 226.103,67€
Días perdidos 7 días 8 días
BI 61.750,61 70.572,13€
40
CAPÍTULO 5: DISTRIBUCIÓN EN PLANTA
La distribución en planta que se ha realizado ha tenido en cuenta los factores

de costo, seguridad y robustez. Por este motivo, la parcela se ha dividido en tres
áreas:
• Área de almacenamiento.
• Área de trabajo.
• Área de procesamiento.
Hay que señalar que la planta se ha diseñado de forma que se pueda construir
de forma razonablemente rápida segura y económica, siendo los costos de
construcción lo más asequibles posibles.
Asimismo, se ha tenido en cuenta que se puedan realizar las operaciones de

mantenimiento habituales de forma fácil y rápida, siendo las zonas de acceso y de
salida seguros.
Para realizar la distribución en planta, en primer lugar, se tuvo en cuenta el

sentido del viento, que, en el caso de Francia, tiene dirección sureste. De esta forma,
se trató de situar los equipos a favor del viento evitando que las sustancias
contaminantes afecten al resto de la planta.
Por otro lado, se intentó agrupar los equipos similares, así como mantener
las líneas de flujo del proceso, minimizando la longitud de las tuberías necesarias en
el proceso. No obstante, debe existir una distancia mínima entre los equipos de
forma que puedan funcionar correctamente, siendo las operaciones de
mantenimiento realizables.
Para que se pueda transitar por la planta es necesario que exista una
carretera rodeando el perímetro de la planta, separado 15 metros de la zona de
proceso. Toda la planta tiene carreteras de 10 metros de ancho.
Finalmente, cabe señalar que, a parte de los equipos que intervienen en el

proceso, la planta consta de áreas destinadas al trabajo y al almacenaje, así como de
41
posibles zonas de ampliación que cumplen con los mínimos recomendados. Dichas
áreas son:
 Almacén: 450 m2.

 Administración: 500 m2.
 Sala de control: 250 m2.
 Comedor: 180 m2.
 Aseos: 200 m2.
 Laboratorio: 400 m2.
 Sala de vigilancia: 120 m2.
 Centro médico: 200 m2.
 Parking: 25 plazas.
 Estación de bomberos: 700 m2.
 Zona de ampliación: 5000 m2.
La distribución en planta realizada se muestra en el documento de Planos,

concretamente en el Plano 2.
42
CAPÍTULO 6: ESTUDIO ECONÓMICO
6.1 INTRODUCCIÓN
Todo proyecto de una planta consta de un estudio económico en el que se

determina no solo la inversión requerida sino también los costes de funcionamiento.
De esta forma, se puede evaluar la rentabilidad del proceso analizando los beneficios
obtenidos de la venta del producto.
6.2 INVERSIÓN REQUERIDA

Para estimar la inversión requerida, previamente se determinaron los costes
de los equipos diseñados, ajustando su precio al año actual. Asimismo, también se
realizó un cálculo estimado de los costes directos y de los indirectos, determinando
así el valor de la inversión total.
A continuación, se muestran los costes de cada equipo:
Tabla 27: Coste total de los equipos
Equipo Unidades Coste unitario (€) Coste total (€)

TK-101 1 74.341,03 74.341,03
M-101 1 11.026,31 11.026,31
F-101 1 5.814,82 5.814,82
R-101 9 181.525,59 1.633.730,34
V-101 3 63.270,79 189.812,37
P-101 2 63.240,48 126.480,95
E-101 2 278.772,11 557.544,22
E-102 1 194.623,30 194.623,30
T-101 1 537.315,20 537.315,20
VLV-101 1 9.780,00 9.780,00
E-105 1 115.082,91 115.082,91
VLV-102 1 9.780,00 9.780,00
B-101 1 288.446,28 288.446,28
TK-102 1 78.285,79 78.285,79
TOTAL 3.832.063,52
43
Como se indicó anteriormente, también se resumió los costes totales

directos, la inversión fija, el capital circulante y la inversión total. Todo ello viene
recogido en la Tabla 28.
Tabla 28: Resumen del presupuesto
INVERSIÓN TOTAL
CTE 3.832.063,52 €
CTPdirectos 12.262.603,26 €
IF 23.176.320,17 €
Iw 2.317.632,02 €
I 25.493.952,19 €
6.3 COSTE DE PRODUCCIÓN
Los costes de producción se dividen en tres grupos:
• Costes directos. Estos costes representan los gastos de

funcionamiento y varían con el régimen de producción.
• Costes fijos de producción. Estos costes no dependen del régimen de
producción.
• Gastos generales. Se tratan de costes asociados a las gestiones
administrativas que no están directamente relacionadas con el
proceso de producción.
A continuación, se muestran los resultados obtenidos:
Tabla 29: Costes anuales de producción
COSTES ANUALES DE PRODUCCIÓN

Costes directos 23.548.921,42 €
Costes fijos de producción 4.499.293,56 €
Gastos generales 5.771.094,31 €
Costes de producción 33.819.309,29 €
44
6.4 BENEFICIOS
Para saber si el proceso es rentable, se determinaron los beneficios anuales

de la planta. Para ello se compararon los costes totales de producción con los
ingresos obtenidos de la venta de productos.
El proceso será rentable siempre que se cumpla que el valor de los ingresos
es mayor que los gastos de producción. En este caso se cumple dicha afirmación
obteniendo unos beneficios anuales de 4.449.115,40 €/año.
45
CAPÍTULO 7: FUENTES BIBLIOGRÁFICAS
Para la elaboración de este proyecto se han consultado numerosas fuentes

bibliográficas desde libros de texto hasta páginas webs. Por este motivo, en este
capítulo se muestran las fuentes consultadas más relevantes, realizando una breve
descripción de las mismas.
Referencia [1]:
- Título: ULLMANN’S Encyclopedia of Industrial Chemistry
- Autores: Fritz Ullmann
- Editorial: WILEY-VHC
- Edición: 7ª edición
Se trata de una colección de enciclopedias disponible en inglés, compuesta
por 40 volúmenes donde se proporciona información de una gran variedad de
compuestos, tanto orgánicos como inorgánicos. Dicha información abarca desde sus
propiedades hasta sus usos y métodos de obtención.
Referencia [4]:
- Título: Biocatalysis for oxidation of naphthalene to 1-naftol: liquid-liquid
biphasic systems and solvent tolerant strains
- Autores: Bhaskara Janardhan Garikipati Satya Venkata
- Supervisor: Tonya L. Peeples
Se trata de una tesis realizada en la Universidad Iowa donde se recoge el
estudio realizado para la obtención de 1-naftol por medio de la oxidación directa de
naftaleno en presencia de un biocatalizador formado por las bacterias Escherichia
Coli soportadas en TOM-Green.
Referencia [18]:
- Título: Balances de materia y energía
- Autores: G.V. Reklaitis, Daniel R. Schneider
- Editorial: McGraw Hill
46
Se trata de un libro donde se detallan los fundamentos de los balances de

materia y energía propios de los procesos químicos, ejemplificando los cálculos de
varios equipos. Asimismo, también consta de un apéndice de propiedades
termodinámicas de una gran variedad de compuestos.
Referencia [19]:
- Título: Chemical Engeneering Design: Principles, Practice and Economics
of Plant and Process Design
- Autores: Gavin Towler, Ray Sinnot
- Editorial: Elsevier
- Edición: 5ª edición
Se trata de un libro muy completo que sirve como guía para el diseño y
cálculo de plantas de procesos. En él se detalla desde una introducción a los balances
de materia y energía hasta la descripción y métodos de cálculos aproximados de los
principales equipos que se pueden encontrar en una planta química. Del mismo
modo, también proporciona información sobre la evaluación económica de los
proyectos.
47
CAPÍTULO 8: BIBLIOGRAFÍA
[1] Ullman´s Encyclopedia of Industrial Chemistry (Volumen 23, 2003)

ULLMAN,F.
[2] Pubchem, 1- naftol Consultado: 05/02/2018 Documento en formato HTML

accesible en internet en la dirección:
https://pubchem.ncbi.nlm.nih.gov/compound/1-naphthol#section=Melting-
Point
[3] “Lange’s chemical properties handbook”. (15th Edition). Jon A. Dean.
[4] Biocatalysis for oxidation of naphthalene to 1-naftol: liquid-liquid biphasic

systems and solvent tolerant strains. Bhaskara Janardhan Garikipati Satya
Venkata. University of Iowa.
[5] Turkey 1-Naphthol market research report with growth, latest trends &
forecasts till 2022. Consultado :12/02/2018. Documento en formato HTML
http://nbpostgazette.com/2018/04/03/turkey-1-naphthol-market-
research-report-with-growth-latest-trends-forecasts-till-2022/
[6] Naphthol Market Research Report 2018. Consultado: 12/02/2018.

Documento en formato HTML accesible en internet en la dirección:
https://businessservices24.com/230764/naphthol-market-research-
report-2018-basf-se-arkema-group-clariant-ag-koppers-rutgers-group-
giovanni-bozzetto-s-p-a/
[7] Registro de Productos Fitosanitarios Consultado :19/02/2018. Documento

en formato HTML accesible en internet en la dirección:
http://www.mapama.gob.es/es/agricultura/temas/sanidad-
vegetal/productos-
fitosanitarios/registro/productos/proexi.asp?cod=&nom=devrinol
48
[8] RUTGERS Group. Consultado: 19/02/2018. Documento en formato HTML

http://www.worldofchemicals.com/company/rutgers-belgium-
nv/25303.html
[9] Ficha técnica de DEVRINOL 50 PM Consultado: 19/02/2018. Documento en

formato HTML accesible en internet en la dirección:
http://www.infoagro.com/agrovademecum/fito_m.asp?nreg=11799
[10] Pubchem, napropomida. Consultado:19/02/2018 Documento en formato

HTML accesible en internet en la dirección:
https://pubchem.ncbi.nlm.nih.gov/compound/Napropamide#section=Top
[11] Patente obtención 1-naftol. Consultado: 26/02/2018. Documento en

formato HTML accesible en internet en la dirección:
http://www.freepatentsonline.com/2025197.html
[12] Alibabá.com Precios de reactivos y productos. Consultado 26/02/2018.

Accesible en internet en la dirección:
https://spanish.alibaba.com/?spm=a2700.md_es_ES.header.19.607e6719
X9mGJT
[13] Economic and Environmental Impact Assessment of Alpha-Naphthol

Production by Traditional and Biocataytic Routes. Irvin Osborne-Lee,
Gbenga Ajiboye and Jerrad Deason.
[14] Propiedades físicas y químicas del aire. Consultado: 15/03/2018.

Documento en formato HTML accesible en internet en la dirección:
http://www.ingenieroambiental.com/?pagina=695
[15] PubChem, Nitrogen. Consultado: 15/03/2018. Documento en formato

https://pubchem.ncbi.nlm.nih.gov/compound/947#section=Top
[16] PubChem, Oxigen. Consultado: 15/03/2018. Documento en formato HTML

https://pubchem.ncbi.nlm.nih.gov/compound/977#section=Top
49
[17] PubChem, Naphthalen. Consultado: 15/03/2018. Documento en formato

https://pubchem.ncbi.nlm.nih.gov/compound/naphthalene
[18] Balances de materia y energía. G.V. Reklaitis, Daniel R. Schneider. Editorial

McGraw Hill.
[19] Chemical Engeneering Design: Principles, Practice and Economics of Plant

and Process Design. Gavin Towler, Ray Sinnot. Editorial Elsevier. 5ª edición.
[20] Índice de incendio y explosión: Guía para la clasificación de riesgos. José

Luis Villanueva Muñoz. Documento en formato PDF descargable en la
dirección:
https://www.fundacionmapfre.org/documentacion/es/catalogo_imagene
s/grupo.cmd?path=1039458
50
MEMORIA
JUSTIFICATIVA
PRODUCCIÓN DE 1-NAFTOL MEMORIA JUSTIFICATIVA
CAPÍTULO 1: BALANCES DE MATERIA Y ENERGÍA

1.
1.1 INTRODUCCIÓN
En este capítulo se detallan los balances de materia y energía realizados en

cada uno de los equipos que intervienen en el proceso. Hay que señalar que los
cálculos no se realizaron en el orden descrito, sino que se comenzó realizando los
cálculos en el reactor para determinar la cantidad de reactivos y de productos del
proceso. Una vez determinados estos valores se fue encadenando los equipos hasta
poder definir todas las corrientes, tanto su composición como su presión y
temperatura.
1.1.1 Balance de materia

Los balances de materia se realizan aplicando la ley de conservación de la
masa cuyo enunciado es que la materia no se crea ni se destruye. Esto se puede
escribir de la siguiente forma [1]:
𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹 𝑑𝑑𝑑𝑑 𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒 𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹 𝑑𝑑𝑑𝑑 𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠 𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉 𝑑𝑑𝑒𝑒 𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎ó𝑛𝑛

� �−� �=� �
𝑑𝑑𝑑𝑑 𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 𝑑𝑑𝑑𝑑 𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 𝑑𝑑𝑑𝑑 𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚
Matemáticamente sería:
𝑑𝑑𝑚𝑚𝑆𝑆 Ecuación 1
= 𝑚𝑚̇𝑓𝑓 − 𝑚𝑚̇𝑖𝑖
𝑑𝑑𝑑𝑑
Que de forma simplificada podemos expresar como:
𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸 + 𝐺𝐺𝐺𝐺𝐺𝐺𝐺𝐺𝐺𝐺𝐺𝐺𝐺𝐺𝐺𝐺Ó𝑁𝑁 = 𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆 + 𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴Ó𝑁𝑁
En caso de que no haya reacción, no hay generación ni acumulación por lo

que se puede escribir como:
𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸 = 𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆
Existen dos tipos de balance:
• Balance global. Se aplica la ecuación general del balance de materia para los
flujos de corriente.
53
• Balance por componente. Se realiza el balance de cada componente que

interviene.
1.1.2 Balance de energía

El balance de energía se lleva a cabo teniendo en cuenta no solo la energía
interna, la energía cinética y la energía potencial sino también el trabajo neto
realizado por el entorno sobre el sistema y el aporte neto de calor al sistema. De esta
forma se puede escribir lo siguiente:
∆𝐸𝐸 = 𝑄𝑄 + 𝑊𝑊 = ∆𝐻𝐻 + ∆𝐾𝐾 + ∆𝑃𝑃 Ecuación 2
En los balances de energía de este proyecto no se ha tenido en cuenta ni la

energía cinética ni la energía potencial y se ha considerado despreciable el trabajo
neto realizado por el entorno sobre el sistema. Por tanto, la ecuación anterior se
puede simplificar de la siguiente forma:
𝑄𝑄 = ∆𝐻𝐻
En los casos donde no hay reacción química, la diferencia de entalpía se

puede determinar como:
𝑇𝑇2
∆𝐻𝐻 = 𝑚𝑚 · � 𝐶𝐶𝐶𝐶 𝑑𝑑𝑑𝑑 Ecuación 3
𝑇𝑇1
En el caso de que haya reacción, dicha diferencia de entalpia se puede

determinar de la siguiente forma:
∆𝐻𝐻 = � � 0
𝑛𝑛𝑖𝑖 ∆ℎ𝑓𝑓𝑓𝑓 − � 0
𝑛𝑛𝑖𝑖 ∆ℎ𝑓𝑓𝑓𝑓 0
� = ∆𝐻𝐻𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 Ecuación 4
𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝 𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟
Se denomina ∆ℎ para indicar que se trata de un término de energía por

unidad de masa.
Para determinar la variación de la entalpía es necesario conocer los valores

de los calores específicos de cada una de las corrientes que intervienen en el
proceso. Dichos calores específicos vienen expresados en función de la temperatura
mediante la siguiente expresión:
𝐶𝐶𝐶𝐶 = 𝑎𝑎 + 𝑏𝑏𝑏𝑏 + 𝑐𝑐𝑇𝑇 2 + 𝑑𝑑𝑇𝑇 3 + 𝑒𝑒𝑇𝑇 4
54
Siendo:
𝑘𝑘𝑘𝑘
• Cp, la capacidad calorífica en �𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐾𝐾�
• T, la temperatura expresada en K.
Tabla 30: Capacidades caloríficas. Fuente: Simulador ASPEN-HYSYS
a b c d e
C10H8 (L) 29,8 0,5275 0 0 0
C10H8O (L) 117 0,3446 0 0 0
C14H28O2 (L) 156,5 0,3505 0 0 0
O2 29,56 -9,13E-03 3,86E-05 -3,31E-08 9,02E-12
N2 29,44 -4,57E-03 1,33E-05 -5,68E-09 3,40E-13
C10H8 (V) -54,3 7,90E-01 -5,84E-04 2,04E-07 -2,61E-11
C10H8O (V) -46,84 8,62E-01 -7,54E-04 3,34E-07 -6,00E-11
C14H28O2 (V) -31,28 8,88E-01 -7,47E-04 3,61E-07 -8,09E-11
H2O (L) 276,4 -2,09 8,13E-03 -1,41E-05 9,37E-09
H2O (V) 33,65 -5,72E-03 2,32E-05 -1,17E-08 1,88E-12
Señalar que se ha considerado que la variación de la capacidad calorífica

frente a la presión es despreciable comparado con la de la variación que sufre con la
temperatura.
Por otro lado, en aquellos equipos donde tenga lugar un cambio de fase, se
debe tener en cuenta tanto la temperatura a la que se produce como el calor latente
de dicho fenómeno.
El primer aspecto se analiza teniendo en cuenta la Ley de Antoine que

relaciona la temperatura de ebullición con la presión mediante la siguiente
expresión:
𝑏𝑏
ln 𝑃𝑃 = 𝑎𝑎 + + 𝑑𝑑 ln 𝑇𝑇 + 𝑒𝑒 𝑇𝑇𝑓𝑓
𝑇𝑇 + 𝑐𝑐
A continuación, se muestran los valores de los coeficientes para los distintos

compuestos que intervienen en el proceso:
55
Tabla 31: Coeficientes de la Ley de Antoine. Fuente: Aspen HYSYS
a b c d e f
C10H8 85,8616 -9555,6 0 -10,1247 3,955E-06 2
C10H8O 9,2149746 -2077,56 -89,15 0 0 0
C14H28O2 68,8451 -8051,1 0 -7,4786 8,092E-18 6
Además, dado que el calor latente del cambio de fase se conoce a presión
atmosférica, es necesario estimar su valor a la presión a la que se trabaja. Esto se
puede realizar mediante la siguiente ecuación:
𝑇𝑇𝑐𝑐 − 𝑇𝑇 0,38 Ecuación 5

𝐿𝐿𝑣𝑣 = 𝐿𝐿𝑣𝑣,𝑏𝑏 � �
𝑇𝑇𝑐𝑐 − 𝑇𝑇𝑏𝑏
Donde:
• 𝐿𝐿𝑣𝑣 , es el calor latente

• 𝐿𝐿𝑣𝑣,𝑏𝑏 , es el calor latente a la temperatura de referencia
• 𝑇𝑇𝑏𝑏 , es la temperatura de referencia.
• 𝑇𝑇, es la temperatura a la que se desea conocer el calor latente.
• 𝑇𝑇𝑐𝑐 , es la temperatura crítica, de cada compuesto.
Tabla 32: Datos cambio de fase
𝒌𝒌𝒌𝒌
𝑳𝑳𝒗𝒗,𝒃𝒃 � � 𝑻𝑻𝒃𝒃 (℃) 𝑻𝑻𝒄𝒄 (℃)
𝒌𝒌𝒌𝒌𝒌𝒌𝒌𝒌
C10H8 4,31E+04 218 475,2
C10H8O 5,08E+04 279 641,85
C14H28O2 3,87E+04 150 323,9
1.2 BALANCE POR EQUIPO

El mezclador M-101 se trata de un tanque agitado cuya función es disolver el
naftaleno de nuevo ingreso (corriente 1), en la corriente de recirculado compuesta
por naftaleno y acetato de laurilo (corriente 22), obteniéndose una corriente que se
introducirá al reactor (corriente 3) junto con el aire.
El diagrama correspondiente a este equipo es el que se muestra a

continuación:
56
22
M-101
1 3
Figura 9: Diagrama de bloque mezclador M-101
1.2.1.1 Balance de materia

El balance de materia de este equipo se realizó de la siguiente forma:
𝐹𝐹1 + 𝐹𝐹22 = 𝐹𝐹3
Las características de las corrientes 22 y 3 se calcularon en los apartados

Balance de materia 1.2.10.1 y 1.2.3.1 respectivamente. A continuación, se muestran
dichos valores:
Tabla 33: Datos de partida balance de materia M-101
DATOS DE PARTIDA
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 165,52 kmol/h
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 𝑶𝑶 2,38 kmol/h
Corriente 22
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 1410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐 1586,79 kmol/h
𝑭𝑭𝟑𝟑𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 174,28 kmol/h
𝑭𝑭𝟑𝟑𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 𝑶𝑶 2,38 kmol/h
Corriente 3
𝑭𝑭𝟑𝟑𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 1410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟑𝟑 1586,79 kmol/h
Por tanto, tal y como se ha descrito, la corriente 1 estará compuesta de

naftaleno, siendo su valor:
𝐹𝐹1 + 165,52 = 174,28 → 𝐹𝐹1 = 8,76 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
1.2.1.2 Balance de energía

Para realizar el balance de energía se tuvo en cuenta las temperaturas de las
corrientes que intervienen en el equipo. En primer lugar, se decidió que la
57
temperatura a la que se introducían los reactivos era de 25°C. Además, el valor de la

temperatura de la corriente 3 se determinó en el apartado 1.2.3.2.1 y su valor era de
40,10°C. Por tanto, con este balance de energía se determinó el valor de la
temperatura del recirculado (corriente 22).
A continuación, se muestran los cálculos realizados:
𝐻𝐻1 + 𝐻𝐻22 = 𝐻𝐻3 Ecuación 6

Donde:
• Entalpía corriente 1:
𝑇𝑇
𝐻𝐻1 = 𝐹𝐹1 · ∫𝑇𝑇 1 𝐶𝐶𝑝𝑝𝐶𝐶𝐿𝐿10 𝐻𝐻8 𝑑𝑑𝑑𝑑
𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟
Como 𝑇𝑇1 es igual a la temperatura de referencia:

𝐻𝐻1 = 0
𝑇𝑇 𝑇𝑇
𝐻𝐻22 = 𝐹𝐹𝐶𝐶22
10 𝐻𝐻8
· ∫𝑇𝑇 22 𝐶𝐶𝑝𝑝𝐶𝐶𝐿𝐿10 𝐻𝐻8 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 𝐹𝐹𝐶𝐶22
10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂
· ∫𝑇𝑇 22 𝐶𝐶𝑝𝑝𝐶𝐶𝐿𝐿10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 𝐹𝐹𝐶𝐶22
14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
·
𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟
𝑇𝑇22
∫𝑇𝑇 𝐶𝐶𝑝𝑝𝐶𝐶𝐿𝐿14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 𝑑𝑑𝑑𝑑
22 𝑇𝑇 22 𝑇𝑇
𝐻𝐻22 = 165,52 · ∫298,15(29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 2,38 · ∫298,15(117 + 0,3446𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 +
22 𝑇𝑇
1410,13 · ∫298,15(156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
𝑇𝑇 𝑇𝑇
𝐻𝐻3 = 𝐹𝐹𝐶𝐶310 𝐻𝐻8 · ∫𝑇𝑇 3 𝐶𝐶𝑝𝑝𝐶𝐶𝐿𝐿10 𝐻𝐻8 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 𝐹𝐹𝐶𝐶310 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 · ∫𝑇𝑇 3 𝐶𝐶𝑝𝑝𝐶𝐶𝐿𝐿10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 𝐹𝐹𝐶𝐶314 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 ·
𝑇𝑇3
313,25 313,25
𝐻𝐻3 = 174,28 · ∫298,15 (29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 2,38 · ∫298,15 (117 + 0,3446𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 +
313,25
1410,13 · ∫298,15 (156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
𝐻𝐻3 = 6,2 · 106 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
Introduciendo las expresiones de las entalpías en la Ecuación 6, se determinó

el valor de la temperatura de la corriente 22:
58
𝑇𝑇22 = 40,16℃
1.2.2 Filtro de aire F-101

El filtro de aire se emplea para eliminar las posibles partículas presentes en
el aire que se introduce en el proceso.
2 4
F-101
Figura 10: Diagrama de bloque filtro F-101

Las características de la corriente 4 se determinaron en el apartado 1.2.3.1 y
son las que muestran a continuación:
Tabla 34: Datos de partida balance de materia F-101
DATOS DE PARTIDA
Flujo corriente 4 (𝑭𝑭𝟒𝟒 ) 93,37 kmol/h
Composición oxígeno (𝑿𝑿𝟒𝟒𝟎𝟎𝟐𝟐 ) 21%
Composición de nitrógeno (𝑿𝑿𝟒𝟒𝑵𝑵𝟐𝟐 ) 79%
Debido a que no existe reacción y a que solo hay una corriente de entrada y
otra de salida, el balance de materia es bastante trivial, obteniendo que la corriente
de entrada de aire al proceso (corriente 2) debe ser las misma que la corriente 4.

Para realizar el balance de energía de este equipo se supuso que los reactivos
se introducirán a una temperatura de 25°C.
Conociendo esta temperatura y sabiendo que en este equipo no se transfiere

energía, se pudo deducir que la temperatura de la corriente 4 es la misma.
59
1.2.3 Reactor R-101

En el reactor R-101 tiene lugar la reacción de oxidación del naftaleno. Dicha
reacción es:
1
𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 + 𝑂𝑂2 → 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂
2
Para que tenga lugar se introducen las corrientes 3 y 4 y se obtiene como

efluente la corriente 5, tal y como se puede observar en la Figura 11.
3
R-101
Figura 11: Diagrama de bloque reactor R-101
Para realizar el correspondiente balance de materia y energía se partió de

una serie de datos que se recogen en la Tabla 35.
Tabla 35: Datos de partida del reactor R-101
DATOS DE PARTIDA
Producción de C10H8O 8,71 kmol/h
Conversión 5%
Selectividad 100%
Temperatura 40°C
Concentración C10H8 60 g C10H8/L C14H28O2
Densidad C14H28O2 0,865 kg/L
Ratio fase orgánica 40%
60

En primer lugar, se calculó el flujo de naftaleno que se iba a introducir en el
reactor para obtener la producción de 1-naftol de 8,71 kmol/h teniendo en cuenta
la estequiometría, la conversión y la selectividad:
𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 1 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑙𝑙𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 100 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑙𝑙𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8
𝐹𝐹𝐶𝐶310 𝐻𝐻8 = 8,71 · ·
ℎ 1 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 5 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑙𝑙𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8
𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘
𝐹𝐹𝐶𝐶310 𝐻𝐻8 = 174,28
ℎ
A continuación, se determinó la cantidad de acetato de laurilo en la que se

disuelve dicha entrada de naftaleno, conociendo la concentración y la densidad del
disolvente:
𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 128,174 𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 1 𝐿𝐿 𝐶𝐶14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 𝐿𝐿
𝐹𝐹𝐶𝐶314 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 = 174,28 · · = 3,72 · 105
ℎ 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 0,06 𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 ℎ
𝐿𝐿 𝐶𝐶14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 0,865 𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 1 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
𝐹𝐹𝐶𝐶314𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 = 3,72 · 105 · ·
ℎ 1 𝐿𝐿 𝐶𝐶14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 228,376 𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
𝐹𝐹𝐶𝐶314 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 = 1410,13
ℎ
Para definir completamente la corriente 3, falta por determinar la cantidad

de 1-naftol que se recircula en el proceso. Dicho valor se calculó en el apartado
1.2.8.1 (2,38 kmol/h)
Por otro lado, el aire que se introduce al proceso (corriente 4) se determinó

con el ratio de fase orgánica, que se define como el volumen de componente orgánico
entre el volumen total, sin tener en cuenta el nitrógeno. Por esto previamente, se
calculó la densidad del oxígeno a la presión de 1 atm, haciendo uso de la Ley de los
Gases Ideales:
𝑃𝑃 𝑃𝑃𝑃𝑃
𝑃𝑃 𝑉𝑉 = 𝑛𝑛 𝑅𝑅 𝑇𝑇 → 𝜌𝜌 =
𝑅𝑅 𝑇𝑇
Sustituyendo los valores:
1 · 31,9988 𝑔𝑔
𝜌𝜌 = = 1,25
0,082 · 313,15 𝐿𝐿
61
Por tanto, la cantidad de oxígeno necesario es:
𝐿𝐿 𝐶𝐶14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 60 𝐿𝐿 𝑂𝑂2 1,25 · 10−3 𝑘𝑘𝑘𝑘 𝑂𝑂2 1 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝑂𝑂2
𝐹𝐹𝑂𝑂42 = 3,72 · 10 5
· · ·
ℎ 40 𝐿𝐿 𝐶𝐶14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 1 𝐿𝐿 𝑂𝑂2 31,9988 𝑘𝑘𝑘𝑘 𝑂𝑂2
𝐹𝐹𝑂𝑂42 = 19,61
ℎ
Una vez calculada el flujo molar de oxígeno que se introduce al reactor, se

determinó la cantidad de nitrógeno teniendo en cuenta que el 21% del aire es
oxígeno:
𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝑂𝑂2 79 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝑁𝑁2 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘

𝐹𝐹𝑁𝑁42 = 19,61 · = 73,76
ℎ 21 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝑂𝑂2 ℎ
Por tanto, el flujo molar de la corriente 4 es:
𝐹𝐹4 = 𝐹𝐹𝑁𝑁42 + 𝐹𝐹𝑂𝑂42 = 19,61 + 73,76 = 93,37
ℎ
Por otro lado, de la corriente 3, falta por definir la cantidad de 1-naftol que se
recircula en el proceso. Dicho flujo se calculó en el apartado 1.2.8.1 (2,38 kmol/h).
De esta forma, se definió las entradas del reactor, siendo posible el balance
de materia en dicho equipo.
• Naftaleno:
𝐹𝐹𝐶𝐶510 𝐻𝐻8 = 𝐹𝐹𝐶𝐶310 𝐻𝐻8 − 𝐹𝐹𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 = 174,28 − 8,71 = 165,56
𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐 ℎ
• Oxígeno:
1 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘
𝐹𝐹𝑂𝑂52 = 𝐹𝐹𝑂𝑂42 − 𝐹𝐹𝑂𝑂2 𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐 = 19,61 − · 8,71 = 15,25
2 ℎ
• Nitrógeno:
𝐹𝐹𝑁𝑁52 = 𝐹𝐹𝑁𝑁42 = 73,76
ℎ
62
• 1-naftol:
𝐹𝐹𝐶𝐶510 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 𝐹𝐹𝐶𝐶310 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 + 𝐹𝐹𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 2,38 + 8,71 = 11,10
𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓 ℎ
• Acetato de laurilo:
𝐹𝐹𝐶𝐶514 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 = 𝐹𝐹𝐶𝐶314 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 = 1410,13
ℎ
Por tanto, los resultados del balance de materia son:
Tabla 36: Resultados balance de materia R-101
RESULTADO DE BALANCE DE MATERIA

𝑭𝑭𝟑𝟑𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 174,28 kmol/h
𝑭𝑭𝟑𝟑𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 𝑶𝑶 2,38 kmol/h
Corriente 3
𝑭𝑭𝟑𝟑𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 1410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟑𝟑 1586,79 kmol/h
𝑭𝑭𝟒𝟒𝑶𝑶𝟐𝟐 19,61 kmol/h
Corriente 4 𝑭𝑭𝟒𝟒𝑵𝑵𝟐𝟐 73,76 kmol/h
𝑭𝑭𝟒𝟒 93,37 kmol/h
𝑭𝑭𝟓𝟓𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 165,56 kmol/h
𝑭𝑭𝟓𝟓𝑶𝑶𝟐𝟐 15,25 kmol/h
𝑭𝑭𝟓𝟓𝑵𝑵𝟐𝟐 73,76 kmol/h
Corriente 5
𝑭𝑭𝟓𝟓𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 𝑶𝑶 11,10 kmol/h
𝑭𝑭𝟓𝟓𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 1410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟓𝟓 1675,80 kmol/h

Al realizar el balance de energía en el reactor R-101, se pretende determinar
la temperatura a la que se debe introducir la corriente 3 para obtener una
temperatura en el interior del reactor de 40°C así como la temperatura de la
corriente de salida teniendo en cuenta la energía liberada en la reacción. Por todo
ello, se realizó un balance de energía en el punto de mezcla y otro balance de energía
cuando la reacción tiene lugar.
63
1.2.3.2.1 Punto de mezcla

El punto de mezcla se analizó de igual manera que el mezclador M-101. Para
ello se partió de los resultados obtenidos en el apartado 1.2.3.1 (Tabla 36) así como
de las temperaturas conocidas: la temperatura de entrada de oxígeno es 25°C y la de
la mezcla 40°C.
De esta forma, el balance de energía que se planteó es el siguiente:
𝐻𝐻3 + 𝐻𝐻4 = 𝐻𝐻3−4 Ecuación 7

Donde:
𝑇𝑇 𝑇𝑇
𝐻𝐻3 = 𝐹𝐹𝐶𝐶310 𝐻𝐻8 · ∫𝑇𝑇 3 𝐶𝐶𝑝𝑝𝐶𝐶𝐿𝐿10 𝐻𝐻8 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 𝐹𝐹𝐶𝐶310 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 · ∫𝑇𝑇 3 𝐶𝐶𝑝𝑝𝐶𝐶𝐿𝐿10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 𝐹𝐹𝐶𝐶314 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 ·
𝑇𝑇3
3 𝑇𝑇 3 𝑇𝑇
𝐻𝐻3 = 174,28 · ∫298,15(29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 2,38 · ∫298,15(117 + 0,3446𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 +
3 𝑇𝑇
1410,13 · ∫298,15(156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
𝑇𝑇 𝑇𝑇
𝐻𝐻4 = 𝐹𝐹𝑂𝑂42 · ∫𝑇𝑇 4 𝐶𝐶𝑝𝑝𝑂𝑂2 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 𝐹𝐹𝑁𝑁42 · ∫𝑇𝑇 4 𝐶𝐶𝑝𝑝𝑁𝑁2 𝑑𝑑𝑑𝑑
Como la temperatura de la corriente 4 es igual a la temperatura de referencia

se cumple que
𝐻𝐻4 = 0
• Entalpía punto de mezcla (3-4):
𝑇𝑇 𝑇𝑇
𝐻𝐻3−4 = 𝐹𝐹𝐶𝐶3−4
10 𝐻𝐻8
· ∫𝑇𝑇 3−4 𝐶𝐶𝑝𝑝𝐶𝐶𝐿𝐿10𝐻𝐻8 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 𝐹𝐹𝐶𝐶3−4
· ∫𝑇𝑇 3−4 𝐶𝐶𝑝𝑝𝐶𝐶𝐿𝐿10𝐻𝐻8 𝑂𝑂 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 𝐹𝐹𝐶𝐶3−4
14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
·
𝑇𝑇3−4 𝑇𝑇 𝑇𝑇
∫𝑇𝑇 𝐶𝐶𝑝𝑝𝐶𝐶𝐿𝐿14𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 𝐹𝐹𝑂𝑂3−4
2
· ∫𝑇𝑇 3−4 𝐶𝐶𝑝𝑝𝑂𝑂2 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 𝐹𝐹𝑁𝑁3−4
2
· ∫𝑇𝑇 3−4 𝐶𝐶𝑝𝑝𝑁𝑁2 𝑑𝑑𝑑𝑑
𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟
313,15 313,15
𝐻𝐻3−4 = 174,28 · ∫298,15 (29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 2,38 · ∫298,15 (117 + 0,3446𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 +
313,15 313,15
1410,13 · ∫298,15 (156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 19,61 · ∫298,15 (29,56 − 9,13 · 10−3 𝑇𝑇 +
64
313,15
3,86 · 10−5 𝑇𝑇 2 − 3,31 · 10−8 𝑇𝑇 3 + 9,02 · 10−12 · 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 73,76 · ∫298,15 (29,44 −
4,57 · 10−3 𝑇𝑇 + 1,33 · 10−5 𝑇𝑇 2 − 5,68 · 10−9 𝑇𝑇 3 + 3,40 · 10−13 · 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑
Introduciendo las expresiones de las entalpías en la Ecuación 7, se determinó

el valor de la temperatura de la corriente 3:
𝑇𝑇3 = 40,10℃
1.2.3.2.2 Reacción
Para realizar el balance de energía se determinó en primer lugar la energía
liberada debido a la reacción haciendo uso de la Ecuación 4. Los datos necesarios
para ello son las entalpías de formación estándar, que se muestran en la siguiente
tabla [1]:
Tabla 37: Entalpías de formación estándar
ENTALPÍAS DE FORMACIÓN ESTÁNDAR

C10H8 151,06
ΔH°f (kJ/mol)
C10H8O -95,4
° °
∆𝐻𝐻𝑟𝑟° = ∑𝑛𝑛∆𝐻𝐻𝑓𝑓,𝑝𝑝 − ∑ 𝑛𝑛 ∆𝐻𝐻𝑓𝑓,𝑟𝑟
𝑘𝑘𝑘𝑘 𝑘𝑘𝑘𝑘
∆ℎ𝑟𝑟° = −95,4 − 151,06 = −246,46 = −2,46 · 105
𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘
Por tanto, la entalpía de reacción se determinó como:
∆𝐻𝐻𝑟𝑟° = 8,71 · (−2,46 · 105 ) = −2,15 · 106 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
Como el valor de la entalpía de reacción calculado es para una temperatura

estándar (25°C), se determinó el valor a la temperatura de reacción (40°C) haciendo
uso del diagrama entálpico:
65
Figura 12: Diagrama entálpico
A partir de este diagrama se puede concluir lo siguiente:
∆𝐻𝐻𝑟𝑟40℃ = ∆𝐻𝐻1 + ∆𝐻𝐻𝑟𝑟° + ∆𝐻𝐻2 Ecuación 8
El término ∆𝐻𝐻1 representa la diferencia de entalpía cuando se enfrían los

reactivos desde 40°C hasta 25°C. El valor del mismo se determinó de la siguiente
forma:
∆𝐻𝐻1 = ∆𝐻𝐻𝐶𝐶3−4
10 𝐻𝐻8
+ ∆𝐻𝐻𝑂𝑂3−4
2
+ ∆𝐻𝐻𝑁𝑁3−4
2
+ ∆𝐻𝐻𝐶𝐶3−4
+ ∆𝐻𝐻𝐶𝐶3−4
14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
Ecuación 9
Se calculó cada término por separado como se muestra a continuación.
• Naftaleno:
298,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶3−4
10 𝐻𝐻8
= 174,28 · ∫313,15 (29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
10 𝐻𝐻8
= −4,99 · 105 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
• Oxígeno:
298,15
∆𝐻𝐻𝑂𝑂3−4
2
= 19,61 · ∫313,15 (29,56 − 9,13 · 10−3 𝑇𝑇 + 3,86 · 10−5 𝑇𝑇 2 − 3,31 ·
10−8 𝑇𝑇 3 + 9,02 · 10−12 · 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑
∆𝐻𝐻𝑂𝑂3−4
2
= −8,68 · 103 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
66
• Nitrógeno:
298,15
∆𝐻𝐻𝑁𝑁3−4
2
= 73,76 · ∫313,15 (29,44 − 4,57 · 10−3 𝑇𝑇 + 1,33 · 10−5 𝑇𝑇 2 − 5,68 ·
10−9 𝑇𝑇 3 + 3,40 · 10−13 · 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑
∆𝐻𝐻𝑁𝑁3−4
2
= −3,22 · 104 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
• 1-naftol:
298,15
= 2,38 · ∫313,15 (117 + 0,3446𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
= −2,69 · 103 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
298,15
14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
= 1410,13 · ∫313,15 (156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
= −5,58 · 106 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
Sustituyendo todos estos valores en la Ecuación 9, se calculó el término ∆𝐻𝐻1.
∆𝐻𝐻1 = −4,99 · 105 − 8,68 · 103 − 3,22 · 104 − 2,69 · 103 − 5,58 · 106
∆𝐻𝐻1 = −6,12 · 106 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
Por otro lado, el término ∆𝐻𝐻2 representa la diferencia de entalpía cuando se

calientan los productos desde 25°C hasta 40°C. El valor del mismo se determinó de
la siguiente forma:
∆𝐻𝐻2 = ∆𝐻𝐻𝐶𝐶510 𝐻𝐻8 + ∆𝐻𝐻𝑂𝑂52 + ∆𝐻𝐻𝑁𝑁52 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶510𝐻𝐻8 𝑂𝑂 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶514𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 Ecuación 10
• Naftaleno:
313,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶510𝐻𝐻8 = 165,56 · ∫298,15 (29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
∆𝐻𝐻𝐶𝐶510 𝐻𝐻8 = 4,74 · 105 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
67
• Oxígeno:
313,15
∆𝐻𝐻𝑂𝑂52 = 15,25 · ∫298,15 (29,56 − 9,13 · 10−3 𝑇𝑇 + 3,86 · 10−5 𝑇𝑇 2 − 3,31 ·
10−8 𝑇𝑇 3 + 9,02 · 10−12 · 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑
∆𝐻𝐻𝑂𝑂52 = 6,75 · 103 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
• Nitrógeno:
313,15
∆𝐻𝐻𝑁𝑁52 = 73,76 · ∫298,15 (29,44 − 4,57 · 10−3 𝑇𝑇 + 1,33 · 10−5 𝑇𝑇 2 − 5,68 ·
10−9 𝑇𝑇 3 + 3,40 · 10−13 · 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑
∆𝐻𝐻𝑁𝑁52 = 3,22 · 104 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
• 1-naftol:
313,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶510𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 11,10 · ∫298,15 (117 + 0,3446𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
∆𝐻𝐻𝐶𝐶510𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 1,25 · 104 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
313,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶514 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 = 1410,13 · � (156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑
298,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶514 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 = 5,58 · 106 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
Sustituyendo todos estos valores en la Ecuación 10, se calculó el término ∆𝐻𝐻2 .
∆𝐻𝐻2 = 4,74 · 105 + 6,75 · 103 + 3,22 · 104 + 1,25 · 104 + 5,58 · 106
∆𝐻𝐻2 = 6,10 · 106 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
Finalmente, para determinar la entalpía de reacción a 40°C, se sustituyeron

todos los valores en la Ecuación 8:
∆𝐻𝐻𝑟𝑟40℃ = −6,12 · 106 − 2,15 · 106 + 6,10 · 106
∆𝐻𝐻𝑟𝑟40℃ = −2,16 · 106 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
68
Este calor liberado por la reacción a 40°C es absorbido por los productos,
produciendo un aumento de la temperatura en los mismos. Por tanto, la
temperatura de la corriente 5 se determinó como:
𝑄𝑄 = −∆𝐻𝐻𝑟𝑟40℃ = ∆𝐻𝐻5 Ecuación 11
Donde:
∆𝐻𝐻5 = ∆𝐻𝐻𝐶𝐶510𝐻𝐻8 + ∆𝐻𝐻𝑂𝑂52 + ∆𝐻𝐻𝑁𝑁52 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶510 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶514 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 Ecuación 12

• Naftaleno:
𝑇𝑇
∆𝐻𝐻𝐶𝐶510𝐻𝐻8 = 165,56 · ∫313,15
5
(29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
• Oxígeno:
𝑇𝑇
∆𝐻𝐻𝑂𝑂52 = 15,25 · ∫313,15
5
(29,56 − 9,13 · 10−3 𝑇𝑇 + 3,86 · 10−5 𝑇𝑇 2 − 3,31 ·
10−8 𝑇𝑇 3 + 9,02 · 10−12 · 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑
• Nitrógeno:
𝑇𝑇
∆𝐻𝐻𝑁𝑁52 = 73,76 · ∫313,15
3
(29,44 − 4,57 · 10−3 𝑇𝑇 + 1,33 · 10−5 𝑇𝑇 2 − 5,68 ·
10−9 𝑇𝑇 3 + 3,40 · 10−13 · 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑
• 1-naftol:
𝑇𝑇
∆𝐻𝐻𝐶𝐶510𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 11,10 · ∫313,15
3
(117 + 0,3446𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
𝑇𝑇3
∆𝐻𝐻𝐶𝐶514 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 = 1410,13 · � (156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
313,15
Sustituyendo estos valores en la Ecuación 11 y Ecuación 12 se obtuvo el valor

de la temperatura de la corriente 5:
𝑇𝑇5 = 45,25℃
Resumiendo, los resultados obtenidos tras realizar el balance de energía son:
69
Tabla 38: Resultados balance de energía R-101
RESULTADO DE BALANCE DE ENERGÍA

𝑻𝑻𝟑𝟑 40,10°C
𝑻𝑻𝟒𝟒 25°C
𝑻𝑻𝟓𝟓 45,25°C

El separador V-101 se trata de un separador bifásico cuya función es la de
separar la fase gaseosa y la fase líquida de la corriente de salida del reactor
(corriente 5). Esta separación se puede realizar gracias a que el naftaleno y el -naftol
se encuentran disueltos en el acetato de laurilo, mientras que el estado natural del
nitrógeno y el oxígeno es estar en fase vapor.
El diagrama de bloque de dicho equipo es el siguiente:
5 V-101
Figura 13: Diagrama de bloque separador bifásico V-101

Para realizar el balance de materia del separador bifásico, se tuvo en cuenta
que la corriente gaseosa (corriente 7) solo estaba compuesta de oxígeno y nitrógeno,
mientras que la corriente líquida (corriente 6) estaba formada por el resto de los
componentes.
Por tanto, teniendo en cuenta que no hay reacción, el balance que se realizó
es el que se muestra a continuación:
𝐹𝐹5 = 𝐹𝐹6 + 𝐹𝐹7
70
Donde la corriente 5 se determinó en el apartado 1.2.3.1. Detallado por

componentes, se obtuvo:
• Naftaleno:
𝐹𝐹𝐶𝐶510 𝐻𝐻8 = 𝐹𝐹𝐶𝐶610 𝐻𝐻8 = 165,56
ℎ
• Oxígeno:
𝐹𝐹𝑂𝑂52 = 𝐹𝐹𝑂𝑂72 = 15,25
ℎ
• Nitrógeno:
𝐹𝐹𝑁𝑁52 = 𝐹𝐹𝑁𝑁72 = 73,76
ℎ
• 1-naftol:
𝐹𝐹𝐶𝐶510 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 𝐹𝐹𝐶𝐶610 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 11,10
ℎ
𝐹𝐹𝐶𝐶514 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 = 𝐹𝐹𝐶𝐶614 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 = 1410,13
ℎ
El flujo total de cada corriente se determinó como:
𝐹𝐹6 = 𝐹𝐹𝐶𝐶610 𝐻𝐻8 + 𝐹𝐹𝐶𝐶610 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 + 𝐹𝐹𝐶𝐶614 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 = 165,56 + 11,10 + 1410,13 = 1586,79 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
𝐹𝐹7 = 𝐹𝐹𝑂𝑂72 + 𝐹𝐹𝑁𝑁72 = 15,25 + 73,76 = 89,01 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
Por tanto, los resultados del balance de materia son:
Tabla 39: Resultados balance de materia V-101

𝑭𝑭𝟓𝟓𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 165,56 kmol/h
𝑭𝑭𝟓𝟓𝑶𝑶𝟐𝟐 15,25 kmol/h
𝑭𝑭𝟓𝟓𝑵𝑵𝟐𝟐 73,76 kmol/h
Corriente 5
𝑭𝑭𝟓𝟓𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 𝑶𝑶 11,10 kmol/h
𝑭𝑭𝟓𝟓𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 1410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟓𝟓 1675,80 kmol/h
71
𝑭𝑭𝟔𝟔𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 165,56 kmol/h

𝑭𝑭𝟔𝟔𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 𝑶𝑶 11,10 kmol/h
Corriente 6
𝑭𝑭𝟔𝟔𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 1410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟔𝟔 1586,79 kmol/h
𝑭𝑭𝟕𝟕𝑶𝑶𝟐𝟐 15,25 kmol/h
Corriente 7 𝑭𝑭𝟕𝟕𝑵𝑵𝟐𝟐 73,76 kmol/h
𝑭𝑭𝟕𝟕 89,01 kmol/h

Debido a que en este equipo no tiene lugar ninguna transferencia de energía,
el balance correspondiente es trivial, siendo las temperaturas de las corrientes de
salida (corriente 6 y corriente 7) iguales a la corriente de entrada (corriente 5).
Tabla 40: Resultados balance de energía V-101

𝑻𝑻𝟓𝟓 45,25°C
𝑻𝑻𝟔𝟔 45,25°C
𝑻𝑻𝟕𝟕 45,25°C
1.2.5 Bomba P-101

Para elevar la presión de la corriente líquida, proveniente del separador
V-101, a la necesaria para ser introducida en la columna de destilación T-101, se
emplea la bomba P-101. Dicha presión aumenta desde 101,33 kPa hasta 209,06 kPa.
El diagrama de bloque correspondiente a este equipo es:
8
6
P-101
Figura 14: Diagrama de bloque bomba P-101
72

de salida de la bomba (corriente 8) debe ser la misma que la corriente 6.
Las características de la corriente 6 se determinaron en el apartado 1.2.4.1

por la que la corriente 8 es:
Tabla 41: Resultados balance de materia P-101

𝑭𝑭𝟖𝟖𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 165,56 kmol/h
𝑭𝑭𝟖𝟖𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 𝑶𝑶 11,10 kmol/h
Corriente 8
𝑭𝑭𝟖𝟖𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 1410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟖𝟖 1586,79 kmol/h

Como ya se indicó en la introducción al balance de energía, se consideró
despreciable la variación de entalpía debido al trabajo aplicado sobre el fluido. Por
este motivo, se considera que no hay aporte de energía y, por tanto, que la
temperatura de la corriente de salida es igual a la temperatura de la corriente de
entrada.
Tabla 42: Resultados balance de energía P-101

𝑻𝑻𝟔𝟔 45,25°C
𝑻𝑻𝟖𝟖 45,25°C

El intercambiador E-101 se encarga de calentar la corriente de salida del
separador bifásico (corriente 8) aprovechando la energía liberada al enfriar el
destilado de la columna de destilación (corriente 20).
A continuación, se puede observar el diagrama de bloque de dicho equipo.
73
21 20
8 9
E-101
Figura 15: Diagrama de bloque intercambiador E-101

Debido a que no hay reacción y que la corriente que se calienta no se mezcla
con la corriente que se enfría el balance de materia es bastante sencillo:
𝐹𝐹8 = 𝐹𝐹9
𝐹𝐹20 = 𝐹𝐹21
La composición de la corriente 8 se determinó en el apartado 1.2.5.1 mientras

que la composición de la corriente 20 se determinó en el apartado 1.2.8.1.
Por tanto, el resultado del balance de materia es el que se muestra a

continuación:
Tabla 43: Resultado balance de materia E-101

𝑭𝑭𝟗𝟗𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 165,56 kmol/h
𝑭𝑭𝟗𝟗𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 𝑶𝑶 11,10 kmol/h
Corriente 9
𝑭𝑭𝟗𝟗𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 1410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟗𝟗 1586,79 kmol/h
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 165,52 kmol/h
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐
Corriente 21
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 1410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐 1586,79 kmol/h

Para realizar el balance de energía se partió de los siguientes datos:
74
Tabla 44: Datos de partida E-101
DATOS DE PARTIDA
𝑻𝑻𝟖𝟖 45,25°C
𝑻𝑻𝟗𝟗 155°C
𝑻𝑻𝟐𝟐𝟐𝟐 175°C
Señalar que la temperatura de la corriente 9 se estableció con un salto

térmico de 20°C con respecto a la temperatura de la corriente 20.
El balance de energía que se planteó es el que se muestra a continuación:
∆𝐻𝐻8 = ∆𝐻𝐻20 Ecuación 13
Donde:
∆𝐻𝐻8 = ∆𝐻𝐻𝐶𝐶810𝐻𝐻8 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶810𝐻𝐻8 𝑂𝑂 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶814𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 Ecuación 14
A continuación, se muestra cada término calculado por separado:
• Naftaleno:
428,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶810𝐻𝐻8 = 165,56 · ∫318,15 (29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
∆𝐻𝐻𝐶𝐶810𝐻𝐻8 = 4,12 · 106 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
• 1-naftol:
428,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶810𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 11,10 · ∫318,15 (117 + 0,3446𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
∆𝐻𝐻𝐶𝐶810𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 2,99 · 105 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
428,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶814𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 = 1410,13 · ∫318,15 (156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
∆𝐻𝐻𝐶𝐶814 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 = 4,45 · 107 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
Sustituyendo en la Ecuación 13 se obtuvo:
∆𝐻𝐻8 = 4,12 · 106 + 2,99 · 105 + 4,45 · 107
75
107 𝑘𝑘𝑘𝑘
∆𝐻𝐻8 = 4,89 ·
ℎ
Por otro lado, el valor de ∆𝐻𝐻20 se determinó de la siguiente forma:
∆𝐻𝐻20 = ∆𝐻𝐻𝐶𝐶20 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶20 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶20 Ecuación 15

10 𝐻𝐻8 10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
Al igual que en el caso anterior, se calculó cada término por separado:
• Naftaleno:
𝑇𝑇
∆𝐻𝐻𝐶𝐶20
10 𝐻𝐻8
21
= 165,56 · ∫448,15(29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
• 1-naftol:
𝑇𝑇
21
= 11,10 · ∫448,15(117 + 0,3446𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
𝑇𝑇
14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
21
= 1410,13 · ∫448,15(156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
Finalmente, se introdujeron todos estos valores en la Ecuación 13 y se

despejó la temperatura de la corriente 21:
𝑇𝑇21 = 67,7℃

El intercambiador E-102 se emplea para terminar de calentar la corriente
proveniente del intercambiador E-101 antes de introducirse en la torre de
destilación.
Como compuesto calefactor se emplea vapor de media presión a 1000 kPa

que se enfría desde 400°C a 180°C. Se decidió este incremento de temperatura para
que el vapor se condense, aprovechando así la energía liberada en el cambio de fase.
A continuación, se muestra el diagrama de bloque de este equipo:
76
9 10
E-102
mps

El balance de materia de este equipo es trivial puesto que no hay ninguna
reacción y la corriente que se calienta no se mezcla con la corriente que se enfría.
Por este motivo se concluyó que:
𝐹𝐹9 = 𝐹𝐹10

𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 165,56 kmol/h
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
Corriente 10 𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑭𝑭𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 1410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏 1586,79 kmol/h

Para realizar el balance de energía se tuvieron en cuenta los siguientes datos,
donde la temperatura de la corriente 10 se calculó en el apartado 1.2.8.2:
Tabla 46: Datos de partida E-102
DATOS DE PARTIDA
𝑻𝑻𝟗𝟗 155°C
𝑻𝑻𝟏𝟏𝟏𝟏 221,7°C
𝑷𝑷𝟗𝟗 = 𝑷𝑷𝟏𝟏𝟏𝟏 209,1 kPa
𝑻𝑻𝟏𝟏𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎 400°C
𝑻𝑻𝟐𝟐𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎 180°C
𝑷𝑷𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎 1000 kPa
77
Debido a que al calentar la corriente 9 desde 155°C hasta 221,7°C se produce

un cambio de fase, previo a realizar el correspondiente balance de energía se
determinó la temperatura a la que tiene lugar el cambio de fase. Se sabe que la
presión de la mezcla es:
𝑃𝑃9 = 𝑃𝑃𝐶𝐶910 𝐻𝐻8 + 𝑃𝑃𝐶𝐶910 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 + 𝑃𝑃𝐶𝐶914 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
Donde cada una de las presiones parciales se determinó mediante la ley de

Antoine, descrita en el apartado 1.1.2. Despejando, se obtuvo que la temperatura de
ebullición de la mezcla era 181,35°C.
Partiendo de esta temperatura, y conociendo la composición de la corriente,

se determinó el valor del calor latente de vaporización mediante la Ecuación 5.
• Naftaleno:
𝐶𝐶 𝐻𝐻8 475,2 − 181,35 0,38

𝐿𝐿𝑣𝑣10 = 4,31 · 104 · � � = 4,53 · 104 𝑘𝑘𝑘𝑘/𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘
475,2 − 218
• 1-naftol:
𝐶𝐶 𝐻𝐻 𝑂𝑂 4
641,85 − 181,35 0,38
𝐿𝐿𝑣𝑣10 8 = 5,08 · 10 · � � = 3,58 · 104 𝑘𝑘𝑘𝑘/𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘
641,85 − 279
𝐶𝐶 𝐻𝐻 𝑂𝑂 323,9 − 181,35 0,38

4
𝐿𝐿𝑣𝑣14 28 2 = 3,87 · 10 · � � = 5,56 · 104 𝑘𝑘𝑘𝑘/𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘
323,9 − 150
Por otro lado, también fue necesario determinar la temperatura de

condensación del vapor de media presión y el calor latente correspondiente a dicho
cambio de fase.
A 1000 kPa, la temperatura de ebullición es y el calor latente de condensación

es:
𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚
𝑇𝑇𝑒𝑒𝑒𝑒 = 184,12℃
𝜆𝜆𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚
𝑣𝑣 = 3,6 · 104 𝑘𝑘𝑘𝑘/𝑘𝑘𝑘𝑘
Partiendo de estos resultados se planteó el siguiente balance de energía:
∆𝐻𝐻9 + ∆𝐻𝐻𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 = 0 Ecuación 16
78
Donde:
∆𝐻𝐻9 = ∆𝐻𝐻𝐶𝐶910 𝐻𝐻8 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶810𝐻𝐻8 𝑂𝑂 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶814𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 Ecuación 17
• Naftaleno:
454,49 494,86
∆𝐻𝐻𝐶𝐶910𝐻𝐻8 = 165,56 �∫428,15 (29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 4,53 · 104 + ∫454,49 (−54,3 +
0,79 𝑇𝑇 − 5,84 · 10−4 𝑇𝑇 2 + 2,04 · 10−7 𝑇𝑇 3 − 2,61 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑�
∆𝐻𝐻𝐶𝐶810𝐻𝐻8 = 1,0 · 107 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
• 1-naftol:
454,49 494,86
∆𝐻𝐻𝐶𝐶910𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 11,10 · �∫428,15 (117 + 0,3446𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 3,58 · 104 + ∫454,49 (−46,84 +
0,862 𝑇𝑇 − 7,54 · 10−4 𝑇𝑇 2 + 3,34 · 10−7 𝑇𝑇 3 − 6 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑�
∆𝐻𝐻𝐶𝐶910𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 7,96 · 105 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
454,49
∆𝐻𝐻𝐶𝐶914𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 = 1410,13 · �∫428,15 (156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 5,56 · 104 +
494,86
∫454,49 (−31,28 + 0,888 𝑇𝑇 − 7,47 · 10−4 𝑇𝑇 2 + 3,61 · 10−7 𝑇𝑇 3 − 8,09 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑�
∆𝐻𝐻𝐶𝐶914 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 = 7,67 · 107 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
∆𝐻𝐻9 = 1 · 107 + 7,96 · 105 + 7,67 · 107
∆𝐻𝐻9 = 8,76 · 107 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
Por otro lado, el valor del término ∆𝐻𝐻𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 se calculó como:
457,27
∆𝐻𝐻𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 = 𝐹𝐹𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 · �∫673,15 (33,65 − 5,72 · 10−3 𝑇𝑇 + 2,32 · 10−5 𝑇𝑇 2 − 1,17 ·
453,1
10−8 𝑇𝑇 3 + 1,88 · 10−12 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 5,56 · 104 + ∫457,27(−31,28 + 0,888 𝑇𝑇 − 7,47 ·
10−4 𝑇𝑇 2 + 3,61 · 10−7 𝑇𝑇 3 − 8,09 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑�
79
∆𝐻𝐻𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 = −4,41 · 104 𝐹𝐹𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 (𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ)
Finalmente, haciendo uso de la Ecuación 16, se determinó el valor del flujo de

vapor de media presión
8,76 · 107 − 4,41 · 104 𝐹𝐹𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 → 𝐹𝐹𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 = 1982,56 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ

La torre de destilación T-101 se emplea para obtener una corriente de mayor
pureza de 1-naftol (corriente 17), separando así dicho compuesto de la corriente de
recirculado del proceso (corriente 14).
Para que esta separación pueda tener lugar, es necesario que parte del
destilado y del condensado se recircule al equipo tras pasar por un condensador y
un reboiler respectivamente. El condensador emplea agua fría mientras que el
rerboiler emplea vapor de media presión.
A continuación, se muestra un diagrama de bloque de este equipo:
14
E-104
12
11
cw 13
10 T-101
16
15
E-103 17
mps
Figura 17: Diagrama de bloque torre de destilación T-101
80

Para realizar el balance de materia, en primer lugar, se definió las
características de las corrientes que se deseaban obtener. En el caso de la corriente
de cola, se desea obtener con la composición de la corriente de producción del
proceso. Por otro lado, en el caso de la corriente de destilado se fijó el valor de la
composición de 1-naftol que se obtendría.
Por tanto, los valores con los que se realizó el balance de materia de la torre
T-101 son los que se muestran en la Tabla 47.
Tabla 47: Datos de partida balance de materia T-101
DATOS DE PARTIDA
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 2,12·104 kg/h
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 𝑶𝑶 1,60·103 kg/h
Corriente 10
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 3,22·105 kg/h
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏 3,45·105 kg/h
Corriente 14 𝑿𝑿𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 𝑶𝑶 0,1%
𝑿𝑿𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 0,5%
𝑿𝑿𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 𝑶𝑶 99,5%
Corriente 17
𝑿𝑿𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 0%
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏 1,26·103 kg/h
El balance de materia realizado para este equipo es el que se muestra a

continuación. Cabe señalar que los flujos de las corrientes se sustituyeron en
unidades de kg puesto que la composición se definió en porcentaje en peso.
𝐹𝐹10 = 𝐹𝐹14 + 𝐹𝐹17
Detallado por componentes, se obtuvo:
• 1-naftol:
𝐹𝐹𝐶𝐶10
= 𝑋𝑋𝐶𝐶1410𝐻𝐻8 𝑂𝑂 · 𝐹𝐹14 + 𝑋𝑋𝐶𝐶1710 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 · 𝐹𝐹17
1,6 · 103 = 0,001 · 𝐹𝐹14 + 0,995 · 1,26 · 103
𝐹𝐹14 = 3,44 · 105 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
81
• Naftaleno:
𝐹𝐹𝐶𝐶10
10 𝐻𝐻8
= 𝑋𝑋𝐶𝐶1410 𝐻𝐻8 · 𝐹𝐹14 + 𝑋𝑋𝐶𝐶1710 𝐻𝐻8 · 𝐹𝐹17
2,12 · 104 = 𝑋𝑋𝐶𝐶1410𝐻𝐻8 · 3,44 · 105 + 0,005 · 1,26 · 103
𝑋𝑋𝐶𝐶1410𝐻𝐻8 = 6,17%
𝐹𝐹𝐶𝐶10
14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
= 𝑋𝑋𝐶𝐶1414 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 · 𝐹𝐹14
3,22 · 105 = 𝑋𝑋𝐶𝐶1414 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 · 3,44 · 105
𝑋𝑋𝐶𝐶1414𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 = 93,73%
Por tanto, los resultados del balance de materia realizado son los que
siguientes:
Tabla 48: Resultado balance de materia T-101

𝐹𝐹𝐶𝐶10
10 𝐻𝐻8
165,56 kmol/h
𝐹𝐹𝐶𝐶10
11,10 kmol/h
Corriente 10
𝐹𝐹𝐶𝐶10
14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
1.410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏 1586,79 kmol/h
𝐹𝐹𝐶𝐶14
10 𝐻𝐻8
165,52 kmol/h
𝐹𝐹𝐶𝐶14
2,38 kmol/h
Corriente 14
𝐹𝐹𝐶𝐶14
14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
1410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏 1578,03 kmol/h
𝐹𝐹𝐶𝐶17
10 𝐻𝐻8
0,05 kmol/h
Corriente 17 𝐹𝐹𝐶𝐶17
8,71 kmol/h
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏 8,76 kmol/h

Para realizar el balance de energía se partió de los valores de presión y
temperatura conocidos, tanto del destilado como del condensado (calculado en el
apartado 2.3.9).
82
Por otro lado, también se fijó una temperatura de las corrientes salida del
reboiler y del condensador, teniendo en cuenta que debe haber un cambio de fase.
Los flujos de las corrientes recirculadas se determinaron en el cálculo de la torre
(apartado 2.3.9.5 ).
Para realizar el balance de energía se tuvieron en cuenta los resultados del

balance de materia, así como los siguientes datos:
Tabla 49: Datos de partida balance de energía T-101
DATOS DE PARTIDA
𝑻𝑻𝟏𝟏𝟏𝟏 180°C
𝑻𝑻𝟏𝟏𝟏𝟏 =𝑻𝑻𝟏𝟏𝟏𝟏 =𝑻𝑻𝟏𝟏𝟏𝟏 175°C
𝑷𝑷𝟏𝟏𝟏𝟏 =𝑷𝑷𝟏𝟏𝟏𝟏 =𝑷𝑷𝟏𝟏𝟏𝟏 =𝑷𝑷𝟏𝟏𝟏𝟏 203,46 kPa
𝑻𝑻𝟏𝟏𝟏𝟏 =𝑻𝑻𝟏𝟏𝟏𝟏 360,52 kPa
𝑻𝑻𝟏𝟏𝟏𝟏 400°C
𝑷𝑷𝟏𝟏𝟏𝟏 =𝑷𝑷𝟏𝟏𝟏𝟏 =𝑷𝑷𝟏𝟏𝟏𝟏 226,56 kPa
𝑻𝑻𝟏𝟏𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎 400°C
𝑻𝑻𝟐𝟐𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎 370°C
𝑷𝑷𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎 1000 kPa
𝑻𝑻𝟏𝟏𝒄𝒄𝒄𝒄 30°C
𝑻𝑻𝟐𝟐𝒄𝒄𝒄𝒄 40°C
𝐅𝐅𝟏𝟏𝟏𝟏 =𝐅𝐅𝟏𝟏𝟏𝟏 5,09 kmol/h
Tabla 50: Datos corrientes recirculadas T-101
DATOS DE PARTIDA
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 261,65 kmol/h
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
Corriente 11
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 2229,16 kmol/h
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏 2494,58 kmol/h
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 0,03 kmol/h
Corriente 15 𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏 5,09 kmol/h
Partiendo de estos valores, se realizó un balance en el reboiler, otro balance

en el condensador y finalmente un balance global [2].
83
1.2.8.2.1 Reboiler
Para plantear el balance del reboiler se tuvo en cuenta que la corriente que
se obtiene por la cola de la columna se encuentra a la temperatura a la que se
produce el cambio de fase (360,52°C). De esta forma, se calienta hasta 370°C previo
a introducirse a la torre de forma que se asegure que se encuentra en estado vapor.
Por todo esto, se realizó el balance de energía teniendo en cuenta la energía

debida al cambio de fase, y a la variación de temperatura en estado vapor. El calor
latente a la temperatura de 360,52°C se determinó mediante la Ecuación 5.
• Naftaleno:
𝐶𝐶 𝐻𝐻8 475,2 − 360,52 0,38

475,2 − 218
• 1-naftol:
𝐶𝐶 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 641,85 − 360,52 0,38

641,85 − 279
∆𝐻𝐻15 + ∆𝐻𝐻𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 = 0 Ecuación 18
Donde:
∆𝐻𝐻15 = ∆𝐻𝐻𝐶𝐶1510𝐻𝐻8 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶1510𝐻𝐻8 𝑂𝑂 Ecuación 19
• Naftaleno:
638,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1510𝐻𝐻8 = 0,03 · �3,17 · 104 + ∫633,67 (−54,3 + 0,79 𝑇𝑇 − 5,84 · 10−4 𝑇𝑇 2 + 2,04 ·
10−7 𝑇𝑇 3 − 2,61 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑�
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1510𝐻𝐻8 = 940,03 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
• 1-naftol:
638,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1510𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 11,10 · �4,61 · 104 + ∫633,67 (−46,84 + 0,862 𝑇𝑇 − 7,54 · 10−4 𝑇𝑇 2 +
3,34 · 10−7 𝑇𝑇 3 − 6 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑�
84
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1510𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 2,39 · 105 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
∆𝐻𝐻15 = 940,03 + 2,39 · 105
𝑘𝑘𝑘𝑘
∆𝐻𝐻9 = 2,4 · 105
ℎ
Por otro lado, el valor del término ∆𝐻𝐻𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 se calculó como:
643,15
∆𝐻𝐻𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 = 𝐹𝐹𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 · ∫673,15 (33,65 − 5,72 · 10−3 𝑇𝑇 + 2,32 · 10−5 𝑇𝑇 2 − 1,17 ·
10−8 𝑇𝑇 3 + 1,88 · 10−12 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑
∆𝐻𝐻𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 = −1,11 · 103 · 𝐹𝐹𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 (𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ)

vapor de media presión
2,4 · 105 − 1,11 · 103 · 𝐹𝐹𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 → 𝐹𝐹𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 = 217 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
1.2.8.2.2 Condensador
En el caso del condensador, la corriente que se obtiene por la cabeza de la
torre se encuentra a la temperatura de condensación (180°C) por lo que se enfriará
hasta 175°C para asegurar que toda la corriente se encuentra en estado líquido. Por
este motivo, al igual que en el caso del reboiler, se calculó previamente el calor
latente de condensación, sabiendo que:
𝜆𝜆𝑐𝑐 = −𝜆𝜆𝑣𝑣 Ecuación 20
• Naftaleno:
𝐶𝐶 𝐻𝐻 4
475,2 − 180 0,38
𝐿𝐿𝑐𝑐10 8 = −4,31 · 10 · � � = −4,54 · 104 𝑘𝑘𝑘𝑘/𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘
475,2 − 218
• 1-naftol:
𝐶𝐶 𝐻𝐻 𝑂𝑂 4
641,85 − 180 0,38
𝐿𝐿𝑐𝑐10 8 = −5,08 · 10 · � � = −3,6 · 104 𝑘𝑘𝑘𝑘/𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘
641,85 − 279
85
𝐶𝐶 𝐻𝐻 𝑂𝑂 323,9 − 180 0,38

4
𝐿𝐿𝑐𝑐14 28 2 = −3,87 · 10 · � � = −5,56 · 104 𝑘𝑘𝑘𝑘/𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘
323,9 − 150
∆𝐻𝐻11 + ∆𝐻𝐻𝑐𝑐𝑐𝑐 = 0 Ecuación 21
Donde:
∆𝐻𝐻11 = ∆𝐻𝐻𝐶𝐶1110 𝐻𝐻8 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶1110 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶1114 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 Ecuación 22
Hay que señalar que la variación de entalpía de la corriente 11 se debe

solamente al cambio de fase y a la variación de temperatura en estado líquido. Al
igual que en otros casos, se calculó cada término por separado.
• Naftaleno:
448,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1110𝐻𝐻8 = 261,65 �−4,54 · 104 + ∫453,15 (29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑�
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1110𝐻𝐻8 = −1,21 · 107 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
• 1-naftol:
448,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1110𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 3,77 · �−3,6 · 104 + ∫453,15 (117 + 0,3446𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑�
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1110𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = −2,13 · 105 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
448,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1114𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 = 2229,16 · �−5,56 · 104 + ∫453,15 (156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑�
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1114 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 = −8,3 · 107 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
∆𝐻𝐻11 = −1,21 · 107 − 2,13 · 105 − 8,3 · 107
∆𝐻𝐻11 = −9,53 · 107 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
Por otro lado, el valor del término ∆𝐻𝐻𝑐𝑐𝑐𝑐 se calculó como:
86
457,27
∆𝐻𝐻𝑐𝑐𝑐𝑐 = 𝐹𝐹𝑐𝑐𝑐𝑐 · ∫673,15 (−31,28 + 0,888 𝑇𝑇 − 7,47 · 10−4 𝑇𝑇 2 + 3,61 · 10−7 𝑇𝑇 3 −
8,09 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑
∆𝐻𝐻𝑐𝑐𝑐𝑐 = 752,15 𝐹𝐹𝑐𝑐𝑐𝑐 (𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ)
Finalmente, haciendo uso de la Ecuación 21, se determinó el valor del flujo

de agua:
9,53 · 107 + 752,15 𝐹𝐹𝑐𝑐𝑐𝑐 → 𝐹𝐹𝑐𝑐𝑐𝑐 = 1,27 · 105 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
1.2.8.2.3 Balance global

En este apartado se realizó el balance global de toda la torre, donde se cumple
lo siguiente:
𝑄𝑄𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 + 𝑄𝑄𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐 + 𝐻𝐻10 = 𝐻𝐻14 + 𝐻𝐻17 Ecuación 23
Donde el calor del condensador y el calor del reboiler se conocen de los

anteriores apartados (𝑄𝑄𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 = 2,4 · 105 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ y 𝑄𝑄𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐 = −9,53 · 107 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ). El resto
de los términos se detallan a continuación:
𝐻𝐻10 = 𝐻𝐻𝐶𝐶1010 𝐻𝐻8 + 𝐻𝐻𝐶𝐶1010 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 + 𝐻𝐻𝐶𝐶1014 𝐻𝐻28𝑂𝑂2
o Naftaleno
454,49 𝑇𝑇
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1010𝐻𝐻8 = 165,56 · �∫298,15 (29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 4,53 · 104 + ∫454,49
10
(−54,3 +
0,79 𝑇𝑇 − 5,84 · 10−4 𝑇𝑇 2 + 2,04 · 10−7 𝑇𝑇 3 − 2,61 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑�
𝑇𝑇
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1010𝐻𝐻8 = 1,34 · 1013 + 165,56 · ∫454,49
10
(−54,3 + 0,79 𝑇𝑇 − 5,84 · 10−4 𝑇𝑇 2 + 2,04 ·
10−7 𝑇𝑇 3 − 2,61 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑
o 1-naftol
454,49 𝑇𝑇
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1010𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 11,10 · �∫298,15 (117 + 0,3446 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 3,58 · 104 + ∫454,49
10
(−46,84 +
0,862 𝑇𝑇 − 7,54 · 10−4 𝑇𝑇 2 + 3,34 · 10−7 𝑇𝑇 3 − 6 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑�
87
𝑇𝑇
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1010𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 1,17 · 106 + 11,10 · ∫454,49
10
(−46,84 + 0,862 𝑇𝑇 − 7,54 · 10−4 𝑇𝑇 2 + 3,34 ·
10−7 𝑇𝑇 3 − 6 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑
o Acetato de laurilo
454,49
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1014𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 = 1410,13 · �∫298,15 (156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 5,56 · 104 +
𝑇𝑇
∫454,49(−31,28 + 0,888 𝑇𝑇 − 7,47 · 10−4 𝑇𝑇 2 + 3,61 · 10−7 𝑇𝑇 3 − 8,09 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑇𝑇�
10
𝑇𝑇
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1014𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 = 1,33 · 108 + 1410,13 · ∫454,49
10
(−31,28 + 0,888 𝑇𝑇 − 7,47 · 10−4 𝑇𝑇 2 +
3,61 · 10−7 𝑇𝑇 3 − 8,09 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑
448,15 448,15
𝐻𝐻14 = 165,52 · ∫298,15 (29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 2,38 · ∫298,15 (117 + 0,3446 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 +
448,15
1410,13 · ∫298,15 (156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
𝐻𝐻14 = 6,65 · 107 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
633,67 448,15
𝐻𝐻17 = 0,05 · ∫298,15 (29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 + 8,71 · ∫298,15 (117 + 0,3446 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
𝐻𝐻17 = 8,16 · 105 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
Finalmente, se sustituyeron todos los valores en la Ecuación 21, obteniéndose

la temperatura de la corriente 10:
𝑇𝑇10 = 221,71℃
1.2.9 Válvula de expansión VLV-101

corriente de la cabeza de la torre de destilación T-101 (corriente 14) para ser
recirculado al proceso (corriente 20). La presión se reduce de 203,46 kPa a 101,33
kPa.
88
A continuación, se muestra el diagrama de bloque del equipo:
20 14
VLV-101
Figura 18: Diagrama de bloque válvula de expansión VLV-101

de salida de la válvula (corriente 20) debe ser la misma que la corriente 14.

Tabla 51: Resultados balance de materia VLV-101

𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 165,52 kmol/h
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐
Corriente 20
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 1410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐 1586,79 kmol/h

entrada.
Tabla 52: Resultados balance de energía VLV-101

𝑻𝑻𝟏𝟏𝟏𝟏 175°C
𝑻𝑻𝟐𝟐𝟐𝟐 175°C
89

El intercambiador E-105 tiene la función de enfriar la corriente de salida del
intercambiador E-102 (corriente 21) desde 67,71°C hasta la temperatura a la que se
introduce en el mezclador (determinada en el apartado 1.2.1.2), es decir, 40,16°C.
Para ello se emplea agua fría que se calienta desde 30°C a 40°C
22 21
E-105
cw

El balance de materia de este equipo es trivial puesto que no hay ninguna
reacción y la corriente que se calienta no se mezcla con la corriente que se enfría.
Por este motivo se concluyó que:
𝐹𝐹21 = 𝐹𝐹22

𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 165,52 kmol/h
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐
Corriente 22
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟐𝟐𝟐𝟐 𝑶𝑶𝟐𝟐 1410,13 kmol/h
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐 1586,79 kmol/h
1.3.10.2. Balance de energía

∆𝐻𝐻21 + ∆𝐻𝐻𝑐𝑐𝑐𝑐 = 0 Ecuación 24
90
Donde:
∆𝐻𝐻21 = ∆𝐻𝐻𝐶𝐶21 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶21 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶21 Ecuación 25

10 𝐻𝐻8 10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 14 𝐻𝐻28 𝑂𝑂2
• Naftaleno:
313,31
10 𝐻𝐻8
= 165,52 · ∫340,86 (29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
10 𝐻𝐻8
= −9,22 · 105 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
• 1-naftol:
313,31
= 2,38 · ∫340,86 (117 + 0,3446𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
= −1,51 · 104 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
313,31
∆𝐻𝐻𝐶𝐶914𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 = 1410,13 · ∫340,86 (156,5 + 0,3505 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑
∆𝐻𝐻𝐶𝐶914 𝐻𝐻28𝑂𝑂2 = −10,53 · 107 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
∆𝐻𝐻21 = −9,22 · 105 − 1,51 · 104 − 10,53 · 107
∆𝐻𝐻21 = −11,47 · 107 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
Por otro lado, el valor del término ∆𝐻𝐻𝑐𝑐𝑐𝑐 se calculó como:
438,15
∆𝐻𝐻𝑐𝑐𝑐𝑐 = 𝐹𝐹𝑐𝑐𝑐𝑐 · ∫328,15 (−31,28 + 0,888 𝑇𝑇 − 7,47 · 10−4 𝑇𝑇 2 + 3,61 · 10−7 𝑇𝑇 3 −
8,09 · 10−11 𝑇𝑇 4 ) 𝑑𝑑𝑑𝑑
∆𝐻𝐻𝑐𝑐𝑐𝑐 = 752,15 𝐹𝐹𝑐𝑐𝑐𝑐 (𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ)

agua:
91
8,76 · 107 − 752,15 𝐹𝐹𝑐𝑐𝑐𝑐 → 𝐹𝐹𝑐𝑐𝑐𝑐 = 1,52 · 104 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
1.3.11. Válvula de expansión VLV-102

corriente de cola de la torre de destilación T-101 (corriente 17) desde 226,56 kPa
hasta 101,33 kPa, presión a la que se desea obtener el producto final.
17 18
VLV-102
Figura 20: Diagrama de bloque válvula de expansión VLV-102
1.3.11.1. Balance de materia

de salida de la válvula (corriente 18) debe ser la misma que la corriente 17.

Tabla 54: Resultados balance de materia VLV-102

𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 0,05 kmol/h
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏 8,76 kmol/h

entrada.
92
Tabla 55: Resultados balance de energía VLV-102

𝑻𝑻𝟏𝟏𝟏𝟏 360,52°C
𝑻𝑻𝟏𝟏𝟏𝟏 360,52°C
1.3.12. Secador B-101

El secador B-101 se emplea para reducir la temperatura de la corriente
obtenida en la cola de la columna de destilación T-101 hasta 25°C, de forma que se
formen los cristales de 1-naftol para posteriormente almacenarlos en el silo TK-102.
El diagrama de bloque de este equipo se muestra a continuación:
18
B-101
19
Figura 21: Diagrama de bloque secador B-101
1.3.12.1. Balance de materia

En este equipo solo hay una corriente de entrada y una de salida, por lo que,
al no haber reacción, el balance de materia es sencillo, obteniendo que la corriente
de salida del secador (corriente 19) debe ser la misma que la corriente 18.
Las características de la corriente 18 se determinaron en el apartado anterior

(apartado 1.3.11.1), por la que la corriente 19 es:
Tabla 56: Resultados balance de materia B-101

𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 0,05 kmol/h
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏 8,76 kmol/h
93

Con el balance de energía se determinó la cantidad de energía que se debía
retirar para conseguir que la corriente 18 se enfriara desde 360,52°C hasta 25°C.
Además, se tuvo que tener en cuenta que se producía un cambio de fase (de
líquido a sólido), siendo los calores latentes de solidificación los siguientes:
Tabla 57: Datos calores latentes de fusión
𝒌𝒌𝒌𝒌
𝑳𝑳𝒇𝒇 � � 𝑻𝑻𝒃𝒃 (℃)
𝒌𝒌𝒌𝒌𝒌𝒌𝒌𝒌
C10H8 1,92+04 80,26
C10H8O 1,57+04 95
El calor específico de los compuestos en estado sólido se determinó mediante

un método aproximado que utiliza las capacidades caloríficas de los elementos [2].
Tabla 58: Capacidades caloríficas de los elementos (J/mol°C)
Elemento Solido Líquido

C 7,5 11,7
H 9,6 18,0
B 11,3 19,7
Si 15,9 24,3
O 16,7 25,1
F 20,9 29,3
PyS 22,6 31,0
Todos los demás 26,0 33,5
Por tanto, las capacidades caloríficas del naftaleno y del 1-naftol en estado
sólido se calcularon como:
𝐶𝐶𝑝𝑝𝐶𝐶𝑠𝑠10𝐻𝐻8 = 10 · 7,5 + 8 · 9,6 = 151,8 𝑘𝑘𝑘𝑘/𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘℃
𝐶𝐶𝑝𝑝𝐶𝐶𝑠𝑠10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 = 10 · 7,5 + 8 · 9,6 + 16,7 = 168,5 𝑘𝑘𝑘𝑘/𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘℃
Finalmente, con estos resultados se determinó la cantidad de energía que se

debe extraer en este equipo:
94
𝑄𝑄 = ∆𝐻𝐻18 = ∆𝐻𝐻𝐶𝐶1810 𝐻𝐻8 + ∆𝐻𝐻𝐶𝐶1810 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 Ecuación 26
Cada término se calculó por separado:
• Nafaleno:
353,41
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1810𝐻𝐻8 = � (29,8 + 0,5275 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 − 1,92 · 104 + 151,8 · (25 − 80,26)
633,67
𝑘𝑘𝑘𝑘
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1810 𝐻𝐻8 = −5,364 · 103
ℎ
• 1-naftol:
368,15
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1810 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 =� (117 + 0,3446 𝑇𝑇) 𝑑𝑑𝑑𝑑 − 1,57 · 104 + 151,8 · (25 − 95)
633,67
𝑘𝑘𝑘𝑘
∆𝐻𝐻𝐶𝐶1810 𝐻𝐻8 = −9,1 · 105
ℎ
Por tanto, sustituyendo en la Ecuación 26:
𝑄𝑄 = −5,364 · 103 − 9,1 · 105 = −9,15 · 105 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
95
CAPÍTULO 2: DIMENSIONADO DE EQUIPOS

2.
2.1 INTRODUCCIÓN
En este capítulo se va a proceder a describir los cálculos realizados para

dimensionar los equipos que intervienen en el proceso diseñado. Esto incluye la
decisión del tipo de equipo a emplear, la determinación de los parámetros
característicos y finalmente el diseño mecánico donde se estima el espesor mínimo
de las paredes.
2.2 DISEÑO MECÁNICO
Existe un cálculo común en el diseño de los equipos que consiste en

determinar el espesor de los equipos. Por este motivo, en este apartado se detalla el
procedimiento seguido.
Para determinar el espesor de los equipos se consultó el código ASME

(“American Society of Mechanical Engineers”) [3] donde se especifica los distintos
parámetros a tener en cuenta a la hora de diseñar recipientes a presión.
Concretamente se ha consultado la sección VII, en la que se detalla las fórmulas a
emplear para determinar los espesores de pared, así como el diseño del cabezal y
fondo del equipo.
A continuación, se detallan algunas características físicas de los aceros

empleados en el proceso [4] [5].
Tabla 59: Propiedades de los aceros empleados

ACERO AL CARBONO ACERO INOXIDABLE
AISI 1025 AISI 316
Densidad 7850 kg/m3 7950 kg/m3
Módulo de elasticidad 210000 N/mm2 193000 N/mm2
Límite elástico 250 N/mm2 125 N/mm2
96
En el caso de equipos cerrados en los que se deba disponer de un cabezal,

este presenta forma toriesférica. La forma que tienen dichos cabezales es la
siguiente:
Figura 22: Cabezal toriesférico
Siendo:
• t, el espesor de la tapa después del formado.

• D, el diámetro interior del faldón de la tapa.
• L, el radio interno de la esfera
• r, el radio interno del rebordeo
El volumen que ocupa el cabezal toriesférico se determina mediante las

relaciones especificadas en el código ASME, donde se establece que:
𝐿𝐿 = 𝐷𝐷
𝑟𝑟 = 0,06 𝐿𝐿
2.2.1 Presión de diseño

La presión de diseño no coincide con la presión de trabajo. Esta presión se
puede estimar de dos formas:
• La presión de diseño es un 10% superior a la presión de trabajo:
𝑃𝑃𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑ñ𝑜𝑜 = 1,1 · 𝑃𝑃𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡
97
• La presión de diseño es igual a la presión de trabajo más 2 atm.
𝑃𝑃𝑑𝑑𝑑𝑑𝑠𝑠𝑒𝑒ñ𝑜𝑜 = 𝑃𝑃𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡 + 2 𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎
Para calcular la presión de diseño se empleará aquella ecuación cuyo

resultado sea el mayor.
2.2.2 Espesor de la parte cilíndrica

Para determinar el espesor de la parte cilíndrica del equipo, se emplea la
siguiente fórmula:
𝑃𝑃 · 𝐷𝐷 Ecuación 27
𝑡𝑡 = + 𝐶𝐶1 + 𝐶𝐶2
2 · 𝑆𝑆 · 𝐸𝐸 − 1,2 · 𝑃𝑃
Siendo:
• t, el espesor del cilindro (mm).

• D, el diámetro interno (mm).
• P, la presión de diseño (bar) determinada en el apartado 2.2.1.
• S, el límite elástico (bar). Dicho valor viene recogido en la Tabla 59.
• E, el factor de soldadura, estimado en 0,85.
• 𝐶𝐶1 , el espesor por corrosión que se estima 1 mm.
• 𝐶𝐶2 , la tolerancia de fabricación la cual se determina como 𝐶𝐶2 = 0,1 · 𝑡𝑡1,
donde 𝑡𝑡1 es el grosor del equipo sin considerar 𝐶𝐶2 .
2.2.3 Espesor del cabezal toriesférico

En el caso de los cabezales toriesféricos, el espesor se determina de la
siguiente forma:
0,885 · 𝑃𝑃 · 𝐿𝐿 Ecuación 28
𝑡𝑡 = + 𝐶𝐶1 + 𝐶𝐶2
𝑆𝑆 · 𝐸𝐸 − 0,1 · 𝑃𝑃
Siendo C1 y C2 determinadas de la misma forma que en el apartado anterior.
98
2.3 DISEÑO DE EQUIPOS

Para poder asegurar el suministro de reactivos al proceso, dispone de un silo
de almacenaje de naftaleno capaz de almacenar dicha materia prima durante 3 días.
Señalar que el silo debe estar sujeto por la correspondiente estructura que
permita una aireación adecuada y que sea capaz de soportar la presión debido a la
carga que se encuentra en el interior del equipo.
2.3.1.1 Dimensionado del silo

El criterio de diseño de este equipo consiste en determinar sus dimensiones
para que pueda albergar un cierto volumen definido. En el caso del silo TK-101 se
busca almacenar 3 días de la demanda de naftaleno del proceso, considerando un
sobredimensionado del 10% como seguridad. Por ello, se parte de las siguientes
características de la corriente 1, la entrada de naftaleno al proceso.
Tabla 60: Datos de partida para el diseño TK-101
𝑭𝑭𝟏𝟏𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖
Flujo (kg/h) 1,12·103
Densidad (kg/m3) 1160
Partiendo de estos datos de partida, se determinó el volumen que se necesita

para almacenar 3 días del suministro de naftaleno.
𝑘𝑘𝑘𝑘 1 𝑚𝑚3 24 ℎ
𝑉𝑉 = 1,12 · 103 · · · 3 𝑑𝑑í𝑎𝑎𝑎𝑎 = 69,72 𝑚𝑚3
ℎ 1160 𝑘𝑘𝑘𝑘 1 𝑑𝑑í𝑎𝑎
𝑉𝑉 = 1,1 · 69,72 = 76,69 𝑚𝑚3
De este modo, se diseña el silo capaz de almacenar este volumen. A

continuación, se muestra los parámetros geométricos que definen este equipo.
99
Figura 23: Geometría del silo
Como parámetros de diseño se definió el diámetro del orifico de salida del

equipo y los ángulos que caracterizan su geometría. Dichos valores son:
• 𝑑𝑑 = 0,2 𝑚𝑚
• 𝛼𝛼 = 25°
• 𝛽𝛽 = 30°
Partiendo de esto, se pudo definir la altura de los tramos cónicos en función

del diámetro, resultando:
𝐷𝐷
𝐻𝐻1 = · tan 𝛼𝛼 = 0,233 · 𝐷𝐷
2
𝐷𝐷 − 𝑑𝑑 𝐷𝐷 − 0,2 𝐷𝐷 − 0,2
𝐻𝐻3 = = =
𝛽𝛽 30 1,155
2 tan � 2 � 2 tan � 2 �
Además, considerando una relación 𝐿𝐿/𝐷𝐷 de 2, se obtuvo la siguiente relación

entre la altura y el diámetro del cilindro:
𝐿𝐿 𝐻𝐻1 + 𝐻𝐻2 + 𝐻𝐻3

=
𝐷𝐷 𝐷𝐷
𝐷𝐷 − 0,2
0,233 · 𝐷𝐷 + 𝐻𝐻2 + Ecuación 29
1,155
2=
𝐷𝐷
100
Por otro lado, se calculó el volumen relativo a cada uno de los tramos en
función del diámetro:
𝜋𝜋 𝜋𝜋
𝑉𝑉1 = · 𝐷𝐷2 · 𝐻𝐻1 = · 𝐷𝐷2 · 0,233 · 𝐷𝐷 = 0,061 · 𝐷𝐷3
12 12
𝜋𝜋 · 𝐷𝐷2
𝑉𝑉2 = · 𝐻𝐻2 = 0,785 · 𝐷𝐷2 · 𝐻𝐻2
4
𝜋𝜋 𝐷𝐷3 − 𝑑𝑑 3 𝜋𝜋 𝐷𝐷 − 0,2 𝐷𝐷3 − 0,23

𝑉𝑉3 = · 𝐻𝐻 · = · · = 0,227 · (𝐷𝐷3 − 0,23 )
12 3 𝐷𝐷 − 𝑑𝑑 12 1,155 𝐷𝐷 − 0,2
Por lo que el volumen total del silo resultó ser:
𝑉𝑉𝑇𝑇 = 𝑉𝑉1 + 𝑉𝑉2 + 𝑉𝑉3
76,69 = 0,061 · 𝐷𝐷3 + 0,785 · 𝐷𝐷2 · 𝐻𝐻2 + 0,227 · (𝐷𝐷3 − 0,23 ) Ecuación 30
Finalmente, combinando la Ecuación 29 con la Ecuación 30, se determinó el

diámetro del silo y el resto de dimensiones:
Tabla 61: Resultados del silo TK-101
RESULTADOS DEL SILO TK-101

𝑫𝑫 4,21 m
𝑯𝑯𝟏𝟏 0,98 m
𝑯𝑯𝟐𝟐 3,97 m
𝑯𝑯𝟑𝟑 3,47 m
2.3.1.2 Diseño mecánico

Para determinar el espesor del silo TK-101 se siguió el procedimiento del
código ASME descrito en el apartado 2.2. El material seleccionado se trata de acero
al carbono, cuyas propiedades están descritas en la Tabla 59.
2.3.1.2.1 Presión de diseño

En primer lugar, se determinó la presión de diseño, debiendo evaluarse las
dos expresiones y seleccionando aquel resultado más desfavorable:
𝑃𝑃𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑ñ𝑜𝑜 = 1,1 · 1 = 1,1 𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎

� 𝑃𝑃𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑ñ𝑜𝑜 = 3 𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎
𝑃𝑃𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑ñ𝑜𝑜 = 1 + 2 = 3 𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎
101
2.3.1.2.2 Espesor de la parte cilíndrica

Para determinar el espesor de la parte cilíndrica del mezclador, se comenzó
determinado el valor de 𝐶𝐶2 :
3,04 · 4210
𝐶𝐶2 = 0,1 · � + 1� = 0,40 𝑚𝑚𝑚𝑚
2 · 2500 · 0,85 − 1,2 · 3,04
Por tanto, el espesor de la parte cilíndrica resultó ser:
3,04 · 4210
𝑡𝑡 = + 1 + 0,40 = 4,42 𝑚𝑚𝑚𝑚
2 · 2500 · 0,85 − 1,2 · 3,04

Para garantizar unas condiciones de concentración adecuadas a la entrada
del reactor es necesario disolver el naftaleno en el disolvente utilizado en el proceso,
el acetato de laurilo. Para ello se dispone de un mezclador que consiste en un tanque
equipado con un agitador tipo turbina donde confluyen la entrada de naftaleno
(corriente 1) y el recirculado del proceso (corriente 22). A continuación, se expone
el dimensionado del mezclador, así como de su agitador.
2.3.2.1 Cálculo del volumen del mezclador

En primer lugar, se comenzó el diseño del mezclador determinando las
dimensiones del mismo. Para ello, se calculó el volumen de líquido que se debe
almacenar, teniendo en cuenta que, para garantizar unas condiciones óptimas, el
tiempo de mezclado se estimó en 5 minutos. Partiendo del cálculo del balance de
materia de este equipo, la corriente de salida presenta un flujo másico de
3,22·105 kg/h, por lo que el volumen de líquido a retener es:
𝑘𝑘𝑘𝑘 1 𝑚𝑚3 1ℎ
𝑉𝑉𝑙𝑙 = 3,22 · 105 · · · 5 𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 = 31,02 𝑚𝑚3
ℎ 865 𝑘𝑘𝑘𝑘 60 𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚
Para albergar dicho volumen se definió un depósito cilíndrico de diámetro

3,6 m. Como se indica en el apartado 2.3.2.2, la altura del líquido debe ser igual al
diámetro, de este modo, se obtuvo un volumen disponible de:
102
𝜋𝜋 · 𝐷𝐷𝑡𝑡2 𝜋𝜋 · 3,62
𝑉𝑉𝑑𝑑 = · 𝐻𝐻 = · 3,6 = 36,64 𝑚𝑚3
4 4
A continuación, se calculó el sobredimensionado que se ha alcanzado en el

mezclador para garantizar su funcionamiento frente a pequeñas variaciones en el
régimen de producción. Este debe ser superior al 10%.
𝑉𝑉𝑑𝑑 − 𝑉𝑉𝑙𝑙 36,64 − 31,02

𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆(%) = · 100 = · 100 = 18,11 %
𝑉𝑉𝑙𝑙 31,02
Finalmente, se determinó la altura del depósito. Para ello, se estableció que

la atura del líquido alcanzase el 75% de la altura total. De este modo:
𝐻𝐻 3,6
𝐻𝐻𝑇𝑇 = = = 4,8 𝑚𝑚
0,75 0,75
2.3.2.2 Diseño geométrico del agitador

El diseño geométrico del agitador viene definido a partir de una serie de
relaciones adimensionales que definen los parámetros de diseño en función de las
dimensiones del mezclador. A continuación, se muestran dichos parámetros de
diseño para el caso de un agitador tipo turbina:
Figura 24: Parámetros de diseño de un agitador tipo turbina
Donde:
• 𝐷𝐷𝑡𝑡 es el diámetro del depósito.
103
• 𝐻𝐻 es la altura del líquido

• 𝐷𝐷𝑎𝑎 es el diámetro del agitador.
• 𝑊𝑊 es la altura de la pala.
• 𝐿𝐿 es el largo de la pala.
• 𝐸𝐸 es la distancia del agitador a la base.
• 𝐽𝐽 es el ancho del deflector.
• 𝑓𝑓 es el espacio entre el deflector y el depósito.
Las relaciones que se establecen para los parámetros geométricos descritos

se indican en la siguiente tabla:
Tabla 62: Relaciones adimensionales de un agitador tipo turbina
RELACIONES DE DISEÑO
𝑫𝑫𝒂𝒂 𝐽𝐽 𝐿𝐿� = 1�
�𝑫𝑫 = 𝟏𝟏�𝟑𝟑 �𝐷𝐷 = 1�12 𝐷𝐷𝑎𝑎 4
𝒕𝒕 𝑡𝑡
𝑯𝑯� = 𝟏𝟏 𝐸𝐸� = 1 𝑓𝑓
𝑫𝑫𝒕𝒕 𝐷𝐷𝑎𝑎 �𝐷𝐷 = 0,02
𝑡𝑡
De este modo, aplicando las relaciones descritas en la Tabla 62, se obtuvieron

los parámetros de diseño del agitador:
Tabla 63: Parámetros de diseño del agitador del mezclador M-101
PARÁMETROS DE DISEÑO
𝑫𝑫𝒕𝒕 3,6 m
𝑯𝑯 3,6 m
𝑫𝑫𝒂𝒂 1,2 m
𝑾𝑾 0,24 m
𝑬𝑬 1,2 m
𝑳𝑳 0,3 m
𝑱𝑱 0,3 m
𝒇𝒇 0,072 m
2.3.2.3 Determinación de la potencia del agitador

Para que el proceso de agitación sea eficaz, el volumen del fluido agitado debe
ser capaz de llegar hasta las partes más lejanas del tanque. Debido a esto, la
turbulencia generada por el agitador es un factor clave para alcanzar el objetivo
104
deseado. Por ello, se calculó el número de Reynolds y se verificó que se encuentra

en régimen turbulento.
𝑁𝑁 · 𝐷𝐷𝑎𝑎2 · 𝜌𝜌 Ecuación 31
Re =
𝜇𝜇
Donde:
• Re, es el número de Reynolds.

• 𝑁𝑁, es el número de revoluciones del agitador. En este caso de definió
una velocidad de 50 rpm.
• 𝐷𝐷𝑎𝑎 , es el diámetro del agitador.
• 𝜌𝜌, es la densidad del fluido. Para la mezcla dada se tiene un valor de
865 kg/m3.
• 𝜇𝜇, es la viscosidad del fluido. Para la mezcla dada se tiene un valor de
8,06·10-4 kg/m·s.
De este modo, evaluando la Ecuación 31, se obtuvo:
50
· 1,22 · 865
Re = 60 = 1,29 · 106
8,06 · 10−4
Como se obtuvo un número de Reynolds superior a 105, se concluye que el

mezclador se encuentra en régimen turbulento.
Una vez determinadas las condiciones necesarias para que se realice la

mezcla, se determinó la potencia requerida para alcanzarlas. Para ello, se obtuvo el
número de potencia relativo al agitador de la Figura 25, que relaciona el número de
potencia con el número de Reynolds. En dicha gráfica, la curva A es la relativa a un
agitador vertical de cuatro palas, por lo que, para el número de Reynolds calculado
anteriormente se obtiene un número de potencia de 6.
105
Figura 25: Relación entre el número de potencia y el número de Reynolds
Finalmente, se determina la potencia necesaria para el agitador por medio de

la siguiente ecuación:
P = NP · 𝑁𝑁 3 · 𝐷𝐷𝑎𝑎5 · 𝜌𝜌 Ecuación 32
Siendo:
• 𝑃𝑃, la potencia.
• 𝑁𝑁𝑃𝑃 , el número de potencia.
Por medio de la Ecuación 32 se obtuvo:
503
P = 6· · 1,25 · 865 = 7473 𝑊𝑊 = 7,47𝑘𝑘𝑘𝑘
60
Donde, considerando una eficiencia del motor del 70% y unas pérdidas por
fricción del 35% se concluyó:
7,47 · 1,35
𝑃𝑃 = = 14,41 𝑘𝑘𝑘𝑘
0,7

Para determinar el espesor del depósito cilíndrico que constituye el
mezclador M-101 se siguió el procedimiento del código ASME descrito en el
apartado 2.2, siendo el material seleccionado acero al carbono.
106
Tabla 64: Diseño mecánico del mezclador M-101
DISEÑO MECÁNICO DEL MEZCLADOR M-101

Presión de diseño 3,04 bar
2.3.3 Filtro de aire F-101

El filtro de aire F-101 se emplea para eliminar las partículas presentes en la
corriente de entrada de aire (corriente 2). De esta forma, se evita que entren al
proceso partículas que puedan ensuciar los equipos y bajar el rendimiento general
de la planta.
El tipo de filtro escogido es un filtro de aire industrial capaz de filtrar un

caudal de 2400 m3/h (caudal de aire que entra a la planta determinado en el
apartado 2.3.4.4).
2.3.4 Reactor R-101

En el reactor R-101 es uno de los equipos fundamentales del proceso químico
industrial puesto que es donde tiene lugar la formación del producto deseado. Por
este motivo, se debe conocer las características de la reacción [6] para decidir de
manera adecuada el tipo de reactor que se va a emplear.
2.3.4.1 Estudio de la reacción

La reacción que tiene lugar es la siguiente reacción de oxidación:
𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 + 𝑂𝑂2 → 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂
En este caso, el oxígeno se encuentra en estado gaseoso y el naftaleno se

encuentra disuelto en acetato de laurilo por lo que se concluye que se trata de una
reacción heterogénea.
107
Por otro lado, para que la reacción tenga lugar es necesario que se emplee un
catalizador biológico formado por bacterias Escherichia Coli en presencia de una
proteína: tolueno ortomonoxigenasa modificado, también conocido como TOM-
Green. De esta forma, la reacción ocurre en la interfase entre el fluido y el sólido, por
lo que el área interfacial debe ser grande para conseguir una velocidad de reacción
significativa. Para conseguir esta área interfacial, el catalizador debe tener una
estructura interna porosa.
En el estudio se indica que, a presión atmosférica y a 30°C, se obtiene una

conversión del 5% tras 3 horas de reacción, siendo la selectividad del 100%. Por
este motivo se han obviados las posibles reacciones secundarias que puedan tener
lugar.
Finalmente, señalar que, dado que el tiempo de reacción era bastante

elevado, basándose en una regla heurística se decidió aumentar la temperatura 10°C
para reducir de esta forma el tiempo a la mitad. De esta forma, también se evita la
necesidad de refrigerar el reactor para poder mantener el reactor a 30°C.
2.3.4.2 Selección del tipo del reactor

Dado que se trata de una reacción heterogénea bifásica se ha seleccionado un
reactor de lecho fijo. Además, dado que la conversión del reactor es bastante baja,
no es necesario extraer el calor de la reacción, sino que se permite que los productos
se calienten ahorrando energía en el intercambiador siguiente.
Por otro lado, como el tiempo de reacción es bastante elevado, se decidió

trabajar en semicontinuo. Por este motivo, los reactores se diseñaron por lotes.
2.3.4.3 Determinación del volumen reactor

Para calcular las dimensiones del reactor se parte de los siguientes datos:
108
Tabla 65: Datos conocidos para el diseño del reactor R-101
DATOS DE PARTIDA REACTOR R-101
Presión de operación 101,33 kPa

Temperatura de operación 40 °C
Tiempo espacial 1,5 h
Flujo másico 3,47·105 kg/h
nmol C10 H8
WHSV 4,5
min · mg prot
Densidad de catalizador 1300 kg/m3
Como se va a trabajar en lotes, en primer lugar, se fijó el volumen de cada uno

de los reactores para posteriormente determinar el número de reactores necesarios
para cumplir con el objetivo de producir 10000 t/año de 1-naftol.
Se optó por tratar con reactores cilíndricos de 9 metros de diámetro y 10,8

metros de alto, cumpliéndose que la relación L/D fuese de 1,2. Además, estos
reactores tendrán un cabezal toriesférico. Por tanto, el volumen de cada reactor:
𝜋𝜋 · 𝐷𝐷2 𝜋𝜋 · 92
𝑉𝑉𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐 = · 𝐻𝐻 = · 10,8 = 687,07 𝑚𝑚3
4 4
𝑉𝑉𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐 = 0,08089 · 𝐷𝐷3 = 0,08089 · 93 = 58,97 𝑚𝑚3
𝑉𝑉𝑇𝑇 = 𝑉𝑉𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐 + 𝑉𝑉𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑒𝑒𝑧𝑧𝑧𝑧𝑧𝑧 = 687,07 + 58,97 = 746,04 𝑚𝑚3
Para asegurar el correcto funcionamiento en caso de variaciones en el

régimen de producción, se estimó que este volumen tiene un
sobredimensionamiento del 10%, por lo que el volumen útil del reactor es:
746,04
𝑉𝑉𝑇𝑇 = = 678,21 𝑚𝑚3
1,1
2.3.4.4 Cálculo de los caudales del reactor

A continuación, se determinaron los caudales de entrada y salida del reactor.
Para ello se emplearon las densidades de los distintos compuestos que intervienen,
considerando que la densidad del laurilo no varía con la temperatura, pero la de los
compuestos gaseosos sí.
109
Tabla 66: Densidades compuestos R-101
DENSIDADES
40°C 1,25 kg/m3
Oxígeno
45,25°C 1,23 kg/m3
40°C 1,09 kg/m3
Nitrógeno
45,25°C 1,07 kg/m3
Acetato de laurilo 865 kg/m3
El cálculo del caudal de entrada por cada componente es:
• Oxígeno:
𝑘𝑘𝑘𝑘 1 𝑚𝑚3
𝑄𝑄𝑂𝑂2 = 6,27 · 102 · = 5,04 · 102 𝑚𝑚3 /ℎ
ℎ 1,25 𝑘𝑘𝑘𝑘
• Nitrógeno:
𝑄𝑄𝑁𝑁2 = 2,07 · 103 · = 1,89 · 103 𝑚𝑚3 /ℎ
𝑄𝑄𝐶𝐶14𝐻𝐻28 𝑂𝑂2 = 3,22 · 105 · = 3,72 · 102 𝑚𝑚3 /ℎ
ℎ 865 𝑘𝑘𝑘𝑘
Por tanto:
𝑄𝑄𝑒𝑒 = 5,04 · 102 + 1,89 · 103 + 3,72 · 102 = 2,77 · 103 𝑚𝑚3 /ℎ
Del mismo modo, para calcular el caudal de salida, se recalculó los caudales
de los compuestos gaseosos debido a que la densidad variaba al hacerlo la
temperatura.
• Oxígeno:
𝑘𝑘𝑔𝑔 1 𝑚𝑚3
2
𝑄𝑄𝑂𝑂2 = 4,88 · 10 · = 3,98 · 102 𝑚𝑚3 /ℎ
110
• Nitrógeno:
3
𝑄𝑄𝑁𝑁2 = 2,07 · 10 · = 1,93 · 103 𝑚𝑚3 /ℎ
Por tanto:
𝑄𝑄𝑠𝑠 = 3,98 · 102 + 1,93 · 103 + 3,72 · 102 = 2,70 · 103 𝑚𝑚3 /ℎ
2.3.4.5 Cálculo del volumen catalizador

Por otro lado, parte del volumen del reactor está ocupado por el catalizador
por lo que se determinó el volumen que ocupa dicho catalizador por unidad de
volumen de reactivos.
Partiendo de la relación de naftaleno y proteína (WHSV), se calculó la

cantidad de proteína que se requiere por cada kmol de naftaleno que se encuentre
en el reactor:
1𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 · 𝑚𝑚𝑚𝑚 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝. 1012 𝑛𝑛𝑛𝑛𝑛𝑛𝑛𝑛 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 1 𝑘𝑘𝑘𝑘 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝. 1

𝑚𝑚𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝 = · · 6 ·
4,5 𝑛𝑛𝑛𝑛𝑛𝑛𝑛𝑛 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 1 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 10 𝑚𝑚𝑚𝑚 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝. 90 𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚
𝑚𝑚𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝 = 2,47 · 103 𝑘𝑘𝑘𝑘 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝./𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8
Teniendo en cuenta el flujo de entrada de naftaleno al reactor, se puede saber

la cantidad de dicho compuesto que habrá en un cierto volumen de reactivos. De
este modo:
𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 1ℎ

174,28 · = 6,29 · 10−2 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 /𝑚𝑚3 𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟.
ℎ 2,77 · 103 𝑚𝑚3 𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟.
Por tanto, el volumen de proteína por unidad de volumen de reactivos se

determinó como:
𝑚𝑚3 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝 3
𝑘𝑘𝑘𝑘 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝 62,92 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 1 𝑚𝑚3 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝.
= 2,47 · 10 · ·
𝑚𝑚3 𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 1 𝑚𝑚3 𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟. 1300 𝑘𝑘𝑘𝑘 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝.
𝑚𝑚3 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝
= 0,12
𝑚𝑚3 𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡
Haciendo uso de esta relación se obtuvo el volumen de proteína que debe

quedar fijo en el reactor para producir las 10000 t/año de 1-naftol.
111
𝑉𝑉𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝. 1
𝑉𝑉𝑇𝑇 = 𝑉𝑉𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟. + 𝑉𝑉𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝. = + 𝑉𝑉𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝. = � + 1� 𝑉𝑉𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝.
0,12 0,12
𝑉𝑉𝑇𝑇 678,21
𝑉𝑉𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝. = = = 72,40 𝑚𝑚3
1 1
0,12 + 1 0,12 + 1
Siendo el volumen disponible para los reactivos:
𝑉𝑉𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟. = 678,21 − 72,40 = 605,82 𝑚𝑚3
2.3.4.6 Determinación del número de lotes

Una vez conocido el volumen que ocupan los reactivos se determinó el
tiempo que tardaría el reactor en llenarse y vaciarse:
𝑉𝑉𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟. 605,82
𝑡𝑡𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙 = = = 0,219 ℎ
𝑄𝑄𝑒𝑒 2,77 · 103
𝑉𝑉𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟. 605,82
𝑡𝑡𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣 = = = 0,225 ℎ
𝑄𝑄𝑠𝑠 2,70 · 103
Finalmente se calcula el número de lotes dividiendo el tiempo que dura el

ciclo entre el tiempo de llenado de cada lote:
𝑡𝑡𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙 + 𝑡𝑡𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟ó𝑛𝑛 + 𝑡𝑡𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣 0,219 + 1,5 + 0,225

𝑛𝑛 = = = 8,89 ≈ 9
𝑡𝑡𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙𝑙 0,219
La planta dispondrá de 9 reactores para poder asumir la producción de

10000 t/año de 1-naftol.

Para determinar el espesor, tanto del cilindro como del cabezal toriesférico,
del reactor R-101 cilíndrico se siguió el procedimiento descrito en el apartado 2.2,
al igual que se hizo para el silo TK-101.
El material seleccionado para este equipo se trata de acero al carbono, cuyas

propiedades se muestran en la Tabla 59.
112
2.3.4.7.1 Presión de diseño

Se comenzó determinando la presión de diseño, debiendo calcularse las dos
hipótesis planteadas y empleando el mayor valor:
𝑃𝑃𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑ñ𝑜𝑜 = 1,1 · 1 = 1,1 𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎

� 𝑃𝑃𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑ñ𝑜𝑜 = 3 𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎
𝑃𝑃𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑒𝑒ñ𝑜𝑜 = 1 + 2 = 3 𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎
2.3.4.7.2 Espesor de la parte cilíndrica

Para determinar el espesor de la parte cilíndrica del mezclador, se comenzó
determinado el valor de 𝐶𝐶2 :
3,04 · 9000
𝐶𝐶2 = 0,1 · � + 1� = 0,74 𝑚𝑚𝑚𝑚
2 · 2500 · 0,85 − 1,2 · 3,04
Por tanto, el espesor de la parte cilíndrica resultó ser:
3,04 · 9000
𝑡𝑡 = + 1 + 0,74 = 8,19 𝑚𝑚𝑚𝑚
2 · 2500 · 0,85 − 1,2 · 3,04
2.3.4.7.3 Espesor del cabezal toriesférico

Las dimensiones del cabezal toriesférico vienen definidas de la siguiente
manera:
• Radio interno de la esfera:
𝐿𝐿 = 𝐷𝐷 = 9000 𝑚𝑚𝑚𝑚
• Radio del rebordeo
𝑟𝑟 = 0,06 𝐿𝐿 = 540 𝑚𝑚𝑚𝑚
Finalmente, su espesor se determinó forma similar al caso anterior. En

primer lugar, el valor de 𝐶𝐶2 resultó ser:
0,885 · 3,04 · 9000

𝐶𝐶2 = 0,1 · � + 1� = 1,24 𝑚𝑚𝑚𝑚
2500 · 0,85 − 0,1 · 3,04
Por tanto, se obtuvo el siguiente espesor en el cabezal toriesférico:
0,885 · 3,04 · 9000

𝑡𝑡 = + 1 + 1,24 = 13,63 𝑚𝑚𝑚𝑚
2500 · 0,85 − 0,1 · 3,04
113

El efluente del reactor se trata de una mezcla de líquido y gas que debe ser
separada para poder eliminar el oxígeno y nitrógeno del proceso, que ya no son
necesarios; y, además, reducir considerablemente el volumen de la corriente. Para
ello se emplea el separador bifásico V-101 que, aprovechando la gran diferencia
entre los puntos de ebullición del aire y del resto de componentes, permite separar
la mezcla de la corriente 5 en dos corrientes: una líquida (corriente 6) y otra gaseosa
(corriente 7).
2.3.5.1 Selección del separador bifásico

Para realizar la separación de las dos fases presentes en el efluente del
reactor se optó por emplear tres separadores bifásicos horizontales colocados en
paralelo. Como parámetro de diseño, se estableció la relación 𝐿𝐿/𝐷𝐷 que debía
presentar cada separador, siendo sus valores recomendados los mostrados en la
siguiente tabla:
Tabla 67: Relación L/D recomendada[2]
Presión de operación (bar) 𝑳𝑳/𝑫𝑫

0-20 3
20-35 4
>35 5
Debido a que la presión a la que trabaja el equipo es de 1 atm, se escogió una

relación 𝐿𝐿/𝐷𝐷 de 3. Asimismo, se consideró que la altura del líquido llega hasta la
mitad del diámetro, ocupando así la mitad del área trasversal. Cabe destacar que el
separador bifásico dispondrá de separador de humedad.
Teniendo en cuenta que los tres separadores son iguales, se detalla el cálculo
de uno de ellos. Como datos de partida se tienen los resultados propios al balance
de materia de este equipo, que son:
114
Tabla 68: Datos de partida V-101
Líquido Gas
Flujo (kg/h) 1,07·105 8,51·102
Densidad (kg/m3) 865 1,10
2.3.5.2 Dimensionado del separador bifásico

El dimensionado del separador bifásico comienza determinado la velocidad
de asentamiento que viene descrita por la siguiente ecuación:
𝜌𝜌𝑙𝑙 − 𝜌𝜌𝑣𝑣 Ecuación 33

𝑢𝑢𝑡𝑡 = 0,07 �
𝜌𝜌𝑣𝑣
Donde:
• 𝑢𝑢𝑡𝑡 es la velocidad de asentamiento.

• 𝜌𝜌𝑙𝑙 es la densidad del líquido.
• 𝜌𝜌𝑣𝑣 es la densidad del gas.
Donde se obtuvo:
865 − 1,10
𝑢𝑢𝑡𝑡 = 0,07 � = 1,96 𝑚𝑚/𝑠𝑠
1,10
Como se dispone de un separador de humedad, esta velocidad de

asentamiento debía ser corregida:
𝑢𝑢𝑠𝑠 = 0,15 · 𝑢𝑢𝑡𝑡 = 0,15 · 1,96 = 0,29 𝑚𝑚/𝑠𝑠
A continuación, se determinaron los caudales presentes:
• Líquido:
𝑄𝑄𝑙𝑙 = 1,07 · 105 · · = 3,45 · 10−2 𝑚𝑚3 /𝑠𝑠
ℎ 865 𝑘𝑘𝑘𝑘 3600 𝑠𝑠
• Gas:
𝑄𝑄𝑣𝑣 = 8,51 · 102 · · = 2,15 · 10−1 𝑚𝑚3 /𝑠𝑠
ℎ 1,1 𝑘𝑘𝑘𝑘 3600 𝑠𝑠
115
De este modo, la velocidad del flujo de vapor a través de la sección se definió

en función del diámetro:
𝑄𝑄𝑣𝑣 𝑄𝑄𝑣𝑣 2,15 · 10−1

𝑢𝑢𝑣𝑣 = = = = 0,546 · 𝐷𝐷−2
𝐴𝐴𝑣𝑣 𝜋𝜋 · 𝐷𝐷2 𝜋𝜋 · 𝐷𝐷2
0,5 · 4 0,5 · 4
A continuación, se calculó el tiempo de residencia del vapor y el requerido

para que se asiente el líquido.
• Tiempo de residencia del vapor:
𝐿𝐿 𝐿𝐿/𝐷𝐷 · 𝐷𝐷 3 · 𝐷𝐷
𝑡𝑡𝑣𝑣 = = −2
= −2
= 5,490 · 𝐷𝐷3
𝑢𝑢𝑣𝑣 0,546 · 𝐷𝐷 0,546 · 𝐷𝐷
• Tiempo de residencia del vapor requerido para el asentamiento:
ℎ𝑣𝑣 0,5 · 𝐷𝐷
𝑡𝑡𝑠𝑠 = = = 1,701 · 𝐷𝐷
𝑢𝑢𝑠𝑠 0,29
Igualando ambas expresiones, se determinó el diámetro necesario para el

correcto asentamiento del líquido contenido en el vapor.
1,701
5,490 · 𝐷𝐷3 = 1,701 · 𝐷𝐷 → 𝐷𝐷 = � = 0,56 𝑚𝑚
5,490
Y aplicando la relación 𝐿𝐿/𝐷𝐷 que se eligió, se obtuvo la longitud.
𝐿𝐿 = 3 · 𝐷𝐷 = 3 · 0,56 = 1,67 𝑚𝑚
2.3.5.3 Recálculo del separador bifásico por tiempo de retención

Para garantizar un tiempo de retención mínimo de la fase líquida, se calculó
el tiempo de retención que presenta según las dimensiones obtenidas en el apartado
anterior. Para ello se determinó el volumen que ocupa la fase líquida.
3
𝜋𝜋 · 𝐷𝐷2
𝑉𝑉𝑙𝑙 = 𝐴𝐴𝑙𝑙 · 𝐿𝐿 + 0,08089 · 𝐷𝐷 = 0,5 · · 𝐿𝐿 + 0,08089 · 𝐷𝐷3
4
𝜋𝜋 · 0,562
𝑉𝑉𝑙𝑙 = 0,5 · · 1,67 + 0,08089 · 0,563 = 0,22 𝑚𝑚3
4
116
Por lo que el tiempo de retención resultó ser de:
𝑉𝑉𝑙𝑙 0,22
𝑡𝑡𝑙𝑙 = = = 6,30 𝑠𝑠 = 0,11 𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚
𝑄𝑄𝑙𝑙 3,45 · 10−2
El tiempo de retención obtenido fue de 0,11 minutos. Este valor está bastante
por debajo del tiempo recomendado para este tipo de equipos, que suele situarse
alrededor de 10 minutos. Debido a esto, se multiplicaron las dimensiones obtenidas
en el apartado anterior por el siguiente factor de mayoración.
3 10
𝑓𝑓 = � = 4,57
0,11
Por lo que las dimensiones definitivas de cada uno de los separadores

bifásicos V-101 son:
𝐷𝐷 = 4,57 · 0,56 = 2,54 𝑚𝑚
𝐿𝐿 = 4,57 · 1,67 = 7,63 𝑚𝑚

En cuanto a la determinación del espesor de este equipo Se empleó el
procedimiento descrito en el código ASME, al igual que en los casos anteriores. Cabe
destacar que este equipo presenta dos cabezales toriesféricos. En este caso se
decidió emplear acero al carbono, mostrándose a continuación los resultados
obtenidos:
Tabla 69: Diseño mecánico del separador bifásico V-101
DISEÑO MECÁNICO SEPARADOR BIFÁSICO V-101

L 2,54 m
r 0,153 m
117
2.3.6 Bomba P-101

La bomba P-101 es la encargada de aumentar la presión de la corriente de
salida del separador bifásico V-101 desde 101 kPa hasta 209 kPa. De esta forma se
consigue que las condiciones en las que trabaje la columna de destilación T-101 sean
las óptimas para una mayor separación.
La ecuación que se emplea para determinar la potencia que se le debe

suministrar a la bomba es la siguiente:
𝐻𝐻 · 𝑔𝑔 · 𝜌𝜌𝑚𝑚 · 𝑄𝑄 Ecuación 34
𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃 =
𝜂𝜂
Siendo:
• H, la altura útil de la bomba (m)

• g, la aceleración de la gravedad.
• 𝜌𝜌, la densidad media del fluido (kg/m3).
• Q, el caudal volumétrico que atraviesa la bomba (m3/s).
• 𝜂𝜂, el rendimiento de la bomba, el cual se estima un 75%.
La altura útil de la bomba se determina mediante la aplicación de la ley de

Bernoulli:
𝑃𝑃2 − 𝑃𝑃1 𝑉𝑉22 − 𝑉𝑉12

𝐻𝐻 = + + (𝑧𝑧2 − 𝑧𝑧1 ) + ℎ12 Ecuación 35
𝜌𝜌𝜌𝜌 2 𝑔𝑔
Como se puede observar, la altura útil depende de la diferencia de presión, la

diferencia de altura, la variación de la energía cinética y la pérdida de carga de las
tuberías. No obstante, por simplificación no se ha tenido en cuenta la perdida de
carga ni la diferencia de altura y energía cinética por lo que la altura útil se aproximó
a la siguiente expresión:
∆𝑃𝑃 Ecuación 36
𝐻𝐻 =
𝜌𝜌𝑎𝑎 · 𝑔𝑔
Donde:
• ∆𝑃𝑃, es la diferencia de presión (Pa).

• 𝜌𝜌𝑎𝑎 , es la densidad del fluido de entrada a la bomba.
118
Las características de las corrientes de la bomba son las siguientes:
Tabla 70: Características de las corrientes de la bomba P-101
ENTRADA (F6) SALIDA (F8)

Caudal (m3/s) 0,103 0,103
Presión (kPa) 101,325 209,056
Densidad (kg/m3) 865 865
Como ya se indicó, el rendimiento de la bomba se estima un 75%. Por tanto:

(920,04 − 285) · 103
𝐻𝐻 = = 12,70 𝑚𝑚
9,81 · 756,6
12,70 · 9,81 · 865 · 0,1
𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃 =
0,75
𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃 = 14800 𝑊𝑊 = 14,8 𝑘𝑘𝑘𝑘

El intercambiador de calor E-101 se emplea para calentar la corriente líquida
de salida del separador bifásico V-101 aprovechando la energía disponible en el
destilado obtenido en la columna de destilación T-101. De este modo, la corriente 8
se introduce a 45,25°C, obteniéndose la corriente 9 a 155°C. Por otro lado, la
corriente 20 se introduce a 175°C, enfriándose hasta 67,71°C en la corriente 21.
Se trata de un intercambiador de tubo y carcasa cuyo funcionamiento se basa

en hacer circular un fluido a través de tubos que se encuentran en el interior de una
carcasa de mayor diámetro por la que circula el otro fluido.
Para seleccionar qué corriente debe circular por la carcasa y qué corriente
debe circular por los tubos se deben tener en consideración los siguientes principios
[7]:
• El fluido que tenga una mayor presión y/o temperatura debe circular por los
tubos.
• El fluido más corrosivo debe circular por los tubos.
• El fluido que más ensucie debe circular por los tubos.
119
• El fluido con menor pérdida de presión va en la carcasa.
En el caso del intercambiador E-101, como ambas corrientes presentan los

mismos compuestos, no existe ningún fluido más corrosivo que otro. No obstante,
según el primer principio enumerado, el fluido de mayor presión debe circular por
los tubos, siendo este el de la corriente 8-9.
Por otro lado, una vez seleccionado que fluido circula por cada parte del
intercambiador, se debe elegir el número de pasos por tubo. En este caso, se ha
elegido 4 paso por carcasa y 8 pasos por tubo.
2.3.7.1 Diagrama térmico

El diagrama térmico se trata de un diagrama donde se representan las
temperaturas de las corrientes en función del calor transferido teniendo en cuenta
los pasos por tubo. Para la elaboración del mismo se ha supuesto el caso de un
intercambiador en contracorriente puro.
Diagrama térmico E-101
Fluidos a través de
tubos T20=175,00 °C
Fluido a través de
carcasa
T9=155,00 °C
T21=67,71°C
T8=45,25 °C
1 2
Figura 26: Diagrama térmico del intercambiador E-101
2.3.7.2 Determinación LMTD

En el caso de un sistema contracorriente puro, la diferencia logarítmica
media de temperatura se puede determinar empleando la siguiente ecuación [8]:
120
(𝑇𝑇21 − 𝑇𝑇8 ) − (𝑇𝑇20 − 𝑇𝑇9 )

𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿 = Ecuación 37
𝑇𝑇 − 𝑇𝑇
ln �𝑇𝑇21 − 𝑇𝑇8 �
20 9
En el caso del intercambiador E-101, esta diferencia tiene el siguiente valor:
(67,71 − 45,25) − (175 − 155)

𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿 = = 21,21℃
67,71 − 45,25
ln � �
175 − 155
Al no tratarse de un sistema contracorriente puro, a esta diferencia

logarítmica media de temperatura se le ha de aplicar un factor de corrección (FT):
𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀 = 𝐹𝐹𝑇𝑇 · 𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿 Ecuación 38
Dicho factor se determina gráficamente una vez conocidos los factores S y R,

los cuales se determinan mediante las siguientes ecuaciones:
𝑇𝑇21 − 𝑇𝑇20 67,71 − 175

𝑆𝑆 = = = 0,83
𝑇𝑇8 − 𝑇𝑇20 45,25 − 175
𝑇𝑇9 − 𝑇𝑇8 155 − 45,25

𝑅𝑅 = = = 1,02
𝑇𝑇20 − 𝑇𝑇21 175 − 67,71
Consultando en la gráfica que se muestra a continuación se determina el

factor FG:
Figura 27: Gráfica para la determinación del factor de corrección FT [9]
A partir de esta gráfica se obtiene un valor del factor de corrección de:
𝐹𝐹𝑇𝑇 ≈ 0,8
121
Por tanto, sustituyendo en la Ecuación 38, la temperatura media logarítmica

corregida sería:
𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀 = 0,8 · 21,21 = 16,96 ℃
2.3.7.3 Dimensionado del intercambiador

Se ha supuesto un diámetro interior del tubo de 25 mm y un espesor de 2
mm, siendo la longitud del tubo 9 m. Por otro lado, la disposición de los mismos se
ha supuesto triangular.
Diámetro interno (di) 25 mm
Espesor (e) 2 mm
Diámetro externo (d0) 29 mm
Longitud 9m
Distribución Triangular
2.3.7.3.1 Determinación del pitch

Se define como pitch a la distancia de los centros de dos tubos consecutivos.
Al seleccionarse una disposición triangular el valor del pitch se determinó haciendo
uso de la Ecuación 39:
𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝ℎ = 1,25 𝑑𝑑0 Ecuación 39
𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝ℎ = 1,25 · 29 = 36,25 𝑚𝑚𝑚𝑚
2.3.7.3.2 Determinación del área de transferencia de calor

Para determinar la superficie de transferencia de calor se emplea la ecuación
básica de transferencia de calor:
𝑞𝑞 = 𝐴𝐴0 𝑈𝑈0 𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀 Ecuación 40
Donde:
122
• q es el calor transmitido por unidad de tiempo.

• 𝐴𝐴0 es el área de intercambio exterior.
• 𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀 es la diferencia media logarítmica corregida.
• 𝑈𝑈0 es el coeficiente global de transmisión de calor, el cual se estima
consultando en tablas o bien mediante la siguiente ecuación:
1
𝑈𝑈0 =
𝑑𝑑
𝑑𝑑0 · ln 0
𝑑𝑑𝑖𝑖 1
ℎ𝑖𝑖 + 𝑟𝑟𝑖𝑖 + 𝑟𝑟0 +
2 · 𝑘𝑘𝑚𝑚 ℎ0
Siendo:
• ℎ𝑖𝑖 , el coeficiente de transmisión de calor por convección del flujo en

el interior del tubo.
• 𝑟𝑟𝑖𝑖 , el coeficiente de ensuciamiento del fluido en el interior del tubo.
• 𝐾𝐾𝑚𝑚 , el coeficiente de transmisión de calor por conducción del material
del tubo.
• 𝑟𝑟0 , el coeficiente de ensuciamiento del fluido en el exterior del tubo
• ℎ0 , el coeficiente de transmisión de calor por convección del fluido en
el exterior
En este caso, por simplificación, puesto que se conocen los dos compuestos
que intervienen en el intercambiador E-101(mezclas de naftaleno, 1-naftol y acetato
de lurilo), se consultó en tablas el valor del coeficiente global de transferencia de
calor (120 Btu/ft2 °F·h, o lo que es lo mismo 681,48 W/m2·°C) [9].
Asimismo, en el apartado de balance de energía del intercambiador se

determinó que el calor transmitido por unidad de tiempo era 4,89·107 kJ/h. Por todo
esto, el área de transferencia de calor se determinó como:
4,89 · 107 𝑘𝑘𝑘𝑘

𝑞𝑞 3600 𝑠𝑠
𝐴𝐴0 = = = 1174,62 𝑚𝑚2
𝑈𝑈0 · 𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀 681,48 𝑘𝑘𝑘𝑘 · 16,96℃
1000 𝑠𝑠 𝑚𝑚2 ℃
123
2.3.7.3.3 Determinación del número de tubos

Sabiendo las dimensiones de los tubos descritas en la Tabla 71, el número de
tubos se determina como:
𝐴𝐴0
𝑁𝑁𝑡𝑡 = Ecuación 41
𝜋𝜋 · 𝑑𝑑0 · 𝐿𝐿
Sustituyendo los valores determinados anteriormente obtendríamos:
1174,62
𝑁𝑁𝑡𝑡 = ≈ 1433 𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡
𝜋𝜋 · 29 · 10−3 · 9
Debido a que el número de tubos que se requieren es elevado, se optó por

colocar dos intercambiadores de calor en paralelo, cada uno de ellos con la mitad del
área necesaria. Por ello, a continuación, se realiza el cálculo de uno de los
intercambiadores diseñados, siendo idéntico al otro.
587,31
𝑁𝑁𝑡𝑡 = ≈ 717 𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡
𝜋𝜋 · 29 · 10−3 · 9
Cabe señalar, que se ha comprobado en catálogos de fabricantes que existen

intercambiadores de calor de estas dimensiones.
2.3.7.3.4 Determinación del diámetro del haz de tubo

Los tubos se agrupan en un haz de tubo cuyo diámetro se determinó
empleando la Ecuación 42.
1
𝑁𝑁𝑡𝑡 𝑛𝑛1
𝐷𝐷𝑏𝑏 = 𝑑𝑑0 � � Ecuación 42
𝐾𝐾𝑡𝑡
Donde:
• 𝑑𝑑0 , es el diámetro exterior de los tubos.

• 𝑁𝑁𝑡𝑡 , es e l número de tubos.
• 𝐾𝐾𝑡𝑡 y 𝑛𝑛1 ,son constantes que dependen de la distribución de los tubos y
del número de pasos por tubos. Los valores de estas constantes vienen
recogidos en la Tabla 72.
124
Tabla 72: Constantes K1 y n1
Pitch triangular
Número de
1 2 4 6 8
pasos
Kt 0,319 0,249 0,175 0,0743 0,0365
n1 2,142 2,207 2,285 2,499 2,675
Pitch cuadrado
Número de
1 2 4 6 8
pasos
Kt 0,215 0,156 0.158 0,0402 0,031
n1 2,207 2,291 2,263 2,617 2,643
1
717 2,675
𝐷𝐷𝑏𝑏 = 0,029 � � = 1,17 𝑚𝑚
0,0365
2.3.7.3.5 Determinación del diámetro de la carcasa

El diámetro de la carcasa se puede determinar como la suma del diámetro
que ocupa el haz de tubo y la holgura que existe entre este y la carcasa.
Para determinar la holgura existente se hace uso de la Figura 28.
Figura 28: Grafica para determinar la holgura en la carcasa
125
Dado que se supuso que el intercambiador es de tipo U, la holgura en la

carcasa es 19,68 mm. Por tanto, el diámetro de la carcasa calculado es:
𝐷𝐷𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐 = 𝐷𝐷𝑏𝑏 + 𝐻𝐻 = 1,17 + 19,68 · 10−3 = 1,19 𝑚𝑚
2.3.7.3.6 Determinación de los deflectores

Los deflectores son unos elementos que se colocan en el interior de la carcasa
y su función es la de canalizar el flujo generando una turbulencia que aumente la
transferencia de calor. Asimismo, se emplean para soportar el haz de tubo.
La distancia a la que se sitúan estos elementos suele estar comprendida entre

0,2 y 1 vez el diámetro de la carcasa. Para este intercambiador se ha seleccionado
una separación de 0,4 veces el diámetro de la carcasa.
𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸 𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒 𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑 = 1187,41 · 0,4 = 474,96 𝑚𝑚𝑚𝑚
Por otro lado, se determinó el espaciado entre las pantallas teniendo en

cuenta que oscila entre 0,2 y 1 vez el diámetro de la carcasa. En este caso se ha
seleccionado 1:
𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸𝐸 𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝 = 1 · 1187,41 = 1187,41 𝑚𝑚𝑚𝑚
Sabiendo la distancia a la que se encuentran las pantallas deflectoras, y el

largo de los tubos, se determinó el número de pantallas necesario:
9000
𝑁𝑁º 𝑑𝑑𝑑𝑑 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝 = ≈ 8 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝
1187,41
2.3.7.3.7 Diseño mecánico

Para el dimensionado de los espesores del intercambiador E-101 se siguió el
procedimiento empleado en el apartado 2.2. El material seleccionado se trata acero
inoxidable AISI 316. Asimismo, está formado por un cabezal toriesférico fijo. Las
dimensiones de dicho cabezal, así como los espesores de la parte cilíndrica y
toriesférica se determinaron empleando la Ecuación 27 y la Ecuación 28.
126
Tabla 73: Diseño de la carcasa del intercambiador E-101
DISEÑO CARCASA INTERCAMBIADOR E-101

L 1,19 m
r 0,071 m

La función del intercambiador E-102 es la de calentar la corriente de entrada
a la torre de destilación T-101 hasta la requerida según el diseño de la misma,
empleando para ello vapor a media presión. De este modo, se introduce la corriente
9 a 155°C y se obtiene la corriente 10 a 221,71°C. Por otro lado, para calentar esta
corriente, se emplea vapor a 1000 kPa que se introduce a 400°C y se extrae a 180°C,
para aprovechar el calor latente.
En este caso, los productos de la reacción circularán por el interior de los

tubos puesto que es el fluido que más ensucia, habiéndose seleccionado 4 pasos por
tubos y 2 pasos por carcasa. Para determinar el factor de corrección del incremento
de temperatura logarítmico, se consultó la gráfica correspondiente a dicha
configuración, obteniéndose de la misma fuente bibliográfica que la Figura 27.
El procedimiento de cálculo es similar al descrito en el apartado 2.3.7. Por

este motivo, a continuación, se muestran los datos de partida, así como los
resultados obtenidos sin detallar el procedimiento de cálculo.
Para realizar el cálculo se partió de los siguientes datos:
Tabla 74: Datos de partida del intercambiador E-102
DATOS DE PARTIDA
𝑭𝑭𝟗𝟗 1586,79 kmol/h
𝑻𝑻𝟗𝟗 155 °C
𝑻𝑻𝟏𝟏𝟏𝟏 221,71 °C
𝑭𝑭𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎 47,8 kmol/h
127
𝑻𝑻𝟏𝟏𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎 400 °C
𝑻𝑻𝟐𝟐𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎𝒎 180 °C
Q 8,76·107 kJ/h
U 851,85 W/m2K
El diagrama térmico es el siguiente:
tubos T1mps=400,0 °C
Fluido a través de
carcasa
T2mps=180,0 °C
T10=221,71 °C
T9=155,0 °C
1 2
Como se señaló anteriormente, los cálculos del intercambiador no se detallan

puesto que son iguales a los del intercambiador E-101. Por tanto, los resultados
obtenidos son los siguientes:
Tabla 75: Resultados del intercambiador E-102
RESULTADOS INTERCAMBIADOR E-102

LMTD 78,03 °C
S 0,90
R 0,3
Ft 0,87
MTD 67,88 °C
A0 420,58 m2
D0 tubos 29 mm
128
Di tubos 25 mm
L tubos 9m
Diámetro de bancada 0,95 m
Diámetro carcasa 0,97 m
El material seleccionado es el mismo que en el caso del intercambiador

E-101: acero inoxidable AISI 316. Asimismo, está formado por un cabezal
toriesférico fijo. Las dimensiones de dicho cabezal, así como los espesores de la parte
cilíndrica y toriesférica se determinaron empleando la Ecuación 27 y la Ecuación 28.

L 0,97 m
r 0,058 m

Para separar una corriente de gran pureza de 1-naftol de la corriente del
recirculado el proceso se emplea una torre de destilación de platos. En dicha torre
se separará el 1-naftol por la cola y se obtendrá por cabeza el destilado con el acetato
de laurilo y la mayor parte del naftaleno introducido.
El diseño básico de una columna de destilación multicomponente, consta de

los siguientes apartados [10]:
129
• Especificación de la separación deseada. Para ello se debe determinar

la concentración de los componentes claves ligero (LK) y pesado (HK)
tanto para la cabeza como para el fondo de la columna de destilación.
• Fijar la presión de la columna. Se debe elegir si la columna operará a
vacío, a alta presión o a presión atmosférica, obteniéndose el tipo de
condensador a emplear.
• Prediseño. Haciendo uso de una serie de métodos aproximados (en este
caso se aplica el método de Fenske-Underwood-Gilliland), se determina
el número mínimo de etapas, el reflujo mínimo, la etapa de alimentación
óptima y la eficiencia.
2.3.9.1 Especificación de la separación deseada

En este caso se desea obtener por la cola una corriente de 1-naftol con una
pureza de 99,5% en peso, habiendo sido eliminado todo el acetato de laurilo.
Asimismo, en el destilado obtenido por la cabeza, se ha considerado que el 1-naftol
constituye un 0,1% en peso de la mezcla obtenida.
Para poder escoger los componentes claves del sistema, primero se debe
conocer la temperatura de ebullición de cada compuesto, así como la temperatura
crítica:
Tabla 77: Temperaturas críticas y de ebullición
Compuesto T ebullición (°C) T crítica (°C)

C10H8 218 475,2
C10H8O 279 641,85
C14H28O2 150 323,9
Como componente clave se ha seleccionado el 1-naftol y el naftaleno. El

1-naftol será el componente clave pesado (HK) puesto que su punto de ebullición es
más alto, mientras que, el naftaleno, se ha seleccionado como el componente clave
ligero (LK). En consecuencia, en el fondo de la columna solo se obtendrá 1-naftol y
naftaleno.
130
2.3.9.2 Cálculo de la presión de operación

Para poder conocer la presión de operación del sistema, se debe recordar los
resultados del balance de materia realizado en el apartado 1.2.8.1(Tabla 48).
Utilizando estos resultados, la presión de burbuja del destilado a 180 °C se

determinó empleando las leyes de Raoult y Dalton:
𝑛𝑛
𝑃𝑃𝑇𝑇 = � 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑖𝑖 Ecuación 43

𝑖𝑖=1
𝐻𝐻𝑃𝑃𝑝𝑝𝑖𝑖 = 𝑥𝑥𝑖𝑖 𝑃𝑃𝑖𝑖0 Ecuación 44
Determinándose la presión de vapor a partir de la ley de Antoine, indicada en

el apartado 1.1.2.
A continuación, se detalla el cálculo de la determinación de la presión de

burbuja a 25 °C en la cabeza de la columna:
Tabla 78: Determinación de la presión en la cabeza T-101
Compuesto x 𝑷𝑷𝟎𝟎 (kPa) 𝑷𝑷𝑷𝑷 (kPa)

C10H8 0,1049 38,93 4,08
C10H8O 0,0015 33,36 0,05
C14H28O2 0,8936 223,05 199,32
TOTAL 1 203,46
Por tanto, la presión total en la columna de destilación es 203,46 kPa, o lo que

es lo mismo, 2,01 atm.
Para determinar la presión en el fondo de la columna, se estimó una pérdida

de carga total de 23,1 kPa, por lo que se obtuvo que:
𝑃𝑃𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓𝑓 = 203,46 + 23,1 = 226,56 𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘𝑘 = 2,24 𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎
Puesto que ya se conoce el valor de la presión en el fondo de la columna, se

prueban temperaturas hasta que se cumpla las leyes de Raoult y Dalton, pero esta
vez en la cola de la torre:
131
Tabla 79: Determinación de la temperatura del fondo T-101
Compuesto X 𝑷𝑷𝟎𝟎 (kPa) 𝑷𝑷𝑷𝑷 (kPa)

C10H8 0,0056 1153,24 6,48
C10H8O 0,9944 221,32 220,07
TOTAL 1 226,56 = 2,24 atm
La temperatura a la que se cumple lo anteriormente descrito, es 360,52°C,

temperatura a la que se encontrará la mezcla del fondo de la columna. Esta
temperatura está por debajo de las temperaturas críticas del 1-naftol y del naftaleno,
por lo que no hace falta reducirla.
Por tanto, la presión de la cabeza será de 2,01 atm y la presión del fondo de
2,24 atm.
2.3.9.3 Composición de equilibrio de cabeza y fondo

Por las leyes de Raoult y Dalton, podemos determinar el valor de 𝐾𝐾𝑖𝑖 a partir
de la presión de vapor de cada compuesto presente (𝑃𝑃𝑖𝑖0 ) y la presión total del
sistema (𝑃𝑃):
𝑃𝑃𝑖𝑖0 Ecuación 45
𝐾𝐾𝑖𝑖 =
𝑃𝑃
Además, puesto que:
𝑦𝑦𝑖𝑖𝑖𝑖 Ecuación 46
𝐾𝐾𝑖𝑖 =
𝑥𝑥𝑖𝑖𝑖𝑖
Se puede determinar la composición de la fase vapor en cada corriente.
En este caso, para determinar la composición en fase vapor de la corriente de

cabeza se tuvo en cuenta que la presión total es 203,46 kPa:
Tabla 80: Determinación de la composición en fase vapor del destilado
Compuesto x 𝑷𝑷𝟎𝟎 K y
C10H8 0,1049 38,93 0,19 2,01·10-2
C10H8O 0,0015 33,36 0,16 2,48·10-4
C14H28O2 0,8936 223,05 1,10 0,98
132
Por otro lado, la corriente de fondo se encuentra a una presión de 920,15

kPa, por lo que:
Tabla 81: Determinación de la composición en fase vapor del condensado
Compuesto x 𝑷𝑷𝟎𝟎 K Y
C10H8 0,0056 1153,24 5,09 2,86·10-2
C10H8O 0,9944 221,32 0,98 0,97
2.3.9.4 Determinación del número mínimo de etapas

Para determinar el número mínimo de etapas de equilibrio correspondiente
a la condición de reflujo total, se empleó la ecuación de Fenske:
𝑦𝑦 𝑥𝑥
log ��𝑥𝑥𝐷𝐷,𝐿𝐿𝐿𝐿 � · �𝑦𝑦𝑅𝑅,𝐻𝐻𝐻𝐻 ��
𝑅𝑅,𝐿𝐿𝐿𝐿 𝐷𝐷,𝐻𝐻𝐻𝐻
𝑁𝑁𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 = Ecuación 47
log 𝛼𝛼𝑖𝑖,𝑗𝑗
Siendo:
• R, el fondo de la columna.
• D, la cabeza de la columna
• 𝛼𝛼, la volatilidad, que se determina mediante la siguiente expresión:
𝛼𝛼𝑖𝑖,𝑗𝑗 = �𝛼𝛼𝑖𝑖,𝑗𝑗𝑗𝑗 · 𝛼𝛼𝑖𝑖,𝑗𝑗𝑗𝑗 Ecuación 48
A su vez:
𝐾𝐾𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 5,09

𝛼𝛼𝑖𝑖,𝑗𝑗𝑗𝑗 = = = 5,21
𝐾𝐾𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂 0,98
𝐾𝐾𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 0,19

𝛼𝛼𝑖𝑖,𝑗𝑗𝑗𝑗 = = = 1,17
𝐾𝐾𝐶𝐶10𝐻𝐻8 𝑂𝑂 0,16
Por tanto:
𝛼𝛼𝑖𝑖,𝑗𝑗 = �5,21 · 1,17 = 2,47
Conocido este valor se sustituyó en la Ecuación 47 para determinar el número

mínimo de etapas:
2,01 · 10−2 0,9944

log �� ·� ��
0,0056 2,48 · 10−4
𝑁𝑁𝑚𝑚𝑖𝑖𝑖𝑖 = = 10,60 ≈ 11 𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒
log 2,47
133
El valor determinado es de 11 etapas teóricas, incluyendo en este número la

caldera, pero no el condensador.
2.3.9.5 Relación de reflujo mínima

Para determinar las condiciones de reflujo mínimo en la columna de
destilación, se empleó el método de la correlación de Underwood. Este método
consta de dos pasos:
El primer paso consiste en encontrar el valor de θ de forma que se cumpla la

siguiente ecuación:
𝛼𝛼𝑖𝑖 · 𝑥𝑥𝑖𝑖,𝐹𝐹 Ecuación 49

� = 1 − 𝑞𝑞
𝛼𝛼𝑖𝑖 − 𝜃𝜃
Donde:
• 𝛼𝛼𝑖𝑖 , es la volatividad relativa del componente i con respecto a un

componente de referencia como es el componente clave pesado. En
este caso, el 1-naftol.
𝐾𝐾𝑖𝑖
𝛼𝛼𝑖𝑖 =
𝐾𝐾𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂
• 𝑥𝑥𝑖𝑖,𝐹𝐹 , la fracción del componente i en la alimentación.

• 1 − 𝑞𝑞, el valor de la fracción de vapor que hay en la alimentación
expresado en tanto por uno. Puesto que la corriente de entrada se
encuentra en estado líquido, se supuso este valor igual a 0.
Tal y como se muestra en la Tabla 82, el valor de 𝜃𝜃 que cumple con esta
ecuación es 𝜃𝜃 = 1,0039.
El segundo paso del método de la correlación de Underwood se empleó la

siguiente ecuación para obtener el reflujo mínimo:
𝛼𝛼𝑖𝑖 · 𝑥𝑥𝑖𝑖,𝐷𝐷 Ecuación 50

𝑅𝑅𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 + 1 = �
𝛼𝛼𝑖𝑖 − 𝜃𝜃
Donde:
• 𝑥𝑥𝑖𝑖,𝐷𝐷 , la fracción del componente i en la cabeza a reflujo mínimo.
134
A continuación, se muestra una tabla donde se detalla el cálculo de los dos

pasos seguidos en este método:
Tabla 82: Determinación del reflujo mínimo T-101
𝜶𝜶𝒊𝒊 · 𝒙𝒙𝑭𝑭 𝜶𝜶𝒊𝒊 · 𝒙𝒙𝑫𝑫

Compuesto K 𝜶𝜶𝒊𝒊 𝒙𝒙𝑭𝑭 𝒙𝒙𝑫𝑫
𝜶𝜶𝒊𝒊 − 𝜽𝜽 𝜶𝜶𝒊𝒊 − 𝜽𝜽
C10H8 0,1914 1,1670 0,1043 0,1049 0,7465 0,7504
C10H8O 1,0963 6,6860 0,8887 0,8936 1,0457 1,0515
C14H28O2 0,1640 1 0,0070 0,0015 -1,7922 -0,3870
TOTAL 0 1,4149
Por tanto, la relación de reflujo mínimo calculado es:
𝑅𝑅𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 = 1,4149 − 1 = 0,4149
2.3.9.6 Número de etapas

Para conseguir alcanzar la separación establecida, la relación de reflujo y el
número de etapas de la columna debe ser mayor del mínimo calculado
anteriormente.
Por motivos económicos, se determinó la relación de reflujo teniendo en

cuenta la siguiente relación:
𝑅𝑅
= 1,4 → 𝑅𝑅 = 1,4 · 0,4149 = 0,5808
𝑅𝑅𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚
Partiendo de los datos calculados se determinó el número de platos

necesarios de forma analítica empleando la ecuación de Molokanov:
𝐺𝐺 + 𝑁𝑁𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 Ecuación 51
𝑁𝑁 = −
𝐺𝐺 − 1
Donde G se calcula como:
(1 + 54,4 · 𝐻𝐻) · (𝐻𝐻 − 1)

𝐺𝐺 = 1 − exp � � Ecuación 52
(11 + 117,2 · 𝐻𝐻) · 𝐻𝐻 0,5
El valor del término H, a su vez se determina mediante la siguiente expresión:
135
𝑅𝑅 − 𝑅𝑅𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 0,5808 − 0,4149

𝐻𝐻 = = = 0,105
𝑅𝑅 + 1 0,5808 + 1
(1 + 54,4 · 0,105) · (0,105 − 1)

𝐺𝐺 = 1 − exp � � = 0,549
(11 + 117,2 · 0,105) · (0,105)0,5
Finalmente, el número de etapas del proceso sería:
0,549 + 11
𝑁𝑁 = − ≈ 26 𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒
0,549 − 1
2.3.9.7 Localización del plato de alimentación óptimo

El plato en el que debe introducirse la alimentación se determinó mediante
la ecuación empírica de Kirkbride:
2 0,206
𝑁𝑁𝑅𝑅 𝑥𝑥𝐻𝐻𝐻𝐻,𝐹𝐹 𝑥𝑥𝐿𝐿𝐿𝐿,𝐵𝐵 𝐵𝐵 Ecuación 53
= ��
𝑁𝑁𝑆𝑆 𝑥𝑥𝐿𝐿𝐿𝐿,𝐹𝐹 𝑥𝑥𝐻𝐻𝐻𝐻,𝐷𝐷 𝐷𝐷
Siendo:
• 𝑁𝑁𝑅𝑅 , el número de platos de la sección de enriquecimiento, es decir,

sobre el punto de alimentación.
• 𝑁𝑁𝑆𝑆 , el el número de platos de la sección de agotamiento, es decir, por
debajo del punto de alimentación.
• 𝐵𝐵, caudal de fondo (kmol/h).
• 𝐷𝐷, caudal de destilado (kmol/h).
0,206
𝑁𝑁𝑅𝑅 0,0070 0,0056 2 8,76
= �� = 0,338
𝑁𝑁𝑆𝑆 0,1043 0,0015 1578,03
Conocido el número de platos que conforma la columna se puede afirmar lo

siguiente:
𝑁𝑁𝑅𝑅 + 𝑁𝑁𝑆𝑆 = 26
𝑁𝑁𝑅𝑅 26
+1=
𝑁𝑁𝑆𝑆 𝑁𝑁𝑆𝑆
26
𝑁𝑁𝑆𝑆 = = 19,43
0,338 + 1
136
𝑁𝑁𝑅𝑅 = 26 − 19,43 = 6,46
Por tanto, el plato de alimentación óptimo es el número 20 empezando desde

el fondo de la columna.
2.3.9.8 Estimación del número de platos reales

Para estimar el número de platos reales primero se deberá calcular la
eficiencia de cada plato, empleando la correlación de O’Connel:
𝐸𝐸0 = 0,492 · (𝜇𝜇𝑎𝑎 · 𝛼𝛼𝑎𝑎 )−0,245 Ecuación 54
Donde:
• 𝜇𝜇𝑎𝑎 , es la viscosidad molar promedio del líquido (Pa·s). En el caso de la

disolución que nos ocupa dicha viscosidad es 8,27·10-3 Pa·s.
• 𝛼𝛼𝑎𝑎 , volatividad promedio del componente clave, la cual se determina
como:
𝑦𝑦 0,1049
𝛼𝛼𝑎𝑎 (𝐶𝐶10 𝐻𝐻8 𝑂𝑂) = = = 18,66
𝑥𝑥 0,0056
Por tanto, la eficiencia determinada es:
𝐸𝐸0 = 0,492 · (8,27 · 10−3 · 18,66)−0,245 = 0,78
Finalmente, el número de platos de la columna de destilación es:
𝑁𝑁 − 1 26 − 1
𝑁𝑁𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 = = = 32,15 ≈ 33 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝
𝐸𝐸0 0,78
2.3.9.9 Localización del plato de alimentación óptimo real

Partiendo de la relación entre el número de platos de la sección de
enriquecimiento y el número de platos de la sección de agotamiento, con el mismo
procedimiento del apartado anterior se determinó el plato de alimentación óptimo
real.
𝑁𝑁𝑅𝑅 + 𝑁𝑁𝑆𝑆 = 32,15
137
𝑁𝑁𝑅𝑅 32,15
+1=
𝑁𝑁𝑆𝑆 𝑁𝑁𝑆𝑆
32,15
𝑁𝑁𝑆𝑆 = = 24,03
0,338 + 1
𝑁𝑁𝑅𝑅 = 32,15 − 24,03 = 8,12
Por tanto, el plato de alimentación óptimo es el número 25 empezando desde

el fondo de la columna.
2.3.9.10 Dimensionado de la columna de destilación

2.3.9.10.1 Determinación de la altura de la columna
Para determinar la altura de la columna de destilación se estimó que la
separación entre cada etapa, es decir entre cada plato de la columna, es de 0,6 m.
Asimismo, también se consideró un sobredimensionado en la cabeza de 1,2 m para
el acondicionamiento del destilado y otro en la cola para el nivel de líquido del
reboiler de 1,8 m.
De este modo, la altura de la columna de destilación se calculó como:
𝐻𝐻 = 𝑡𝑡 · (𝑁𝑁 + 1) + 1,2 + 1,8 Ecuación 55
Donde:
• 𝑡𝑡, es el espacio entre platos.

• 𝑁𝑁, es el número de etapas.
Por tanto:
𝐻𝐻 = 0,6 · (33 + 1) + 1,2 + 1,8 = 23,4 𝑚𝑚
2.3.9.10.2 Determinación del diámetro de la columna

El cálculo del diámetro de la columna de destilación se basa en la
determinación de la velocidad máxima permisible para el vapor[2]. Dicho valor
depende tanto de las características de la corriente gaseosa como del espacio entre
los platos. A continuación, se muestra la ecuación con la que se estimó la velocidad
máxima permisible del vapor.
138
𝜌𝜌𝑙𝑙 − 𝜌𝜌𝑣𝑣 1/2

𝑢𝑢𝑣𝑣 = (−0,171 · 𝑡𝑡 2 + 0,27 · 𝑡𝑡 − 0,047) � � Ecuación 56
𝜌𝜌𝑣𝑣
Donde:
• 𝑡𝑡, es el espacio entre platos.

• 𝜌𝜌𝑙𝑙 , es la densidad del líquido. En este caso tomó el valor de 865 kg/m3.
• 𝜌𝜌𝑣𝑣 , es la densidad del vapor. En este caso tomó el valor de 11,61
kg/m3.
Por tanto, sustituyendo los valores se obtuvo lo siguiente:
2
865 − 11,61 1/2
𝑢𝑢𝑣𝑣 = (−0,171 · 0,6 + 0,27 · 0,6 − 0,047) � � = 0,458 𝑚𝑚/𝑠𝑠
11,61
Partiendo de este valor, se determinó el diámetro que debe presentar la torre

teniendo en cuenta el flujo másico de vapor (𝑉𝑉𝑣𝑣 ) determinado en el apartado1.2.8.1.
3,22 · 105
4 · 𝑉𝑉𝑣𝑣 4 ·
𝐷𝐷 = � = � 3600 = 4,63 𝑚𝑚
𝜋𝜋 · 𝜌𝜌𝑣𝑣 · 𝑢𝑢𝑣𝑣 𝜋𝜋 · 11,61 · 0,458
Finalmente, la longitud del derramadero (𝑊𝑊) se estimó un 75% del diámetro

de la torre, por lo que se calculó como:
𝑊𝑊 = 0,75 𝑇𝑇 = 0,75 · 4,63 = 3,47 𝑚𝑚
2.3.9.10.3 Diseño mecánico

Para el dimensionado de los espesores de la columna de destilación se siguió
el procedimiento empleado en el apartado 2.2. El material seleccionado se trata
acero inoxidable AISI 316. Asimismo, está formado por dos cabezales toriesféricos.
Las dimensiones de dichos cabezales, así como los espesores de la parte cilíndrica
se determinaron empleando la Ecuación 27 y la Ecuación 28.
139
Tabla 83: Diseño de la carcasa T-101
DISEÑO MECÁNICO T-101

L 4,63 m
r 0,28 m

La válvula de expansión se emplea para disminuir la presión de los productos
obtenidos en la cabeza de la columna de destilación (corriente 14) a la presión
atmosférica (corriente 20). Esta disminución de presión implica la expansión desde
203,46 kPa hasta 101,33 kPa.
Por simplificación, se ha supuesto que el proceso de expansión se realiza a

temperatura constante, siendo el parámetro que varía el volumen.
Se ha seleccionado un tipo de válvula reductora reguladora de presión la cual

no solo expande el gas, sino que también evita que cualquier fluctuación en el flujo
varíe el valor de la presión.

La función del intercambiador E-105 es la de enfriar la corriente de entrada
al mezclador M-101 hasta la requerida según el balance de energía en dicho equipo
(apartado 1.2.6.2), empleando para ello agua de refrigeración. De este modo, se
introduce la corriente 21 a 67,71°C y se obtiene la corriente 22 a 40,16°C. Por otro
lado, para enfriar esta corriente, se emplea agua que se introduce a 30°C y se extrae
a 40°C.
140
En este caso, recirculado circulará por el interior de los tubos puesto que es
el fluido que más ensucia, habiéndose seleccionado 2 pasos por tubos y 1 paso por
carcasa. Para determinar el factor de corrección del incremento de temperatura
logarítmico, se consultó la gráfica correspondiente a dicha configuración,
obteniéndose de la misma fuente bibliográfica que la Figura 27.
El procedimiento de cálculo es similar al descrito en el apartado 2.3.7. Por

este motivo, a continuación, se muestran los datos de partida, así como los
resultados obtenidos sin detallar el procedimiento de cálculo.
Para realizar el cálculo se partió de los siguientes datos:
Tabla 84: Datos de partida del intercambiador E-105
DATOS DE PARTIDA
𝑭𝑭𝟐𝟐𝟐𝟐 1578,03 kmol/h
𝑻𝑻𝟐𝟐𝟐𝟐 67,71 °C
𝑻𝑻𝟐𝟐𝟐𝟐 40,16 °C
𝑭𝑭𝒄𝒄𝒄𝒄 15247,75 kmol/h
𝑻𝑻𝟏𝟏𝒄𝒄𝒄𝒄 30 °C
𝑻𝑻𝟐𝟐𝒄𝒄𝒄𝒄 40 °C
Q 1,15·107 kJ/h
U 851,85 W/m2K
El diagrama térmico es el siguiente:
tubos
T21=67,71 °C
Fluido a través de
carcasa
T22=40,16 °C
T2cw=40,0 °C
T1cw=30,0 °C
1 2
141
Como se señaló anteriormente, los cálculos del intercambiador no se detallan

puesto que son iguales a los del intercambiador E-105. Por tanto, los resultados
obtenidos son los siguientes:
Tabla 85: Resultados del intercambiador E-105
RESULTADOS INTERCAMBIADOR E-105

LMTD 17,49 °C
S 0,27
R 2,75
Ft 0,85
MTD 14,87 °C
A0 251,54 m2
D0 tubos 29 mm
Di tubos 25 mm
L tubos 9m
Diámetro de bancada 0,73 m
Diámetro carcasa 0,74 m
El material seleccionado es el mismo que en el caso del intercambiador

E-101: acero inoxidable AISI 316. Asimismo, está formado por un cabezal
toriesférico fijo. Las dimensiones de dicho cabezal, así como los espesores de la parte
cilíndrica y toriesférica se determinaron empleando la Ecuación 27 y la Ecuación 28.

L 0,74 m
r 0,045 m
142

La válvula de expansión se emplea para disminuir la presión de los productos
obtenidos en la cola de la columna de destilación (corriente 17) a la presión
atmosférica (corriente 18). Esta disminución de presión implica la expansión desde
226,56 kPa hasta 101,33 kPa.
Por simplificación, se ha supuesto que el proceso de expansión se realiza a

temperatura constante, siendo el parámetro que varía el volumen.
Se ha seleccionado un tipo de válvula reductora reguladora de presión la cual

no solo expande el gas, sino que también evita que cualquier fluctuación en el flujo
varíe el valor de la presión.
2.3.13 Secador B-101

El secador B-101 se emplea para enfriar la corriente 18, formada en su
mayoría por 1-naftol, hasta la temperatura de 25°C.
El proceso se realiza mediante un secador por spray (spray dryer) donde se

dosifica aire de forma uniforme. Dicho secador debe ser capaz de procesar una
corriente de 1263 kg/h.
2.3.14 Silo TK-102

La planta consta de un silo con una capacidad de almacenaje de 3 días. La
función de este silo es la de almacenar cierta cantidad de producto, 1-naftol, sin que
sea necesario un continuo transporte al almacén de la planta. Al igual que en el caso
del silo TK-101, debe estar sujeto por una estructura que permita una aireación
adecuada y que sea capaz de soportar la presión debido a la carga que se encuentra
en el interior del equipo
Este equipo ha sido diseñado siguiendo un procedimiento análogo al del silo

TK-101. En este caso, se parte de los datos mostrados en la siguiente tabla:
143
Tabla 87: Datos de partida TK-102
𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 𝑭𝑭𝟏𝟏𝟏𝟏
𝑪𝑪𝟏𝟏𝟏𝟏 𝑯𝑯𝟖𝟖 𝑶𝑶
Flujo (kg/h) 6,31 1,27·103

Densidad (kg/m3) 1160 1095
De este modo, se obtuvieron los siguientes resultados:

Tabla 88: Resultados del silo TK-102
RESULTADOS SILO TK-101

𝑫𝑫 4,46 m
𝑯𝑯𝟏𝟏 1,04 m
𝑯𝑯𝟐𝟐 4,19 m
𝑯𝑯𝟑𝟑 3,69 m
Por último, el cálculo del espesor del silo TK-102 fue resulto mediante la
aplicación del código ASME. Para este equipo, se optó por emplear acero al carbono
para su construcción. De este modo, se obtuvo el siguiente resultado:
Tabla 89: Diseño mecánico del silo TK-102
DISEÑO MECÁNICO DEL SILO TK-102

144
CAPÍTULO 3: ESTUDIO ECONÓMICO

3
3.1 INVERSIÓN TOTAL

Se entiende como inversión total al desembolso necesario para construir una
planta industrial, ponerla en funcionamiento y mantenerla en operación. Dicha
inversión está constituida por el capital fijo o inmovilizado (CF), el capital circulante
(CC) y los gastos previos de puesta en marcha.
En primer lugar, se determinó el costo de adquisición de los diferentes

equipos de los que consta la planta [2][7]. Dichos equipos son:
• Silo de almacenaje: TK-101 y TK-102.

• Mezclador: M-101.
• Filtro de aire: F-101.
• Reactores: 9 reactores R-101.
• Separador bifásico: 3 separadores bifásicos V-101.
• Bomba: 2 bombas P-101.
• Intercambiadores de calor: 2 intercambiadores E-101 y los
intercambiadores E-102 y E-105.
• Columnas de destilación: T-101.
• Válvula de expansión: V-101 y V-102.
• Secador: B-101.
3.1.1 Coste de los silos de almacenaje

Los costes de los silos de almacenaje se determinaron empleando la siguiente
expresión:
𝐶𝐶 = 1,218 𝐹𝐹𝑀𝑀 exp[11,662 − 0,6104 (ln 𝑉𝑉) + 0,04536 (ln 𝑉𝑉)2 ] Ecuación 57
Siendo:
• V, el volumen en galones.
• 𝐹𝐹𝑀𝑀 , el factor de material que en el caso del acero al carbono se estima
en 2,7.
145
Tabla 90: Coste de los silos de almacenaje
Equipo V (gal) C ($)

TK-101 20258,89 77.648,83
TK-102 24109,77 81.769,12
3.1.2 Coste del mezclador

Para estimar el coste del mezclador se consideró la siguiente ecuación,
siendo únicamente dependiente de la potencia del agitador en HP:
• 𝐶𝐶($) = 1,218 · 𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒[8,43 − 0,088 · 𝑙𝑙𝑙𝑙 𝑃𝑃 + 0,1123 · (𝑙𝑙𝑙𝑙 𝑃𝑃)2 ] Ecuación 58
Tabla 91: Coste del mezclador
Equipo P (HP) C ($)

M-101 19,33 11.516,93
3.1.3 Coste del filtro de aire

Para determinar el coste del filtro de aire se realizó una búsqueda en
catálogos de diferentes filtros con una capacidad suficiente para el flujo de aire
requerido en el proceso, obteniéndose el siguiente precio referenciado al año 2017.
Tabla 92: Coste del filtro de aire
Equipo C (€)
F-101 6.899,00
3.1.4 Coste de los reactores

Dado que el reactor se puede asimilar a un depósito, el coste dicho equipos
se aproximó haciendo uso de la Ecuación 57. Por lo tanto, los resultados obtenidos
son:
Tabla 93: Coste de los reactores

R-101 197081,59 189.602,58
146
3.1.5 Coste de los separadores bifásicos

Del mismo modo que con el reactor, el costo del separador bifásico se puede
estimar de acuerdo al de un depósito, haciendo uso para ello de la Ecuación 57. Por
lo tanto, se determinó:
Tabla 94: Coste de los separadores bifásicos

V-101 10927,91 66.086,02
3.1.6 Coste de las bombas

Al tratarse de una bomba reciprocante, el coste se puede aproximar mediante
la siguiente ecuación:
𝐶𝐶𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏 = 1407 · 𝐹𝐹 · 𝑄𝑄 0,52 Ecuación 59
Donde:
• F, es un factor que depende del material. En el caso del acero inoxidable

AISI 316, dicho a dicho factor se le asignó un valor de 1.
• Q es el caudal que se bombea expresado el gpm.
Por tanto, el coste de las bombas que se emplean en el proceso sería:
Tabla 95: Coste de las bombas
Equipo Q (gpm) C ($)

P-101 1639,191212 66.054,36
3.1.7 Coste de los intercambiadores de calor

Dado que se trata de un intercambiador de calor de tubo y carcasa, el coste
se puede determinar mediante la siguiente ecuación:
𝐶𝐶 ($) = 𝑓𝑓𝑑𝑑 𝑓𝑓𝑚𝑚 𝑓𝑓𝑝𝑝 𝐶𝐶𝐵𝐵 Ecuación 60
Donde:
• 𝑓𝑓𝑑𝑑 , es el factor de diseño. Al ser los intercambiadores de calor de cabezal fijo,

el factor de diseño se determina de la siguiente forma:
147
𝑓𝑓𝑑𝑑 = exp[−1,1156 + 0,0906 · (ln 𝐴𝐴)]
• 𝑓𝑓𝑚𝑚 , es el factor de material. Al tratarse de acero inoxidable AISI 316, dicho

factor se determina empleando la siguiente ecuación:
𝑓𝑓𝑚𝑚 = 0,8603 + 0,23296 · (ln 𝐴𝐴)
• 𝑓𝑓𝑝𝑝 , la ecuación para el cálculo del factor de presión es la siguiente:
𝑓𝑓𝑝𝑝 = 1,0305 + 0,07140 · (ln 𝐴𝐴)
• 𝐶𝐶𝑏𝑏 , el coste del intercambiador de calor:
𝐶𝐶𝑏𝑏 = exp(8,821 − 0,30863[ln(𝐴𝐴) + 0,0681 (ln(𝐴𝐴))2 ]
El coste de los intercambiadores de calor del proceso se recoge en la

Tabla 96.
Tabla 96: Coste de los intercambiadores de calor
Equipo A (ft2) fd fm fp Cb ($) C ($)

E-101 6321,77 0,72 2,90 1,66 83779,48 291.176,08
E-102 4527,13 0,70 2,82 1,63 62854,16 203.283,07
E-105 2707,54 0,67 2,70 1,59 41600,09 120.203,53
3.1.8 Coste de la torre de destilación

Al tratarse de una torre de platos, el coste de las columnas de destilación se
estimó empleando la siguiente ecuación:
𝐶𝐶($) = 1,218 · �𝑓𝑓1 𝐶𝐶𝑏𝑏 + 𝑁𝑁𝑓𝑓2 𝑓𝑓3 𝑓𝑓4 𝐶𝐶𝑇𝑇 + 𝐶𝐶𝑝𝑝1 � Ecuación 61
Donde:
• 𝐶𝐶𝑏𝑏 , se determinó mediante la siguiente expresión:
𝐿𝐿 𝑇𝑇𝑏𝑏
𝐶𝐶𝐵𝐵 = 1,218 exp[7,123 + 0,1478 (ln 𝑊𝑊) + 0,02488 (ln 𝑊𝑊)2 + 0,01580 � � ln � �
𝐷𝐷 𝑇𝑇𝐷𝐷
• 𝑇𝑇𝑏𝑏 , es el espesor de la carcasa a la presión de diseño.

• 𝑇𝑇𝑝𝑝 , es el espesor de la carcasa a la presión de operación.
148
• 𝐶𝐶𝑡𝑡 , se determinó como:
𝐶𝐶𝑡𝑡 = 457,7 exp(0,1739 𝐷𝐷)
• 𝐶𝐶𝑝𝑝1 , se calculó como:
𝐶𝐶𝑝𝑝1 = 249,6 𝐷𝐷0,6332 𝐿𝐿0,8016
• D, es el diámetro de la torre en ft.

• L, es la longitud de la torre en ft.
• W, es el peso de la torre en lb, determinado empleando la siguiente
ecuación:
𝑊𝑊 = 𝜋𝜋(𝐷𝐷 + 𝑡𝑡)(𝐿𝐿 + 0,8 𝐷𝐷) · 𝑡𝑡 · 𝜌𝜌
• t, es el espesor de la torre.
• N, es el número de platos.
• 𝑓𝑓, son unos factores que depende del tipo de material. Para el acero
inoxidable AISI 316, estos factores son:
o 𝑓𝑓1 = 2,1
o 𝑓𝑓2 = 1,189 + 0,0577 𝐷𝐷
o 𝑓𝑓3 = 0,95
o 𝑓𝑓4 = 2,25/(10414)𝑁𝑁
Tabla 97: Coste de la torre de destilación
Equipo D (ft) L (ft) t (ft) W (lb) N C ($)

T-101 15,18 76,77 0,037 78948,49 33 561.223,04
3.1.9 Costes de válvulas de expansión

Para determinar el coste de la válvula de expansión se consultó diferentes
catálogos de fabricantes, obteniéndose un precio referenciado al año 2017.
Tabla 98: Coste de las válvulas de expansión
Equipo C (€)
V-101 9.780
V-102 9.780
149
3.1.10 Coste del secador

Para estimar el coste del mezclador se empleó la siguiente expresión, siendo
necesario el flujo másico que circula a través de este equipo:
𝐶𝐶($) = 19000 + 180 𝑚𝑚̇0,9 Ecuación 62
Tabla 99: Coste del secador
Equipo 𝒎𝒎̇ (kg/h) C ($)

B-101 1.262,63 301.280,70
3.1.11 Coste total de equipos

En la Tabla 100 se resume el coste de cada equipo que interviene en el
proceso. Para hacer la conversión de dólares a euros se supuso que:
1$ = 0,843€
Tabla 100: Coste individual de los equipos
Año de
Equipo Unidades C (€)
referencia
TK-101 1 2006 65.446,30
M-101 1 2006 9.707,04
F-101 1 2017 5.814,82
R-101 9 2006 159.806,50
V-101 3 2006 55.700,59
P-101 2 2006 55.673,91
E-101 2 2006 245.417,70
E-102 1 2006 171.337,09
T-101 1 2006 473.026,73
VLV-101 1 2017 9.780,00
E-105 1 2006 101.313,52
VLV-102 1 2017 9.780,00
B-101 1 2006 253.934,38
TK-102 1 2006 68.919,09
150
Dado que, exceptuando el filtro de aire y las válvulas de expansión, el costo

de los equipos está referenciado al año 2006, se escaló su precio para determinar el
costo actual:
𝐼𝐼 Ecuación 63
𝐶𝐶 = 𝐶𝐶𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 · � �
𝐼𝐼𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟
Donde:
• I, es el índice de coste en el momento actual. En la actualidad este índice

tiene un valor de 567,5.
• 𝐼𝐼𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 , es el índice de coste en el año de referencia. En el año 2006, el
índice de coste se estimó 499,6.
Por tanto, el coste de todos los equipos en el año actual es:
Tabla 101: Coste total de los equipos
Equipo Unidades Coste unitario (€) Coste total (€)

TK-101 1 74.341,03 74.341,03
M-101 1 11.026,31 11.026,31
F-101 1 5.814,82 5.814,82
R-101 9 181.525,59 1.633.730,34
V-101 3 63.270,79 189.812,37
P-101 2 63.240,48 126.480,95
E-101 2 278.772,11 557.544,22
E-102 1 194.623,30 194.623,30
T-101 1 537.315,20 537.315,20
VLV-101 1 9.780,00 9.780,00
E-105 1 115.082,91 115.082,91
VLV-102 1 9.780,00 9.780,00
B-101 1 288.446,28 288.446,28
TK-102 1 78.285,79 78.285,79
TOTAL 3.832.063,52
151
3.1.12 Costes totales de la planta

El coste total de los equipos no representa los costos totales de la planta, sino
que también hay que contabilizar tanto algunos costes directos como indirectos.
Estos costes se estiman empleando una serie de factores que se recogen en la
Tabla 102.
Tabla 102: Factores de estimación de costes directos e indirectos
ÍTEM CTE
Equipos principales,
SÓLIDOS-
coste total de FLUIDOS SÓLIDOS
FLUIDOS
adquisición
f1: montaje de los
0,3 0,5 0,6
equipos
f2: tuberías 0,8 0,6 0,2
f3: instrumentación y
0,3 0,3 0,2
control
f4: instalación eléctrica 0,2 0,2 0,15
f5: ingeniería civil 0,3 0,3 0,2
f6: edificios y
0,2 0,2 0,1
estructuras
f7: revestimiento y
0,1 0,1 0,05
pintura
f8: offsites 0,3 0,4 0,4
f9: ingeniería y diseño 0,3 0,25 0,2
f10: contingencias 0,1 0,1 0,1
Los costes directos se calcularon mediante la Ecuación 64.
𝐶𝐶𝐶𝐶𝐶𝐶𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑 = 𝐶𝐶𝐶𝐶𝐶𝐶 · (1 + 𝑓𝑓1 + 𝑓𝑓2 + 𝑓𝑓3 + 𝑓𝑓4 + 𝑓𝑓5 + 𝑓𝑓6 + 𝑓𝑓7 ) Ecuación 64
𝐶𝐶𝐶𝐶𝐶𝐶𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑 = 3.832.063,52 · (1 + 0,5 + 0,6 + 0,3 + 0,2 + 0,3 + 0,2 + 0,1)
𝐶𝐶𝐶𝐶𝑃𝑃𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑 = 12.262.603,26 €
Los costes totales de la planta, o inversión fija se calcularon mediante la

siguiente expresión:
𝐼𝐼𝐹𝐹 = 𝐶𝐶𝐶𝐶𝐶𝐶 = 𝐶𝐶𝐶𝐶𝑃𝑃𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑 (1 + 𝑓𝑓8 )(1 + 𝑓𝑓9 + 𝑓𝑓10 ) Ecuación 65
152
𝐶𝐶𝐶𝐶𝐶𝐶 = 12.262.603,26 · (1 + 0,4) · (1 + 0,25 + 0,1) = 23.176.320,17 €
La inversión total necesaria es la suma de la inversión fija y el capital

circulante, también conocido como capital de trabajo. Dicho capital varía a entre 5%
de la inversión fija y un 30%. En este caso se ha estimado un 10%.
Por tanto, el capital circulante que se calculó es:
𝐼𝐼𝑤𝑤 = 0,1 ∗ 23.176.320,17 = 2.317.632,02 €
La inversión total necesaria se determinó como:
𝐼𝐼 = 𝐼𝐼𝐹𝐹 + 𝐼𝐼𝑤𝑤 = 23.176.320,17 + 2.317.632,02 = 25.493.952,19 €
La inversión total requerida es de veinticinco millones cuatrocientos noventa

y tres mil novecientos cincuenta y dos con diecinueve euros
3.2 COSTES DE PRODUCCIÓN

Los costes de producción engloban todos aquellos gastos asociados al
funcionamiento de la planta química. Dichos costes se dividen en tres grupos:
• Costes directos: relativos a la producción de la panta. Estos costes

engloban:
- Materias primas.
- Tratamientos de residuos.
- Servicios.
- Costes de operación.
- Trabajos de supervisión y oficina.
- Suministros de operación.
- Cargas de laboratorio
- Patentes y royalties.
• Costes fijos: costes independientes de la producción. Se componen de
los siguientes conceptos:
- Depreciación de la planta.
153
- Impuestos locales y seguros.

- Gastos generales de la planta.
• Gastos generales: gastos asociados a actividades administrativas de
la empresa que no están directamente relacionadas con el proceso.
Pueden ser:
- Costes de administración.
- Costes de distribución y venta.
- Investigación y desarrollo.
3.2.1 Costes de servicios

Los costes de servicios de la planta tienen su origen tanto en el consumo de
electricidad como en la producción de corrientes de servicio para enfriar o calentar
corrientes del proceso. A continuación, se detalla el cálculo de cada uno de estos
costes.
3.2.1.1 Electricidad
Aquellos equipos de la planta que demandan electricidad directamente se
tratan del mezclador M-101 y la bomba P-101. El consumo de cada uno de ellos se
muestra en la Tabla 103.
Tabla 103: Potencia demandada
Equipo Potencia
M-101 14,41 𝑘𝑘𝑘𝑘
P-101 14,85 𝑘𝑘𝑘𝑘
Por lo que la potencia total resultó ser:
𝑃𝑃 = 14,41 + 14,85 = 29,26 𝑘𝑘𝑘𝑘
Para determinar el costo de este consumo eléctrico se estimó un precio de la

electricidad de 0,061 €/kWh [11]. De este modo, se aproximó el costo de este
equipo:
0,061 € 24 ℎ 330 𝑑𝑑í𝑎𝑎𝑎𝑎

𝐶𝐶𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒 = 29,26 𝑘𝑘𝑘𝑘 · · · = 14.140,07 €/𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
1 𝑘𝑘𝑘𝑘ℎ 1 𝑑𝑑í𝑎𝑎 1 𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
154
3.2.1.2 Agua de refrigeración

3.2.1.2.1 Precio unitario
Para simplificar el cálculo del costo del agua de enfriamiento se determinó el
precio que implicaría el empleo 1000 kg/h de este recurso. En primer lugar, se
determinó la energía que es capaz de extraer al calentarse desde 30°C hasta 40°C.
4,18 𝑘𝑘𝑘𝑘
𝐸𝐸 = 1000 𝑘𝑘𝑘𝑘 · · 10℃ = 41800 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
1 𝑘𝑘𝑘𝑘 · ℃
De este modo, considerando un calor latente de 2417 kJ/kg a 35°C, se calculó

la cantidad de agua que debe evaporarse en la torre para disipar esta energía.
1 𝑘𝑘𝑘𝑘
𝑊𝑊𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡 = 41800 𝑘𝑘𝑘𝑘 · = 17,29 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
2417 𝑘𝑘𝑘𝑘
Por otro lado, también se consideraron unas pérdidas por fricción del 0,3%,
tomando el valor de:
𝑊𝑊𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣 = 0,003 · 1000 = 3 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
Finalmente, se determinó la cantidad de agua que se debe purgar para

asumiendo que la concentración de sales del circuito sea 5 veces la concentración
de sales del agua de reposición. De este modo:
𝑊𝑊𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡 17,29
𝑊𝑊𝑝𝑝𝑢𝑢𝑢𝑢𝑢𝑢𝑢𝑢 = − 𝑊𝑊𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣 = − 3 = 1,32 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
5−1 4
Por conclusión, el agua de reposición debe ser la suma de las distintas

cantidades que se extraen del proceso:
𝑊𝑊𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟ó𝑛𝑛 = 𝑊𝑊𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡 + 𝑊𝑊𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣 + 𝑊𝑊𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝 = 17,29 + 3 + 1,32 = 21,62 𝑘𝑘𝑔𝑔/ℎ
En cuanto al consumo energético del agua enfriamiento, se evaluó la energía

consumida por la bomba y el ventilador. Para este primer equipo, se supuso un
rendimiento del 75% y que debía satisfacer las siguientes pérdidas de cargas:
• Tuberías: 103 kPa.

• Intercambiador: 34,5 kPa.
• Válvula de control: 69 kPa.
• Altura estática: 60 kPa.
155
La potencia calculada para la bomba resultó ser
𝑀𝑀 1000�
𝑃𝑃𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏 = · Δ𝑃𝑃 = 3600 · (266,5) = 9,87 · 10−2 𝑘𝑘𝑘𝑘
𝜂𝜂 · 𝜌𝜌 0,75 · 1000
Por otro lado, la potencia requerida por el ventilador de la torre se calculó

como:
1000
𝑃𝑃𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣 = · 2,2048 · 0,5 · 0,041 = 9,04 · 10−2 𝐻𝐻𝐻𝐻 = 6,74 · 10−2 𝑘𝑘𝑘𝑘
60 · 8,337
Finalmente, se determinó el coste de la electricidad consumida, así como del

agua de reposición. Para ello, se estimó un coste de la electricidad de 0,061 €/kWh
y un coste del agua de 1,23 €/1000 kg, siendo de 0,156 €/1000 kg de agua el de los
aditivos químicos que esta precisa.
0,061 € 1ℎ
𝐶𝐶𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒 = (9,87 + 6,74) · 10−2 𝑘𝑘𝑘𝑘 · · ·= 1,013 · 10−5 €/𝑘𝑘𝑘𝑘
1 𝑘𝑘𝑘𝑘ℎ 1000 𝑘𝑘𝑘𝑘
𝑘𝑘𝑘𝑘 (1,23 + 0,156) € 1ℎ

𝐶𝐶𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟ó𝑛𝑛 = 21,62 · · ·= 2,997 · 10−5 €/𝑘𝑘𝑘𝑘
ℎ 1000 𝑘𝑘𝑘𝑘 1000 𝑘𝑘𝑘𝑘
Por lo que el coste unitario total de este servicio resultó ser:
𝐶𝐶𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎 𝑑𝑑𝑑𝑑 𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟ó𝑛𝑛 = 1,013 · 10−5 + 2,997 · 10−5 = 4,01 · 10−5 €/𝑘𝑘𝑘𝑘
3.2.1.2.2 Coste de la producción

Para determinar el coste anual que supone enfriar las corrientes del proceso,
se consideró el flujo másico que se demanda en los intercambiadores E-104 y E-105.
Dicha demanda se muestra en la siguiente tabla:
Tabla 104: Demanda de agua de enfriamiento
Equipo 𝒎𝒎̇ (𝒌𝒌𝒌𝒌/𝒉𝒉)

E-104 2,28·106
E-105 2,75·105
TOTAL 2,56·106
De acuerdo al costo unitario de este servicio (4,01·10-5 €/kg), determinado

en el apartado 3.2.1.2.1, se calculó:
156
𝑘𝑘𝑘𝑘 4,01 · 10−5 € 24 ℎ 330 𝑑𝑑í𝑎𝑎𝑎𝑎

𝐶𝐶𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎 𝑑𝑑𝑑𝑑 𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟ó𝑛𝑛 = 2,56 · 106 · · ·
ℎ 1 𝑘𝑘𝑘𝑘 1 𝑑𝑑í𝑎𝑎 1 𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
𝐶𝐶𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎 𝑑𝑑𝑑𝑑 𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟ó𝑛𝑛 = 812.097,88 €/𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
3.2.1.3 Vapor de media presión

3.2.1.3.1 Precio unitario
Del mismo modo que para el agua de refrigeración, se determinó el coste que
supondría generar 1000 kg/h de vapor a media presión. A continuación, se
muestran las características energéticas de las corrientes presentes en el circuito de
vapor:
Tabla 105: Demanda de agua de enfriamiento
Vapor Agua Agua de

generado recirculada reposición
P (bar) 10 0,70 1
T (°C) 400 115 25
h (kJ/kg) 3264,39 483 106,8
En primer lugar, se determinó la potencia que se debe suministrar con el

combustible para elevar las condiciones de presión y temperatura del agua
recirculada a las que presenta el vapor que se requiere en la instalación. Para ello,
se consideró una eficiencia de generación de 90%.
1 𝑘𝑘 𝑘𝑘𝑘𝑘
𝑃𝑃𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑒𝑒 = · 1000 · (3264,39 − 483) = 3090433,33 𝑘𝑘𝑘𝑘/ℎ
90 ℎ 𝑘𝑘𝑘𝑘
Por lo que, empleando gas natural como combustible, con un precio estimado
de 13,89€/GJ [12], se obtuvo un coste de:
𝑘𝑘𝑘𝑘 13,89 € 1ℎ
𝐶𝐶𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐 = 3090433,33 · 6
· = 4,293 · 10−2 €/𝑘𝑘𝑔𝑔
ℎ 10 𝑘𝑘𝑘𝑘 1000 𝑘𝑘𝑘𝑘
Por otro lado, se estimaron los costos relativos a la reposición de agua, que
se situó en un 10% del vapor de media presión consumido.
157
𝑊𝑊𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟ó𝑛𝑛 = 0,1 ∗ 1000 = 100 𝑘𝑘𝑘𝑘
Dichos costos se agrupan en: el precio del agua, aproximado a 1,23€/1000kg;

los aditivos químicos que se le suministran, sobre 0,15€/1000kg de agua; y el coste
energético de la diferencia de entalpía entre el agua de recirculado retirada y el agua
de reposición introducida. De este modo:
𝑘𝑘𝑘𝑘 (1,23 + 0,15) € (483 − 106,8) 𝑘𝑘𝑘𝑘 13,89 €

𝐶𝐶𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟ó𝑛𝑛 = 100 ·� + · � = 0,6605 €/ℎ
ℎ 1000 𝑘𝑘𝑘𝑘 1 𝑘𝑘𝑘𝑘 106 𝑘𝑘𝑘𝑘
€ 1ℎ
𝐶𝐶𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟ó𝑛𝑛 = 0,661 · = 6,605 · 10−4 €/𝑘𝑘𝑘𝑘
ℎ 1000 𝑘𝑘𝑘𝑘
Finalmente, se supuso que la potencia necesaria por los soplantes para

mover los 1000 kg/h de vapor supondría unos 14kW, siendo el coste de este
consumo energético el siguiente:
0,061 € 1ℎ
𝐶𝐶𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒 = 14 𝑘𝑘𝑘𝑘 · · ·= 8,54 · 10−4 €/𝑘𝑘𝑘𝑘
1 𝑘𝑘𝑘𝑘ℎ 1000 𝑘𝑘𝑘𝑘
Considerando las distintas participaciones, se obtuvo un coste unitario total

de:
𝐶𝐶𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣 𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝ó𝑛𝑛 = 4,293 · 10−2 + 6,605 · 10−4 + 8,54 · 10−4 = 4,44 · 10−2 €/𝑘𝑘𝑘𝑘
3.2.1.3.2 Coste de la producción

Para determinar el coste anual que supone calentar las corrientes del proceso
a las temperaturas necesarias, se consideró el flujo másico que se demanda en los
intercambiadores E-102 y E-103. Dicha demanda se muestra en la siguiente tabla:
Tabla 106: Demanda de vapor de media presión
Equipo 𝒎𝒎̇ (𝒌𝒌𝒌𝒌/𝒉𝒉)

E-102 3,57·104
E-103 3,91·103
TOTAL 3,96·104
De acuerdo al costo unitario de este servicio (4,44·10-2 €/kg), determinado

en el apartado 3.2.1.3.1 se calculó:
158
𝑘𝑘𝑘𝑘 4,44 · 10−2 € 24 ℎ 330 𝑑𝑑í𝑎𝑎𝑎𝑎

𝐶𝐶𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣 𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝ó𝑛𝑛 = 3,96 · 104 · · ·
ℎ 1 𝑘𝑘𝑘𝑘 1 𝑑𝑑í𝑎𝑎 1 𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
𝐶𝐶𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣𝑣 𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝ó𝑛𝑛 = 13.945.985,69 €/𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
3.2.2 Costes de operarios

Para mantener en funcionamiento una planta química es necesario contar
permanentemente con personal especializado. Es por ello que, en el momento de
evaluar los costes de producción del proceso se debe considerar su salario. De forma
aproximada, antes de establecer las rutinas de trabajo dentro de la planta, se puede
estimar el número de operarios que serán necesarios mediante a siguiente ecuación:
𝑁𝑁𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜 = (6,29 + 31,7 · 𝐸𝐸𝑆𝑆2 + 0,23 · 𝐸𝐸𝐹𝐹 )0,5 Ecuación 66
Donde:
• 𝐸𝐸𝑆𝑆 , indica el número de equipos del proceso que trabajan con sólidos.
• 𝐸𝐸𝐹𝐹 , indica el número de equipos del proceso que trabajan con fluidos.
En ambos casos, no se contabilizan las bombas ni los depósitos.
En el proceso el único equipo que trabaja con sólidos es el secador. Sin

embargo, existen varios equipos donde circulan fluidos, se enumeran en la siguiente
tabla:
Tabla 107: Demanda de vapor de media presión
Equipo Unidades
Mezclador 1
Reactor 9
Separador bifásico 3
Intercambiador de calor 3
Columna de destilación 1
Secador 1
TOTAL 18
De este modo, el número de operarios necesarios en el proceso resultó ser:
159
𝑁𝑁𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜 = (6,29 + 31,7 · 12 + 0,23 · 18)0,5 = 6,49 𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜
Partiendo de este resultado, se obtuvo los turnos demandados de la planta:
3 𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡 365 𝑑𝑑í𝑎𝑎𝑎𝑎

Demanda de la planta = · = 1095 𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡/𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
1 𝑑𝑑í𝑎𝑎 1 𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
Y del mismo modo, los turnos que puede realizar un empleado:
5 𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡 48 𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠
Disponibilidad operario = · = 240 𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡/𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
1 𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠 1 𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
De donde se concluyó que se debe disponer de 4,56 empleados por cada

operario demandado en la planta:
𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡
1095 𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡 = 4,56
240 𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
A partir de estos resultados, el número de operarios necesarios resultó de:
𝑁𝑁𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜 = 4,56 · 6,49 = 29,61 ≈ 30 𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜
Finalmente, considerando que cada operario va a percibir 14 pagas de

2.036,83€:
14 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑎𝑎𝑠𝑠 2036,83 €
𝐶𝐶𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂𝑂 = 30 𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜𝑜 · · = 855.468,60 €/𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
1 𝑎𝑎ñ𝑜𝑜 1 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝
3.2.3 Costes de producción

Los costes de producción dependen de diversas categorías que son
difícilmente valorables en fases tempranas del proyecto. Es por ello que se ha
aplicado una serie de aproximaciones en función de los costes en inversiones que sí
se determinaron. Dichas relaciones son:
• Tratamiento de residuos: no considerado este costo en el proyecto.

• Trabajos de oficina y supervisión: 18% del coste de los operarios.
• Mantenimiento y reparaciones: 6% de la inversión fija.
• Suministros de operación: 0,9% de la inversión fija.
• Cargas de laboratorio: 15% del coste de los operarios.
160
• Patentes y royalties: 3% del coste de producción.

• Depreciación: 10% de la inversión fija.
• Impuestos locales y seguros: 3,2% de la inversión fija.
• Costes generales de la planta: 70,8% del coste de los operarios y 3,6%
de la inversión fija.
• Costes de administración: 17,7% del coste de los operarios y 0,9% de
la inversión fija.
• Costes de distribución y venta: 11% de los costes de producción.
• Investigación y desarrollo: 5% de los costes de producción.
Partiendo de los costes de producción determinados en este proyecto y de

las aproximaciones aquí expuestas, se determinaron los costes directos, los costes
fijos de producción y los gastos generales de producción. Señalar que el coste de las
materias primas se ha determinado teniendo en cuenta el precio del naftaleno
(0,565 €/kg) y la cantidad que demanda el proceso (determinada en el apartado
1.2).
Tabla 108: Costes directos
COSTES DIRECTOS
Concepto Coste (€/año)
Materias primas 5.025.179,17
Tratamiento de residuos 0,00
Servicios 14.772.223,64
Trabajo de operarios 855.468,60
Trabajos de oficina y supervisión 153.984,35
Mantenimiento y reparaciones 1.390.579,21
Suministros de operación 208.586,88
Cargas de laboratorio 128.320,29
Patentes y royalties 1.014.579,28
Total 23.548.921,42
161
Tabla 109: Costes fijos de producción
COSTES FIJOS DE PRODUCCIÓN

Depreciación 2.317.632,02
Impuestos locales y seguros 741.642,25
Costes generales de planta 1.440.019,29
Total 4.499.293,56
Tabla 110: Gastos generales de producción
GASTOS GENERALES DE PRODUCCIÓN

Costes de administración 360.004,82
Costes de distribución y venta 3.720.124,02
Investigación y desarrollo 1.690.965,46
Total 5.771.094,31
Por consiguiente, los costes de producción ascienden a un total de:
𝐶𝐶𝐶𝐶 = 23.548.921,42 + 4.499.293,56 + 5.771.094,31 = 33.819.309,29 €/𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
3.3 BENEFICIOS
Finalmente, para conocer los beneficios de la planta, se comparó los costes
totales de producción con los ingresos generados en la venta de 1-naftol. Dichos
ingresos se calcularon teniendo en cuenta el precio de venta del producto
(3,827 €/kg) y la producción (10.000 t/año).
Por tanto:
𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵 = 3,827 · 10000 · 103 − 33.819.309,29 = 4.449.115,40 €/𝑎𝑎ñ𝑜𝑜
162
CAPÍTULO 4: EVALUACIÓN DE RIESGOS EN EL PROCESO
4.1 ÍNDICE DOW DE INCENDIO Y EXPLOSIÓN

Para evaluar los riesgos de incendio y explosión del proceso se empleó el
método del índice de DOW. Dicho método consiste en analizar las unidades
empleadas en el proceso determinando el factor de riesgo de cada una de ellas.
Tras realizar este análisis se puede conocer grado de peligro, así como el área
de explosión de cada equipo, el máximo daño probable a la propiedad, los máximos
días de indisponibilidad y el daño derivado de la pérdida de producción [13].
Tabla 111: Grado de peligro en función del índice Dow
GRADO DE PELIGRO ÍNDICE DOW

Ligero 1-60
Moderado 61-96
Intermedio 97-127
Intenso 128-158
Severo >159
El análisis se realizó siguiendo los pasos que se describen a continuación.

1. Identificar las unidades de proceso que sean consideradas
pertinentes y presenten un mayor impacto o contribuyan al riesgo de
incendio y explosión.
2. Determinar el factor material para cada una de las unidades de
proceso seleccionadas.
3. Evaluar cada uno de los factores que contribuyan al riesgo aplicando
penalización a aquellos factores a los que se le deba aplicar.
4. Determinar el índice Dow.
5. Determinar el radio de exposición de cada unidad.
6. Determinar el factor de daño.
163
4.1.1 Definición de las unidades de proceso

En el proceso diseñado, las unidades que presentan más riesgo de incendio o
explosión son el reactor y la columna de destilación. Es por ello que se han
seleccionado estas unidades, obviando el resto de los equipos que intervienen en el
proceso.
Hay que recordar que en el reactor R-101 se trabaja con aire, naftaleno,
acetato de laurilo y 1-naftol mientras que en la torre de destilación intervienen todos
los compuestos anteriores a excepción del aire.
4.1.2 Determinación del factor material

Para que sea posible la determinación del factor de material se deben
conocer los valores de inflamabilidad y de reactividad (NF y NR respectivamente).
Estos niveles vienen registrados en la siguiente tabla:
Tabla 112: Niveles de inflamabilidad y de reactividad
Nivel NF NR
0 No inflamable Estable
1 Se inflama a partir de 366,15 K Inestable en caso de calentamiento
Inestable en caso de cambio
2 Se inflama por debajo de 366,15 K
químico
Puede explotar en caso de choque o
3 Se inflama por debajo de 310,15 K
calentamiento
4 Se inflama por debajo de 298,15 K Puede explotar súbditamente
Una vez conocidos estos valores, el factor material viene recogido en la

siguiente tabla:
164
Tabla 113: Determinación del factor material
FACTOR DE MATERIAL
Inflamabilidad o NFPA
combustibilidad de 325M NR = 0 NR = 1 NR = 2 NR = 3 NR = 4
líquidos y gases o 49
No combustible NF = 0 1 14 24 29 40
F.P. > 93,3°C NF = 1 4 14 24 29 40
93,3°C ≥ F.P. > 37,8°C NF = 2 10 14 24 29 40
37,8 > F.P. ≥ 22,8°C
NF = 3 16 16 24 29 40
F.P.< 22,8°C & B.P. ≥ 37,8
F.P.< 22,8°C & B.P. < 37,8 NF = 4 21 21 24 29 40
Polvo o niebla combustible
St-1 (KSt ≤ 200 bar m/s) 16 16 24 29 40
St-2 (200 bar m/s < KSt ≤ 300 bar
21 21 24 29 40
m/s)
St-3 (KSt > 300 bar m/s) 24 24 24 29 40
Sólidos combustibles
Denso > 40mm de
NF = 0 4 14 24 29 40
espesor
Abierto < 40mm de
NF =1 10 14 24 29 40
espesor
Espuma, fibra, polvo, etc. NF = 2 16 16 24 29 40
En todos los casos, los compuestos inflaman a partir de 366,15 y son

inestables en caso de calentamiento por lo que se le ha asignado los siguientes
valores:
𝑁𝑁𝐹𝐹 = 1
𝑁𝑁𝑅𝑅 = 1
Hay que señalar que, en el caso de la torre de destilación, al tener una

temperatura superior a 60°C, se requiere realizar un ajuste añadiéndole una unidad
al nivel de inflamabilidad. No obstante, como la temperatura de la corriente de
entrada a la torre es inferior a la temperatura de auto ignición no se modifica el nivel
de reactividad. Por este motivo, en el caso de la torre, se debe consultar la Tabla 113
teniendo en cuenta que 𝑁𝑁𝐹𝐹 = 2 y 𝑁𝑁𝑅𝑅 = 1.
Resumiendo, el factor material para cada uno de los equipos es el que se

muestra a continuación:
165
Tabla 114: Resumen factor material
Equipo NF NR FM
Reactor R-101 1 1 14
Torre de destilación T-101 2 1 14
4.1.3 Evaluación de los factores de riesgo

Hay dos tipos de riesgos que se deben evaluar en cada unidad del proceso:
los riesgos generales del proceso y los riesgos especiales del proceso.
A continuación, se recoge en una tabla los riesgos generales del proceso junto
con el rango del factor de penalización. Dentro de ese rango, a cada unidad de las
seleccionadas en el apartado anterior se le asignó un valor.
Tabla 115: Factores de riesgos generales
Rango del factor

Riesgos generales del proceso R-101 T-101
de penalización
Factor base 1 1 1
Reacción química exotérmica 0,30-1,25 0,5 0
Proceso endotérmico 0,2-0,4 - -
Manipulación, transferencia y
0,25-1,05 0,25 0,25
almacenamiento de sustancias
Condiciones de ventilación 0,25-0,9 0,50 0,50
Condiciones de acceso a las áreas
0,20-0,30 0,20 0,20
del proceso
Drenajes y control de derrames 0,25-0,50 0,25 0,25
Factor F1 2,70 2,20
Se realizó lo mismo con los riesgos especiales del proceso:
166
Tabla 116: Factores de riesgos especiales
Riesgos especiales del proceso Rango R-101 T-101

Factor base 1 1 1
Material tóxico 0,20-0,80 0,2 0,2
Presiones sub-atmosféricas 0,50 - -
Tanques de
almacenamiento de 0,50 - -
Operaciones sustancias inflamables
cerca del punto
Purga 0,30 - -
de inflamación
Rango de inflamación
0,80 - -
constante
Explosión de polvos 0,25-2 - -
Bajas temperaturas 0,25-0,30 - -
Cantidades de Líquidos o gases del
0,46 - -
sustancias proceso
inflamables o Líquidos o gases
0,46 - -
inestables almacenados
Corrosión y erosión 0,10-0,75 0,20 0,20
Condiciones de estanqueidad 0,10-1,50 0,10 0,10
Utilización de generadores de calor de
0,10 - -
combustión
Intercambio de calor de fluidos inflamables 0,15-1,50 - -
Equipos rotativos 0,50 - -
Factor F2 1,50 1,50
El factor de riesgo total de cada unidad se determina como el producto de los

factores anteriormente calculados:
𝐹𝐹𝑇𝑇 = 𝐹𝐹1 · 𝐹𝐹2 Ecuación 67
𝐹𝐹𝑇𝑇𝑅𝑅−101 = 2,7 · 1,5 = 4,05
𝐹𝐹𝑇𝑇𝑇𝑇−101 = 2,2 · 1,5 = 3,3
167
4.1.4 Determinación del índice Dow

El índice Dow para cada unidad de proceso se determinó de la siguiente
forma:
𝐼𝐼𝐼𝐼𝐼𝐼 = 𝐹𝐹𝑇𝑇 · 𝐹𝐹𝐹𝐹 Ecuación 68
Por tanto:
𝐼𝐼𝐼𝐼𝐸𝐸𝑅𝑅−101 = 14 · 4,05 = 56,7
𝐼𝐼𝐼𝐼𝐸𝐸𝑇𝑇−101 = 14 · 3,3 = 46,2
En base a los resultados obtenidos, se dedujo que ambos equipos suponen un

nivel de peligro ligero. A esta conclusión se ha llegado consultando los valores
calculados del índice Dow en la Tabla 111.
4.1.5 Determinación del radio de exposición

Es importante conocer el radio de exposición de cada equipo para evitar
colocar otros equipos potencialmente peligrosos a una distancia que conlleve cierto
riesgo.
El radio de exposición de cada equipo se determinó empleando la siguiente

ecuación:
𝑅𝑅𝑅𝑅(𝑚𝑚) = 0,25 · 𝐼𝐼𝐼𝐼𝐼𝐼 Ecuación 69
Por tanto, para cada unidad del proceso:
𝑅𝑅𝐸𝐸𝑅𝑅−101 = 0,25 · 56,7 = 14,175 𝑚𝑚
𝑅𝑅𝐸𝐸𝑇𝑇−101 = 0,25 · 46,2 = 38,8 𝑓𝑓𝑓𝑓 = 11,55 𝑚𝑚
4.1.6 Factor de daño

Puesto que se conoce el factor de riesgo y el factor de material, se puede
determinar el factor de daño consultando la Figura 31:
168
Figura 31: Factor de riesgo de la unidad
𝐹𝐹𝐹𝐹𝑅𝑅−101 = 0,37 = 37%
𝐹𝐹𝐷𝐷𝑇𝑇−101 = 0,31 = 31%
Este resultado implica que, en caso de explosión, el radio de exposición

sufrirá un 37% de daño en el caso del reactor R-101, y un 31% en el caso de la torre
de destilación T-101.
4.1.7 Valor de sustitución

El valor de sustitución contabiliza la cantidad necesaria para, en caso de
accidente, sustituir el equipo que ha quedado inutilizado. Dicho valor se calcula
como:
𝑉𝑉𝑉𝑉 = 0,82 · 𝐶𝐶𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒𝑒 · 𝐹𝐹𝐹𝐹
Donde:
• FE es un factor escalado con el que se actualiza el precio original de la

instalación. Esto es debido a que, posteriormente, se emplearan datos
169
referidos al año 1986. Para determinar el valor de este factor se empleó el

índice CEPCI.
𝐼𝐼2017 567,5
𝐹𝐹𝐹𝐹 = = = 1,78
𝐼𝐼1986 318,4
Por tanto, el valor de sustitución de cada equipo es:

𝑉𝑉𝑆𝑆𝑅𝑅−101 = 0,82 · 181.525,59 · 1,78 = 264.954,75 €
𝑉𝑉𝑆𝑆𝑇𝑇−101 = 0,82 · 537.315,20 · 1,78 = 784.265,27 €
4.1.8 Máximo daño probable de la propiedad

El máximo daño probable a la propiedad se calculó como el producto del
factor de daño y el valor de sustitución, siendo el resultado la representación de las
pérdidas cuando fallan todas las medidas de protección.
𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀 = 𝐹𝐹𝐹𝐹 · 𝑉𝑉𝑉𝑉
𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝐷𝐷𝑅𝑅−101 = 0,37 · 264.954,75 = 98.033,26€
𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝐷𝐷𝑇𝑇−101 = 0,31 · 784.265,27 = 243.122,23€
4.1.9 Factores de bonificación

Una vez valorados los factores de riesgos, se evaluaron los factores de
bonificación. Existen tres tipos de bonificación: por el control del proceso (C1), por
el aislamiento del material (C2) y por la protección contra el fuego (C3).
• Factor C1: bonificación por el control del proceso.
Tabla 117: Factor de bonificación por el control del proceso
Características Rango R-101 T-101

Energía por emergencia 0,98 0,98 0,98
Refrigeración 0,97-0,99 0,97 0,97
Control de explosiones 0,84-0,98 0,86 0,84
Paro de emergencia 0,96-0,99 0,96 0,96
Control por ordenador 0,93-0,99 0,99 0,99
Disponibilidad de gas inerte 0,94-0,96 0,96 --
170
Procedimientos de operación 0,91-0,99 0,96 0,96

Programas de revisión de procesos
0,91-0,98 0,94 0,94
y operaciones
Otros análisis de peligro de procesos 0,91-0,98 0,91 0,91
C1, medio 0,948 0,931
• Factor C2: bonificación por aislamiento del material.
Tabla 118: Factor de bonificación por aislamiento de material

Válvulas de control remoto 0,96-0,98 0,98 0,98
Tanques para vertidos de emergencia 0,96-0,98 0,96 0,96
Drenajes 0,91-0,97 0,95 0,95
Sistema de bloqueo 0,98 0,98 0,98
C2, medio 0,9675 0,9675
• Factor C3: bonificación por protección contra el fuego.
Tabla 119: Factor de bonificación por protección contra el fuego

Detectores 0,94-0,98 0,95 0,95
Protección de estructuras 0,95-0,98 0,98 0,98
Suministro de agua para incendio 0,94-0,97 0,94 0,94
Sistemas especiales 0,91 0,91 0,91
Rociadores 0,74-0,97 0,97 0,97
Cortinas de agua 0,97-0,98 0,98 0,98
Espuma contra incendio 0,92-0,97 0,95 0,95
Extintores manuales 0,93-0,98 0,98 0,98
Protección de cables eléctricos 0,94-0,98 0,95 0,95
C3, medio 0,957 0,957
El factor de bonificación total se determinó como el producto de los factores

de bonificación de cada tipo, es decir:
𝐹𝐹𝐹𝐹 = 𝐶𝐶1 · 𝐶𝐶2 · 𝐶𝐶3
171
𝐹𝐹𝐵𝐵𝑅𝑅−101 = 0,948 · 0,9675 · 0,957 = 0.878
𝐹𝐹𝐵𝐵𝑇𝑇−101 = 0,931 · 0,9675 · 0,957 = 0.862
El valor del factor de bonificación efectivo se determinó consultando la

Figura 32.
Figura 32: Factor de bonificación efectivo
𝐹𝐹𝐵𝐵𝐵𝐵𝑅𝑅−101 = 0,93
𝐹𝐹𝐵𝐵𝐵𝐵𝑇𝑇−101 = 0,93
172
4.1.10 Máximo daño probable a la propiedad real

El máximo daño probable a la propiedad real se terminó mediante la
siguiente ecuación:
𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝐷𝐷𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 = 𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀 · 𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹𝐹
Por tanto, para cada una de las unidades que se analizaron:
𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝐷𝐷𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 𝑅𝑅−101 = 98.033,26 · 0,93 = 91.170,93 €
𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝐷𝐷𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟𝑟 𝑇𝑇−101 = 243.122,23 · 0,93 = 226.103,67 €
4.1.11 Máximo número de días perdidos

Para determinar el número de días perdidos se empleó la gráfica de Figura
33.
Figura 33: Gráfica para la determinación de los días perdidos
𝐷𝐷í𝑎𝑎𝑎𝑎 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑠𝑠𝑅𝑅−101 = 7 𝑑𝑑í𝑎𝑎𝑎𝑎

𝐷𝐷í𝑎𝑎𝑎𝑎 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑠𝑠𝑇𝑇−101 = 8 𝑑𝑑í𝑎𝑎𝑎𝑎
173
4.1.12 Coste asociado a la interrupción de la actividad industrial

El coste asociado a la interrupción de la actividad industrial (BI) se calculó
mediante la siguiente expresión:
𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀𝑀
𝐵𝐵𝐵𝐵 = 0,7 · 𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉
30
Donde:
• VPM, es el valor de la producción mensual, que se estima 378.064,97€.
Por tanto:
7
𝐵𝐵𝐼𝐼𝑅𝑅−101 = 0,7 · 378.064,97 · = 61.750,61€
30
8
𝐵𝐵𝐼𝐼𝑇𝑇−101 = 0,7 · 378.064,97 · = 70.572,13€
30
4.2 RESUMEN DEL ANÁLISIS DE RIESGO

En este apartado se muestra un resumen de todos los resultados obtenidos
durante la realización de la evaluación de riesgos.
Tabla 120: Resumen del análisis de riesgo
R-101 T-101
Factor material 14 14
IIE 56,7 42,2
Radio de exposición 42 m 35 m
Valor de sustitución 264.954,75€ 784.265,27€
MPPD 98.033,26€ 243.122,23€
Factor de bonificación efectivo 0,93 0,93
𝑴𝑴𝑴𝑴𝑴𝑴𝑫𝑫𝒓𝒓𝒓𝒓𝒓𝒓𝒓𝒓 91.170,93€ 226.103,67€
Días perdidos 7 días 8 días
BI 61.750,61 70.572,13€
174
CAPÍTULO 5: BIBLIOGRAFÍA
[1] Balances de materia y energía. G.V. Reklaitis, Daniel R. Schneider. Editorial

McGraw Hill.
[2] Chemical Engeneering Design: Principles, Practice and Economics of Plant

and Process Design. Gavin Towler, Ray Sinnot. Editorial Elsevier. 5ª edición
[3] Guía del código ASME Sección VIII División 1. Tomo. Consultado: 26/04/2018.
Documento en formato HTML accesible por internet en la dirección:
https://es.slideshare.net/siceaingenieria/guia-del-codigo-asme-seccion-viii-
division-1-tomo-1
[4] Características de los aceros. Catálogo Metal Service. Consultado:

26/04/2018. Documento en formato PDF accesible en internet en la
dirección:
http://www.metal-service.net/pdf/CARACTERISTIQUES%20ACERS.pdf
[5] Tablas técnicas del acero inoxidable. Catálogo Irestal Group. Consultado:
26/04/2018. Documento en formato PDF accesible en internet en la
dirección:
http://data.irestal.com/files/files/2012030204152933979.pdf
[6] Biocatalysis for oxidation of naphthalene to 1-naftol: liquid-liquid biphasic

systems and solvent tolerant strains. Bhaskara Janardhan Garikipati Satya
Venkata. University of Iowa.
[7] “Chemical Process Equipment Selection and Desing” (Third Editition). J.R. Couper,
W.R. Penney, J.R. Fair, S.M. Walas, 2012
[8] Intercambiadores de calor. P Fernández. Consultado 25/02/2018.

Documento en formato PDF descargable en la dirección:
http://manager.redsauce.net/AppController/commands_RSM/api/api_getF
ile.php?itemID=173&propertyID=20&RStoken=59e8ac1045d03e2ff6564c0
638315f38
175
[9] “Perrys Chemical Engineers Handbook”. (8th Edition). Don W- Green, Robert
H. Perry, 2008.
[10] “Cuadernos para la docencia: Introducción a ASPEN-HYSYS”. Juan José

Santana Rodríguez, Vicente Fernando Mena González, 2016.
[11] Precio neto de la electricidad para uso doméstico y uso industrial.

Consultado: 17/05/2018. Documento en formato PDF descargable en la
dirección:
http://www.minetad.gob.es/es-ES/IndicadoresyEstadisticas/Datos
Estadisticos/IV.%20Energ%C3%ADa%20y%20emisiones/IV_12.pdf
[12] Precio kWh gas natural Consultado: 17/05/2018. Documento en formato

PDF descargable en la dirección:
https://preciogas.com/conceptos/precio-kwh
[13] Índice de incendio y explosión: Guía para la clasificación de riesgos. José

Luis Villanueva Muñoz. Documento en formato PDF descargable en la
dirección:
https://www.fundacionmapfre.org/documentacion/es/catalogo_imagenes
/grupo.cmd?path=1039458
176
PLANOS
TK-101 M-101 F-101 R-101 V-101 P-101 E-101 E-102 T-101 E-103 E-104 VLV-101 E-105 V-102 B-101 TK-102
Reactor
Silo de Filtro de Separador Intercambiador Intercambiador Torre de Válvula de Intercambiador Válvula de Secador Silo de
Mezclador catalítico Bomba Reboiler Condensador
Naftaleno aire bifásico de calor de calor destilación expansión de calor expansión 1-naftol 1-naftol
bifásico
Naftaleno
22 21 20 14
TK-101 E-105 VLV-101

M-101
E-104
1 3 cw 12
R-101
9 Uds 7 Aire 11
13
cw
5 V-101
3 Uds
8 9 10 T-101
6
E-101 E-102
Aire 2 4
P-101 A/B mps
F-101 16
15
17
E-103
mps 18
B-101
Corriente 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11
VLV-102
T (°C) 25,00 25,00 40,10 25,00 45,25 45,25 45,25 45,25 155,00 221,71 180,00 19
P (kPa) 101,33 101,33 101,33 101,33 101,33 101,33 101,33 209,06 209,06 209,06 203,46
Flujo molar
8,76 93,37 1586,79 93,37 1675,80 1586,79 89,01 1586,79 1586,79 1586,79 2494,58
(kmol/h)
Composición flujo molar (kmol/h) TK-102
Naftaleno 8,76 0,00 174,28 0,00 165,56 165,56 0,00 165,56 165,56 165,56 261,65
Oxígeno 0,00 19,61 0,00 19,61 15,25 0,00 15,25 0,00 0,00 0,00 0,00
1-Naftol
Nitrógeno 0,00 73,76 0,00 73,76 73,76 0,00 73,76 0,00 0,00 0,00 0,00
1-naftol 0,00 0,00 2,38 0,00 11,10 11,10 0,00 11,10 11,10 11,10 3,77
Corriente 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22
T (°C) 175,00 175,00 175,00 360,52 365,00 360,52 360,52 25,00 175,00 67,71 40,16 PROYECTO PLANTA DE PRODUCCIÓN DE 1-NAFTOL
P (kPa) 203,46 203,46 203,46 226,56 226,56 226,56 101,33 101,33 101,33 101,33 101,33
Flujo molar DIAGRAMA DE FLUJO
(kmol/h)
2494,58 916,55 1578,03 5,09 5,09 8,76 8,76 8,76 1578,03 1578,03 1578,03 PLANO
PETICIONARIO ESCUELA DE INGENIERÍAS INDUSTRIALES Y CIVILES
Naftaleno 261,65 96,14 165,52 0,03 0,03 0,05 0,05 0,05 165,52 165,52 165,52 DE LA UNIVERSIDAD DE LAS PALMAS DE GRAN CANARIA
Oxígeno 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
PATRICIA CABRERA GARCÍA ESCALA: NÚMERO:
Nitrógeno 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 AUTORES S/E 1
ROMÁN QUEVEDO REINA
1-naftol 3,77 1,38 2,38 5,06 5,06 8,71 8,71 8,71 2,38 2,38 2,38 FECHA: UNIDAD DE COTA:
FIRMA 05/2018 -----
Comedor
Sala de control Administración
180 m2
250 m2 500 m2
10
16
Estación de
bomberos
700 m2
LEYENDA
200 m2
R-101
Vigilancia
Aseos
Laboratorio Centro
120 m2
400 m2 médico
200 m2 TK-101: Silo de almacenamiento
R-101 de naftaleno
STOP
9 F-101: Filtro de aire
STOP
R-101 M-101: Mezclador
STOP
STOP
R-101: Reactor biocatalítico
15
bifásico
R-101
V-101 V-101 V-101 V-101: Separador bifásico
7
R-101 P-101 A: Bomba
P-101 B: Bomba auxiliar

P-101 A
R-101 P-101 B T-101 E-101: Intercambiador de calor
9
R-101 E-101 15 E-102: Intercambiador de calor

62
15,4 ∅9 ∅4,
4
E-101 T-101: Torre de destilación
Parking
(25 plazas)
5
E-102 B-101 E-105: Intercambiador de calor
STOP
R-101
B-101: Secador
5
15 E-105
STOP
,6 ,22 ,46
TK-102: Silo de almacenamiento
R-101 ∅3 ∅4 ∅4
F-101 de 1-naftol
9,5 9,5
Almacén
M-101 TK-101 TK-102 450 m2
STOP
W
15
Dirección del viento

predominante
STOP
STOP
S N
STOP
Zona de ampliación E
5000 m2
PROYECTO PLANTA DE PRODUCCIÓN DE 1-NAFTOL
PLANO DISTRIBUCIÓN EN PLANTA

DE LA UNIVERSIDAD DE LAS PALMAS DE GRAN CANARIA
AUTORES 1:500 2
FECHA: UNIDAD DE COTA:
FIRMA 05/2018 METROS
SILO DE ALMACENAJE
TK-101
SILO DE ALMACENAJE °
TK-102 25
0,98
1,04
25°
∅4,21
3,97
∅4,46
4,19
60
°
3,47
60
°
0,2
3,69
0,2
PLANO SILOS DE ALMACENAJE

AUTORES 1:75 3
0,07 0,31 0,3
0,24
Detalle "1"
"1" Escala 1:25
3,6
1,2
1,2

3,6
PLANO MEZCLADOR M-101

AUTORES 1:50 4
FECHA: UNIDAD COTA:
"1"
R0
,5 "2"
4
8,19
R9
13,63
10,8
Detalle "1" Detalle "2"

Escala 1:10 Escala 1:10
Cotas en mm Cotas en mm
PLANO REACTOR R-101

9
AUTORES 1:75 5
5 7 ,15
R0
R2,54
∅2,54
7,63
PLANO SEPARADOR BIFÁSICO V-101

AUTORES 1:50 6
INTERCAMBIADOR DE CALOR
E-101
9000
717 x ∅25 INTERCAMBIADOR DE CALOR

E-105
715
∅1190
9000
1190
307 x ∅25
∅740
INTERCAMBIADOR DE CALOR
E-102
740
9000

513 x ∅25
PLANO INTERCAMBIADORES DE CALOR
582
∅970
ESCUELA DE INGENIERÍAS INDUSTRIALES Y CIVILES

PETICIONARIO DE LA UNIVERSIDAD DE LAS PALMAS DE GRAN CANARIA
970 AUTORES 1:50 7
,2
∅4
3,15
0,6
23,4
Detalle plato perforado

Escala 1:75

3,2
PLANO TORRE DE DESTILACIÓN T-101

AUTORES 1:150 8
APÉNDICES
PRODUCCIÓN DE 1-NAFTOL APÉNDICES
APÉNDICE A: TABLAS DE SELECCIÓN DEL PROCESO
1. Factores técnicos
Tabla 121: Comparación factores técnicos
Controles Requerimientos Posibilidades Condiciones

Rendimientos Dificultades Requerimientos
especiales de equipos de futuros de Media
comerciales técnicas de energía
involucrados auxiliares desarrollos seguridad
Proceso 2 1 5 3 3 4 4 1 3,0
Proceso 3 2 2 4 3 3 4 3 3,0
Proceso 4 5 5 3 5 5 5 5 4,7
2. Materias primas
Tabla 122: Comparación materias primas
Procesamiento Requerimientos de Problemas de

Disponibilidad Media
requerido almacenaje manipulación
Proceso 2 4 5 3 2 3,5
Proceso 3 4 5 3 4 4,0
Proceso 4 5 5 4 4 4,5
PRODUCCIÓN DE 1-NAFTOL APÉNDICES
3. Residuos y subproductos
Tabla 123: Comparación residuos y subproductos
Cantidad Mercados y Forma de Aspectos medio

Valor Media
producida usos eliminación ambientales
Proceso 2 5 2 3 5 4 3,8
Proceso 3 3 4 4 5 3 3,8
Proceso 4 5 1 1 5 5 3,4
4. Equipos
Tabla 124: Comparación equipos
Materiales de Costes Costes de instalación Diseños

Media
construcción iniciales y mantenimiento especiales
Proceso 2 3 4 3 3 3,3
Proceso 3 3 3 3 4 3,3
Proceso 4 5 5 4 3 4,3
5. Costes
Tabla 125: Comparación de costes
Materias Requerimientos de Derechos de Controles medio

Energía Procesado Media
primas trabajos especiales patentes ambientales
Proceso 2 3 3 4 3 5 4 3,7
Proceso 3 2 2 3 4 1 4 2,7
Proceso 4 5 5 5 5 5 5 5,0

Proyecto Producción 1-Naftol - Patricia Cabrera García - Román Quevedo Reina

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PRODUCCIÓN DE

Autores: Patricia Cabrera García

Máster en Ingeniería Industrial

Consta de cuatro documentos claramente diferenciados: memoria

El proceso diseñado comienza mezclándose la corriente de naftaleno de

En cuanto a la sección de separación, consta de dos etapas claramente

Finalmente, se realizó un estudio económico donde se aproximó la inversión

MEMORIA DESCRIPTIVA ................................................................................................................ 1

CAPÍTULO 3: DISEÑO DE EQUIPOS.............................................................................................28

MEMORIA JUSTIFICATIVA ...........................................................................................................51

1.2 BALANCE POR EQUIPO ..................................................................................................56

CAPÍTULO 3: ESTUDIO ECONÓMICO ...................................................................................... 145

CAPÍTULO 5: BIBLIOGRAFÍA ...................................................................................................... 175

PLANOS .............................................................................................................................................. 177

APÉNDICES ....................................................................................................................................... 187

Tabla 33: Datos de partida balance de materia M-101 ................................................... 57

Tabla 67: Relación L/D recomendada[2] ..................................................................... 114

Tabla 101: Coste total de los equipos ........................................................................... 151

Figura 32: Factor de bonificación efectivo ................................................................... 172

CAPÍTULO 1: INFORMACIÓN BÁSICA

1.1 HISTORIA Y ANTECEDENTES

Figura 1: Estructura del 1-naftol

Antes de la década de los 80, la producción de este compuesto estaba

Tabla 1: Propiedades físicas del 1-naftol [1] [2]

PROPIEDADES FÍSICAS 1-NAFTOL

Punto de inflamación 125 °C

Asimismo, se puede conocer el valor de la presión en función de la

Tabla 2: Coeficientes de la Ley de Antoine [3]

1.1.3 Aplicaciones principales

El uso más extendido de este compuesto químico está relacionado con la

No obstante, también se emplea como precursor de pigmentos y tintes y en

Además de su uso como compuesto intermedio, el 1-naftol se emplea en el

• Test de Molish. Se trata de un test empleado para detectar hidrocarburos

1.1.4 Métodos de obtención

Figura 2: Métodos de obtención del 1-naftol [1]

A continuación, se detallan dichos procesos:

• Sulfonación y fusión con álcali cáustico. La obtención del 1-naftol se lleva

C10 H8 + H2 SO4 → C10 H8 O3 S + H2 O

C10 H8 O3 S + 2NaOH → C10 H8 O + NaSO3 + H2 O

En la actualidad, este proceso está en desuso puesto que se han desarrollado

• Nitrificación, hidrogenación e hidrólisis. Este método es el más empleado

C10 H8 + HNO3 → C10 H7 NO2 + H2 O

C10 H7 NO2 + 3H2 → C10 H7 NH2 + 2H2 O

C10 H7 NH2 + H2 O → C10 H7 OH + NH3

• Hidrogenación, oxidación descomposición y deshidrogenación. Este

C10 H8 + 2H2 → C10 H12

C10 H12 + O2 → C10 H12 O2

2 C10 H12 O2 → 2 C10 H12 O + O2

C10 H12 O → C10 H8 O + 2H2

• Oxidación directa [4]. Se trata de un proceso biocatalítico que consiste en la

• Ser nocivo en caso de ingestión.

1.2 ESTUDIO DE MERCADO

Centrando la atención en Europa, el principal país productor agrícola es

Otro factor a tener en consideración es la disponibilidad de materias primas.

Con motivo de establecer la viabilidad económica del proyecto, se ha

Gracias a ello se ha podido seleccionar la localización de la planta, así como

1.2.3 Escenario mundial

A continuación, en la Figura 3, se muestra un gráfico donde se puede observar

Figura 3: Evolución del mercado mundial del 1-naftol