DISEAR LOS SIGUIENTES EQUIPOS !" # co$%&'!s co$%&'!s de fr!ccio fr!ccio'!&i '!&ie'(o e'(o co' co' s%s e)%ipo e)%ipo !%*i$i! !%*i$i!res res co&o co&o so'+ re,er-i re,er-idor dor++ co'de's!dor . (!')%e !c%&%$!dor/T0121+ T0123+ T012#" 4" T!')%e f$!s, /50121" c" Hor'o /H0121" d" Re!c(or /R0121" e" Co&presor /P0121"
f" Bo&4! de recirc%$!ci6' de$ (o$%e'o 7" Se$ecci6' de -8$-%$!s ," Se$ecci6' de (%4er9! Las materias primas, hidrógeno y tolueno, se reciben en planta a una presión de 33.1 y 42.7 bares respectivamente. El hidrógeno, corriente 8, se mecla con el hidrógreno de reciclo !"# y se presuria a la presión de alimentación al horno, 42.7 bares, en el compresor. El tolueno $resco, corriente 1, se mecla con el tolueno de reciclo previamente presuriado !18# y con la corriente de hidrógeno meclado. Esta mecla es de tipo bi%$&sico y se introduce en una etapa de pre%calentamiento, a una temperatura de 22'(), donde se vaporia completamente. La corriente se introduce posteriormente al horno donde su temperatura se eleva hasta los *'+() antes de entrar al reactor. El reactor consiste en un recipiente circular con un lecho $io de cataliador a base de -/uel%)obalto% 0olibdeno, y opera a una temperatura de *'+() y 42 bares. La reacción /ue tiene lugar 2)78 )**)4 es eot5rmica y provoca un aumento en la temperatura del reactor /ue es necesario vigilar para /ue no supere la temperatura m&ima de 732(). 6ara ello disponemos de un sistema de control de la temperatura consistente en la introducción lateral, en distintos puntos del reactor, de una corriente $ra, /ue reduce la temperatura lo su$iciente para evitar un eceso de calentamiento.
La corriente de salida del reactor se en$ra hasta 38(), en parte mediante mecla con una $racción de la corriente l/uida procedente del $lash, y en parte en un cambiador de calor, y se epande la corriente provoc&ndose una condensación parcial. 6osteriormente se introduce en el $lash para separar ambas $ases. La $ase gaseosa su$re una pe/uea purga para evitar la concentración de metano y otros hidrocarburos ligeros y el resto se realimenta a cabea de proceso. La $ase l/uida se separa en la corriente de recuperación energ5tica con /ue en$ramos la corriente del reactor !1*#, y en la corriente de benceno !*#, /ue pasa a la ona de depuración. La corriente * es introducida primero en la estabiliadora donde se eliminan por cabea los gases incondensables residuales /ue son enviados, unto con la purga de la corriente gaseosa del $lash, al horno o a un tratamiento de membranas para recuperar el hidrógeno presente. La corriente de cola se alimenta a la torre de destilación de benceno obteniendo por cabea benceno con una especi$icación del .9. Las colas se pasan a la columna de pesados donde se separa el tolueno del di$enilo y otros productos pesados resultado de reacciones par&sitas en el reactor. El tolueno obtenido arrastra una pe/uea cantidad de di$enilo, esto ayuda a /ue en el reactor la reacción de $ormación de di$enilo se produca en menor medida, minimi&ndose las p5rdidas por reacciones par&sitas.
:;-: Corriente Caudal (kmol/hr) HID MET BEN TOL DIF Fluo Total (kmol/hr) Tem!eratura ("C) #re$i%n (&ar) Fra''i%n de a!or Fra''i%n de Liuido
1
2
1'17,1*4 1171,37 1,18*' 144,*3 +,**2'223 28'3,3'* *4,'+++4 42,7 +,48'8 +,+'141
1'17,1*4 1171,37 1,18*' 144,*3 +,**2'223 28'3,3'* *48,8' 41,7 1 +
Ental!*a (k'al/mol) Den$idad (k+/m,)
%*,*'4482 2+,37*+3
+,*22'++8 *,42132
El reactor utiliado es un reactor de tipo tubular con $luo pistón. La reacción tiene lugar en presencia de un cataliador de -i/uel%)obalto%0olibdeno, situado en un lecho $io en el interior del reactor, y a temperaturas en torno a los *++%7++(). La reacción es $uertemente eot5rmica por lo /ue se debe disponer de un sistema de en$riamiento ya /ue a temperaturas superiores a los 732() se produce la inactivación del cataliador. "dem&s las altas temperaturas provocan el aumento de las reacciones par&sitas como la de $ormación de di$enilo.
La corriente de alimentación se precalienta en el horno hasta los *++() y se introduce al reactor, este tiene inyecciones laterales de una corriente de reciclo, $ra y con menor presencia de hidrógeno, /ue sirve para controlar la temperatura dentro de los lmites admisibles. Las principales reacciones /ue tienen lugar son
y
la ecuación de la cin5tica para la reacción principal est& calculada en laboratorio para el rango de temperaturas de *++%++() y de presiones de 1%2'+ atm. La ecuación es
6ara la reacción de $ormación de di$enilo no disponemos de la ecuación cin5tica, para calcular la selectividad de la reacción hemos empleado un modelo de regresión polinomial en $unción de la conversión del tolueno. La ecuación de la lnea de regresión es
donde S es la selectividad y x la conversión del tolueno.
)ondiciones de operación La representación gr&$ica del calor de reacción de la reacción principal y de las reacciones colaterales $rente a la temperatura !bibliogra$a# nos muestra /ue es necesaria una temperatura de operación por encima de 43+() para la hidrogenación de benceno y tolueno. "l operar a temperaturas superiores a esta se produce un
descenso de la constante cin5tica de la reacción principal, sin embargo su valor es tal /ue sigue siendo interesante operar a las temperaturas m&imas admisibles.
La conversión en nuestra planta va a estar en torno al 7'9 del tolueno con una selectividad del 79. >na conversión mayor implica un descenso de la selectividad /ue es contraproducente pues supone una menor recuperación de benceno.
La presión de operación es de 4+ bares produci5ndose una p5rdida de carga en el reactor de 3 bares.
?alance del reactor 6ara simular el reactor en "spen hemos de recurrir a un truco /ue nos permita simular ambas reacciones, ya /ue no hay ning=n modelo /ue trabae con una ecuación cin5tica y una ecuación de regresión en un =nico blo/ue. Lo /ue hemos tenido /ue hacer es dividir el reactor en dos, uno de $luo pistón donde se veri$ica la reacción principal y un segundo de tipo este/uiom5trico donde se produce la reacción del di$enilo. Los dos reactores en serie producen el mismo resultado /ue se da en la realidad.
El diagrama es el siguiente
y el balance, con el modelo de estado >ni/uac%;edlich%@Aong, es Corriente Caudal (kmol/hr) HID MET BEN TOL DIF Fluo Total (kmol/hr) Tem!eratura ("C) #re$i%n (&ar) Fra''i%n de a!or Fra''i%n de L*uido Ental!*a (k'al/mol) Den$idad (k+/m,)
1
2
,
1'17,1*4 1171,37 1,18*' 144,*3 +,**2'223 28'3,3'* *48,8' 41,7 1 + +,*22'++8 *,42132
14+8,82 127,714 127,'22 3*,*2881 +,**2'223 28'3,3'* *81,++*4 37,7 1 + +,*22'++8 *,+733+7
141+,32 127,714 124,'22 3*,*2881 2,1*2'22 28'3,3'* *81,2+* 37,7 1 + +,*2+7 *,+714*2
FL-.H
El $lash constituye la primera etapa de separación dentro de la planta. La corriente de salida del reactor es en$riada y su$re una epansión hasta 32 bar.
La corriente gaseosa est& compuesta por el grueso de los incondensables !hidrógeno y metano# y por pe/ueas cantidades de benceno y tolueno. Esta corriente es mayoritariamente reciclada a cabea del proceso y una pe/uea parte se purga y se emplea como $uel%gas en la planta.
La $ase l/uida se divide en una corriente /ue se devuelve al reactor, en $orma de inserciones laterales para el control de la temperatura durante la reacción, mientras el resto pasa a la sección de $raccionamiento y separación de los distintos productos.
)ondiciones de operación
La corriente de alimentación del $lash es laminada antes entrar para reducir al presión desde los 4+ bares de salida del reactor hasta los 32 de operación. :btenemos una mecla bi$&sica en e/uilibrio a una temperatura de 38().
El obetivo del $lash es eliminar la mayor parte de los gases ligeros de $orma /ue se reduca la $racción de estos /ue lleguen a las columnas de recuperación. )onseguimos as minimiar el tamao de la columna de estabiliación y optimiar el diseo de las columnas para la separación y recuperación de benceno y tolueno.
?alance de materia
El diagrama del $lash es el siguiente
y el balance de materia obtenido con "spen y con el modelo de estado >ni/uac%;edlich%@Aong, es Corriente Caudal (kmol/hr) HID MET BEN TOL DIF Fluo Total (kmol/hr) Tem!eratura ("C) #re$i%n (&ar) Fra''i%n de a!or Fra''i%n de L*uido Ental!*a (k'al/mol) Den$idad (k+/m,) E.T-BILI-DO0-
1
2
,
141+,'3* 128+,817 1'3,1*'1 4*,+2887 2,7'27+' 283,3 37,' 32 +,3''32 +,+*44+*8 %7,+33178 18,1'8'1
+,7248'7 ',14+3 133,*287 43,8'3' 2,7'2'21 18*,3482 37,' 32 + 1 ,4+4''2 84*,*72
14+,'*4 127',*7* 1,'3*47 2,17'3** 1,84E%+4 27+*,'2 37,' 32 1 + %8,1*47*1 11,4'+17
La estabiliadora es la primera de las columnas de la planta, en esta primera destilación eliminamos el resto de incondensables /ue no han salido en $lash. La corriente de $ondo va a ser una mecla de benceno%tolueno /ue se manda a la columna de separación de benceno. El obetivo a la hora de disear este e/uipo es limitar al m&imo la cantidad de incondensables /ue pasen a la columna de benceno para poder as obtener una buena especi$icación de producto $inal. En la $ase de diseo vamos tambi5n a tratar de minimiar el tamao de esta unidad para minimiar los costes de instalación de la columna.
)omo hemos dicho el obetivo ser& reducir limitar la presencia de hidrógeno y metano de la corriente de $ondos, evitando, en la medida /ue sea posible, la p5rdida de benceno por cabea de la columna, y, reduciendo el tamao del e/uipo.
6ara lograr este obetivo vamos a ugar con varios par&metros de diseo el n=mero de platos teóricos, la etapa de alimentación, el caudal de la corriente de re$luo y la tasa de destilado obtenida, adem&s de las condiciones de operación !presión y temperatura#.
?alance
Corriente Caudal (kmol/hr) HID MET BEN TOL DIF Fluo Total (kmol/hr) Tem!eratura ("C) #re$i%n (&ar) Fra''i%n de a!or Fra''i%n de L*uido Ental!*a (k'al/mol) Den$idad (k+/m,)
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,
+,7*4+334 4,+3+21 1+4,8'4 34,4'3' 2,1*2'18 14*,4+44 37,' 32 + 1 ,4+4''2 84*,*72
+,7*4+333 4,+3+12 +,1' 2,+3E%+* 3,34E%3' 4,'3+48 44,74228 11,4 1 + %13,77781 *,84'8'
3,3E%+8 8,81E%+* 1+4,83'4 34,4'3' 2,1*2'18 141,4'14 2++,2473 12 + 1 17,17272 **7,82'*
COLMN- DE BENCENO
La columna de separación de benceno es la espina dorsal de la planta unto con el reactor. En este e/uipo es donde rentabiliamos la inversión y obtenemos el producto $inal, benceno, por ello, vamos a disearla de $orma /ue recuperemos la mayor cantidad posible de benceno con la m&ima purea.
Corriente Caudal (kmol/hr) HID MET BEN TOL DIF Fluo Total (kmol/hr) Tem!eratura ("C) #re$i%n (&ar) Fra''i%n de a!or Fra''i%n de L*uido Ental!*a (k'al/mol) Den$idad (k+/m,)
1
2
,
3,3E%+8 8,81E%+* 1+4,83'4 34,4'3' 2,1*2'18 141,4'14 232,4' 12 1 + 23,8'73 27,4'*7
3,3E%+8 8,81E%+* 1+3,3'4 ',1*E%+3 ',+7E%3+ 1+3,4++' 3,42+ 1,' + 1 14,+7737 8+1,1373
7,7*E%3' 1,+7E%3' 1,44 34,44834 2,1*2'18 38,+'+8* 13+,*122 1,7 + 1 ,1733'1 7*8,188*
COLMN- DE TOLENO
La columna de pesados es el =ltimo e/uipo tpicamente /umico de la planta. Ciene por obetivo reducir la presencia de di$enilo en la planta evitando /ue se concentre y reduca la $ormación de benceno. Bamos a disear esta columna con el =nico obetivo de reducir al m&imo los costes de instalación del e/uipo, es decir, minimiar las dimensiones de la columna. Bamos a dear una $racción de di$enilo en la corriente de realimentación a la lnea principal por/ue de esta manera se reduce la $ormación de di$enilo en el reactor, aumentando la selectividad de la reacción principal.
?alance
Corriente Caudal (kmol/hr) HID MET BEN TOL DIF Fluo Total (kmol/hr) Tem!eratura ("C) #re$i%n (&ar) Fra''i%n de a!or Fra''i%n de L*uido Ental!*a (k'al/mol) Den$idad (k+/m,)
1
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,
7,7*E%3' 1,+7E%3' 1,44 34,44834 2,1*2'18 38,+'+8* 13+,*122 1,7 + 1 ,1733'1 7*8,188*
+ + 1,43841 34,287* +,**23'' 3*,3883* 11',*24* 1,2 + 1 7,4**144 77*,77
+ + 1,'E%+3 +,1*+7414 1,'++1*3 1,**24' 22*,11*2 1,4 + 1 38,14882 7**,383
