dbp PROYECTO-11

INSTITUTO POLITECNICO NACIONAL ESCUELA SUPERIOR DE INGENIERIA QUIMICA E INDUSTRIAS EXTRACTIVAS

Diseño básico de procesos Producción de ESTIRENO POR DESHIDROGENACI DESHIDROGENACION ON DE ETILBENCENO

Profesor: Jorge Sergio morán Guzmán

REGISTRO DE ELABORACIÓN, REVISIÓN Y MODIFICACIONES

Versión

Revisión

Fecha

1

1

30 Abril 15

Detalles

Elaboró

Revisó

E. 11

ING. JSMG

Aprobó

1 a

Proyecto 11 P

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ÍNDICE GENERAL Pág.

RESUMEN CAPÍTULO 1

INTRODUCCIÓN

CAP TULO 2

ANTECEDENT ANTECEDENTES ES

2.1 2.2

Estireno Obtención de estireno a partir del etilbenceno

2.3 2.3.1

CAPÍTULO 3

Método de obtención del estireno Pasos de reacción para la obtención del estireno a partir de la deshidrogenacion del etilbenceno DESCRIPCIÓN DEL PROCESO

3.1

Diagrama del proceso

3.2

Descripción según el diagrama de proceso

3.3

Detalles del proceso

3.4

Reglas Heurísticas

CAP TULO 4

DESARROLLO DESARROLLO

4.1

Datos

4.2

Objetivo

4.3

Reacciones

4.4

Selectividad

4.5

Balances

CONCLUSIONES ANEXOS REFE REFERE RENC NCIA IAS S

BIBL BIBLIO IOGR GR FICA FICAS S

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ÍNDICE GENERAL Pág.

RESUMEN CAPÍTULO 1

INTRODUCCIÓN

CAP TULO 2

ANTECEDENT ANTECEDENTES ES

2.1 2.2

Estireno Obtención de estireno a partir del etilbenceno

2.3 2.3.1

CAPÍTULO 3

Método de obtención del estireno Pasos de reacción para la obtención del estireno a partir de la deshidrogenacion del etilbenceno DESCRIPCIÓN DEL PROCESO

3.1

Diagrama del proceso

3.2

Descripción según el diagrama de proceso

3.3

Detalles del proceso

3.4

Reglas Heurísticas

CAP TULO 4

DESARROLLO DESARROLLO

4.1

Datos

4.2

Objetivo

4.3

Reacciones

4.4

Selectividad

4.5

Balances

CONCLUSIONES ANEXOS REFE REFERE RENC NCIA IAS S

BIBL BIBLIO IOGR GR FICA FICAS S

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RESUMEN

Este trabajo está orientado a mostrar el estado actual de las diversas investigaciones acerca de la reacción de deshidrogenación catalítica del etilbenceno para la producción de estireno. El propósito de este proyecto es determinar la "mejor" configuración del proceso de estireno a partir de la deshidrogenación de etilbenceno, proceso sujeto a las limitaciones que se definirán más adelante. Como parte del plan de trabajo se trabajará en el diseño y la evaluación de este proceso, incluyendo el diseño de los equipos, energía y análisis económico. Un diagrama de flujo del proceso propuesto (Se adjunta). Y el desarrollo de un caso "mejor", donde "mejor" depende de consideraciones económicas. El principal problema es la cantidad de reciclo (necesario y/o deseable). Sin embargo, puede haber otras alternativas que mejoren la economía del proceso.

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Capítulo 1 INTRODUCCIÓN Para la manufactura del estireno se han desarrollado diversas técnicas en los últimos años. Este monómero puede prepararse en laboratorio mediante diferentes métodos, de los cuales el más importante es la deshidrogenación catalítica del etilbenceno, ya que los demás proceso utilizan cloro, materia prima cuyo costo es elevado y los residuos e impurezas orgánicas cloradas en el etilbenceno alimentado contaminan el estireno monómero, además de ser nocivo para el medio ambiente. De otra parte, los procesos en los cuales el estireno es obtenido directamente del petróleo son complejos y costosos en requerimientos energéticos, aparte de presentar desventajas asociadas al proceso como migración de promotores y elevada exotermia así como a los sistemas catalíticos empleados, los cuales se desactivan por la formación de coque. Estos procesos han sido revisados en las últimas décadas de búsqueda de nuevas alternativas que ofrezcan soluciones efectivas en materia catalítica y de operación.

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Capítulo 2 ANTECEDENTES 2.1 Estireno El estireno es un líquido transparente e incoloro, que puede obtenerse como derivado del petróleo y del gas natural, pero que también se encuentra en la naturaleza como tal. El estireno ayuda a producir materiales plásticos utilizados en miles de productos que se caracterizan por su bajo peso, su flexibilidad y su extraordinaria resistencia, y que son vitales para nuestra salud y bienestar. El estireno se utiliza para casi todo: desde envases alimentarios hasta componentes de automóviles, barcos y ordenadores.

2.2 Obtención de estireno a partir del etilbenceno La manufactura del Estireno se realiza principalmente por el método de la deshidrogenación del etilbenceno. Este proceso es simple en concepto: C6H5CH2CH3

C6H5CHCH2 + H2

La deshidrogenación del etilbenceno a estireno toma lugar con un catalizador de óxido de hierro y otro de óxido de potasio, en un reactor de lecho fijo a una temperatura entre 550 – 680 °C en presencia de vapor y a baja presión ( 0.41 Ata), dado que bajas presiones favorecen el avance de la reacción.

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El etilbenceno y el reciclado de etilbenceno es combinado con vapor y precalentado por intercambio de calor con el producto a la salida del reactor. Antes de entrar el reactor se mezcla con más vapor que sale de un sobrecalentador que eleva la temperatura del vapor a 800°C. Esta mezcla es alimentada a los reactores donde se produce la reacción. El efluente del reactor pasa por un intercambiador de calor donde es refrigerado. El condensado es separado en gas de venteo (mayormente hidrógeno), agua de proceso y fase orgánica. El gas de venteo es removido por un compresor para ser usado como combustible o para recuperación de hidrógeno. El agua de proceso es separada de materiales or gánicos y reutilizada. La fase orgánica es bombeada con inhibidores de polimerización a un tren de destilación.

A: Sobrecalentador B: Reactor C: Intercambiador D: Condensador E: Tambor

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En el tren de destilación los subproductos benceno y tolueno son recuperados en la parte superior de la columna benceno-tolueno. Las colas de la columna benceno tolueno son destiladas en una columna de reciclado del etilbenceno donde se efectúa la separación del etilbenceno del estireno. El etilbenceno que contiene por encima de un 3% de estireno es conducido a la sección de deshidrogenación donde es reciclado. Las colas que contienen estireno, subproductos más pesados que el estireno, polímeros, inhibidor y por encima de 1000 ppm de etilbenceno son bombeados a la columna de acabado de estireno. El producto que sale de la parte superior de la columna de destilación es estireno puro. Las colas son procesadas en un sistema de recuperación de residuos (destilación flash o una columna pequeña de destilación) para separarlo de los productos pesados, polímeros e inhibidor. El residuo es usado como combustible.

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2.3 Método de obtención del estireno

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1.3.1 Pasos de reacción para la obtención del anhídrido del estireno a partir de la deshidrogenación del etilbenceno. Aunque el estireno se puede obtener por distintas vías, desde 1940 la deshidrogenación catalítica del etilbenceno ha sido el método de producción comercial mas importate y sus resultados han sido los mejores. En la actualidad, cerca del 90% de la produccion mundial de estireno está basada en la deshidrogenación directa del etilbenceno en condiciones de operación que involucran el empleo de temperaturas superiores a los 600°C, oxido de hierro como catalizador y una gran cantidad de vapor de agua con propositos de calefacción y reducción de la formacion de coque.

PROCESO ALEMAN

PROCESO AMERICANO

Es de naturaleza isotermica y en el catalizador se mantiene dentro de un reactor compuesto por un haz de tubos paralelos calentados exteriormente por los productos de la combustion. En algunas instalaciones los convertidores constan de 92 tubos de 100 mm de diámetro y tres metros de longitud y en otras constan de 26 tubos de 185 mm de diámetro de la misma longitud. El vapor y el etilbenceno se alimentan en una relacion en peso molar de 1.21.5/1 y se calienta previamente en un intercambiador de calor de dos etapas , en la primera mediante los productos de combustion del horno que salen del reactor y en la segunda con los productos del convertidor

1. El catalizador se mantiene en un lecho en un lugar de un haz de tubos. 2. La unidad es adiabatica, el calor es suministrado por el calentamiento previo del vapor de agua . Al emplear esta condicion la relación entre el vapor de agua y el etilbenceno es de 2.6/1 en peso ó 15/1 molar. 3. La temperatura de reaccion es ligeramente más alta. En el proceso americano la puesta de un catalizador nuevo eleva la temperatura en la entrada del lecho hasta los 600°C. para compensar un ligero crecimiento gradual en la actividad, la

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hasta los valores mas cercanos de la temperatura de la reaccion.

temperatura en la entrada del lecho hasta los 600°C. para compensar un ligero crecimiento gradual en la actividad, la temperatura se eleva en forma lenta hasta los 660°C. A una temperatura media del alimento de 630°C para un periodo extenso de operación, la energía es suministrada por el 90% de la masa de 61.1% de etilbenceno, 0.6% de benceno, 1.1% de tolueno y en 0.2% de alquitran.

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2.4 Transporte y almacenamiento del estireno Durante el transporte y el almacenamiento ocurre el proceso de polimerización del estireno cuando se encuentra solo, por ejemplo durante el periodo de almacenamiento, se produce una reacción exotérmica desprendiéndose 69,8 kJ/mol. Los mecanismos de esta polimerización pueden ser de tipo iónico o mediante radicales libres. Este proceso puede evitarse si se presta atención a la temperatura del monómero, el nivel de inhibidor y el con tenido de oxígeno disuelto. Para prevenir la polimerización otra medida a adoptar es mantener el estireno frío aproximadamente de 10°C. Por otro lado se le añade un inhibidor de la polimerización. Generalmente se usa 4terc-butilcatecol. Otros compuestos empleados como inhibidores de la polimerización han sido el ácido pícrico, compuestos nitroaromáticos, derivados de

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la quinona (hidroquinona, benzoquinona), naftoles, aminas (p-fenil-diamina, fenotiacina). Con un nivel de 4-terc-butilcatecol (TBC) de 12 mg/kg, el estireno puede ser conservado durante 6 meses a 20 °C; mientras que este valor disminuye a 3 meses si el estireno se encuentra a 30 °C. Por otro lado, este inhibidor requiere que en el estireno existan trazas de oxígeno para que sea efectivo. Para asegurar un margen de seguridad, se recomienda que el nivel mínimo de oxígeno en el monómero sea de 15 mg/kg. Los motivos por los que el que el TBC inhibe la polimerización del estireno son dos: primero, el TBC reacciona con el oxígeno disuelto para formar quinona que actúa como inhibidor al reaccionar con los radicales libres evitando su propagación y segundo, la eliminación del oxígeno disuelto evita la formación de peróxidos que son iniciadores potenciales de la polimerización. Este compuesto que se añade como inhibidor debe ser eliminado antes de la reacción de polimerización, lo que puede llevarse a cabo mediante una etapa de adsorción. El transporte del estireno puede hacerse en tanques de acero o aluminio. El óxido actúa como un catalizador de la polimerización, por ello se recomienda emplear recubrimientos de zinc para los tanques de almacenamiento. Se debe evitar el uso de juntas de cobre y latón porque pueden ser causa de coloración en el estireno. La contaminación con bases también debe ser evitada, ya que reaccionan con el inhibidor, con lo que éste pierde su efectividad. El estireno monómero puede adquirir y mantener energía estática durante su trasvase; por ello se debe tomar medidas para eliminar posibles descargas eléctricas incontroladas.

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2.5 Aplicaciones Todas las aplicaciones del Estireno se basan en su polimerización sólo o en compañía de otros monómeros. 

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PS: polímero lineal transparente, se usa para embalaje, sobre todo en el sector de la alimentación, mobiliario, componentes ópticos y aislante en componente eléctricos y electrónicos. EPS: poliestireno expandido o espumado, es un material excelente como aislante térmico en construcción, mobiliario, embalaje e incluso en la industria del automóvil. HIPS: poliestireno de alto impacto, se forma por adición de cauchos al estireno antes de la polimerización. Se usa en electrodomésticos, embalaje, vasos, etc. SAN: copolímeros estireno-acrilonitrilo, se usa en aplicaciones industriales por su alta transparencia, como electrónica, electrodomésticos, etc... ABS: mezclas de copolímeros acrilonitrilo-estireno con caucho butadienoacrilonitrilo, para la fabricación de tuberías, juguetes, maletas, teléfonos, muebles.... SBR: caucho estireno-butadieno, en neumáticos, aislamiento de cables, calzado, bandas de rodamiento... SBS, SIS: elastómeros termoplásticos, en preparaciones de emulsiones para pinturas al agua y en recubrimientos y aditivos para hormigones y cementos SBLatex: copolímeros estirenobutadieno como emulsión acuosa. Se usa en papel y recubrimientos textiles. Resinas UPE: resinas de poliester insaturadas. Se obtienen por la combinación de un anhídrido, un glicol y estireno.

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MBS: polímero de metilmetacrilato, butadieno y estireno. Se utiliza como modificador del impacto para resinas de PVC. SMA: polímero de estireno y anhídrido maleico de bajo peso molecular. Se usa en la producción de recubrimientos.





El estireno se utiliza ampliamente en la producción de plásticos transparentes, como disolvente o diluyente, como componente de los combustibles para automóviles y aviones y en la fabricación de acetato de celulosa.

2.6 Principales proveedores de estireno « ALQUIMIA MEXICANA « QUIMICOS Y POLIMEROS CORPORATION « ALVEG DISTRIBUCION QUIMICA « VASDYL « D'GROSA INDUSTRIAL « ALVEG « QUÍMICA VALFER « REXCEL « DISEÑOS PLASTICOS DEL FUTURO « DISTRIBUIDORES JANVI COLOR'S « THE PLAZA GROUP MÉXICO

2.7 Precios del monómero de estireno

Precio estimado de ESTIRENO MONOMERO 8000 COP / Kilogramos Condiciones: Sogamoso, Colombia

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Precio estimado de ESTIRENO MONOMERO 21 MXP / Kilogramos Condiciones: los reyes la paz, México Precio estimado de ESTIRENO MONOMERO 21.2 MXP / Toneladas Métricas Condiciones: Chalco, México

GRAFICADOR DE PRECIOS

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2.8 Importación y exportación de estireno

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Capítulo 3 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO

3.1 Diagrama del proceso.

ETILBENCENO

HIDROGENO METANO ETILBENCENO TOLUENO

VAPOR

ESTIRENO ETILBENCENO TOLUENO ESTIRENO ETILBENCENO HIDROGENO TOLUENO METANO AGUA RESIDUAL

ESTIRENO ETILBENCENO

AGUA RESIDUAL

ESTIRENO

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3.2 Descripción del proceso. Este Proyecto es para evaluar la economía para un proceso de manufactura de estireno por deshidrogenación de etilbenceno. Las reacciones pertinentes se muestran a continuación. La información sobre las constantes de equilibrio de la reacción, selectividad, precios de venta y costos para los reactivos y productos, y tabla de selectividad se incluyen en las siguientes páginas. El estireno se produce por la reacción:

↔ C H CHCH +H ↔

C6H5CH2CH3

6 5

ETILBENCENO

2

2

ESTIRENO

La reacción es reversible y está limitada por el equilibrio. La reacción ocurre a altas temperaturas (800 – 900 K) y a bajas presiones (0.4 – 1.4 bar) para desplazar el equilibrio en favor de la producción de estireno. El proceso utiliza un catalizador de hierro para minimizar las reacciones secundarias. Sin embargo, las reacciones secundarias se vuelven significantes a altas temperaturas. Para simplificar, vamos a asumir una sola reacción secundaria que es la hidrogenolisis del etilbenceno para producir tolueno y metano.

↔ C H CH +CH ↔

C6H5CH2CH3 ETILBENCENO

6 5

3

4

METANO TOLUENO

El proceso de producción de estireno comienza con una mezcla de vapor y etilbenceno. El vapor actúa como un disolvente para desplazar el equilibrio de la reacción en favor del estireno y tiende a limitar las reacciones secundarias y extender la vida del catalizador. Las proporciones de vapor a etilbenceno a la entrada del reactor son 6-12.

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La reacción de estireno está limitada por el equilibrio. La constante de equilibrio de etilbenceno-estireno tiene la forma:

 =ℎ/ Donde, ys, yh y yEB son las fracciones molars del estireno, hidrógeno y etilbenceno; P es la presion toal en el reactor expresada en bar (1 bar = 100 kPa). El valor de la constante de equilibrio está en función de la temperatura. La podemos describir por la siguiente relación: ln Keq = 15.5408 – 14852.6/T Las unidades de temperatura son grados Kelvin. Se espera que se formen pequeños grupos y evalúen el proceso para determinar las condiciones de operación tal que se pueda producir una ganancia máxima para una planta que produce 1,000 millones de lb de estireno por año. Se debe asumir que el rango de temperatura de reacción es de 800 – 900 K, el rango de presión es de 0.4- 1.4 bar y la relación de vapor a etilbenceno a la entrada del reactor es de 6-12. La reacción primaria está limitada por el equilibrio. Asuma que esta reacción se beneficia a un 80% de su valor de equilibrio. La selectividad para la reacción secundaria está en la siguiente tabla.

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3.3 Detalles del proceso. Tabla 1. Selectividad fraccional para la formación del tolueno Temperatura 800 850 900 950

Selectividad fraccional 0.01 0.03 0.06 0.013

Tabla 2. Costos y precios de ventas Etilbenceno De vapor a 800 K De estireno Tolueno Hidrogeno Metano De aguas residuales

$0.50 $0.044 $0.62 $0.44 $0.21 $0.086 $0.004

Costo Costo Precio de venta Precio de venta Precio de venta Precio de venta Costo

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3.4 Reglas Heurísticas.

   







Remover las especies más abundantes al principio. Dejar las separaciones difíciles al final. Remover primero los componentes peligrosos. Seleccionar las materias primas y reacciones que permitan evitar, el manejo o almacenamiento de sustancias toxicas. Cuando se requieran productos de alta pureza, eliminar las especies inertes antes de la entrada al reactor, si la separación se puede efectuar fácilmente. Definir las corrientes de purga de los vapores que entran al proceso como las impurezas que sean producidas por las reacciones laterales, siempre que las especies a purgar estén presentes en pequeñas cantidades. Los subproductos que se obtienen en reacciones reversibles, en pequeñas cantidades, usualmente no se remueven en separadores ni se deben purgar.

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Capítulo 4 DESARROLLO 4.1 Datos PROCESO A PARTIR DE ETILBENCENO La deshidrogenación del etilbenceno a estireno toma lugar con un catalizador de óxido de hierro y otro de óxido de potasio, en un reactor de lecho fijo en presencia de vapor y a baja presión, dado que bajas presiones favorecen el avance de la reacción. Los principales subproductos que se obtienen en el reactor de deshidrogenación son tolueno y benceno. El vapor se añade al reactor para un mejor control de la temperatura, para bajar la presión parcial de EB (y por tanto desplazamiento del equilibrio) y para evitar la coquización del catalizador. El control de temperatura es muy importante debido a muchas reacciones secundarias en el reactor. Las dos principales reacciones que se producen en los reactores son los siguientes:

↔ C H CHCH +H ↔ C H CH CH ↔ C H CH +CH ↔

C6H5CH2CH3

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ETILBENCENO

6 5

2

3

ETILBENCENO

2

2

ESTIRENO 6 5

3

4

METANO TOLUENO

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La reacción global es endotérmica, y requiere alta temperatura y baja presión. “El

control de temperatura es muy importante debido a muchas reacciones

secundarias en el reactor ”.

4.3 Reacciones, Balances, Selectividad PROCESO 1 DATOS SELECTIVIDAD PARA TOLUENO SELECTIVIDAD PARA ESTIRENO CONVERSIÓN POR PASO

0.01

PUREZA

100%

0.99

BASE DE CÁLCULO

 110 ñ

0.8

FACTOR DE SERVICIO

8600ñ



REACCIONES 1) C6H5CH2CH3 ↔ C6H5CHCH2 + H2 2) C6H5CH2CH3 + H2 → C6H5CH3 + CH4

1. Base de cálculo (cantidad de producto que se desea obtener) afectada por el factor de servicio.

 ∗ 1 ñ =116279   110 ñ 8600 ℎ ℎ

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2. Convirtiendo las lb a lbmol.

1   =1118.06   116279  ℎ ∗ 104   ℎ 3. Aplicando estequiometria a las reacciones. a. Para la reacción 2 (selectividad de TOL = 0.01)

  ) 0.01   = (11   = 0.01 01     01    ) 0.01   = (11   = 0.01 01     01      = (11  0.01     = 0.01 0.01     ) 0.01 0.01 0.01     + 0.01 0.01    → 0.01 0.01    + 0.01 0.01    b. Para la reacción 1 (selectividad de EST=0.99)

  ) 0.99    = (11   = 0.99 0.99      0.99    ) 0.99   = (11    = 0.99 99     99  0.99 99    → 0.99 99    + 0.99 99    4. Sumando las las reacciones reacciones 1 y 2.

0.99 0.99    ↔ 0.99 0.99   + 0.99 0.99    − − − − − − − 1′ 1′ 0.01  +0.01   → 0.01 01     + 0.01 .01     − − − 2′ 2′ 1 lbmolEB → 0.99 lbmolEST +0.98 lbmolH x 0.01 lbmolTOL lbmolTOL + 0.01 lbmolMET x+

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5. Cálculo de lbmol (obtenidos y alimentados) de productos y reactivos. a. PRODUCTOS.

)1118.07  =11.2936  =(0.01 0.99  ℎ ℎ  )1118.07   = 1106.7744   = (0.98 0.99   ℎ ℎ )1118.07   = 11.2936  =(0.01 0.99  ℎ ℎ b. REACTIVOS. i. Entra al reactor (conversión de 80%).

1  )1118.06  ∗ ( 1     = ( ℎ 0.8   − )  0.99     =1411.70 ℎ  ii.

Reacciona.

1  )∗1118.07  =1129.36   = (0.99 ℎ ℎ iii.

Sale del reactor/recircula.

  −  =          =1411.70 ℎ −1129.36 ℎ =282.34 ℎ

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iv.

Alimentación fresca.

  = ó −      ó =   −       − 282.34  = 1129.36  ó =1411.70 ℎ ℎ ℎ  6. De la relación de alimentación VAP/EB (6/12).

)1129.36  =564.681  =(612   ℎ ℎ 7. Flujograma con etiquetas.

6 2 a

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9. Potencial económico.

EST Hx TOL MET A.R.

PM 104 2 92 16 18.02

EB VAP

106 18.02

Productos lbmol/hr lb/hr 1118.07 116279.28 1106.77 2213.55 11.29 1039.01 11.29 180.70 564.68 10175.57 precios Reactivos 1129.36 119712.55 564.68 10175.57 costos

$/lb

$/hr

0.62 72,093.15 0.21 464.85 0.44 457.17 0.086 15.54 0.004 40.70 73,071.41 0.5 59,856.27 0.044 447.72 60,304.00

 −  ..=     ..= 73071.41−60304 116279 =0.1098

7 2 a

Proyecto 11 P

á

g

ni


PROCESO 2 DATOS SELECTIVIDAD PARA TOLUENO SELECTIVIDAD PARA ESTIRENO CONVERSIÓN POR PASO

0.03

PUREZA

100%

0.97

BASE DE CÁLCULO FACTOR DE SERVICIO

 110 ñ

0.8



8600ñ



1   =116279   110  ∗  8600 ℎ ℎ ñ

ñ

2. Convirtiendo las lb a lbmol.

1   =1118.06   116279 ℎ ∗ 104   ℎ

8 2 a

Proyecto 11 P

á

g

ni


3. Aplicando estequiometria a las reacciones. a) Para la reacción 2 (selectividad de TOL = 0.03)

  )0.03   = 0.03     = (11    ) 0.03   = 0.03     = (11    = (11   ) 0.03   = 0.03   0.03   + 0.03   → 0.03   + 0.03   b) Para la reacción 1 (selectividad de EST=0.97)

  )0.97   = 0.97     = (11    )0.97   = 0.97     = (11  0.97  → 0.97   + 0.97   4. Sumando las reacciones 1 y 2.

0.97   ↔ 0.97  + 0.97   − − − − − − − 1  ′

0.03   + 0.03   → 0.03   +0.03   − − − 2  → ′

1lbmolEB

0.97lbmolEST+0.94lbmolH x+0.03lbmolTOL+0.03lbmolMET

9 2 a

Proyecto 11 P

á

g

ni


5. Cálculo de lbmol (obtenidos y alimentados) de productos y reactivos. a) PRODUCTOS.

)1118.06  =34.5795  =(0.03 0.97  ℎ ℎ  )1118.06   = 1083.4905  = (0.94 0.97   ℎ )1118.06    = 34.5795  =(0.03 0.97  ℎ ℎ b) REACTIVOS. i. Entra al reactor (conversión de 80%).

1  )1118.06  ∗ ( 1     = ( ℎ 0.8   − )  0.97     =1440.81 ℎ  ii.

Reacciona.

1  )∗1118.06  =1152.65   = (0.97 ℎ ℎ iii.

Sale del reactor/recircula.

  −  =          =1440.81 ℎ −1152.65 ℎ =288.16 ℎ

0 3 a

Proyecto 11 P

á

g

ni


iv.


  =   −       ó

 =   −            =1440.81 ℎ − 288.16 ℎ = 1152.65 ℎ  ó

ó

6. De la relación de alimentación VAP/EB (6/12).


1 3 a

Proyecto 11 P

á

g

ni


9. Potencial económico

Productos PM EST Hx

lbmol/hr

lb/hr

104 1118.07 116279.28 2 1083.49 2166.98

$/lb

$/hr

0.62 72,093.15 0.21

455.07

0.44

1,399.78

TOL

92

34.58

MET

16

34.58

553.27 0.086

47.58

A.R.

18.02

576.32

10385.37 0.004

41.54

3181.31

precios

74,037.12

Reactivos EB VAP

106 1152.65 122180.85 0.5 61,090.42 18.02 576.32 10385.37 0.044 456.96 costos 61,547.38

−  =  .    = 74037.12−61547.38 =0.1074 116278.24

2 3 a

Proyecto 11 P

á

g

ni



0.06

PUREZA

100%

0.94


 110 ñ

0.8



8600ñ



1   =116279   110  ∗  8600 ℎ ℎ ñ

ñ

2. Convirtiendo las lb a lbmol

1   =1118.06   116279 ℎ ∗ 104   ℎ

3 3 a

Proyecto 11 P

á

g

ni



  )0.06   = 0.06     = (11  1   ) 0.06   = 0.06     = (1     = (11   ) 0.06   = 0.06   0.06  + 0.06   → 0.06   + 0.06   b) Para la reacción 1 (selectividad de EST=0.94)


0.94   ↔ 0.94   + 0.94   − − − − − − − 1  ′

0.06   + 0.06   → 0.06   +0.06   − − − 2  → ′

1lbmolEB

0.94lbmolEST+0.88lbmolH x+0.06TOL+0.06lbmolMET

4 3 a

Proyecto 11 P

á

g

ni


5. Cálculo de lbmol (obtenidos y alimentados) de productos y reactivos. c) PRODUCTOS.

)1118.06  =71.36   =(0.06 0.94  ℎ ℎ  )1118.06    = 1046.70   = (0.88 0.94   ℎ ℎ )1118.06    = 71.36  =(0.06 0.94  ℎ ℎ d) REACTIVOS. i. Entra al reactor (conversión de 80%).

1  )1118.06  ∗ ( 1     = ( ℎ 0.8   − )  0.94     =1486.79 ℎ  ii. Reacciona.

1  )∗1118.06  =1189.44   = (0.94  ℎ ℎ iii. Sale del reactor/recircula.

  −  =          =1486.78 ℎ −1189.42 ℎ =297.36 ℎ

5 3 a

Proyecto 11 P

á

g

ni


ii.


  =   −       ó

 =   −            =1486.79 ℎ − 297.36 ℎ = 1189.44 ℎ  ó

ó



6 3 a

Proyecto 11 P

á

g

ni



EST Hx TOL MET A.R.

PM 104.00 2.00 92.00 16.00 18.02

EB VAP

106.00 18.02


$/lb

$/hr

0.62 72093.15 0.21 439.62 0.44 2888.90 0.09 98.20 0.00 42.87 75562.74 0.50 63040.12 0.04 471.54 63511.66

−  =  .    = 75562.74−63511.66 =0.1036 116278.24

7 3 a

Proyecto 11 P

á

g

ni



0.013

PUREZA

100%

0.987


 110 ñ

0.8



8600ñ



1   =116279   110  ∗  8600 ℎ ℎ ñ

ñ

2. Convirtiendo las lb a lbmol

1   =1118.06   116279 ℎ ∗ 104   ℎ

8 3 a

Proyecto 11 P

á

g

ni



  )0.013   = 0.013     = (11  1   ) 0.013   = 0.013     = (1    =(11   ) 0.013   = 0.013   0.013   → 0.013   + 0.013   b) Para la reacción 1 (selectividad de EST=0.987)


0.987   ↔ 0.987   + 0.987   − − − − − − − 1  ′

0.013   + 0.013   → 0.013   + 0.013   − − − 2  → ′

1lbmolEB

0.987lbmolEST+0.974lbmolH x+0.013TOL+0.013lbmolMET

9 3 a

Proyecto 11 P

á

g

ni


5. Cálculo de lbmol (obtenidos y alimentados) de productos y reactivos. e) PRODUCTOS.

)1118.06  =14.7263   =(0.013 0.987  ℎ ℎ  )1118.06   = 1103.3436   = (0.974 0.987   ℎ ℎ )1118.06    = 14.7273  =(0.013 0.987  ℎ ℎ f) REACTIVOS. i. Entra al reactor (conversión de 80%).

1  )1118.06  ∗ ( 1     = ( ℎ 0.8    − )  0.987

    =1415.99 ℎ  ii. Reacciona.

1  )∗1118.06  =1132.79   = (0.987  ℎ ℎ iii. Sale del reactor/recircula.

  −  =          =1415.99 ℎ −1132.79 ℎ =283.19 ℎ

0 4 a

Proyecto 11 P

á

g

ni


iii.


  =   −       ó

 =   −            =1415.99 ℎ − 283.19 ℎ = 1132.79 ℎ  ó

ó



1 4 a

Proyecto 11 P

á

g

ni



EST Hx TOL MET A.R.

PM 104.00 2.00 92.00 16.00 18.02

EB VAP

106.00 18.02


$/lb

$/hr

0.62 72093.15 0.21 463.40 0.44 596.12 0.09 20.26 0.00 40.83 73213.77 0.50 60038.21 0.04 449.09 60487.29

−  =  .    = 73213.77−60487.29 =0.1094 116278.24

2 4 a

Proyecto 11 P

á

g

ni


NOTA: Al realizar el proceso para la obtención de estireno a partir de la deshidrogenacion de etilbenceno a diferentes condiciones de operación, se recomienda utilizar la propuesta del proceso número 1; ya que al realizar la comparación de la factibilidad de los procesos a través del indicador (Potencial económico), este fue el que arrojo mejores resultados. COMP

PM i

FLUJO

PRECIO

lbmol/hr

lb/hr

COSTO/GANANCIA $/hr REACTIVOS

$/lb

$/hr PRODUCTOS

EB

106

1129.36159

119712.329

$

0.500 $ 59,856.16

$

EST

104

1118.06798

116279.0698

$

0.620

$

-

$ 72,093.02

Hx

2

1106.77436

2213.548725

$

0.210

$

-

$

464.85

TOL

92

11.2936159

1039.012667

$

0.440

$

-

$

457.17

MET

16

11.2936159

180.6978551

$

0.086

$

-

$

15.54

VAP

18.02

564.680797

10175.54797

$

0.044 $

447.72

$

A.R.

18.02

564.680797

10175.54797

$

0.004

TOTAL

-

-

-

-

-

$ $ 60,303.89

40.70

$ 73,071.28

 −  ..=     −59856.15+447.72 =0.1098 ..= 72093.02+447.72+457.17+15.54+40.70 116279

3 4 a

Proyecto 11 P

á

g

ni


ANEXOS PROBLEMAS DEL LIBRO P2.1 Haga una descripción del proceso de fabricación del amoniaco que usa como materia prima gas natural, de acuerdo al siguiente diagrama. Vapor 23

1

El amoniaco se produce a partir de gas natural como materia prima, que esta acompañado de nitrógeno, ácido sulfhídrico, helio, mercaptano y metano principalmente. La corriente de alimentación (corriente 1) contiene gas natural el cual se alimenta al desulfurizador dónde se lleva a cabo la reacción:

4 4 a

Proyecto 11 P

á

g

ni


H2S +ZnO

 ZnS

+H2O

Los productos salen del desulfurizador (corriente 2) y se mezclan con una corriente de vapor (corriente 4), para adecuar el flujo de alimentación (corriente 3) del reformador primario, cuyas condiciones de operación son a una temperatura de 820°C y presión de 39 atm, este reformador es a su vez alimentado por una corriente de aire (corriente 6), la cual se produce por la alimentación de aire (corriente 10) a un compresor, mismo que suministra aire (corriente 24) a un mezclador donde se combina con vapor (corriente 7) para incrementar su temperatura y ser alimentado a un reformador secundario. Las reacciones que se llevan a cabo en el reformador primario son: CH4 + H2O CH4 +2H2O

 CO

+3H2

 CO2+

4H2

La corriente a la salida del reformador primario (corriente 5) se alimenta a un segundo reformador en donde las condiciones de operación son una temperatura de 180°C y presión de 30 atm, en este reformador se encuentra el CO y CO 2 producido en el primer reformador, así como el metano que no reaccionó. El metano sin reaccionar lleva acabo las mismas reacciones que en el reformador primario, así como una reacción secundaria que produce CO2, mientras que el CO producido en el primer reformador reacciona con oxígeno para producir CO 2, a la salida de este segundo reformador (corriente 9) los productos son alimentados a un mutador de temperatura alta cuyas condiciones de operación oscilan en un rango de 371/240 °C y 30/28 atm de presión, en dicho mutador se produce CO 2, los productos (corriente 11) son alimentados a un segundo mutador de baja temperatura. A la salida de este la mezcla de CO 2 es alimentada a un absorbedor donde reacciona con K2CO3 (corriente 14), llevándose a cabo la reacción: K2CO3 + CO2 +H2O



2KHCO3

a condiciones de T=93°C y P=27 atm.

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El KHCO3 producto de la reacción se alimenta aun regenerador (corriente 13) en el cual se produce K 2CO3, necesario para llevarse a cabo la reacción en el absorbedor, que opera a 120°C y 1 atm de presión. En el absorbedor se elimina el CO 2 (corriente 15) que se encuentra en exceso y el resto entra como reactivo (corriente 16) a un metanizador, el cual opera a una temperatura de 300°C y una presión de 26 atmosferas, el metano producido (corriente 17) entra a un reactor de síntesis con condiciones de operación a una temperatura de 460°C y 194 atmosferas de presión donde se pr oduce amoniaco. La reacción es: N2 + 3H2

 2NH3

La mezcla de amoniaco y argón formados en el reactor entran (corriente 18) a un equipo de compresión y refrigeración donde el NH 3 se separa del argón (corriente 22) y es enviado a un tanque de almacenamiento, mientras que una parte del argón (corriente 21) se desecha y otra parte (corriente 19) se recircula al reactor.

Se considera que el suministro de vapor de las corrientes 4 y 7, son provenientes de una línea de vapor denominada corriente 23

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P2.2 La fabricación del ácido sulfúrico se efectúa en tres secciones, la de preparación de la alimentación, la de reacción y la sección de absorción. En la sección de preparación, el azufre se quema en un horno con un exceso de aire seco. La reacción es:

Esta reacción es exotérmica y todo el azufre se convierte a S O2. El aire se alimenta por un soplador forzándolo a pasar por unos filtros en los que se elimina la humedad. Los gases de combustión pasan a un generador de vapor en e l que se obtiene vapor a alta temperatura. Parte de este vapor se usa para fundir el azufre que entra al horno y el resto se usa en el proceso. En la segunda sección de la planta esta el reactor catalítico que contiene tres cama s fijas con el catalizador de pentóxido de vanadio. La reacción es:

La reacción es exotérmica y la conversión de equilibrio diminuye al aumentar la temperatura. Por esta razón se usan tres lechos empacados de catalizador con inter-enfriadores, intercalados, para remover el calor generado. En los cambiadores de calor entra agua a alta presión y se obtiene vapor. La tercera sección contiene dos absorbedores. En el primero el efluente del reactor catalítico

entra

en

contacto

con

ácido

sulfúrico

para

formar

óleum

Los gases del domo del primer absorbedor pasan a un segundo absorbedor en el cual también se usa ácido sulfúrico que absorbe

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SO3. Los gases del segundo absorbedor se mandan a tratamiento antes de echarlos a la atmósfera. El óleum del fondo del segundo absorbedor pasa a un tanque de dilución para mezclarse

con

agua.

Se

obtiene

ácido

sulfúrico

concentrado,

El ácido sulfúrico del tanque de dilución pasa a un cambiador de calor para eliminar el calor de dilución y se lleva a un tanque de donde salen tres corrientes. La primera se manda a almacenamiento, la segunda y tercera se envían a los absorbedores, primero y segundo respectivamente.

Dibuje el diagrama del proceso.

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P2.3 El estireno grado monómero (SM) se fabrica en una planta con dos secciones de procesamiento. En la primera unidad de proceso, unidad EBO, ocurre la alquilación del benceno con etileno para obtener etilbenceno (EB). Luego el etilbenceno es deshidrogenado en la unidad SM para dar el SM por la reacción:

Descripción del proceso: En la unidad EBO el benceno se alquila, en fase líquida, a EB sobre un catalizador de zeolita, en un reactor de cama fija. La carga de benceno fresco se combina con una corriente de reciclo de benceno antes de entrar al reactor de alquilación (1)1. El benceno fluye desde la parte superior del reactor a través de una serie de camas fijas de catalizador, mientras que el etileno se distribuye equitativamente a través de las camas del catalizador. La reacción es altamente exotérmica por lo que se remueve el calor generado en la reacción por cambiadores de calor entre las camas del catalizador para generar vapor. En la sección de fraccionamiento de la unidad EBO, el benceno sin reaccionar se recupera en el domo de la columna de benceno (2), el EB se extrae como producto en el domo de la columna de EB (3). Una pequeña cantidad de polietilbenceno (PEB) se recupera del domo de la columna de PEB (4) y se recicla al reactor de alquilación (1), donde es trans alquilado con benceno sobre una segunda cama de catalizador de zeolita para producir una cantidad adicional de EB. El fondo de la columna de PEB se extrae como “Flux Oil” como se describe adelante.

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El producto EB se pasa a la unidad SM, donde es hidrogenado, en fase vapor, sobre una serie de camas catalíticas con oxido de zinc, hierro y cromo como catalizador. El reactor opera adiabáticamente a 630 °C y una atmósfera. Se agrega vapor de agua al EB antes de que entre al reactor (5), en la proporción molar de vapor a etilbenceno de 1.5 a 1, con el propósito de reducir la presión parcial del estireno e hidrógeno, disminuir la extensión de la reacción inversa, así como para reducir la formación de coque sobre el catalizador. Además el vapor de agua provee el calor necesario para la reacción ya que es altamente endotérmica. El efluente del reactor es enfriado y condensado en una serie de cambiadores de calor, en los que se genera vapor y se recupera calor. El gas incondensable se comprime y se usa como combustible. El agua es fácilmente separada de los hidrocarbur os ya que son inmiscibles, en un separador Agua/Aceite (6), El agua se envía a una unidad de biotratamiento. Menos del 10% del etilbenceno se consume en o tras reacciones de las cuales las más importantes son:

También se forma algo de CO2 y pueden polimerizarse pequeñas cantidades de estireno. En la sección de fraccionamiento de la unidad SM el EB sin reaccionar, tolueno y benceno se separan del SM, por el domo en el destilador EB/SM (7). El estireno se extrae con una pureza mayor a 99.0% pero separarlo del etilbenceno es difícil ya que sus temperaturas de ebullición son muy cercanas, además, cerca de su temperatura de ebullición el estireno se polimeriza, por ello se agrega en el domo

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de la columna EB/SM un solvente para inhibir la polimerización del SM. Las temperaturas normales de ebullición de los componentes son:

El producto SM se obtiene en el domo de la columna SM (8) y en el fondo una mezcla de hidrocarburos pesados que se denominan como alquitrán. La pureza del SM es mayor al 99.95 % en peso. La corriente del domo del destilador EB/SM se refina en una secuencia de dos columnas. En la primera columna (9) se recupera el EB, por el fondo, que se recicla a la entrada del reactor de deshidrogenación (5). La corriente del domo pasa a la segunda columna (10), para separar el benceno del tolueno, el benceno se recicla a la unidad EBO mientras que el tolueno se extrae como subproducto. Los subproductos pesados que se obtienen como residuos pesado s, el “Flux Oil” de la columna EB y el alquitrán de la columna SM, se usan como combustible en el sobre calentador de vapor de la unidad SM.

Hacer un diagrama del proceso lo más completo posible.

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TAREA 1 1. Escriba la diferencia entre empresa y planta. Una planta comprende las instalaciones de una empresa dedicada específicamente a la producción. Puede haber otras instalaciones, dentro de la misma empresa, como las de almacenamiento, las oficinas de comercialización, etc. que no forman parte de la planta y una empresa es una unidad económico-social, integrada por elementos humanos, materiales y técnicos, que tiene el objetivo de obtener utilidades a través de su participación en el mercado de bienes y servicios. 2. Escriba la diferencia entre proceso y planta. En el análisis del proceso se conoce la entrada al proceso y la configuración de las operaciones, así como los parámetros del proceso y se desea calcular la salida que se desconoce. El análisis involucra la descomposición del proceso en las operaciones constituyentes para un estudio de desempeño que puede efectuarse por simulación y en la planta; por ejemplo, se espera que se usen pocos recursos económicos en la compra de materias primas, en los costos de uso de servicios y otros gastos; pero que el ingreso que se obtiene por la venta de los productos sea sustancialmente mayor que los gastos.

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3. Escriba los procesos que forman el proceso administrativo.

Planeación La función de la planeación busca influir en el futuro, tomando acciones predeterminadas y lógicas en el presente, por lo que repr esentan la esencia de una operación efectiva.

Organización La organización contribuye a ordenar los medios para hacer que los recursos humanos trabajen unidos en forma efectiva hacia el logro de los objetivos generales y específicos de la empresa. La organización conlleva una estructura que debe considerarse como un marco que encierra e integra las diversas funciones de la empresa de acuerdo con un modelo que sugiere orden, arreglo y relación armónica.

Dirección La función de dirección tiene como propósito fundamental impulsar, coordinar y vigilar las acciones de cada miembro y grupo que integran la empresa, con el fin de que dichas actividades en conjunto se lleven a cabo conforme a los planes establecidos.

Control El proceso de control contribuye a asegurar que se alcancen los objetivos en los plazos establecidos y con los recursos planeados, proporcionando a la empresa la medida de la desviación que los resultados puedan tener respecto a lo planeado.

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4. ¿De que tratan los cinco niveles de la jerarquía de Douglas? Nivel 1 trata con la elección de la química y del tipo de proceso, continuo o intermitente. Nivel 2 se debe decidir cuáles serán los materiales a la entrada y salida del proceso. Nivel 3 se establece la estructura de reciclo. Nivel 4 trata con la determinación del sistema de separadores. Nivel 5 es inventar una red de intercambiadores de calor que combinen a las corrientes calientes del proceso con las corrientes frías del proceso, es decir hacer una integración térmica de las demandas de enfriamiento y calentamiento del proceso, tratando de hacer el uso mínimo de servicios externos. (Servicios) 5. ¿Cuáles son los principales criterios de diseño? Los criterios de diseño son los estándares para determinar la forma en que se hace el diseño. Las especificaciones de diseño son los requerimientos a cumplir bajo un acuerdo de las partes que las definen y por lo general se definen en las bases de diseño. Los principales criterios para el diseño de una planta son: que sea lo más económica posible y con el menor consumo de materiales y energía. Otro criterio es de índole ecológico, bajo el cual se cuida de no tener un impacto adverso al medio ambiente. Otros criterios como el de funcionamiento y seguridad se imponen para que la planta opere satisfactoriamente y sin riesgos de accidentes, como los casos por fallas de sobrecalentamientos o derrames. 6. ¿Qué son las heurísticas de diseño?, de un ejemplo. Las heurísticas o reglas heurísticas son guías para la toma de decisiones derivadas de la experiencia. Su utilidad radica en despejar confusiones y ayudar a la toma de decisiones. Por ejemplo, para separar los componentes de una mezcla en una secuencia de separaciones, se recomienda como regla heurística dejar para el último la separación más difícil.

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Otro ejemplo de regla heurística es la siguiente: elija los materiales y las r eacciones que eviten o reduzcan el manejo y almacenamiento de sustancias tóxicas y corrosivas.

7. En las industrias químicas no se usan materias primas químicamente puras, ¿excepto para que productos? Etano y licuables a partir de gas natural.

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Problema 1 El cloruro de vinilo (C2H3Cl) es un monómero que se usa principalmente para la producción de PVC. La producción de cloruro de vinilo puede hacerse a través de las siguientes reacciones en reactores separados.

R1

Etileno + Cloro -

R2

Dicloroetano -

oroetano. Parámetros de proceso. Temperatura

La conversión del etileno es de 95%. El cloro alimentado es 10% mayor al etileno alimentado:En la segunda reacción R2, la conversión del dicloruro de etileno es de 50%. Debido a que las reacciones químicas no son completas se requiere de sistemas de separación (suponga al 100%) después de cada reactor, donde se recircularan solamente los reactivos respectivos a cada reactor. Si se requieren obtener 625 Kg/h de Cloruro de vinilo a) Escriba las reacciones que forman la química del proceso, con las fórmulas de cada especie, y sus masas molares. b) Dibuje el diagrama de flujo de bloques, que muestre los dos reactores, los separadores necesarios, las tuberías de conexión, (líneas de proceso), de las estructuras de entrada y salida del proceso. Asigne una etiqueta o bandera a cada línea. c) Dibuje las corrientes de reciclo necesarias. d) Calcule el flujo de todos los componentes,(especies o materiales), en todas las corrientes del proceso, (líneas de proceso), y reporte sus resultados en una tabla (cédula) de especies contra corrientes, en Kg_mol/hr y Kg/hr. Identifique las especies por sus identificadores abreviados. e) Verifique que se cumple el balance de materiales en el reactor. f) Verifique que se cumple el balance de materiales en el proceso.

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