PRODUCCIÓN DE ETILBENCENO María Paula Tolosa, Cristian Felipe Ríos, Juan Álvaro León, Alan Didier Pérez
Objetivo general: Simular y diseñar un proceso óptimo para la producción de etilbenceno de acuerdo a las demandas del país. Objetivos específicos: -
Comparar diferentes materias primas para la producción de etilbenceno (disponibilidad, accesibilidad, costos…etc.). Escoger el mejor proceso en cuanto a tecnologías y costos. Optimizar el proceso de acuerdo a las etapas de separación y de reacción. Desarrollar un proceso viable económicamente de acuerdo a la situación socioeconómica del país.
JUSTIFICACION Una de las fortalezas económicas de Colombia es el sector textil, de manera que las variaciones económicas de este mercado están fuertemente influenciadas con las materias primas usadas para la elaboración de prendas, ropas…etc. Este sector depende fuertemente de la importación de materias primas, entre otras el etilbenceno, las cuales son usadas en la producción de fibras de poliéster y otros materiales que conforman los productos de valor agregado. De igual forma el etilbenceno es usado como solvente e insecticida, haciendo muy importante el uso de este producto. En conclusión el problema es que Colombia posee las materias primas y la infraestructura para la producción de etilbenceno, sin embargo depende fuertemente de las importaciones de este para el funcionamiento fluido del mercado. El etilbenceno (EB) es la materia prima usada para la manufactura de estireno. El estireno es polimerizado en poliestireno, uno de los polímeros más importantes en la industria química. El EB también se usa como solvente en combustibles, tinturas, insecticidas y pinturas. INFORMACION GENERAL 1. Produccion mundial A continuación se muestran las empresas productoras de etilbenceno a nivel mundial y su capacidad de producción. PRODUCTOR BP Chemicals, Texas Chevron, Los Angeles Cos-Mar, Los Angeles Dow, Freeport, Texas
CAPACIDAD (millones de libras por año de EB) 1.100 1.800 2.200 1.900
Huntsman, Texas LyondellChemical, Texas Nova, Texas Sterling, Texas Westlake, Los Angeles TOTAL
350 3.000 1.400 2.000 380 14.130
Como se puede observar en la tabla anterior, la producción de EB a nivel mundial está concentrada en USA en el estado de Texas. Suramérica no está entre los productores, por ello si se produce EB en Colombia se podría generar un negocio rentable ya que no solo satisfaceria las necesidades del país sino de toda la región del sur y centro de América en general. Los precios que se manejan en la región de Houston, Texas son los siguientes: Precio alto Precio medio Precio bajo
US$ 0.25/ Lb US$ 0.25/ Lb US$ 0.25/ Lb
2. Diferentes Métodos de síntesis: Síntesis a partir de la hulla: Se puede obtener del alquitrán de hulla (líquido negro y viscoso producido en la destilación destructiva del carbón para fabricar coque y gas), cuando éste se ha formado a temperaturas muy altas (>900ºC), pero esto implica un costoso proceso de separación para obtener muy reducidas cantidades de EB. Alquitrán de hulla → Etilbenceno (T > 900ºC) Alquilación: La producción comercial de EB se lleva a cabo mediante la alquilación de benceno con etileno, descrita por la siguiente reacción: Benceno + Etileno →Etilbenceno Este proceso es bastante versátil y permite ser llevado a cabo en fase líquida, fase vapor o en equilibrio líquido-vapor. Consta de dos etapas principales: la de reacción y la de purificación. a. Cuando se lleva a cabo en fase líquida se utiliza un catalizador de cloruro de aluminio, que es altamente corrosivo e involucra un complejo proceso de recuperación y altos costos de tratamiento de residuos contaminados con aluminio. b. El proceso en fase gaseosa se lleva a cabo en un reactor PBR con zeolitas como catalizador que garantizan alta selectividad del proceso y menores costos en lo referente al catalizador. En la literatura se reportan condiciones de operación de 425ºC y presiones entre 1 y 2 atm, usando benceno en exceso. Dadas las características anteriores se considera ésta última como la alternativa de producción favorable.
más
Para la alquilación se pueden utilizar diversas materias primas en conjunto con benceno para la obtención de etilbenceno tales como: Benceno + Etanol →Etilbenceno Benceno + Cloroetano→Etilbenceno + HCl Benceno + Oxalato de dietilo→Etilbenceno Benceno + Carbonato de dietilo→Etilbenceno 3. Descripción y accesibilidad de materias primas Debido a la fácil adquisición de benceno y etileno dentro de Colombia se decide omar como materias primas estas dos. 3.1. Benceno El Benceno comercial 535 refinado es libre de sulfuro de hidrógeno y dióxido de azufre, pero contiene un máximo de 1 ppm de tiofeno y un máximo de 0.15% de no aromáticos. El Benceno de grado de nitración es libre de sulfuro de hidrógeno y dióxido de azufre. También se encuentra disponible comercialmente libre de tiofeno, 99% molar, 99.94% molar y de calidad de nanogrado. Principal Proveedor: IMPORTEX S.A. Cobertura Suramérica y el Caribe. Son suplidores de Benceno en Colombia.
Proveedor secundario: Ecopetrol
Precio por galon $9.314,80 (1 Agosto de 2011) En las siguientes graficas se muestra la producción mundial de benceno hasta el año 2011 y la demanda de este. Como se puede observar el 51% del benceno producido se utiliza como materia prima para la producción de etilbenceno.
3.2. Etileno La mayor parte del etileno producido mundialmente se obtiene por craqueo con vapor (steam cracking) de hidrocarburos de refinería (etano, propano, nafta y gasóleo, principalmente). También se obtiene el etileno a partir del reformado catalítico de naftas o a partir de gas natural (OxidativeCoupling of Methane, OCM).mik También puede obtenerse en laboratorios de Química Orgánica mediante la oxidación de Alcoholes. Características de Etileno El etileno es un gas que se almacena y transporta con dificultad en condiciones criogénicas, por lo que su producción y consumo se realiza dentro de grandes complejos industriales en los que se encuentra integrada la refinería de tipo petroquímico y las plantas de producción de derivados. Es un producto altamente reactivo participando en reacciones de oxidación, polimerización, halogenación, alquilación, etc. Principal Proveedor: Ecopetrol No se tienen reportes de la calidad de venta.
No se tienen reportes del precio. A continuación se muestra la producción Global de etileno (color rojo en la gráfica) durante los últimos 10 años, además su demanda (en cantidad y para producir que producto) y costos hasta el año 2002.
Como se puede observar en la gráfica anterior, solo un 7% del etileno es usado para producir etilbenceno. Datos históricos
AÑO 1997 1998 1999 2000 2001 2002
DEMANDA (millones de libras) 55.632 57.858 61.110 62.753 55.810 58.915
Precio (Centavos por libra) 25.90 20.20 22.50 31.65 29.50 23.90
4. Descripción del producto Características de Etilbenceno Es un líquido inflamable, incoloro, de olor similar a la gasolina. El uso principal del etilbenceno es para fabricar otro producto químico, estireno. Otros usos incluyen como solvente, en combustibles, y en la manufactura de otros productos químicos. Riesgos de Etilbenceno El etilbenceno pasa fácilmente al aire del agua y suelo.En el aire, el etilbenceno se demora aproximadamente 3 días en degradarse a otros productos químicos. El etilbenceno puede ser liberado al agua por desagües industriales o por escapes de tanques de almacenaje subterráneos. En aguas superficiales, el etilbenceno se degrada al reaccionar con otras sustancias químicas que ocurren normalmente en el agua. En el suelo, el etilbenceno es degradado por bacterias del suelo. Hay poca información acerca de los efectos del etilbenceno sobre la salud de seres humanos. En gente expuesta a altos niveles de etilbenceno en el aire, la información disponible describe mareo, irritación a la garganta y los ojos, opresión en el pecho, y una sensación de ardor en los ojos.Eletilbenceno se absorbe con facilidad por vía oral o cutánea o por inhalación. En el ser humano, se ha descrito su acumulación en el tejido adiposo. El etilbenceno se transforma casi completamente en metabolitos solubles, que se excretan rápidamente por la orina. Su toxicidad aguda por vía oral es baja. Requerimiento de calidad del producto Pureza: 95.95% Min Clientes potenciales: Dow Química, Cartagena, mayor productor de poliestireno en el país 5. Descripción del proceso El proceso se inicia con la recepción y almacenamiento de las materias primas: benceno (B) y etileno (E), en la siguiente tabla se muestran las condiciones de cómo debe llegar y las condiciones dealmacenamiento para cada cual. Proceso Recepción
Materia prima Etileno Benceno Nombre de embarque DOT/IMO: Etileno Transportación terrestre: comprimido Marcaje: 1114. Líquido inflamable. Clasificación de Peligrosidad: 2.1 (Gas Código HAZCHEM: 3 WE Inflamable) Transportación marítima: Número de identificación: UN 1962 Código IMDG: 3058 Número de identificación de producto: Clase: 3.2 1962 Marcaje: Líquido inflamable, tóxico. Cantidad Reportable de producto: No Transportación aérea: aplica Código ICAO/IATA: 1114 Etiquetas de embarque: Gas Inflamable Clase: 3
Almacena miento
Placard (cuando se requiera): Gas Inflamable Información Especial de Embarque: Los cilindros deben transportarse en una posición vertical segura, en un vehículo bien ventilado. El transporte de gases comprimidos en automóviles ó vehículos de cuerpo cerrado puede presentar grandes riesgos de seguridad y no debe ser recomendado ni estimulado.
Cantidad máxima en vuelos comerciales: 5 l Cantidad máxima en vuelos de carga: 60 l
Las áreas y lugares de almacenamiento de etileno deberán estar bien protegidos, bien ventilados y secos. Los cilindros de etileno deben estar separados de los cilindros de oxígeno o de otros oxidantes por una distancia mínima de 20 pies (6 metros) o por una barrera de material no combustible de al menos 5 pies de altura (1.52 metros) que tenga una tasa de resistencia al fuego de por lo menos media hora. Todo el equipo eléctrico en el área de almacenamiento debe ser a prueba de explosión (explosion-proof. Los cilindros deben almacenarse de pié con el tapón de protección de la válvula en su lugar, debidamente asegurados para evitar que se caigan o se golpeen. Proteger los cilindros de cualquier daño físico. No arrastrarlos, no rodarlos, no deslizarlos ni dejarlos caer. Colocar rótulos de “No Fumar” ó “Evitar llamas o chispas” en las áreas de uso o de almacenamiento. No deberá haber fuentes de ignición en el área de almacenamiento. Todo equipo eléctrico que deba instalarse en el área de almacenamiento deberá ser a prueba de explosión (explosion-proof). Las áreas de almacenamiento deben reunir las especificaciones del Código Nacional Eléctrico (National Electric Codes) para áreas de riesgo de Clase 1. No permitir que la temperatura de almacenamiento sobrepase los 125 ºF (52 ºC). Los cilindros llenos y vacíos deben estar separados. Usar un sistema de inventario FIFO (firstin, first-out es decir “primero en entrar –
Mantenerlo en recipientes bien cerrados en lugares frescos, bien ventilados y alejado de cualquier punto de ignición. Para almacenar pequeñas cantidades pueden utilizarse recipientes de vidrio. Si las cantidades por almacenar son apreciables, entonces deben utilizarse recipientes metálicos, generalmente de hierro o acero, ya que los de cobre y aluminio se corroen por las impurezas que puede contener el benceno comercial. Estos recipientes deben estar conectados a tierra para evitar descargas estáticas.
primero en salir”) para evitar que cilindros llenos sean almacenados por largos períodos de tiempo.
Luego de tenerlos en las condiciones recomendadas de almacenamiento, (E) y (B) se adecuan para que se lleve a cabo la reacción en el primer reactor de alquilación, donde suceden las reacciones R1 y R2 ya mostradas, para dicha adecuación o pretratamiento, las materias primas se calientan hasta 160°C por separado y luego ingresan al reactor ya mencionado, el cual opera a una temperatura y una presión de 160°C y 9 bar respectivamente, la fase en la que ocurre es gaseosa y se consume totalmente el etileno. El producto de este reactor se mezcla con la corriente de fondos de la segunda columna destilación para luego ingresar a nuestro segundo reactor donde se lleva a cabo la R7 con una conversión del 66% para el dietilbenceno (DB). Este segundo reactor opera a 222°C y 9 bar, también en fase gaseosa. Los productos del segundo reactor se llevan a una batería de columnas de destilación donde en la primera se separa el B, EB y DB, obteniéndose una corriente de cima de B y EB, la cual se recircula para el primer reactor. La columna es de 20 etapas, con un reflujo de 5.07 y una relación de destiladoalimentación de 0.41 y se alimenta en el plato 12. Los fondos de ésta columna, está conformada por DB y EB, los cuales son separados en una segunda columna de destilación, y en la cima se obtiene un destilado de EB y un producto de fondos de DB y EB, que son recirculados al segundo reactor. La segunda torre de destilación está compuesta por 30 etapas, un reflujo de 0.565 y una relación de destilado-alimentación de 0.975 y se alimenta en el plato 16. 6. Análisis termodinámico Con el análisis termodinámico de la reacción en fase gaseosa lo que se pretende encontrar las condiciones óptimas de operación, en las cuales se vea favorecida las reacciones de estudio. En la figura 1 se observa que tanto la reacción 1 y 2 son exotérmicas y que su exotermicidad aumenta con el aumento de la temperatura, por lo que para el diseño del reactor se debería considerar la remoción de este calor liberado para poder ser aprovechado en otra parte del proceso. -25 Rxn1
-30
Rxn2
Calor de reacción (Kcal/mol)
-35 -40 -45 -50 -55 -60 -65 -70 -75 300
350
400
450 Temperatura K
500
550
600
Figura 1. Calor de reacción de las reacciones 1 y 2.
La reacción 1 a condiciones estándar posee una energía libre de Gibbs de -16,0619kcal/mol y la reacción 2 de -14.6799kcal/mol, lo que indica que se dan espontáneamente. La constante de equilibrio disminuye con el aumento de la temperatura como se muestra en la figura 2, volviéndose menos favorable la reacciona altas temperaturas cuando se encuentra en fase líquida. También se observan valores muy cercanos a 1 lo que indica que las dos reacciones, directa e inversa se dan a una velocidad especifica similar, lo cual indica que para que la reacción ocurra en la dirección deseada se requiere de un catalizador a la aplicación del principio de Le’ Chatelier para desplazar la reacción en el sentido deseado, por ejemplo usando un reactor de membrana. 1.03 K1 1.028
K2
Constante de equilibrio K
1.026 1.024 1.022 1.02 1.018 1.016 1.014 1.012 300
350
400
450 Temperatura K
500
550
600
Figura 2. Calor de reacción de las reacciones 1 y 2.
En la figura 3 se presenta como el grado de avance disminuye con el aumento de la temperatura obteniéndose los mejores grados de avance con las relaciones de alimentación de 5 y 6, que dan muy similares por lo que solo sería necesario una relación de alimentación de 5.
En la reacción 2 también se observa la disminución del grado de avance con la temperatura y esto debido al comportamiento visto con las constates de equilibrio con la temperatura, sin embargo en la reacción 2, contrario a la reacción 1, se observa que a relaciones de alimentación de 1 y 2 se presentan los mayores grados de avance. Ahora bien, de las dos reacciones toca favorecer un más que la otra debido a que se comportan diferente con las relaciones de alimentación, pero esto podría cambiar con el uso de un catalizador selectivo.
41
Grado de avance 1ra Rxn (mol)
40 39 38 37 R= R= R= R=
36 35
1 2 5 6
34 33 32 300
350
400
450 Temperatura K
500
550
600
Figura 3. Comportamiento del grado de avance de la primera reacción con la temperatura a diferentes relaciones de alimentación.
16.5 16
Grado de avance 2da Rxn (mol)
15.5 R= R= R= R=
15 14.5
1 2 5 6
14 13.5 13 12.5 12 11.5 300
350
400
450 Temperatura K
500
550
600
Figura 4. Comportamiento del grado de avance de la segunda reacción con la temperatura a diferentes relaciones de alimentación.
Las reacciones analizadas fueron las del primer reactor:
(
)
La reacción dada en el segundo reactor (tras alquilación) se analizara a continuación (
)
El análisis termodinámico de esta reacción se realizó en fase gas, debido a justificaciones bibliográficas y a que se evidencio en los resultados de las dos primeras reacciones que en fase líquida las conversiones son bajas y la constante de equilibrio tiende a 1. En la figura 5 se observa que la reacciones ligeramente exotérmica en fase gas, liberando su mayor cantidad de energía cerca de los 950 °C. A temperaturas altas (900-1100 °C) el grado de exotermicidad es mayor que a temperaturas bajas (600-750 °C) por lo que sería ideal diseñar el reactor a estas bajas temperaturas, desde el punto de vista energético. En la figura 6 e presenta la variación de la energía libre de Gibbs respecto a la temperatura, observándose que con el aumento de la temperatura se hace más favorable, sin embargo en el rango de temperaturas evaluada, la reacción es favorable. En la figura 7 se observa como varia la constante de equilibrio al variar la temperatura y se observan valores relativamente alejados de la unidad lo que indica que la reacción de equilibrio se desplaza hacia la reacción directa. Sin embargo este valor de la constante de equilibrio disminuye con el aumento de la temperatura, es decir que a mayor temperatura de operación la reacción deja de ocurrir menso hacia el sentido de la reacción directa. -2.8
-18
-2.85
-19 -20
-2.9
-21
G, kJ/mol
Hrxn, kJ/mol
-2.95 -3
-22 -23
-3.05
-24 -3.1
-25
-3.15 -3.2 600
-26
650
700
750
800 850 900 Temperatura, K
950
1000
1050
-27 600
1100
Figura 5. Calor de reacción vs temperatura.
700
750
800 850 900 Temperatura, K
950
1000
1050
1100
Figura 6. Energía libre de Gibbs vs temperatura.
135
1
130
0.995
125
0.99
120
Conversión (X)
Constante de equilibrio (K)
650
115 110
0.985 0.98 0.975
r= r= r= r= r=
105
0.97
100
0.965
95 90 600
650
700
750
800 850 900 Temperatura, K
950
1000
1050
Figura 7. Constante de equilibrio vs Temperatura.
1100
0.96 600
650
700
750
800 850 900 Temperatura, K
950
1000
1050
Figura 8. Conversión en el equilibrio vs temperatura.
2 3 4 5 6
1100
En la figura 8 se presenta la variación de la conversión en el equilibrio respecto a la temperatura, e diferentes relaciones de alimentación, observándose que a mayores valores de relación de alimentación (5 y 6). Entre mayor sea la temperatura la conversión decrecerá. 7. Diagrama de Bloques Recepción de materias primas
Condiciones especiales de almacenamiento
Adecuación o pretratamiento de la materia prima
Calentamiento hasta 160°C
Compresión a 9 bar
R1 y R2
Fase gaseosa
Etileno se consume completamente
R7
Fase gaseosa
Conversión de 66% para DB
Reflujo 5.07
Relación destiladoalimentación 0.41
Reflujo 0.565
Relación destiladoalimentación 0.975
Reactor 1 Alquilación
Reactor 2 222°C 9 bar
Columnada de destilación 1
Columnaa de destilación 2
20 etapas Alimentación 12
30 etapas Alimentación 16
8. Uso de catalizadores En la literatura se encuentran los catalizadores SPW para la alquilacion de benceno, siendo un catalizador muy activo y selectivo a la alquilación y trans-alquilación. Zeolitas también son usadas para este tipo de reacciones y parece una buena alternativa debido a sus costos. HZSM-5 con Si/Al es un catalizador que le da a la reacción altas conversiones y es además selectivo. 9. Mecanismos de reaccion La producción comercial de EB se lleva a cabo mediante la alquilación de benceno con etileno, descrita por la siguiente reacción: C6H6 + C2H4 C6H5C2H5
(R1)
Este proceso es bastante versátil y permite ser llevado a cabo en fase líquida, fase vapor o en equilibrio líquido-vapor. Consta de dos etapas principales: la de reacción y la de purificación, esta última mediante un arduo sistema de destilación. Además de la reacción principal (r1) se pueden presentar otras reacciones secundarias dentro del sistema:
El EB puede reaccionar con el etileno para producir dietilbenceno: C6H5C2H5 + C2H4 C6H4(C2H3)2
(R2)
Y este puede seguir alquilándose para producir otros polietilbencenos: C6H4(C2H3)2 + C2H4 C6H3(C2H3)3 (R3) C6H3(C2H3)3 + C2H4 C6H2(C2H3)4 (R4) Además el etileno puede polimerizarse para producir polietileno o descomponerse en metano y coque:
nC2H4-(C2H4)-n
(R5)
C2H4 CH4 + C(s)
(R6)
La producción de etilbenceno por alquilación de benceno con eteno está acompañada por varios sitios de reacción los cuales se alquilarán consecutivamente, tendiendo a la formación de polietilbencenos. Estos pueden ser reciclados y convertidos en etilbenceno por transalquilación. C6H6 + C6H4(C2H3)2 C6H5C2H5
(R7)
Sin embargo en el sistema reactivo la reacción (r5) no es factible, dado que se requiere de altas presiones (>1000 atm) y temperaturas (>200°C) para la obtención de polietileno y de la presencia de un iniciador de la polimerización. Sin embargo, es bien conocido que las reacciones que se presentan son la r 1, r2 y la r7 que son las correspondientes a la alquilación y transalquilacion respectivamente. La alquilación es una reacción exotérmica y termodinámicamente favorecida por bajas temperaturas y elevadas presiones. La transalquilación es virtualmente independiente de la temperatura y la presión. De forma más general, se observa en la figura (1) el mecanismo seguido por la reacción:
Figura 9. Principales reacciones que ocurren en la alquilación de benceno con eteno.
10. COSTOS El costo de los impuestos anuales se calcula utilizando el decreto 466 del 2000 en donde relacionan el porcentaje del salario mínimo legal vigente y el área en metros cuadrados que ocupa el predio del cual se desea tener dicho valor.
El costo de mano de obra para el departamento de Bolívar se calcula utilizando el salario mínimo legal vigente y el auxilio de transporte aprobado para el año 2010 en nuestro país, es calculado solo para el personal que se necesita para la operación de los que consideramos son los equipos más importantes en el proceso. Se considera un valor de $515.000 por operario para un total de ocho operarios en un turno laboral por mes. Gastos de personal CARGO Ingeniero Químico Electricista Mecánico Operario materias primas Operario producto Laboratorios o control de calidad Calderas y aguas blandas Total
SALARIO PERSONAS/TURNO 1600000 3 700000 1 700000 1 515000 3 515000 3 1000000 2 515000 2
TOTAL 700000 700000 1545000 1545000 2000000 1030000
Gastos administrativos
CARGO Gerente Secretaria Recepcionista Portero Contador Señora de aseo Distribuidores Total
SALARIO en pesos PERSONAS/TURNO TOTAL $ 5000000 1 5000000 900000 1 900000 700000 1 700000 515000 3 1545000 1 1300000 515000 1 515000 515000 10 5150000 18 151100000
NOTA: Se debe tener en cuenta que los turnos que se realicen domingos, festivos, y de noche tendrán un incremento del 20 %. Cada salario debe ser multiplicado por 2.82 que es el factor de corrección por localización de la planta (en nuestro caso Regidor, Bolívar). Costos Materias primas y productos
Materia Prima o Producto Benceno Etileno
Precio US$ 2.00/gal US$ 0.88/Kg
Etilbenceno
US$ 1.10/Kg
Costos de utilidad PROCESO Presión de vapor de baja Presión de vapor medio Presión de vapor de alta Gas Natural o combustible Electricidad Caldera Tratamiento de agua Tratamiento de efluentes (basado en el volumen total tratado)
COSTO US$ 7.78/1000Kg US$ 8.22/1000Kg US$ 9.83/1000 Kg US$ 6.00/ GJ US$ 0.06/ kWh US$ 2.45/1000 US$ 0.067/1000 Kg US$ 56/1000 m3
11. Análisis de selectividad Definiendo la selectividad como la relación entre la velocidad de reacción del producto deseado y la suma de las velocidades de reacción de los productos indeseados se tiene:
(
)
La expresión indica que para aumentar la selectividad hacia el producto deseado, es necesario mantener elevada la concentración de benceno en la alimentación 12.
Tecnologías alternativas del proceso
El objetivo de las tecnologías alternativas del proceso es seleccionar la configuración que involucre pretratamiento, zona de reacción, separación y tratamiento de efluentes, que presenten el mayor rendimiento de producción, la menor generación de residuos y el menor costo posible en el diseño y funcionamiento de las unidades involucradas en cada etapa. El proceso de alquilación se puede hacer en un medio homogéneo y heterogéneo, en fase líquida o vapor. Hoy en día, la alquilación líquida homogénea cubre más del 24% del etilbenceno (EB) producido. Alrededor del 40% de la producción mundial de EB se lleva a cabo en medio vaporheterogéneo. El resto de EB se produce en fase líquida-heterogénea1. Varios procesos de alquilación se 1
P.I. Carlo Perego, Recent advances in the industrial alkylation of aromatics: new catalysts and new processes, Catal. Today 73 (2002) 3–22.
han propuesto para mejorar los procesos de alquilación de benceno2. Por ejemplo, el proceso MobilBadger utiliza como catalizador la zeolita ZSM-5 con el fin de aumentar la difusión de EB y evitar que el polietilbenceno (PEB) se difunda a través del catalizador. En este proceso, la relación molar benceno a etileno es de 8-16 lo que aumenta la energía necesaria en la unidad de la fracción para la separación delEB de benceno y del transetilbenceno3,4. En 1995, Mobil Co. introdujo el proceso de MobilRaytheonEBMax para la alquilación líquido-heterogénea. En este proceso se utiliza catalizador MCM-22 que aumenta el tiempo de operación en alrededor de 3 años. En este proceso, la relación molar de benceno a etileno es de 3-5 el cual aumenta el rendimiento del proceso mediante la reducción de la corriente de reciclado de benceno. Además, como el proceso funciona en la temperatura más baja, hay una disminución significativa en la producción de xileno5,6. En 1994 el proceso de CDTech se introdujo con el fin de aumentar el tiempo de selectividad y de funcionamiento. En este proceso, los flujos a contracorriente ayudan a minimizar la producción de productos no deseados PEB y otros. Por lo tanto, no se necesita un reactor diferente para la separación del EB y el PEB7. Lummus / UOP Co. propone un nuevo enfoque para la producción de EB de la fase líquida para recuperar la selectividad y aumentar el tiempo de funcionamiento. Se utilizan dos reactores para la alquilación y uno en la transalquilación con zeolita de tipo Y para su proceso8 (Se documenta más información acerca de los diferentes catalizadores usados, más adelante). IPCL Co. introdujo el enfoque de Albene usando biomasa como agente de alquilación, y Dow Chemical Co. propone un proceso de alquilación de dos etapas que utiliza gas de chimenea como agente de alquilación9. Liu et al. propuso un proceso industrial novedoso para la producción altamente selectiva de EB y afirmó que el reactor de polialquilación podría omitirse en el nuevo proceso10. Muchos otros intentos se han hecho para mejorar el proceso de alquilación y aumentar la producción de EB11,12,13. 2
L.A.H.P.B. Venuto, P.S. Landis, J.J. Wise, J. Catal. 5 (1966) 81. W.E.G.N.Y. Chen, Catal.Rev. Sci. Eng. 28 (1986) 185. 4 S. S.-H. Wang, Styrene, “P.E.P report 33c, supplement c”, process economics program, SRI International, March 1993, pp. 4– 2/4–3 3
5
S.S.C.B. Maerz, C.R. Venkat, D. Mazzone, Dewitt Petrochem. Rev. (March) (1996) 19–21.
6
T.F.D.J.C. Cheng, J.S. Beck, Y.Y. Huang, M. Kalyanaraman, J.A. Kowalasky, C.A. Loehr, D.N. Mazzone, Science and Technology in Catalysis 998, Kodansha Ltd, Tokyo, 1999, 53. 7
G.J.T.P.T. Barger, R.R. Herber, T. Imai, US Patent, 4,774,377 to UOP, 1998. C.G. Wight, US Patent, 4,169,111 to Union Oil Company of California, 1979.
8
9
G.C.L. Forni, F. Missineo, G. Bellussi, C. Perego, G. Pazzuconi, Appl. Catal. (1995) 261.
10
S.F.C. Liu, S. Xie, P. Zeng, X. Du, L. Xu, Highly selective EB production through alkylation of dilute ethylene with gas phaseliquid phase benzene and transalkylation feed, J. Nat. Gas Chem. 18 (2009) 21–24. 11
P.I. Carlo Perego, Corrigendum to recent advances in the industrial alkylation of aromatics: new catalysts and new processes, Catal. Today 73 (2002) 3–22. 12
P.P. SupawadeeNamuangruk, JumrasLimtrakul, Alkylation of benzene with ethylene over faujasite zeolite investigated by the oniom method, J. Catal. 225 (2004) 523–530. 13
S.A.-K.T. Odedairo, Kinetic analysis of benzene ethylation over zsm-5 based catalyst in a fluidized-bed reactor, Chem. Eng. J. 157 (2010) 204–215.
Los efectos de los parámetros operacionales y las variables de proceso se han investigadopor muchos investigadores. Por ejemplo, los efectos de la temperatura y la composición de la alimentación sobre la actividad catalítica y la distribución de los productos han sido estudiadas por Li et al.14. Cavani et al. Investigó los efectos de la temperatura, tiempo de contacto, y la composición del alimento en el rendimiento catalítico de la transalquilación de dietilbencenos con benceno15. Sharanappa et al. estudió la alquilación selectiva y la desproporción de EB en la presencia de otros compuestos aromáticos16. AlKinany et al. han demostrado que el ácido tríflico podríausarse para la transalquilación de o-dietilbenceno con benceno a EB a bajas temperaturas y presión atmosférica17.
En cuanto a los diferentes catalizadores empleados en la producción de etilbenceno, en la tecnología actual, propuesto por Lummus / Unocal / UOP,se adopta un proceso de alquilación en fase líquida en la que el etilbenceno se obtiene mediante la alquilación de benceno con etileno sobre un catalizador de zeolita. Este proceso se realiza a bajas temperaturas y altas presiones y la operación en fase líquida tiene la ventaja de un mejor control y una vida del catalizador más larga18,19,20,21.Además, este proceso evita los inconvenientes del proceso tradicional en el cual los catalizadores son ácidos minerales fuertes o ácidos de Lewis, los cuales son tóxicos y corrosivos, lo que hace peligrosa su manipulación y el transporte. Cuando la primera planta comercial se inició en marcha, en 1990, se utilizó una zeolita tipo Y, pero la última generación de estos catalizadores se basa en la modificación de la zeolita tipo beta, lo que permitió superar las limitaciones de difusión, siendo más selectivo que la zeolitaY22,23.
A pesar de estas ventajas, este proceso utiliza productos químicos de alto valor, tales como etileno y el benceno, lo que aumenta los costos de fabricación de etilbenceno. Una alternativa a este proceso podría ser la producción de etilbenceno a partir de una materia prima que provenga directamente de la destilación del petróleo, por ejemplo, por ladeshidrociclizacion de cortes de nafta de petróleo, rico en 14
Y.B.X. Li, Y Yang, Synthesis of EB by alkylation of benzene with diethyl oxalate over hzsm-5, Fuel Process. Technol. 90 (2009) 1220–1225. 15
M.C.F. Cavani, E. Bencini, G. Goffredi, Liquid-phase transalkylation of diethylbenzenes with benzene over _-zeolite: effect of operating parameters on the distribution of the products, Appl. Catal. A: Gen. 226 (2002) 31–40. 16
S.P.N. Sharanappa, V.V. Bokade, Selective alkylation and disproportionation of ethylbenzene in the presence of other aromatics, J. Mol. Catal. A: Chem. 217 (2004) 185–191. 17
B.Y.J.M.C. Al-Kinany, S.H. Al-Khowaiter, M.A. Al-Dosari, H.A. Al-Megren, S.M. Al-Zahrani, K.I. Al-Humaizi, Low temperature transalkylation of o-diethylbenzene with benzene to ethylbenzene using triflic acid as a catalyst, Chem. Eng. Process. 44 (2005) 841–846. 18
T.F. Degnan Jr., C.M. Smith, C.R. Venkat, Appl. Catal. A: Gen. 221 (2001) 283–294. Y. Du, H. Wang, S. Chen, J. Mol. Catal. A: Chem. 179 (2002) 253–261. 20 S.-G. Yoon, J. Lee, S. Park, Appl. Therm. Eng. 27 (2007) 886–893. 21 C. Perego, P. Ingallina, Catal. Today 73 (2002) 3–22. 22 C. Perego, P. Ingallina, Catal. Today 73 (2002) 3–22. 23 G. Bellussi, G. Pazzuconi, C. Perego, G. Girotti, G. Terzoni, J. Catal. 157 (1995). 227–234. 19
parafinas lineales con ocho átomos de carbono. Esta vía parece ser más económica, ya que no necesita productos químicos de alto valor.
En las condiciones del reformado de nafta convencional enlas refinerías de petróleo, se emplean catalizadores con características determinadas que permitan maximizar la producción de etilbenceno, tales como una baja acidez en la superficie para evitar el agrietamiento y la isomerización24, la capacidad del soporte para estabilizar el metal disperso como partículas muy pequeñas25,26 y un sistema de poros que desfavorezcan la formación de grandes cantidades de coque, que podría conducir a la desactivación del catalizador27,28. Varios catalizadores parecen mostrar estas características yhan demostrado ser eficientes para producir etilbenceno, como el circonio y el carbono29, las nanopartículas de óxido de titanio, circonio y hafnio en una matriz de carbono30, platino y potasio soportado en alúmina31,- platino y platino-estaño soportado en zirconio y alúmina32, platino soportado en sílice o silicato33, platino soportado sobre óxidos de espinela no-ácido como MgAl2O4 o ZnAl2O434, catalizadores que contienen Mo2C35 y platino soportado sobre diferentes tipos de zeolitas36.
Entre estos sólidos, las zeolitas parecen ser especialmente prometedores para la reacción, debido a la posibilidad de un fácil control de la acidez, por su morfología y tamaño de los canales, así como del tamaño y la distribución de las partículas metálicas que pueden ser depositados en el interior o exterior de los canales.
Con el fin de obtener catalizadores más eficientes para la producción de etilbenceno a partir de la deshidrociclizacion de n-octanos, se ha estudiado el efecto del magnesio, calcio y bario en las propiedades
24
S. Jongpatiwut, P. Sackamduang, T. Rirksomboon, S. Osuwan, D.E. Resasco, J. Catal. 218 (2003) 1–11.
25
S. Jongpatiwut, P. Sackamduang, T. Rirksomboon, S. Osuwan, D.E. Resasco, J. Catal. 218 (2003) 1–11.
26
S. Trakarnroek, S. Jongpatiwut, T. Rirksomboon, S. Osuwan, D.E. Resasco, Appl. Catal. A: Gen. 313 (2006) 189–199.
27
E. Iglesia, S.L. Soled, G.M. Kramer, J. Catal. 144 (1993) 238–253. G. Jacobs, C.L. Padro, D.E. Resasco, J. Catal. 179 (1998) 43–55. 29 D.L. Hoang, H. Preiss, B. Parlitz, F. Krumeich, H. Lieske, Appl. Catal. A 182 (1999).385–397. 28
30
A. Trunschke, D.L. Hoang, J. Radnik, K.-W. Brzezinka, A. Bruckner, H. Lieske, Appl. Catal. A: Gen. 208 (2001) 381–392.
31
B.H. Davis, J. Catal. 42 (1976) 376–380. D.L. Hoang, S.A.-F.Farrage, J.M.-M.Radnikpohl, M. Schneider, H. Lieske, A. Martin, Appl. Catal. A: Gen. 333 (2007) 67–77.
32
33
P. Meriaudeau, A. Thangaraj, C. Naccache, S. Narayanan, J. Catal. 146 (1994) 579–582.
34
H. Armendariz, A. Guzman, J.A. Toledo, M.E. Llanos, A. Vasquez, G. Aguillar-Rios, Appl. Catal. A: Gen. 211 (2001) 69–80.
35
A. Szechenyi, F. Solymosi, Appl. Catal. A: Gen. 306 (2006) 149–158. S. Jongpatiwut, S. Trakarnroek, T. Rirksomboon, S. Osuwan, D.E. Resasco, Catal. Lett. 100 (2005) 7–15.
36
del platino soportado en zeolita tipo Y. Además es bien conocido que la adición de los promotores es una forma eficaz para cambiar la acidez de las zeolitas37,38. A diferencia del proceso expuesto en el presente trabajo, existe en la actualidad un proceso de obtención de etilbenceno empleado en LG Chemicals. El proceso tiene un alquilante, un transalquilante, y ocho columnas de purificación. Las materias primas del proceso son el benceno fresco, benceno anhidro y etileno. El benceno fresco y benceno anhidro se precalientan y alimentan a las columnas de extracción ligera (Light RemovalColumns: LRC) para la purificación y luego se convierte en benceno seco, que va al alquilador y al transalquilador a través del tanque de almacenamiento de benceno. En la parte superior de la columna de extracción ligera, se purgan los compuestos ligeros. El etileno crudo es alimentado directamente al alquilador, en el que ocurre la alquilación de benceno y etileno. El alquiladortiene seis bandejas en dos de las cuales se recupera la energía calórica dela reacción exotérmica con generación de vapor. Una corriente efluente del alquilador se compone de etilbenceno, benceno, polietilbenceno, y pequeñas cantidades de compuestos aromáticos. En el proceso de alquilación, también se registra una alquilación desfavorable en exceso que producepolietilbenceno. Las selectividades son alrededor del 90% de etilbenceno y el 6% depolietilbenceno.Debido a que el precio del etileno es superior al del benceno y a que la alquilación en exceso se reduce bajo exceso de benceno, la cantidad de benceno alimentado es mayor que la cantidad requerida estequiométricamente. La relación de alimentación molar de benceno a etileno es de aproximadamente 7. La columna de benceno recupera el benceno que no reaccionó, el cual va a la columna de extracción ligera para la purificación. El flujo de fondo de la columna de benceno va a la columna de etilbenceno, que lo purifica. El flujo de la parte superior de la columna tiene el producto (etilbenceno) y el flujo de fondo va a la columna de polietilbenceno. Esta columna separa el polietilbenceno y otros compuestos pesados y elpolietilbenceno va al transalquilador a través de los tanques de almacenamiento de este compuesto. El transalquilador produce etilbenceno por transalquilación del polietilbenceno. El producto final de la columna de polietilbenceno, el aceite de flujo, se utiliza como fuente de energía de los calefactores39.
13. Simulación Descripción del proceso
En la figura 10 se presenta el esquema del proceso para producción de etilbenceno, el cual se simulo en aspen para las condiciones óptimas dadas en la zona de reacción de acuerdo al análisis termodinámico y para un flujo de reactivos tal que se pueda suplir el 10 % de la producción mundial de etilbenceno.
37
M. Guisnet, F.R. Ribeiro, Zeolitos: umnanomundoaoservic¸ o da catalise, Fund. CalousteGulbenkian, Lisboa, 2004.
38
M.S. Ramos, S.T.F. Grecco, L.P. Gomes, A.C. Oliveira, P. Reyes, M. Oportus, M.C. Rangel, Stud. Surf.Sci. Catal. 156 (2005) 809– 814. 39
S. Yoon, J. Lee, S. Park, Appl. Ther. Engin.27 (2007) 886–893
La sección de reacción consiste de dos reactores un primer reactor de lecho empacadodonde ocurre la alquilación para producir etilbenceno, la cual consiste de dos reacciones en serie donde se obtiene como coproducto di-etilbenceno, los alimentos son benceno y etileno.Las reacciones ocurren en fase gaseosa y este reactor opera a una temperatura de 160ºC y presión igual a 9bar, por tratarse de exotérmica libra gran cantidad de energía que puede ser utilizada en otra unidad. El benceno no convertido se separa en una columna de destilación para ser recirculada a este primer reactor y el dietilbenceno pasa a un segundo reactor donde se realiza la trans-alquilación del di-eteitilbenceno donde se obtiene más etilbenceno y el flujo de salida de este reactor pasa por otra columna de destilación donde se separa el etilbenceno purificándose el producto deseado, etlibenceno. Durante este proceso las corrientes reciben varios acondicionamientos de temperatura para los cuales se utilizan dos intercambiadores de calor previos al primer reactor, donde cada intercambiador de calor acondiciona cada uno de los dos reactivos y un tercer intercambiador que acondiciona la entrada de los reactivos al segundo reactor.
Figura 10. Esquema del proceso de producción de etilbenceno.
Juntos reactores son de lecho empacado para los cuales se utilizaron reactores estequiométricos con una conversión fijada de acuerdo a la conversión obtenida en un reactor a las condiciones de presión y temperatura óptimas. Las recirculaciones se realizaron para obtener conversiones globales del proceso altas, que sin duda no se alcanzarían sin ellas, a menos de que se usaran reactores de grandes longitudes, lo cual implica un elevado costo de capital y mayores caídas de presión que involucran mayor potencia en las bombas. 14. Red de intercambio de calor Realizada la simulación en Aspen PlusV.7.2, con las especificaciones expuestas en las planteadas en el ítem anterior, se realizó elanálisis energético con el Aspen EnergyAnalyzer, donde se realiza un análisis
detallado por corriente y unidades de la cantidad minina de energíarequerida de servicios externos de calentamiento y enfriamiento, área de transferencia delos equipos involucrados en la red, número de intercambiadores de calor necesarios, entre otros.
Dichos resultados se presentan en las siguientes gráficas y tablas.
Figura 11.Relación de transferencia de calor entre los fluidos de proceso y los fluidos de servicio externo
Para el proceso de producción de hidrogeno a partir del reformado de metano, se observa en figura 7 que no es posible realizar una integración energética dentro del mismo proceso y por ende los requerimientos de enfriamiento y calentamiento deben suplirse con fuentes externas. Comúnmente en los procesos industriales este comportamiento se puede dar por varias razones:
1. Las magnitudes de las corrientes son muy distintas 2. Las zonas energéticas que se tienen son muy diferentes 3. Se tienen más requerimientos de calentamiento que de enfriamiento o viceversa
Heatexchanger
CostIndex
Area [m2]
Shells
Load [KJ/h]
Condenser B10 B3 heatexchanger
8,02E+04 1,87E+05
268,5 716,2
1 2
1,56E+07 1,76E+07
Reboiler B10 Condenser B12 B2 B6 Heatexchanger Reboiler B12 B5 B1 TOTAL
3,61E+04 1,10E+04 1,88E+04 3,77E+04 1,67E+04 1,49E+04 1,44E+05 5,46E+05
77,86 1,379 20,08 83,89 14,17 9,543 505,3 1697
1 1 1 1 1 1 2 11
1,98E+07 3,63E+04 3,47E+06 3,51E+06 4,61E+06 1,73E+06 1,02E+06 6,72E+07
Resultados de las utilidades de la red de intercambio de calor
Heatexchanger
ColdTin [°C]
ColdTout [°C]
Condenser B10 B3 heatexchanger Reboiler B10 Condenser B12 B2 B6 Heatexchanger Reboiler B12 B5 B1
166,4 124,2 179,6 30 92,36 124 136,4 203 29
1,67E+02 HP steam 1,25E+02 B3 heat 2,03E+02 HP steam 3,50E+01 condenser B2 a Destila 1,60E+02 MP steam 1,24E+02 B6 heat 1,33E+01 Mpsteam 2,20E+02 HP steam 1,60E+02 MP steam
Hot Stream
Hot Tin [°C]
Hot Tout [°C]
Area [m2]
ΔTmin ΔTminCold Hot [°C] [°C]
250 160 249,6 134 175 217,3 174,6 249 174
249,6 159,5 249 133,5 174,6 160 174,1 249 174
268,5 716,2 77,86 1,379 20,08 83,89 14,17 9,543 505,3
83,13 35 46,62 99 15 93,11 37,28 29,05 14,11
Datos de las condiciones de temperatura de entrada y salida en las corrientes calientes y frías
Inlet T [°C] BMIX a BHOT 92 Fonos1 a Fonhot 203 Efeed a Ehot 29 condenser B10 a reciclo1 166,4 reboiler B10 a Fondos1 179,6 Condenser B12 a destilado 134 Reboiler B12 a fondos2 136,4 B6 heat 217,3 B3 heat 160 Name
Outlet T [°C] 160 220 160 166,9 203 133,5 137,3 160 159,5
MCP [KJ/C*h] 1,01E+05 3,11E+07 7,26E+04 6,13E+04 3,51E+07
Enthalpy [KJ/h] 3,47E+06 1,73E+06 1,02E+06 1,56E+07 1,98E+07 3,63E+04 4,61E+06 3,51E+06 1,76E+07
Flowrate EffectiveCp [Kg/h] [KJ/KgC] 2,218 1,745 5,814 4363 5,52E+00 1,13E+00 7,155 1,755 112 1,817 -
Resultados de la red de intercambio de calor obtenidos en cada unidad empleada en el proceso
83,21 35,33 69,42 103,5 82,26 36 37,68 46,04 145
Figura 12. Costos totales dela red de intercambio de acuerdo a la variación de ΔTmin.
Figura 13. Diagrama de curva compuesta.
15. Tratamiento de residuos La conversión global de los reactivos es total por las recirculaciones hechas en los dos reactores, sin embargo una de las reacciones secundarias que se trata de evitar al máximo cuando se escogen las condiciones de operación (escogiendo condiciones donde son poco favorables estas reacciones), es la formación de coque y metano. El metano industrialmente es purgado y se aprovecha en las calderas gracias a su poder calorífico, aunque las cantidades obtenidas de este metano son pocas. El coque afecta
directamente al catalizador, que lo envenena y poco a poco le disminuye su actividad catalítica por lo que debe reactivarsepasado cierta cantidad de tiempo, siendo estos periodos de tiempo bastantes prolongados por la cantidad tan baja de coque producido en el proceso, este coque también puede ser utilizado como combustible, sin embargo como el metano también lo es, y las calderas y demás equipos de generación de energía o trabajan con combustibles sólidos, o líquidos o gaseosos, entonces dependiendo del tipo de combustible del con el cual trabaje el equipo servirá uno u otro combustible y el otro se deberá almacenar con sus debidos cuidados.
Combustible suplementario
Los combustibles suplementarios se refieren al uso de desechos de refinería como combustible en hornos y calderas industriales. Los hidrocarburos residuales obtenidos de los desechos tienen un valor calorífico y pueden ser utilizados en procesos industriales con preparación mínima. Los usuarios primarios de desechos como combustibles suplementarios son los hornos de cemento. En los EE.UU., algunos hornos de cemento tienen acuerdos nacionales con compañías que manejan desechos, para aceptar desechos orgánicos como combustible.
Según las regulaciones de la RCRA de los EE.UU., un combustible suplementario debe tener al menos 5000 BTU/lb de valor calórico. Los hornos de cemento imponen requerimientos adicionales en valor combustible, niveles de metales y características de manejo del material. Si el material no cumple con todos los criterios, puede mezclarse con otro material hasta que las especificaciones de la mezcla sean aceptables como combustible. Los combustibles suplementarios no están restringidos a líquidos. Si el horno de cemento está adecuadamente equipado para manejar sólidos, tales como tortas de filtros prensa, también pueden ser utilizados como combustible.
Almacenamiento de coque
Temperatura y productos de descomposición: En la descomposición termal se pueden producir humos tóxicos e irritantes. Reacciones peligrosas: Cuando se calienta con oxidantes fuertes como: nitrato amónico o tetracloruro amónico, bromatos, cloratos, yodatos, ácido nítrico, etc. Condiciones de almacenamiento: Lugares ventilados. Prohibición de fumar en la zona de almacenamiento. Materiales incompatibles: Oxidantes fuertes como: nitrato amónico o tetracloruro amónico, bromatos, cloratos, yodatos, ácido nítrico, etc.
Almacenamiento de metano
Proteger los cilindros de cualquier daño físico. Almacenar en un área fresca, seca, bien ventilada, lejos de los lugares de tráfico vehicular y de las salidas de emergencia. No permitir, que en el lugar de almacenaje la temperatura exceda 125°F (52°C). Los cilindros serán colocados parados y bien asegurados para evitar
que se caigan o se golpeen. Se deben separar los cilindros llenos de los vacíos. Utilizar un sistema de inventario con fecha de ingreso y egreso de las unidades para evitar que cilindros llenos queden almacenados durante períodos excesivamente largos. Coloque carteles en el área de almacenaje con la leyenda NO FUMAR o el símbolo de LLAMAS ABIERTAS. No deben encontrarse fuentes de ignición en el área de almacenaje o uso. Para información adicional sobre recomendaciones de almacenaje, consulte los boletines de Compressed Gas Association P-1, P-14, y Safety Bulletin SB-2 Utilizar solamente en áreas muy bien ventiladas. Las tapas protectoras de las válvulas deben estar colocadas, a menos que el cilindro posea caño de salida desde la válvula al punto de uso. No arrastrar, deslizar o hacer rodar los cilindros, sino utilizar auto-elevadores o zorras para desplazarlos. Utilizar un regulador reductor de presión cuando se conectan los cilindros a una presión menor (< 3000 psig) cañerías o sistemas. De ninguna manera se deben calentar los cilindros para incrementar su velocidad de descarga. Utilizar una válvula de control o de retención para evitar riesgos de retroceso de flujo al interior del cilindro. 16 Optimización del proceso Mediante un análisis previo de las variables de diseño del proceso de obtención de etilbenceno a partir de etileno y benceno, se puede concluir que se tiene un objetivo de optimización relacionado con todos las demás variables que es la conversión, por lo cual se decide optimizar esta, de forma que se obtenga el mejor potencial económico para el proceso descrito en los numerales anteriores del presente trabajo. Se optimizara un sistema de reacción separación/reciclo mostrado en la figura siguiente. Se realizan los respectivos balances para luego ser reemplazados en la función de potencial económico.
P.E. Ganancias Costos 2 1 P.E. $ EB FEB $ ET FET2 $ B FB $ ET FET CS
Balances
FB2 FB1 1 X
F1 FET2 FB1 ET1 X FB 2 FEB FB1 X
El balance en el punto de mezcla para el reactor es:
FB1 FB FB2 Combinando estos balances se obtiene la siguiente ecuación de potencial económico en función de la conversión como variable de diseño, y del grado de recirculación (ψ), como variable secundaria, la cual se definida. Los costos de servicios se denominaron CS.
1 FB X FB X 1 $ ET FET $ B FB $ ET FET P.E. $ EB CS 1 1 X 1 1 X Aplicando el método de Newton para obtener las conversiones que maximicen el potencial económico para un grado de recirculación definido. Al realizar dicha optimización se obtuvo la gráfica presentada a continuación, en la cual se quiso analizar también la influencia de la relación de reflujo en la obtención del mejor potencial económico, el método de optimización utilizado fue el de Newton-Raphson con el cual se obtuvieron los valores óptimos de conversión para cada relación de reflujo. Como se puede apreciar en la tabla anterior a pesar de aumentar la relación de reflujo causante directo del aumento en los gastos operativos el potencial económico también aumenta debido a que la conversión aumenta al incrementar la cantidad recirculada lo que nos disminuye los gastos de separación, que es uno de los costos más significativos dentro del proceso, dándonos así un incremento en el PE.
X (óptima) conversión que maximiza el PE PE (máximo) Grado de recirculación (ψ) 0.6900 1.8643 0.7000 0.7200 1.8674 0.8000 0.7800 1.8721 0.9000 0.9100 1.8823 0.9900
6
1.885
x 10
= = = =
1.88
0.8 0.9
0.99 Óptimo
1.875
P.E. [€/hr]
0.7
1.87
1.865
1.86
1.855
1.85
0
0.1
0.2
0.3
0.4 0.5 0.6 Conversión, X
0.7
0.8
0.9
1
Según lo descrito anteriormente se trabajara para los numerales siguientes con una conversión del 91 % y una relación de recirculación de 0.99, para dimensionar cada uno de los equipos involucrados en el proceso y para obtener los costos totales del proyecto.
17 Dimensionamiento de los equipos El dimensionamiento de los equipos de proceso es de vital importancia si se desea pasar desde una simulación preliminar en estado estacionario a un análisis de sensibilidad del proceso para determinar con ello las variables de diseño que nos pueden afectar la producción deseada de etilbenceno. Además de definir con base en el dimensionamiento de los equipos se puede plantear un costo de producción del proyecto con ayuda de estos datos y del software ASPEN ICARUS. Para el esquema de proceso planteado anteriormente se cuenta con siete unidades principales de proceso diferentes: tres intercambiadores de calor, dos reactores y dos columnas de separación. Con base en los resultados obtenidos con el simulador ASPEN PLUS para el diagrama de proceso establecido el mejor arreglo entre costos y dimensión de los diferentes equipos utilizados en la producción de etilbenceno se presenta a continuación. Detalle de los equipos utilizados en la simulación con Aspen Icarus.
B1 Intercambiador de calor de doble tubo 34,9 Área de transferencia, m2 TEMA Tf (diseño), °C
BES 200
Tf (operación), °C
182
Do, mm
25,4
Tc (operación), °C
177
Dc, m
0,5
Longitud, m Grosor, mm Pitch, mm
6,1 3,175 31,75 triangular
B2 Intercambiador de calor (2-tubo-1coraza) 234 Área de transferencia, m2 Tf (diseño), °C
194,3
Tf (operación), °C
182
Tc (diseño), °C
190
Tc (operación), °C
177,8
Longitud, m Grosor, mm Pitch, mm
6,1 3,175 31,75 triangular
B5 Intercambiador de calor (2-tubo-1coraza) 40,91 Área de transferencia, m2 TEMA Tf (diseño), °C
BES 260
Tf (operación), °C
246,9
Do, mm
25,4
Tc (diseño), °C
250
Tc (operación), °C
237
Longitud, m Grosor, mm Pitch, mm
6,09 3,175 31,75 triangular
B3 Primer reactor
Diámetro, m Longitud, m Material de la chaqueta
B5 Segundo reactor Diámetro, m T (diseño), °C Longitud, m Material de la chaqueta
1,22 4,73 CS
1,22 242,2 4,73 CS
B10 Primera columna de destilación 232 T (diseño), °C 202 T (operación), °C A28SC Material del plato 0,609 Espaciamiento, m 26 Numero de platos 4,5 grosor del plato, mm 20 altura, m 1,82 Diámetro, m Perforado Tipo de plato ASME: D1NF1 Norma
B12 Segunda columna de destilación A28SC Material del plato 0,61 Espaciamiento, m 62 Numero de platos 4,5 grosor del plato, mm 42 altura, m Perforado Tipo de plato 1,82 Diámetro, m ASME: D1NF1 Norma
18 Evaluación económica Con base en los equipos previamente definidos y con base en los datos arrojados en la simulación del proceso por ASPEN PLUS, se pasan estos datos al paquete de software ASPEN ICARUS, para determinar el costo total del proyecto. Para obtener dicha información es necesario establecer algunos valores para completar la simulación como lo son el costo de materias primas, el costo de producto,
salario mínimo actual vigente en Colombia, el precio de la luz, el precio del agua potable, etc. Estos parámetros se describen a en el numeral 10 del presente trabajo y con base en estos se obtuvieron los siguientes resultados.
Costo total del proyecto 9320000 $US Costo Total de operación 6474210 $US Costo total de la materia prima 147148 $US Servicios 4060000 $US El periodo evaluado del proyecto es de 20 años, periodo en el cual se recupera rápidamente la inversión en el mismo dado que el porcentaje de retorno por año es del 20% mostrado en el informe generado por el software, pero en el primer año de implementación del proyecto el flujo de caja será negativo debido a que el mayor costo del proceso es el costo de operación que incluye el dimensionamiento de los equipos y el costo directo de los mismos.
19 Bibliografía
PIERSON, Hugh O. Handbook of Carbon, Graphite, Diamond and Fullerenes Noyes Publications. New Jersey, U.S.A.1993 Yi-feng Shi, Yong Gao, Ying-chun Dai, Wei-kang Yuan. Chemical EngineeringScience 56 (2001) 1403-1410 Yingchun Du, Hai Wang, Shu Chen. Journal of Molecular Catalys i s A : Chemical 179 (2002) 253–261 Sung-Geun Yoon, Jeongseok Lee, Sunwon Park. Applied Thermal Engineering27 (2007) 886– 893.
T.F. Degnan Jr., C.M. Smith, C.R. Venkat, App. Catal. A 221 (2001) 283. Ullman’s Encyclopedia of Industrial Chemistry. Editorial Advisory Board. Vol.21, 24. MONTOYA, Rafael. Química Fundamental Editorial Bedout. Medellín, 1975. L. Xu, J. Liu, Q. Wang, S. Liu, W. Xin, Y. Xu. Applied Catalysis A: General258 (2004) 47-53. ELLIOTT, J. Richard. LIRA Carl. Introductory Chemical Enginne r i n g Thermodinamics. Prentice Hall International Series. Poling, Prausnitz, O’Conell. Propiedades de Gases y Líquidos. 5ª Edición.
