Trabajo-de-Simulacion-Final.pdf

UNIVERSIDAD NACIONAL PEDRO RUIZ GALLO FACULTAD DE INGENIERÍA QUÍMICA E INDUSTRIAS ALIMENTARIAS

Simulación del proceso de obtención de Ácido Acrílico a partir de Etileno ESTUDIANTES: 

CHOZO CALDERON FRANKLIN SALVADOR



GARCIA CUBAS DAMARIS RUTH



GARCIA VALERIANO MARIO



LUNA PORTILLA JESUS LEONCIO



MORENO LLAJA KERY STEPHANYE



PURISACA ENRIQUEZ JUAN FRANCISCO

DOCENTE: Ing. VASQUEZ LLANOS SEGUNDO CURSO: SIMULACION DE PROCESOS INDUSTRIALES

CICLO: 2016-I

Lambayeque; 28 de Julio del 2016

SIMULACION DEL PROCESO DE OBTENCION DE ACIDO ACRILICO A PARTIR DE ETILENO Contenido INTRODUCCIÓN .......................................................................................................................................... 3 2. OBJETIVOS: ............................................................................................................................................ 4 3.

MARCO TEORICO: ............................................................................................................................. 4 3.1.

PRODUCTO: ............................................................................................................................... 4 ACIDO ACRILICO: ..................................................................................................................... 4

3.2.

MATERIA PRIMA: ...................................................................................................................... 8

3.2.1. ETILENO: .................................................................................................................................. 8 4.

SELECCIÓN DEL METODO: ............................................................................................................ 10 4.1. OBTENCION DE ACIDO ACRILICO POR MEDIO DE LA OXIDACION EXCESIVA DEL PROPILENO. ......................................................................................................................................... 10 4.2. AVANCES EN LA INVESTIGACIÓN Y EL DESARROLLO DE LA PRODUCCIÓN DE ÁCIDO ACRÍLICO A PARTIR DE BIOMASA .................................................................................. 10 4.3. DESHIDRATACION DE ACIDO LACTICO A ACIDO ACRILICO EN AGUA A ALTA TEMPERATUAS Y ALTAS PRESIONES .............................................................................................. 11 4.4. PRODUCCIÓN DE ACROLEÍNA Y ÁCIDO ACRÍLICO TRAVÉS DE LA DESHIDRATACIÓN Y OXODESHIDRATACION DE GLICEROL CON CATALIZADORES ÓXIDO MIXTO ............................ 11 5.

DESCRIPCION BREVE DEL PROCESO: .................................................................................... 12 5.1.

PROCESO DE OBTENCION DE ACIDO ACRILICO A PARTIR DE ETILENO:.................. 12

5.2.

DIAGRAMA DE BLOQUES .................................................................................................. 18

5.3.

DIAGRAMA DE FLUJO DE PROCESO Y BALANCE DE MATERIA Y ENERGIA : ........... 18

5.4.

DESCRIPCION DEL PROCESO: EQUIPO POR EQUIPO: ...................................................... 31

5.4.1.

MEZCLADOR 1 (MIXER 1) - M-101:................................................................................ 31

5.4.2.

INTERCAMBIADOR DE CALOR (HEATER)- H-101: ...................................................... 31

5.4.3.

REACTOR DE MICROCANALES (Microchannel Reactor) – R-101: ............................ 31

5.4.4.

MEZCLADOR 2 (MIXER 2) - M-102:................................................................................ 32

5.4.5.

INTERCAMBIADOR DE CALOR (HEATER)- H-102: ...................................................... 32

5.4.6.

DESTILADOR FLASH D-101 ........................................................................................... 32

SIMULACIÓN DEL PROCESO .................................................................................................................. 34 BLOQUE-100 ......................................................................................................................................... 35 Balance de materiales del bloque 100 ............................................................................................ 36 BLOQUE-300 ......................................................................................................................................... 37 Balance de materiales en el bloque 300 ......................................................................................... 38 CONCLUSIONES: ...................................................................................................................................... 39 Bibliografía: ............................................................................................................................................... 40 Linkongrafia: ............................................................................................................................................. 40 ANEXOS ..................................................................................................................................................... 41 ANEXO 1 ................................................................................................................................................ 42 1.

LISTA DE EQUIPOS ................................................................................................................. 42

2.

HOJAS DE ESPECIFICCACIONES DE EQUIPOS DE PROCESO: ........................................ 45

PROCESO DE OBTENCIÓN DE ACIDO ACRÍLICO A PARTIR DEL ETILENO

INTRODUCCIÓN La industria petroquímica produce un gran número de compuestos químicos a partir de petróleo. En un primer paso, se obtienen las materias de base, principalmente olefinas e hidrocarburos aromáticos, producidos en el proceso de refino del petróleo mediante craqueo con vapor, craqueo catalítico, deshidrogenación de parafinas o “platforming”, en el caso de aromáticos. Las olefinas y los hidrocarburos aromáticos se utilizan como materias primas para la obtención de monómeros empleados en este tipo de industrias para la elaboración de productos de consumo destinados a la industria alimenticia, farmacéutica, química, textil y plásticos, entre otras. Materias primas como: El ácido acrílico que es un líquido incoloro con un olor acre irritante a temperatura y presión ambiente. Es una materia prima para distintos productos finales donde destaca el poliacrilato de sodio, un material con un gran poder absorbente y se utiliza en pañales, productos para incontinencia, productos de higiene femenina y absorbente en cables de transmisión. En este proceso analizaremos la fabricación de ácido acrílico a partir de la oxidación catalítica de propileno. La producción de ácido acrílico, dependiendo del método empleado necesita como materia base el propileno, propano, etileno, etc. materias ampliamente disponibles en los gases producidos en el proceso de refinación de Petróleo. El análisis y estudio de los procesos que involucran la obtención de Acido acrílico necesitan de la realización de ensayos y pruebas los cuales conocemos como simulaciones que son maneras de poner aprueba las condiciones operación y los equipos planeados a utilizar en el proceso, es por eso que como ingenieros químicos haremos uso de una herramienta importante como son los simuladores de procesos químicos, en este caso Aspen Hysys v.7.3, por su buen desempeño en el trabajo con sustancias procedentes de hidrocarburos. Con esta simulación se busca aplicar los conocimientos obtenidos en clase, en la investigación previa y generar resultados absolutos y aplicables a otras investigaciones. Responsables del proyecto

2. OBJETIVOS: 

Simular en HYSYS versión 7.3 “El proceso de obtención de Ácido Acrílico atraves de la carbonilacion oxidativa del Etileno”



Realizar el proceso de Simulación pasó a paso y Análisis de variables de operación.



Hacer un balance de materia y energía más eficiente, para lograr tener una idea más clara de cuáles deben ser las condiciones de operación de la planta de ácido acrílico a simular.



Contrastar los resultados obtenidos en la simulación con los datos reales obtenidos en la literatura.

3. MARCO TEORICO:

3.1.

PRODUCTO: 

ACIDO ACRILICO:

El ácido acrílico es el ácido carboxílico insaturado más simple y es la base de construcción para miles de productos de consumo. El ácido acrílico es también conocido como ácido 2-propenoico CH2=CHCOOH, y a sus ésteres CH2=CHCOOR

Es un líquido incoloro con un color acre irritante a temperatura y presión ambiente. Es una materia prima para distintos productos finales donde destaca el poli acrilato de sodio, un material con un gran poder absorbente y se utiliza en pañales, productos para incontinencia, productos de higiene femenina y absorbente en cables de transmisión.

Dos grados de ácido acrílico están disponibles comercialmente: de calidad técnica y glacial grado. Técnico o crudo, ácido acrílico es de aproximadamente 94% de pureza en peso y se sintetiza a ésteres de acrilato. Los ésteres se convierten en co-monómeros que, cuando se polimeriza, se utilizan para hacer revestimientos de superficies, adhesivos, selladores, productos textiles, y pinturas. ésteres de acrilato

tienen muchos cualidades deseables para los materiales poliméricos, tales como la estabilidad del color, el calor y resistencia al envejecimiento, durabilidad tiempo, flexibilidad a baja temperatura, y resistencia a los ácidos y bases. Glacial, o industriales, ácido acrílico es generalmente de 99,5% a 99,7% de ácido acrílico en masa y se polimeriza para producir polímeros a base de ácido poliacrílico. A nivel mundial, entre los años 1995 – 2000, el crecimiento de la demanda de ácido acrílico fue de 6.4 % anual, a partir del 2004, el crecimiento promedio anual es de 4.0% (ChemicalMarket Repórter, 2009).

Figura 1. Demanda mundial y usos de Ácido Acrílico. Datos 2007

Fuente: Álvaro Puchol Clara (1995). OXIDACIÓN PARCIAL DE PROPILENO SOBRE CATALIZADORES BASADOS EN ÓXIDOS MIXTOS DE MO‐V‐Te‐Nb. . (Proyecto Final Master). Universidad Politécnica de Valencia Instituto de Tecnología Química (UPV-CSIC)

Es un producto químico con una demanda del mercado actual de casi 10 millones de libras por año, se prevé que para finales de 2018, se supere los 13 millones de libras por valor de $ 14 de millones de dólares por él, El ácido acrílico es esencial para la producción de muchos productos industriales y de consumo.

Figura 2. Usos del Ácido Acrílico

Fuente: Nexant, Inc. (2010). Acrylic Acid. Retrieved March 31, 2013, from http://www.chemsystems.com/reports/search/docs/abstracts/0809_3_abs.pdf

El ácido acrílico se produce típicamente a través de un proceso de oxidación a base de propileno en dos etapas utilizando acroleína como un intermediario de acción rápida, como se muestra a continuación:

Las selectividades globales de la reacción de 80% a 90% del ácido acrílico producido a través del propileno se obtienen en conversiones más de 95%.



PROCESO INDUSTRIAL DE PRODUCCION

La primera síntesis de ácido acrílico se produjo en 1843 a través de la oxidación de acroleína. Desde 1927, la química de los productos básicos ha estado disponible comercialmente a través de diferentes medios de producción, incluyendo el proceso de cianohidrinas etileno, el Proceso de Reppe, el Proceso de β-Propiolactone y el acrilonitrilo hydrolysis. Existe una investigación en curso sobre el desarrollo de microbios para producir ácido 3 -hydroxypropionic por de fermentación, seguido de una reacción de deshidratación para formar ácido acrílico.

El proceso más común para la producción de ácido acrílico es la oxidación en dos etapas de propileno. Este proceso emplea catalizadores heterogéneos altamente activos y muy selectivos que consiste en óxidos de metales tales como vanadio y molibdeno (MoBiO, FeSbO o SbSbO) para oxidar propileno a acroleína en la primera etapa. Los rendimientos de más de 85% son posibles.

El segundo paso implica la posterior oxidación de acroleína a ácido acrílico utilizando óxidos de cobalto, molibdeno en reacciones de temperaturas de 200 a 300 C, con tiempos de contacto de alrededor de 2 segundos. Este proceso actual da rendimientos de ácido acrílico de alrededor del 80-90% después de utilizar gua en la absorción.



RECUPERACION SELECTIVA DE ACRILONITRILO, ACRILAMIDA Y ACIDO ACRILICO EN AGUAS RESIDUALES USANDO CELULAS MICROBIANAS Usando la actividad de respiración de 2 tipos de bacterias se pueden obtener estos compuestos de la mezcla de aguas residuales, Brevibacterium sp y Pseudomonas pseudoalcaligene. Teniendo distintos sistemas metabólicos para el acrilo-nitrilo y acido acrílico. La concentración de producto obtenido dependerá de la actividad respiratoria del microorganismo en un intervalo de concentración lineal de .014-1.4 mM.

La desventaja de este método es que serviría para descontaminar el agua que contenga residuos de mezclas racémicas o aguas contaminadas con estos compuestos, no serviría realmente para la producción del acido acrílico.

𝐴𝑔𝑢𝑎𝑠 𝑟𝑒𝑠𝑖𝑑𝑢𝑎𝑙𝑒𝑠 →

𝑀𝑖𝑐𝑟𝑜𝑜𝑟𝑔𝑎𝑛𝑖𝑠𝑚𝑜𝑠 𝑦 𝑆𝑖𝑠𝑡𝑒𝑚𝑎𝑠 𝑒𝑛𝑧𝑖𝑚𝑎𝑡𝑖𝑐𝑜𝑠

3.2.

𝐴𝑐𝑖𝑑𝑜 𝐴𝑐𝑟𝑖𝑙𝑖𝑐𝑜

MATERIA PRIMA:

3.2.1. ETILENO:

El etileno es una olefina que sirve como materia prima para obtener una enorme variedad de productos petroquímicos. La doble ligadura olefínica que contiene la molécula nos permite introducir dentro de la misma muchos tipos de hetero-átomos como el oxígeno para hacer óxido de etileno, el cloro que nos proporciona el di-cloro-etano, el agua para darnos etanol, etc. Asimismo permite unir otros hidrocarburos como el benceno para dar etil-benceno, y otras olefinas útiles en la obtención de polímeros y co-polímeros del etileno

Fig. 3 ESTRUCTURA MOLECULAR DE ETILENO

Acrilic Acid

FUENTE: Etileno y derivados, Tecnología Industrial, DIQUIMA

4. SELECCIÓN DEL METODO: Se investigo acerca de la obtención de ácido acrílico por medio de diferentes mecanismos, y a partir de distintas materias primas, así como la evaluación de cada una de ellas para determinar cuál es la más factible, según su eficiencia, condiciones de operación, y balance económico.

4.1.

OBTENCION DE ACIDO ACRILICO POR MEDIO DE LA OXIDACION EXCESIVA DEL PROPILENO. El ácido acrílico (AA) se utiliza como precursor para una amplia variedad de sustancias químicas en las industrias de polímeros y textil. Hay varios caminos para producir AA, pero el más común es a través de la parcial de la oxidación de propileno. El mecanismo habitual para la producción de AA utiliza un proceso de dos pasos en que primero se oxida el propileno a la acroleína y más oxidado a AA. Cada paso de la reacción por lo general se lleva a cabo sobre un catalizador por separado y en diferentes condiciones de operación. La reacción es la siguiente:

4.2.

AVANCES

EN

LA

INVESTIGACIÓN

Y

EL

DESARROLLO

DE

LA PRODUCCIÓN DE ÁCIDO ACRÍLICO A PARTIR DE BIOMASA

La escasez de petróleo se ha traducido en los esfuerzos de todo el mundo de

para

recursos

producir renovables.

productos Entre

estos

químicos intentos,

a la

partir

posibilidad

de producir ácido acrílico a partir de biomasa ha llamado la atención de muchos investigadores. La conversión de los hidratos de carbono primero en

ácido

láctico

por

fermentación

y

deshidratación

del

ácido láctico a ácido acrílico es hasta ahora el medio más eficaz para la producción

de

ácido

acrílico

a

partir

de

biomasa.

Mientras

que la fermentación ácido láctica ha sido comercializada desde ya hace mucho tiempo, el proceso de deshidratación del ácido láctico está todavía en desarrollo debido a su bajo rendimiento. Se deberá fomentar a hacer este proceso para que se sea económicamente viable. Debido a la existencia de ácido acrílico en algunos microorganismos, mejora las cepas y la ingeniería metabólica ofrece también la posibilidad de producir ácido acrílico directamente de la biomasa de la fermentación.

4.3.

DESHIDRATACION DE ACIDO LACTICO A ACIDO ACRILICO EN AGUA A ALTA TEMPERATUAS Y ALTAS PRESIONES La reacción del ácido láctico fue investigada con un aparato de flujo en agua a altas temperaturas (450ºC) y altas presiones (40-100MPa). Los productos principales obtenidos de la reacción del ácido láctico fueron ácido acrílico, acetaldehído y en menor importancia fueron ácido acético y ácido propiónico. La máxima selectividad del ácido acrílico fue 44% a 23% de la conversión del ácido láctico que fue obtenida a 450ºC, 100MPa y un tiempo de residencia de .8s.La reacción cinética puede ser modelada considerando 2 vías definidas, una vía deshidratación del ácido láctico y una vía combinada que consiste de descarboxilación y descarbonilización del mismo ácido. La información y el análisis cinético muestran que ambas vías de reacción siguen siendo promovidas en agua supercrítica a medida que la presión aumenta. De cualquier manera a altas densidades de agua aumenta la selectividad de la reacción de deshidratación

4.4.

PRODUCCIÓN DE ACROLEÍNA Y ÁCIDO ACRÍLICO TRAVÉS DE LA DESHIDRATACIÓN Y OXODESHIDRATACION DE GLICEROL CON CATALIZADORES ÓXIDO MIXTO

La deshidratación de la solución de glicerol y posterior oxidación se han investigado con diferentes catalizadores de mixtos óxidos. Entre ellos, los fosfatos de hierro fueron encontrados por ser altamente activos y selectivos

hacia la acroleína siendo la conversión del glicerol casi completa y el rendimiento de la acroleína llega a 80-90% después de 5 h de la prueba. Catalizadores frescos y usados se caracterizaron también por diferentes técnicas (DRX, SEM, BET y TGA-DSC). Cambios en la distribución de los de los productos durante la desactivación del catalizador nos lleva a subproductos como acetol, propanal y depósito de coque en la superficie del catalizador, lo que indica una modificación del mecanismo.

Presencia de un poco de oxígeno en la alimentación permite disminuir la cantidad de dichos subproductos, productos de oxidación, pero aparecen productos como el ácido acético en detrimento del rendimiento de la acroleína. El uso de catalizadores de mezclas de óxidos como el molibdeno / vanadio, tungsteno mostró resultados interesantes para obtener ácido acrílico directamente de glicerol.

5. DESCRIPCION BREVE DEL PROCESO:

5.1. PROCESO DE OBTENCION DE ACIDO ACRILICO A PARTIR DE ETILENO:

Simularemos el proceso de obtención de Acido Acrílico a partir de Etileno para esto seguiremos el siguiente proceso:

El etileno será oxidado para convertirlo en un epóxido, el cual luego será carbonilado a

β–propiolactone. La propiolactona intermedia luego será

tratada con ácido fosfórico concentrado para generar acido acrílico.

Este proceso se concibe con tres principales etapas de reacción que incluyen la Oxidación del etileno a óxido de etileno, carbonilación de óxido de etileno, y reordenación de β-propiolactona catalizada por Ácido fosfórico concentrado.



1era ETAPA: Oxidación de Etileno:

Figura. 5

El método más común para la fabricación de EO implica una, oxidación directa de etileno con oxígeno de alta pureza fase de vapor, en un reactor tubular. El proceso realizado en dicho reactor utiliza catalizador de plata en α-alúmina, en forma de anillos o formas lobuladas para aumentar el área de superficie y cantidades trazas de otros elementos tales como Cs y Re se añaden con el catalizador para aumentar la selectividad a EO. La reacción se produce en presencia de CO2 reciclado y gases inertes, incluyendo metano, nitrógeno y argón, inertes incluidos deliberadamente para llevar etileno y oxígeno fuera de la región de inflamabilidad y terminar los radicales libres, lo que impide una reacción fuera de control. Inertes también ayudan a las condiciones de reacción mediante el aumento de la capacidad de calor de la corriente y la mejora de la eliminación del calor de la reacción exotérmica, ayudando a mantener un perfil de temperatura más pequeña. Cantidades traza de compuestos clorados se añaden continuamente a la alimentación del reactor para inhibir la combustión no deseada de etileno.

La epoxidación de etileno opera generalmente a una selectividad de 80 a 90% basado en el grado industrial del catalizador de α-alúmina plata usado. El aumento de la temperatura genera un aumento en la velocidad de reacción, pero disminuye la selectividad, Por lo tanto, en un esfuerzo para maximizar la selectividad, la conversión de etileno por pase se mantiene entre 10 a 20% y la temperatura del reactor se mantiene generalmente alrededor de 240 a 290 ° C y 15- 25 bar. La eliminación de calor es importante para mantener la selectividad y evitar puntos de acceso que se produzcan. Reactores son generalmente de aceite o de agua en ebullición se enfrió para mantener una temperatura dentro del rango de operación aceptable.

El EO es recuperado de la corriente del producto del reactor por absorción con agua de proceso, para evitar la retención de otros gases y componentes ligeros. Luego es agotado o lavado co el agua, lo cual incluye la eliminación de la cantidad de agua y trazas de formaldehido y acetaldehído. El EO se envía entonces a una sección de purificación donde la mezcla de agua y EO son separadas, resultando en una corriente de EO con una pureza de 99.5%.

El resto de los componentes tienen que ser reciclados aunque tengan una baja conversión de etileno (alrededor de 10-20%), para prevenir el desperdicio de etileno. Él CO2 tiene que ser removido para evitar la acumulación en el sistema y reducir al mínimo la pérdida en la purga. La presencia de otros gases con similares pesos moleculares y la polaridad tal como metano, formaldehído, y argón hace que esta separación se haga con difícilcultad.

Por lo tanto, el etileno sin reaccionar y oxígeno, subproducto de CO2, y gases inertes no absorbidos son enviados para la unidad de lavado de CO2 que típicamente usa MEA para lavar los gases o emplear el procesos Benfield. Propio para UOP, el cual usa K2CO3 como reactivo para reaccionar con CO2 para producir HKCO3. El HKCO3, es descompuesta por el CO2 el cual es luego removido. Antiguas versiones de plantas de EO usan aire, plantas en base a aire han sido convertidas en oxigeno criogénico. Esto generalmente incrementa la selectividad y disminuye la cantidad de nitrógeno en el sistema, Así reduciendo el tamaño del equipo y permitiendo una mayor concentración en la alimentación de entrada del reactor, lo cual incrementa la selectividad de EO. Estas ventajas generalmente son mayores que los costos de proporción y gastos de oxígeno puro. 

2da Etapa: CARBONILACION DE OXIDO DE ETILENO

Figura 6.

El producto de óxido de etileno a partir de la primera etapa se combina con monóxido de carbono obtenido a partir de la costa del golfo en la segunda etapa para producir β-propiolactona. Debido a su toxicidad, no se aisló el propiolactona. Esta es una reacción en fase líquida, catalizada con presión mantenida mediante el uso de CO.

El catalizador usado es [Co(CO)4][TPP] y la cantidad de catalizador fue determinado a través de la revisión de la literatura, para ser 15 mM, Church et al.

(2006). Han demostrado que la relación no varía con la cantidad de óxido de propileno o CO pero varía linealmente con la cantidad de catalizador.

Puesto que la estructura de óxido de propileno es muy similar a la de óxido de etileno, un supuesto técnico se hizo que el orden de la cinética sería similar. Sin embargo, hay que señalar que, con una forma más compleja de epóxido, tal como óxido de 4,5-octano, han informado de primer orden cinética de carbonilación (Mulzer et al, 2014, Rowley, 2007). Aunque Allen et al. (2012) han presentado algunos datos de absorbancia de óxido de etileno, acetaldehído, y βpropiolactona, la falta de esclarecimiento de la forma en la absorbancia varía con la concentración no nos permite sacar conclusiones acerca de la cinética. Otra suposición técnica se refiere a la estabilidad del catalizador en el más alto temperaturas. Como los resultados de patente han demostrado, el catalizador mantiene su estabilidad y no se descompone a 80 ° C. El promotor TPP tiene un punto de más de 300 ° C de ebullición, y se une a los complejos de carbonilo de metal. Por lo tanto, se supone que es estable a altas temperaturas, tales como 240 ° C. La producción de β-propiolactona del óxido de etileno es un proceso relativamente nuevo, y hasta donde sabemos no hay plantas cuyas operaciones involucran el uso de esta reacción. Como propileno es el precursor tradicional para la producción de ácido acrílico, y la producción de propileno implica sólo etapas de oxidación, algunas similitudes se encuentran en este proceso y el proceso tradicional de propileno como cursor.

Sin embargo, ya que esta reacción es un proceso de carbonilación, que tiene muchas similitudes con otros procesos, tales como la producción de ácido acético. El proceso de Monsanto es una reacción catalizada por el catalizador de carbonilo de metal que produce ácido acético a partir de metanol, fue

posteriormente mejorada por BP. Una planta de ácido acético típica que emplea el proceso Monsanto tiene un solo reactor seguido por una serie de columnas de destilación para purificar el ácido acético, y el disolvente, el catalizador y los reactivos no utilizados son reciclados de nuevo en el reactor (Asaoka et al, 1994, Souma , 1991). Este proceso por lo general se lleva a cabo a condiciones de 150-200 C y 30 bar y tiene una selectividad alta ácido acético (Van Leeuwen y Claver, 2001).

Existen diferencias fundamentales entre el proceso de ácido acético y la producción de βpropiolactona. El primero es de primer orden, mientras que el segundo se supone que es de orden. La temperatura de operación de la producción de β-propiolactona es mucho menor, mientras que la presión es similar. Debido a que la reacción es de orden cero, una gran cantidad de producción por año puede requerir CSTR paralelos.

Un total de 677,57 lb / hr de sulfolano y 2.173 lb / h de catalizador se recargan en el sistema para reemplazar el sulfolano purgado en la cantidad estequiometrica. Esta corriente de purgado contendrá, además de sulfolano, sin destilar β-propiolactona y otros productos secundarios tales como anhídrido succínico. Muchos de estos productos secundarios, especialmente los compuestos alto punto de ebullición como el anhídrido succínico, son difíciles de eliminar completamente de sulfolano (Fumagalli, 2001). Debido a la compra de la sulfolano reemplazo y el catalizador será caro, el sulfolano purgado puede someterse a destilación por lotes en intervalos regulares para eliminar las impurezas y sólo dejar sulfolano y catalizador. Como tendrá que ser calentado a altas temperaturas el sulfolano, la suposición de que el catalizador será estable a altas temperaturas por encima de 350 C debe ser probado en el laboratorio.



3era

etapa:

REORDENAMIENTO

CATALISIS ACIDA.

Figura 7.

DE

β–PROPIOLACTONE.

POR

El Ácido fosfórico y propiolactona se mezclan en la tercera etapa para inducir una reorganización catalizada homogéneamente por el ácido produciendo el producto de ácido acrílico. La reacción se lleva a cabo en la fase líquida al vacío a alta temperatura. El reactor se carga inicialmente con la cantidad necesaria de catalizador de ácido fosfórico.

El catalizador se mantiene en la fase líquida mediante la adición de pequeñas cantidades de agua cuando la viscosidad del ácido aumenta significativamente. A medida que avanza la reacción, los vapores de ácido acrílico se producen a relativamente la misma velocidad que la velocidad de alimentación βpropiolactona. A este punto, se añade hidroquinona mono metil éter (MEHQ) como un inhibidor para revenir la polimerización del producto de ácido acrílico. En un proceso similar, que ya no se utiliza, cetona se hace reaccionar en primer lugar con formaldehído en presencia de un catalizador Freidel Crafts, tales como tricholoride de aluminio, para formar β-propiolactona. La lactona se trata a continuación en un proceso de manera similar a la descrita anteriormente, con la excepción de que el inhibidor CGE. En este caso se utilizó un inhibidor de cobre. Este proceso fue popularizado por Celanese durante los años 1957 a 1974 y produce 35.000 toneladas de ácido acrílico por planta (Arpe 2010).

Se hicieron suposiciones con respecto a la cantidad de catalizador de ácido fosfórico se requiere en la etapa de reordenamiento final. Como se discutió por Schnizer y Wheeler, ácido fosfórico se suministró a una velocidad tal que al menos el diez por ciento de la velocidad de alimentación β propiolactona estuvo presente en todo momento dentro del reactor. Este proceso utiliza una conversión por paso sobre la base de β-propiolactona de 0,97 con una conversión total de 0.995. Una vez más como se comenta por Schnizer y Wheeler, la tasa de producción de los productos secundarios se supone despreciable.

La Cinética de la reacción se considera una reacción de primer orden en lactona, como es típico con la mayoría de las reacciones catalizadas por ácido. La velocidad de alimentación de β-propiolactone enumerados en la patente 3.176.042 fue 0,116 gramos por gramo por hora H3PO4. Esta cantidad de ácido fosfórico requiere un volumen de reactor de 54.000 galones.

5.2.

DIAGRAMA DE BLOQUES

GRAFICO 1. DIAGRAMA DE BLOQUES PRODUCCION DE ÀCIDO ACRILICO

ETILENO

Bloque de proceso 200: Carbonilacion de etileno Bloque de proceso 100: β-propiolactona. OXIDO DE ETILENO Epoxidacion de Etileno producción de

β-propiolactona.

Bloque de proceso 300: Catalisis Acida reordenamiento de β-propiolactona

Acido acrilico

FUENTE: (2)

5.3.

DIAGRAMA DE FLUJO DE PROCESO Y BALANCE DE MATERIA Y ENERGIA : Acontinuacion se muestra el Diagrama de flujo de proceso de la Obtencion de Acido Acrilico a partir del Etileno se divide en tres bloques. B100,B200,B300, y tambien las tablas del Balance de materia y energia.

FIGURA 7. BLOQUE 100:EPOXIDACION DEL ETILENO

FUENTE: (2)

Bloque 100: Epoxidacion del etileno

Table 1.1. corriente de materiales

S-101

S-102

S-103

S-104

S-105

S-106

S-107

S-108

lb/hr Component Ethylene Oxygen Ethylene Oxide Formaldehyde Acetaldehyde Carbon Dioxide Water Argon Methane Total Flow (lb/hr) Temperature (F) Pressure (psia) Vapor Frac Enthalpy (Btu/lb)

Chemical Formula C2H4 O2 C2H4O CH2O C2H4O CO2 H2O Ar CH4

Table 1.2 Corriente de materiales Component Ethylene Oxygen Ethylene Oxide Formaldehyde Acetaldehyde Carbon Dioxide Water Argon Methane Total Flow (lb/hr) Temperature (F) Pressure (psia) Vapor Frac Enthalpy (Btu/lb)


17,864.63 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 51.34 17,915.97 152.60 300.00 1.00 825.71 S-109

0.00 14,677.69 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 92.08 0.00 14,769.77 152.60 300.00 1.00 16.58 S-110

85,874.67 34,845.32 130.41 4,482.18 0.04 2,162.65 82.97 9,123.27 5,089.89 141,791.00 71.41 140.00 1.00 288.71 S-111

85,874.67 34,845.32 130.41 4,482.18 0.04 2,162.65 82.97 9,123.27 5,089.89 141,791.00 482.00 300.00 1.00 443.68 S-112

68,699.74 20,373.10 24,403.42 4,574.09 67.46 7,281.90 2,178.52 9,123.27 5,089.89 141,791.00 482.00 290.08 1.00 30.38 S-113

1.12 0.00 8.91 14.08 0.05 0.06 18,002.43 0.00 0.00 18,026.64 414.69 291.00 1.00 -5,611.66 S-114

68,700.86 20,373.10 24,412.33 4,588.17 67.51 7,281.96 20,180.95 9,123.27 5,089.89 159,818.00 473.94 290.08 1.00 -606.01 S-115

68,700.86 20,373.24 24,412.33 4,588.16 67.51 7,281.96 20,180.94 9,123.27 5,089.89 159,818.00 94.02 215.00 0.70 -902.53 S-116

lb/hr 8.99 0.00 71.24 112.61 0.41 0.45 144,110.00 0.00 0.01 144,303.00 91.46 334.00 0.00 -6,799.10

42,765.99 1,417.66 24,473.92 4,692.12 67.88 4,657.76 164,207.00 612.00 719.01 243,613.00 110.39 200.90 0.00 -4,626.96

25,943.86 18,955.59 9.65 8.65 0.03 2,624.65 83.81 8,511.27 4,370.88 60,508.38 91.83 200.00 1.00 30.01

10.25 0.00 56.93 127.67 0.01 0.51 144,016.00 0.00 0.01 144,211.00 357.87 150.30 0.00 -6,500.73

42,755.74 1,417.66 24,416.99 4,564.45 67.87 4,657.25 20,191.06 612.00 719.00 99,402.03 279.64 150.00 1.00 -1,162.84

42,755.74 1,417.66 24,416.99 4,564.45 67.87 4,657.25 20,191.06 612.00 719.00 99,402.03 -28.64 145.00 0.05 -1,643.16

0.00 0.00 24,294.91 45.64 67.87 0.00 20,191.06 0.00 0.00 44,599.49 191.55 142.90 0.00 -3,402.47

42,755.74 1,417.66 122.08 4,518.81 0.00 4,657.25 0.00 612.00 719.00 54,802.54 3.59 140.00 1.00 86.19

Table 1.3 Corriente de materiales

S-117

S-118

S-119

S-120

S-121

S-122

S-123

S-124



Table 1.4 Corriente de materiales

0.00 0.00 24.30 0.72 0.45 0.00 20,180.97 0.00 0.00 20,206.44 231.74 22.1 0.00 -6,652.26

S-125

0.00 0.00 24,270.61 44.92 67.42 0.00 10.10 0.00 0.00 24,393.05 65.14 20 1.00 -524.76

S-126

10.25 0.00 81.23 128.39 0.46 0.51 164,197.00 0.00 0.01 164,417.00 233.15 22.1 0.14 -6,519.36

S-127

8.99 0.00 71.24 112.61 0.41 0.45 144,019.00 0.00 0.01 144,213.00 233.15 22.1 0.14 -6,519.36

S-128

0.14 0.00 1.08 1.70 0.01 0.01 2,174.69 0.00 0.00 2,177.61 233.15 22.1 0.14 -6,519.36

S-129

1.12 0.00 8.91 14.08 0.05 0.06 18,002.43 0.00 0.00 18,026.64 233.15 22.1 0.14 -6,519.36

S-130

8.99 0.00 71.24 112.61 0.41 0.45 144,019.00 0.00 0.01 144,213.00 90.00 15 0.00 -6,800.55

S-131

8.99 0.00 71.24 112.61 0.41 0.45 144,019.00 0.00 0.01 144,213.00 91.46 334 0.00 -6,799.10

S-132



0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 90.08 0.00 0.00 90.08 90.00 334.00 0.00 -6,807.60

2.59 1.90 0.00 0.00 0.00 0.26 0.01 0.85 0.44 6.05 91.83 200.00 1.00 30.01

25,941.27 18,953.69 9.65 8.64 0.03 2,624.39 83.81 8,510.42 4,370.45 60,502.33 91.83 200.00 1.00 30.01

68,697.01 20,371.35 131.73 4,527.45 0.04 7,281.63 83.81 9,122.42 5,089.45 115,305.00 48.26 140.00 1.00 56.71

686.97 203.71 1.32 45.27 0.00 72.82 0.84 91.22 50.89 1,153.05 48.26 140.00 1.00 56.71

68,010.04 20,167.63 130.41 4,482.18 0.04 7,208.82 82.97 9,031.19 5,038.55 114,152.00 48.26 140.00 1.00 56.71

0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 5,046.17 0.00 0.00 0.00 5,046.17 48.26 140.00 1.00 -3849.86

68,010.04 20,167.63 130.41 4,482.18 0.04 2,162.65 82.97 9,031.19 5,038.55 109,106.00 48.26 140.00 1.00 237.37

FIGURA 8. BLOQUE 200: CARBONILACION DE EPOXIDO:

FUENTE: Campos, Minsik, Rahul (2014). “Production of Acrylic –acid from Ethylene” (Senior Design). School of Engineering and Applied Science, Department of Chemical and Bimolecular Engineering, UNIVERSITY OF PENNSYLVANIA.

Table 1.5 Section 200 Stream Reports Chemical Component Formula Carbon Monoxide CO Propiolactone C3H3O Ethylene Oxide C4 O Sulfolane C 4H8O2S Acetaldehyde C2H4O Total Flow (lb/hr) Temperature (F) Pressure (psia) Vapor Fraction Enthalpy (Btu/lb) Density (lb/ft3)

Table 1.6 Section 200 Stream Reports Chemical Component Formula Carbon Monoxide CO Propiolactone C3H3O Ethylene Oxide C4 O Sulfolane C 4H8O2S Acetaldehyde C2H4O Total Flow lb/hr Temperature (F) Pressure (psia) Vapor Fraction Enthalpy (Btu/lb) Density (lb/ft3)

S-201

6,606.11 0.00 7,897.83 0.00 78.98 14,582.92 176 614.70 0.70 -1,107.54 4.36 S-209

S-202

14.85 0.00 778.29 0.00 140.97 934.10 176 614.70 0.00 -885.50 46.77 S-210

0.00 1,770.30 0.00 12,479.47 0.00 823.86 225,896.00 225,896.00 0.00 443.39 225,896.00 241,413.00 176 176 614.70 614.70 0.00 0.00 -1,546.01 -1,564.30 76.05 74.13

S-203

0.00 0.00 0.00 225,896.00 0.00 225,896.00 176 614.70 0.00 -1,546.01 76.05 S-211

S-204

S-205 lb/hr

6,606.11 0.00 7,897.83 0.00 78.98 14,582.92 176 614.70 0.70 -1,107.54 4.36 S-212

S-206

14.85 0.00 0.00 0.00 778.29 0.00 0.00 225,896.00 140.97 0.00 934.10 225,896.00 176 176 614.70 614.70 0.00 0.00 -885.50 -1,546.01 46.77 76.05

S-213 lb/hr

1,770.30 1,770.30 5,310.91 12,479.47 12,479.47 37,438.40 823.86 823.86 2,471.58 225,896.00 225,896.00 677,689.00 443.39 443.39 1330.16 241,413.00 241,413.00 724,240.00 176 176 176 614.70 614.70 614.70 0.00 0.00 0.00 -1,564.30 -1,564.30 -1,564.30 74.13 74.13 74.13

S-214

S-207

6,606.11 0.00 7,897.83 0.00 78.98 14,582.92 176 614.70 0.70 -1,107.54 4.36 S-215

5,310.91 0.00 0.73 37,437.67 2,471.58 0.00 0.00 677,689.00 1330.16 0.00 9,113.38 715,126.00 -12.6903 449.7044 3.70 6.85 1.00 0.00 -1,394.24 -1,444.46 0.03 66.65

S-208

14.85 0.00 778.29 0.00 140.97 934.10 176 614.70 0.00 -885.50 46.77 S-216

0.00 37,366.74 0.00 118.88 0.00 37,485.62 236.3227 2.00 1.00 -1,644.41 0.02

Table 4.7 Section 200 Stream Reports Component Carbon Monoxide Propiolactone Ethylene Oxide Sulfolane Acetaldehyde Total Flow (lb/hr) Temperature (F) Pressure (psia) Vapor Fraction Enthalpy (Btu/lb) Density (lb/ft3)

Chemical Formula CO C3H3O C4 O C 4H8O2S C2H4O

Table 4.8 Section 200 Stream Reports Component Carbon Monoxide Propiolactone Ethylene Oxide Sulfolane Acetaldehyde Total Flow lb/hr Temperature (F) Pressure (psia) Vapor Fraction Enthalpy (Btu/lb) Density (lb/ft3)


S-217

0.00 37,366.74 0.00 118.88 0.00 37,485.62 213.34 2.00 0.00 -1,909.34 66.42 S-225

S-218

0.00 37,366.74 0.00 118.88 0.00 37,485.62 100.00 2.00 0.00 -1,958.05 70.51 S-226

0.00 0.00 23.62 23.62 0.00 0.00 225,857.00 225,857.00 0.00 0.00 225,880.00 225,880.00 176.00 176.00 614.70 614.70 0.00 0.00 -1,546.05 -1,546.05 76.05 76.05

S-219

S-220

S-221 lb/hr

0.00 0.00 0.00 70.93 70.93 70.93 0.00 0.00 0.00 677,570.00 677,570.00 677,570.00 0.00 0.00 0.00 677,641.00 677,641.00 677,641.00 465.46 464.52 176.00 3.50 614.70 614.70 0.00 0.00 0.00 -1,418.11 -1,418.56 -1,546.05 66.85 66.88 76.05 S-227

0.00 23.62 0.00 225,857.00 0.00 225,880.00 176.00 614.70 0.00 -1,546.05 76.05

S-228

S-229 lb/hr

5,310.91 0.73 2,471.58 0.00 1,330.16 9,113.38 -22.76 17.00 0.77 -1,482.63 0.16

5,310.91 0.00 2,404.86 0.00 431.94 8,147.72 12.76 14.70 1.00 -1,361.94 0.09

S-222

0.00 0.07 0.00 677.57 0.00 677.64 176.00 614.70 0.00 -1,546.05 76.05 S-230

140.53 0.00 2,365.89 0.00 427.96 2,934.39 -4.00 614.70 0.00 -1,013.12 55.17

S-223

0.00 70.86 0.00 676,892.00 0.00 676,963.00 176.00 614.70 0.00 -1,546.05 76.05 S-231

140.53 0.00 2,365.89 0.00 427.96 2,934.39 176.00 614.70 0.06 -908.31 27.44

S-224

0.00 0.00 0.00 677.57 0.00 677.57 176.00 614.70 0.00 -1,546.01 76.05 S-232

44.64 0.00 2,334.17 0.00 423.84 2,802.65 176.00 614.70 0.00 -885.89 46.77

Table 4.9 Section 200 Stream Reports Component Carbon Monoxide Propiolactone Ethylene Oxide Sulfolane Acetaldehyde Total Flow (lb/hr) Temperature (F) Pressure (psia) Vapor Fraction Enthalpy (Btu/lb) Density (lb/ft3)


S-233

14.88 0.00 778.06 0.00 141.28 934.22 176.00 614.70 0.00 -885.89 46.77

S-234

14.88 0.00 778.06 0.00 141.28 934.22 176.00 614.70 0.00 -885.89 46.77

S-235

14.88 0.00 778.06 0.00 141.28 934.22 176.00 614.70 0.00 -885.89 46.77

S-236 lb/hr 0.00 0.73 66.72 0.00 898.22 965.67 92.89 16.95 0.00 -1,828.07 47.96

S-237

S-238

5,170.38 0.00 38.97 0.00 3.98 5,213.33 -4.00 614.70 1.00 -1,707.74 3.53

95.89 0.00 31.72 0.00 4.13 131.74 176.00 614.70 1.00 -1,385.18 2.80


FIGURA 9. BLOQUE 300: CATALISIS ACIDA REORDENAMIENTO DE β-PROPIOLACTONA


BLOQUE 300: CATALISIS ACIDA REORDENAMIENTO DE β-PROPIOLACTONA

Table 4.10 Section 300 Stream Reports Component Nitrogen β-Propiolactone Phosphoric Acid Water Acrylic Acid MEHQ Total Flow (lb/hr) Temperature (F) Pressure (psia) Vapor Fraction Enthalpy (Btu/lb) Density (lb/ft3)

Chemical Formula N2 C 3H4O2 H3PO4 H2O C 3H4O2 C 7H8O2

Table 4.11 Section 300 Stream Reports Component Nitrogen β-Propiolactone Phosphoric Acid Water Acrylic Acid MEHQ Total Flow lb/hr Temperature (F) Pressure (psia) Vapor Fraction Enthalpy (Btu/lb) Density (lb/ft3)

Chemical Formula N2 C 3H4O2 H3PO4 H2O C 3H4O2 C 7H8O2

S-301

0.00 11.40 4,707.21 0.00 202.26 0.00 4,920.87 338.00 1.93 0.00 -5,306.56 43.87 S-309

0.00 0.00 0.00 120,000.00 0.00 0.00 120,000.00 160.99 73.48 0.00 -6,735.69 59.16

S-302

0.00 37,313.00 0.00 0.00 0.00 0.00 37,313.00 100.00 1.93 0.00 -1,959.26 70.50 S-310

0.00 1,137.33 0.00 16.21 37,515.60 111.01 38,780.15 175.00 1.93 0.00 -2,144.38 61.62

S-303

S-304

S-305 lb/hr

0.00 0.00 0.00 1,148.74 0.00 1,137.33 4,707.21 0.00 0.00 0.00 16.21 0.00 37,719.98 0.00 37,515.60 111.02 12.41 98.60 43,686.95 28.63 38,751.52 338.00 194.00 338.00 1.93 15.00 1.93 0.91 0.00 1.00 -2,301.33 -4,254.59 -1,920.14 0.02 63.76 0.02 S-312

S-313

S-314 lb/hr

0.00 0.00 0.00 1,137.33 1,137.33 170.42 0.00 0.00 0.00 16.21 16.21 16.21 37,515.60 37,515.60 37,140.44 111.01 111.01 0.00 38,780.15 38,780.15 37,327.08 175.00 175.83 346.34 1.83 40.75 38.00 0.00 0.00 1.00 -2,144.38 -2,144.14 -1,929.73 61.62 61.59 0.32

S-306

0.00 11.41 4,707.21 0.00 204.38 12.42 4,935.42 338.00 1.93 0.00 -5,294.31 43.91 S-315

S-307

S-308

0.00 0.00 1,137.33 0.00 0.00 0.00 16.21 120,000.00 37,515.60 0.00 111.01 0.00 38,780.15 120,000.00 336.45 90.00 1.93 73.48 1.00 0.00 -1,921.86 -6,807.60 0.02 61.61 S-316

S-317

0.00 0.00 0.00 966.90 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 126,107.00 126,107.00 375.16 0.00 0.00 111.02 0.00 0.00 1,453.08 126,107.00 126,107.00 386.66 90.00 161.06 42.10 73.48 73.48 0.00 0.00 0.00 -1,823.29 -6,807.60 -6,735.61 57.81 61.61 59.16

Table 4.12 Section 300 Stream Reports Component Nitrogen β-Propiolactone Phosphoric Acid Water Acrylic Acid MEHQ Total Flow (lb/hr) Temperature (F) Pressure (psia) Vapor Fraction Enthalpy (Btu/lb) Density (lb/ft3)

Chemical Formula N2 C3H4O2 H3PO4 H2O C3H4O2 C7H8O2

S-318

S-319

S-320

S-323

S-324

lb/hr 5.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 5.00 90.00 17.00 1.00 3.23 0.08

0.00 0.00 0.00 16.21 0.00 12.41 28.63 80.00 20.00 0.00 -4,342.40 68.06

0.00 170.42 0.00 16.21 37,140.44 0.00 37,327.08 100.00 17.00 0.00 -2,172.92 64.42

5.00 170.42 0.00 32.43 37,140.44 12.41 37,360.70 100.04 15.00 0.00 -2,174.29 64.41

5.00 170.42 0.00 32.43 37,140.44 12.41 37,360.70 100.60 50.00 0.00 -2,174.15 64.39

BALANCE DE ENERGIA:

Table 5.1 lbmol/hr Ethylene Oxygen Ethylene Oxide Formaldehyde Acetaldehyde Carbon Dioxide Water Argon Methane Total Flow lb/hr Enthalpy Btu/hr Differences Total Flow lb/hr Enthalpy Btu/hr

S-101 636.80 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 3.20

Inlet Streams S-102 0.00 458.70 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 2.31 0.00

S-125 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 10.00 0.00 0.00

S-118 0.00 0.00 550.94 1.50 1.53 0.00 0.56 0.00 0.00

17,915.97 14,793,400.00

14,769.77 244,876.00

180.15 -1,226,400.00

24,393.06 -12,801,000.00

0.13 -60,758,334.00

Outlet Streams S-121 S-126 0.01 0.09 0.00 0.06 0.03 0.00 0.06 0.00 0.00 0.00 0.00 0.01 125.71 0.00 0.00 0.02 0.00 0.03 2,267.74 -14,784,000.00

6.05 180.60

S-129 24.49 6.36 0.03 1.51 0.00 1.65 0.05 2.28 3.17

S-131 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 114.66 0.00 0.00 0.00

1,153.00 65,361.35

5,046.17 -19,000,000.00

Table 5.2 lbmol/hr Carbon monoxide β-propiolactone

Inlet Streams

Outlet Streams

S-201 235.84 0.00

S-204 235.84 0.00

S-207 235.84 0.00

S-224 0.00 0.00

S-218 0.00 518.52

S-222 0.00 0.00

S-236 0.00 0.01

S-237 184.59 0.00

S-238 3.42 0.00

179.28 0.00 1.79

179.28 0.00 1.79

179.28 0.00 1.79

0.00 5.64 0.00

0.00 0.99 0.00

0.00 5.64 0.00

1.52 0.00 20.39

0.88 0.00 0.09

0.72 0.00 0.09

Total Flow lb/hr

14,582.92

14,582.92

14,582.92

677.57

37,485.61

677.64

965.67

5,213.33

131.74

Enthalpy Btu/hr

-16,200,000.00

-16,200,000.00

-16,200,000.00

-1,050,000.00

-71,600,000.00

-1,050,000.00 -1,770,000.00

-8,900,000.00

-182,490.00

Difference Total Flow lb/hr Enthalpy Btu/hr

47.66 -33,970,990.00

Ethylene oxide Sulfolane Acetaldehyde

Table 5.3 lbmol/hr Nitrogen β-propiolactone Phosphoric Acid Water Acrylic Acid MEHQ Total Flow lb/hr Enthalpy Btu/hr Difference Total Flow lb/hr Enthalpy Btu/hr

S-301 0.00 0.16 48.04 0.00 2.81 0.00 4,920.87 -26,112,912.00 0.00 -7,892,487.00

Inlet Streams S-302 S-304 0.00 0.00 517.78 0.00 0.00 0.00 0.00 0.90 0.00 0.00 0.00 0.10 37,313.00 -73,105,906.00

28.63 -121,799.10

S-318 0.18 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00

S-319 0.00 0.00 0.00 0.90 0.00 0.10

5.00 16.14

28.63 -124,312.80

Outlet Streams S-306 S-322 0.09 0.00 0.06 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.01 0.00 4,935.43 -26,129,671.00

0.00 0.00

S-324 0.18 2.36 0.00 1.80 515.38 0.10

37,360.70 -81,000,000.00

5.4. DESCRIPCION DEL PROCESO: EQUIPO POR EQUIPO:

5.4.1. MEZCLADOR 1 (MIXER 1) - M-101: Se mezclan las corrientes S -101 (Etileno + Metano), S -102 (O2 + Argón), y S-132 (corriente de salida de la zona de purificación) y sale la corriente S-103. 5.4.2. INTERCAMBIADOR DE CALOR (HEATER)- H-101:

Entra la corriente S-103 y se calienta de 71 F a 482 F, saliendo como la corriente S-104, la cual pasa a un mezclador.

5.4.3. REACTOR DE MICROCANALES (Microchannel Reactor) – R-101:

El reactor de microcanales contiene un catalizador industrial que opera a las más altas eficiencias se debe saber el perfil de la temperatura en el reactor. Por paso de conversión se ha fijado en 20% como se informó en Kestenbaum, et al. La selectividad se ha fijado en el 90% para imitar la selectividad industrial a partir del uso conocido de catalizadores de cáscara.

Después se produce el óxido de etileno, que necesita ser lavada inmediatamente. Esto es debido a que el reactor de microcanales no contiene materiales inertes que sirven para limitar el régimen explosivo de etileno, y lo más importante, el óxido de etileno. El microcanal partir de la patente 0036106 contiene un aparato de enfriamiento rápido con un mezclador capaz de mezclar el gas de salida con vapor a baja temperatura. El vapor se utiliza ya que el EO se restregó aguas abajo con agua. Esto se modela por la corriente S-106 con mezclador M-102.

Figura.10 Esquema R-101

31

5.4.4. MEZCLADOR 2 (MIXER 2) - M-102:

Equipo: Streams Flow

T (F) P(psia)

M-102 streams: input stream: Output stream: S-105 S-107 S-106 in out 482 473.94 414,69 300 290,08 291 Figura 11. M-102

5.4.5. INTERCAMBIADOR DE CALOR (HEATER)- H-102:

Equipo: Streams

Flow

T (F) P(psia)

H-102 streams: input Output stream: stream: S-107 S-108 In out 414 473.94 290.08 291

Figura 11. M-102

5.4.6. DESTILADOR FLASH D-101 Figura 11. D-101 Equipo: Streams Flow

T (F) P(psia)

32

D – 101 input stream: S-108 S-109 In 94,02 91,46 215 334

Output stream: S-111 S-110 out Out 110,39 91,83 200 200,9

El óxido de etileno gaseoso se elimina del gas de producto del reactor y se envía a la unidad de lavado. Fregado está utilizando el agua desde el EO es mezclable. El agua de proceso a temperatura ambiente se utiliza ya que el agua de proceso es generalmente más barata para comprar y reciclar que cualquier otro agente. Los caudales son fácilmente ajustarse para fregar el 99,9% de la EO. El agua de proceso entra en el bloque en la corriente S-125 a una velocidad de 180 lbs / hr. Esto se combina con agua de elaboración reciclada para un flujo total de agua de lavado de 144400 lb / h. El agua entra en la parte superior del absorbedor, D-101, operando a 200 psia. El gas depurado dejando la parte superior en la corriente S111 contiene la mayoría de oxígeno, etileno, acetaldehído, argón y metano, que luego va a la CO2SCUB. Los fondos, S-110, pasa al separador, D-102.

Figura 12. D-102

Equipo: Streams Flow T (F) P(psia)

33

D – 102 input stream: S-110 In 110,39 200,9

Output stream: S-112 S- 114 out 357,87 -28,64 150,3 145

SIMULACIÓN DEL PROCESO

34

BLOQUE-100

Balance de materiales del bloque 100

BLOQUE-300

Balance de materiales en el bloque 300

CONCLUSIONES:  Al momento de hacer la simulación del bloque 100, la corriente S - 124* que es un reflujo que ingresa al mezclador (M-103) no se le ha considerado como reflujo, debido a que al momento de ingresarlo al mezclador, borra todo dato de todos los equipos siguientes.  Tanto en el bloque 100 como en el bloque 300 hemos considerado reactores de conversión.  Para el desarrollo de las columnas de destilación en el bloque 100 y 300 se calculó la fracción de vapor en Btms Prod Rate.  Las columnas de destilación en la teoría se considera un reflujo parcial, pero nosotros hemos considerado un reflujo total para poder llevar a cabo su resolución.  En el bloque 300 al final del proceso en el diagrama original se considera una valvula luego de la corriente S - 321, pero nosotros no la hemos considerado por que no nos dan especificaciones de la corriente S - 322, sin embargo si nos dan la especificación de la valvula en donde dice que la caída de presión es 0 y como no hay caída de presión la corriente S - 321 y S - 322 son iguales haciendo que el uso de la valvula sea innecesario.

Bibliografía: 1. Álvaro Puchol Clara (1995). OXIDACIÓN PARCIAL DE PROPILENO SOBRE CATALIZADORES BASADOS EN ÓXIDOS MIXTOS DE MO‐V‐Te‐Nb. . (Proyecto Final Master). Universidad Politécnica de Valencia Instituto de Tecnología Química (UPVCSIC).

2. Campos, Minsik, Rahul (2014). “Production of Acrylic –acid from Ethylene” (Senio Design). School of Engineering and Applied Science, Department of Chemical and Bimolecular Engineering, UNIVERSITY OF PENNSYLVANIA.

3. K.weissermel, H.-J Arpe. (1978). QUIMICA ORGANICA INDUSTRIAL. Weinheim: Verlag Chemie. 4. Chinese Journal of Chemical Engineering, Volume 14, Issue 4, August 2006, Pages 419-427 5. Catalysis Today, Volume 157, Issues 1-4, 17 November 2010, Pages 351-358. 6. The Journal of Supercritical Fluids, Volume 50, Issue 3, October 2009, Pages 257264. 7. Studies in Environmental Science, Volume 66, 1997, Pages 719-728.

8. Resources, Conservation and Recycling, Volume 18, Issues 1-4, November 1996,

Pages 69-78. Linkongrafia: 

https://www.academia.edu/12616797/TRABAJO_DE_SIMULACION_HYSYS_proceso_de _acido_acrylico?auto=download



http://www.quiminet.com/articulos/el-acido-acrilico-y-sus-esteres-usos-y-aplicaciones3348.htm



http://www.diquima.upm.es/old_diquima/docencia/tqindustrial/docs/etileno_08.pdf

ANEXOS

ANEXO 1 1.

LISTA DE EQUIPOS

1-1

Block 100 Equipment Name

Number C-101

Purification Tower 1 Reflux Drum

C-102

Purification Tower 2 Reflux Drum

D-101

EO Absorber

D-102

EO Stripper

D-103

Purification Tower 1

D-104

Purification Tower 2

H-101

Inlet Gas Heater

H-102

Outlet Gas Cooler

H-103

Purification Tower 1 Feed Stream Cooler

H-104

Recycle Water Cooler

H-105

Steam Quench Heater

H-106

EO Stripper Reboiler

H-107

Purification Tower 1 Reboiler

H-108

Purification Tower 2 Reboiler

H-109

Purification Tower 1 Condenser

H-110

Purification Tower 2 Condenser

P-101

Recycle Water Pump

P-102

Purification Tower 1 Reflux Pump

P-103

Purification Tower 2 Reflux Pump

R-101

Microchannel Reactor system

CO2SCRUB

MEA CO2 Scrubbing Unit based on GTL

1.2. Block 200: Equipment Number

Name

H-204

Distillation Column D – 201 Condenser

H-205

Distillation Column D – 201 Reboiler

H-206


H-207


H-208


H-209


F-201

CO Purge vessel

F-202

EO and CO purge vessel

H-203

Ethylene Oxide Heater

H-202

β-propiolactone cooler

H-203

β-propiolactone condenser

K-201

Distillation Column 3 feed compressor

D-201

Distillation Column 1

D-202


D-203


R-201

CSTR Reactor 1

R-202

CSTR Reactor 2

R-203

CSTR Reactor 3

V-201

Distillation Column 1 Vacuum

V-202

Distillation Column 2 Vacuum

P-201

Distillation Column D-201 reflux pump

P-202


P-203


C-201

Condenser Accumulator D-201

C-202


C-203


1.3. Block 300:

Equipment Number

Name

F-302

Flash purification of Acrylic Acid Product

H-301

Reactor outlet condenser

H-302

Acrylic Acid Condenser

P-301

Feed pump for D-301

P-302

Storage Pump

C-301

Reflux Accumulator for D-301

H-303

Condenser for D-301

K-301

Reboiler for D-301

R-301

β-Propiolactone to Acrylic Acid Reactor

D-301

Distillation Tower for Acrylic Acid

P-303

Reflux Pump for D-301

V-301

Reactor Vacuum

F-303

Flash to Vacuum System

ST-301

Acrylic Acid storage tank

2. HOJAS DE ESPECIFICCACIONES DE EQUIPOS DE PROCESO: 8.2.1 Pumps P – 101 Identification

Function Type Design

Equipment

Pump

Inlet Stream

S – 123

Outlet Stream

S - 124

Water recycle pump for ethylene oxide absorber Centrifugal Pump 3600 RPM, VSC, 300 - 1100 ft, 50 – 1100 gpm, 250 Hp Efficiency (%) Casing Material Fluid Head (ft) Liquid Flow Rate (GPM)

Cost

66 Stainless

Inlet Pressure (psia) Outlet Pressure

Steel

(psia)

750

Net Work (Hp)

321

Electricity (kW)

Installed Weight (lbs)

10,626

Purchase (USD)

5,070

Bare Module (USD)

15 334 3.54

39,025

P – 102 Identification

Equipment

Pump

Inlet Stream

-

Outlet Stream

-

Function

Reflux Pump for column D - 103

Type

Centrifugal Pump 3600 RPM, VSC, 40-500 ft, 40 – 900 gpm, 75 Hp

Design

Efficiency (%) Casing Material

70 Stainless

(GPM)

Cost

Outlet Pressure

Steel

(psia)

200

Net Work (Hp)

473.7

Electricity (kW)

Fluid Head (ft) Liquid Flow Rate

Inlet Pressure (psia)


8430

Purchase (USD)

4,640

Bare Module (USD)

19,953


Equipment

Pump

Inlet Stream

-

Outlet Stream

-

Function

Reflux Pump for Column D-104

Type


Design

Efficiency (%) Casing Material Fluid Head (ft) Liquid Flow Rate (GPM)

Cost

70 Stainless


Steel

(psia)

200

Net Work (Hp)

77

Electricity (kW)


3103

Purchase (USD)

3,120

Bare Module (USD)

13,420


Equipment

Pump

Inlet Stream

-

Outlet Stream

-

Function

Reflux Pump for the Distillation Column D-201

Type

Centrifugal Pump 3600 RPM, HSC, 100 - 450 ft, 100 - 1500 gpm, 150 Hp

Design

Efficiency (%)


25.053

Casing Material

Cast Iron

Fluid Head (ft)

100

Net Work (Hp)

3.54

1223.75

Electricity (kW)

2.64

Liquid Flow Rate (GPM) Installed Weight (lbs) Cost

100

Purchase (USD)

(psia)

107.203

4270 5,708.52

Bare Module (USD)

22,834.08


Equipment

Pump

Inlet Stream

-

Outlet Stream

-

Function


Type


Design

Efficiency (%)


23.353

Casing Material

Cast Iron

Fluid Head (ft)

35

Net Work (Hp)

2.22

150

Electricity (kW)

1.655


100

Purchase (USD)

(psia)

105.503

4240 3,049.79

Bare Module (USD)

10,064.31


Equipment

Pump

Inlet Stream

-

Outlet Stream

-

Function


Type


Design

Efficiency (%)


36.053

Outlet Pressure (psia)

118.203

Casing Material

Cast Iron

Fluid Head (ft)

25.5

Net Work (Hp)

2

45

Electricity (kW)

1


100

Purchase (USD)

5210 2,964.23

Bare Module (USD)

9,781.97


Equipment

Pump

Inlet Stream

S – 312

Outlet Stream

S - 313

Function

Increase pressure before going into Distillation Column

Type


Design

Efficiency (%)


1.83


40.75

Casing Material

Cast Iron

Fluid Head (ft)

78.46

Net Work (Hp)

3.54

90.95

Electricity (kW)

2.64

Bare Module (USD)

9,900

Liquid Flow Rate (GPM)

Cost

50


4270

Purchase (USD)

2,983 P – 302

Identification

Equipment

Pump

Inlet Stream

S - 323

Outlet Stream

S - 324

Function

Increase pressure in the Final Product Stream

Type


Design

Efficiency (%)


15


50

Casing Material

Cast Iron

Fluid Head (ft)

78.36

Net Work (Hp)

2.22

79.54

Electricity (kW)

1.655

Bare Module (USD)

9,844

Liquid Flow Rate (GPM)

Cost

70


4240

Purchase (USD)

2,983


Equipment

Pump

Inlet Stream

-

Outlet Stream

-

Function

Reflux Pump for the Distillation Column

Type


Design

Efficiency (%) Casing Material

Cast Iron

Fluid Head (ft) Liquid Flow Rate (GPM)

Cost

100


40.75


50

98.65

Net Work (Hp)

2

42

Electricity (kW)

1


5210

Purchase (USD)

2,965

Bare Module (USD)

9,780

8.2.2 Heat Exchangers H - 101 Heat Identification

Equipment

Exchanger

Inlet Stream

S-103

Temperature (F)

71.4

Outlet Stream

S-104

Temperature (F)

482

Function

Inlet Gas heater to achieve Reactor conditions at 300PSIA and 250ºC

Type

Shell and Tube

Design

Exchange Area (ft2)

1700

Tube Temperature (F)

482

Tube Material

Shell Temperature (F)

600

Shell Material

Tube Pitch (inches)

1.25

Tube Length (ft)

Cost


37,400

Purchase (USD)

21,400

Bare Module (USD)

Stainless Steel Carbon Steel 20

115,00

Identification

Equipment

H - 102 Heat Exchanger

Inlet Stream

S-107

Temperature (F)

425

Outlet Stream

S-108

Temperature (F)

94

Function

Outlet gas cooler and condenser

Type

Shell and Tube

Design

Exchange Area (ft2) Tube Temperature (F)

3000 95

Tube Material

Carbon Steel


425

Shell Material

Stainless Steel

Tube Pitch (inches)

1.25

Tube Length (ft)

Cost


57,000

Purchase (USD)

35,100

Bare Module (USD)

20

200,590

H -103 Identification

Equipment

Heat Exchanger

Inlet Stream

S-113

Temperature (F)

280

Outlet Stream

S-114

Temperature (F)

-28

Function

Purification tower 2 inlet stream condenser

Type

Shell and Tube

Design

Exchange Area (ft2)

Cost

7,470


-40

Tube Material


280

Shell Material

Tube Pitch (inches)

1.25

Tube Length (ft)


87,200

Purchase (USD)

58,680

Bare Module (USD)


335,615

Identification

Equipment Inlet Stream

120

Temperature (F)

233

Outlet Stream

123

Temperature (F)

90

Function

Recycle water condenser

Type

Shell and Tube

Design

Exchange Area (ft2)

Cost

H – 104 Heat Exchanger

6,900


95

Tube Material

Stainless Steel


233

Shell Material

Carbon Steel

Tube Pitch (inches)

1.25

Tube Length (ft)


77,280

Purchase (USD)

54,960

Bare Module (USD)

20

310,750

H – 105 Identification

Equipment

Heat Exchanger

Inlet Stream

S – 122

Temperature (F)

233

Outlet Stream

S – 106

Temperature (F)

1

Function

Quench steam heater

Type

Shell and Tube

Design

Exchange Area (ft2)

940


Tube Material


Shell Material

Tube Pitch (inches)

1.25

Tube Length (ft)


Installed Weight (lbs) Cost

Purchase (USD)

16,000

Bare Module (USD)

86,690

H - 106 Identification Equipment

Heat Exchanger

Inlet Stream

-

Temperature (F)

280

Outlet Stream

-

Temperature (F)

350

Function

Reboiler for D-102

Type

Shell and Tube

Design

Exchange Area (ft2)

42720


363.6

Tube Material

Stainless Steel


357.867205

Shell Material

Carbon Steel

Tube Pitch (inches)

Cost

1.25


418,352

Purchase (USD)

343,830

Tube Length (ft)

Bare Module (USD)

20

2,124,185


Heat Exchanger

Inlet Stream

-

Temperature (F)

186.7

Outlet Stream

-

Temperature (F)

186.7

Function

Reboiler for D-103

Type

Shell and Tube

Design

Exchange Area (ft2)

5606


327.8

Tube Material

Stainless Steel


192

Shell Material

Carbon Steel

Tube Pitch (inches)

1.25

Cost


72,818

Purchase (USD)

46,640

Tube Length (ft)

Bare Module (USD)

20

263,450

Identification


-

Temperature (F)

220.4

Outlet Stream

-

Temperature (F)

220.4

Function

Reboiler for D-104

Type

Shell and Tube

Design

Exchange Area (ft2)

Cost

H - 108 Heat Exchanger

686


327.8

Tube Material

Stainless Steel


232

Shell Material

Carbon Steel

Tube Pitch (inches)

1.25

Tube Length (ft)


20,290

Purchase (USD)

14,210

Bare Module (USD)

20

73,963


Heat Exchanger

Inlet Stream

-

Temperature (F)

3.6

Outlet Stream

-

Temperature (F)

3.6

Function

Condenser for Column D-103

Type

Shell and Tube

Design

Exchange Area (ft2)

13,944


-21.64

Tube Material


92

Shell Material

Tube Pitch (inches)

Cost

1.25


132,511

Purchase (USD)

102,290

Tube Length (ft)

Bare Module (USD)


599,540


Heat Exchanger

Inlet Stream

-

Temperature (F)

65

Outlet Stream

-

Temperature (F)

65

Function

Condenser for D-104

Type

Shell and Tube

Design


840 -22

Tube Material

Stainless Steel


84

Shell Material

Carbon Steel

Tube Pitch (inches)

Cost

1.25


19,557

Purchase (USD)

15,350

Tube Length (ft)

Bare Module (USD)

20

80,400

H - 201 Identification

Equipment

Heat Exchanger

Inlet Stream

S – 216

Temperature (F)

236.322

Outlet Stream

S – 217

Temperature (F)

213.345

Function

Condense beta-propiolactone into liquid

Type

Shell and Tube

Design


551.38094 160

Tube Material

Stainless Steel


336

Shell Material

Stainless Steel

Tube Pitch (inches)

1.25

Tube Length (ft)

Cost


17247

Purchase (USD)

24,500

Bare Module (USD)

20

77,700

H – 202 Identification Equipment

Heat Exchanger

Inlet Stream

S – 217

Temperature (F)

213.345

Outlet Stream

S – 218

Temperature (F)

100.747

Function

Cool beta-propiolactone to 100 F

Type

Shell and Tube

Design


280.402 95

Tube Material

Stainless Steel


213.344

Shell Material

Stainless Steel

Tube Pitch (inches) Installed Weight (lbs) Cost

Purchase (USD)

1.25

Tube Length (ft)

20

14,500 10,138.94

Bare Module (USD)

60,274.41


Equipment

Heat Exchanger

Inlet Stream

S – 230

Temperature (F)

-4

Outlet Stream

S – 231

Temperature (F)

176

Function

Heat ethylene oxide to 80 C and 600 psig with heat from sulfolane

Type

Shell and Tube

Design


5.526 465.461

Tube Material

Stainless Steel


176

Shell Material

Stainless Steel

Tube Pitch (inches)

1.25

Tube Length (ft)


4599

Cost

Purchase (USD)

9,364.06

Bare Module (USD)

20

62,463.49


Heat Exchanger

Inlet Stream

S – 220

Temperature (F)

464.522

Outlet Stream

S – 221

Temperature (F)

176

Function

Heating sulfolane

Type

Shell and Tube

Design


3344.01 95

Tube Material

Stainless Steel


464.522

Shell Material

Stainless Steel


Purchase (USD)

1.25

Tube Length (ft)

20

64167 29,670.68

Bare Module (USD)

206,862.26


Equipment

Heat Exchanger

Inlet Stream

-

Outlet Stream

-

*Function

Distillation Column (D – 201) Condenser

Type

Shell and Tube

Design


18234 -40

Tube Material

Stainless Steel


19.356

Shell Material

Stainless Steel


Purchase (USD)

1.25

Tube Length (ft)

20

12669 9,809.54

Bare Module (USD)

58,173.38


Heat Exchanger

Function

Distillation Column (D – 201) Reboiler

Type

Kettle Reboiler

Design


7911.61 449.704

Tube Material

Stainless Steel


600

Shell Material

Stainless Steel

Tube Pitch (inches)

1.25


Purchase (USD)

Tube Length (ft)

20

110084 57,215.94

Bare Module (USD)

356,337.10


Heat Exchanger

Inlet Stream

-

Outlet Stream

-

Function


Type

Shell and Tube

Design


859.781 95

Tube Material

Stainless Steel


310.9943

Shell Material

Stainless Steel


Purchase (USD)

1.25

Tube Length (ft)

20

19129 14,178.05

Bare Module (USD)

85,529.61


Heat Exchanger

Function


Type

Kettle Reboiler

Design


3966.880 465.461

Tube Material

Stainless Steel


600

Shell Material

Stainless Steel

Tube Pitch (inches)

1.25


Purchase (USD)

Tube Length (ft)

20

113690 33,407.51

Bare Module (USD)

205,919.64


Equipment

Heat Exchanger

Inlet Stream

-

Outlet Stream

-

Function


Type

Shell and Tube

Design


599.843 -21.64

Tube Material

Stainless Steel


53.343

Shell Material

Stainless Steel


Purchase (USD)

1.25

Tube Length (ft)

20

18324 12,390.88

Bare Module (USD)

74,389.97

H – 210 Heat

Identification

Equipment

Function


Type

Kettle Reboiler

Design

Exchange Area (ft2) Tube Temperature

Exchanger

163.168

(F) Shell Temperature (F)

Cost

327.8

Tube Material

Stainless Steel

92.873

Shell Material

Stainless Steel

Tube Pitch (inches)

1.25


7746

Purchase (USD)

9,422.31

Tube Length (ft)

Bare Module (USD)

20

55,637.48


Equipment

Function

Reactor (R-201) Heat Exchanger

Type

Kettle Reboiler

Design


618.15 77

Tube Material

Stainless Steel


176

Shell Material

Stainless Steel

Tube Pitch (inches)

1.25


Purchase (USD)

Heat Exchanger

Tube Length (ft)

20

22,640.20

Bare Module (USD)

149,454.10


Equipment

Heat Exchanger

Function


Type

Kettle Reboiler

Design


618.15 77

Tube Material

Stainless Steel


176

Shell Material

Stainless Steel

Tube Pitch (inches)

1.25


Purchase (USD)

Tube Length (ft)

20

22,640.20

Bare Module (USD)

149,454.10

H – 213 Heat

Identification

Equipment

Function


Type

Kettle Reboiler

Design


618.15 77

Tube Material

Stainless Steel


176

Shell Material

Stainless Steel

Tube Pitch (inches)

1.25


Purchase (USD)

Exchanger

Tube Length (ft)

20

22,640.20

Bare Module (USD)

149,454.10


Heat Exchanger

Inlet Stream

S – 307

Temperature (F)

337

Outlet Stream

S – 310

Temperature (F)

175

Function

Condense acrylic acid after the reaction zone

Type

Shell and Tube

Design


795 160

Tube Material

Carbon Steel


336

Shell Material

Carbon Steel

Tube Pitch (inches)

1.25

Tube Length (ft)

Cost


21,450

Purchase (USD)

24,500

Bare Module (USD)

20

77,700


Equipment

Heat Exchanger

Inlet Stream

S – 314

Temperature (F)

346

Outlet Stream

S – 320

Temperature (F)

100

Function

Condense acrylic acid after the distillation column

Type

Shell and Tube

Design


470 160

Tube Material

Carbon Steel


346

Shell Material

Carbon Steel

Tube Pitch (inches)

1.25

Tube Length (ft)

Cost


14,500

Purchase (USD)

11,500

Bare Module (USD)

20

36,400


Equipment

Heat Exchanger

Inlet Stream

-

Temperature (F)

Outlet Stream

-

Temperature (F)

Function


Type

Shell and Tube

Design


230 95

Tube Material

Carbon Steel


350

Shell Material

Carbon Steel

Tube Pitch (inches)

1.25

Tube Length (ft)

Cost


10,890

Purchase (USD)

18,600

Bare Module (USD)

20

59,000

H – 304 Heat

Identification

Equipment

Function

Reboiler in Distillation Column D-301

Type

Kettle Reboiler

Design


2400 445

Tube Material

Carbon Steel


387

Shell Material

Carbon Steel

Tube Pitch (inches)

1.25

Tube Length (ft)

Cost

Exchanger


40,711

Purchase (USD)

26,065

Bare Module (USD)

20

145,460

H – 305 Heat

Identification

Equipment

Function


Type

Kettle Reboiler

Design


200.96 459.565

Tube Material

Stainless Steel


338

Shell Material

Stainless Steel

Tube Pitch (inches)

1.25

Exchanger


Purchase (USD)

Tube Length (ft)

20

Bare Module

18,383.25

(USD)

108,830.09

8.2.3 Flash Vessels F – 201 Identification

Equipment

Flash Vessel

Inlet Stream

S-229

Overhead

S-237

Bottoms

S-230

Function

Purges CO

Design

Temperature (F)

Light Flow Rate (lb/hr)

1175

Tangent Height (ft)

12

Purchase (USD)

Construction

Stainless

Material

Steel 316

Heavy Flow Rate

Liquid Volume (gal)


176

6470 72,615.00

(lb/hr) Pressure (psia) Diameter (ft) Vessel Wall Thickness (in) Bare Module (USD)

37,360 614.7 3 1.132 302,078.40

F – 202 Identification

Equipment

Flash Vessel

Inlet Stream

S-231

Overhead

S-238

Bottoms

S-232

Function

Purges evaporated EO and CO

Design

Temperature (F)

176


Cost

-

Material

Steel 316 37,360

(lb/hr)

1175

Tangent Height (ft)

12

Purchase (USD)

Stainless

Heavy Flow Rate

Liquid Volume (gal)


Construction

Pressure (psia) Diameter (ft) Vessel Wall

6470

Thickness (in)

72,615.00

Bare Module (USD)

614.7 3 1.132 302,078.40

F – 301 Identification Equipment Inlet Stream

S-318, S-320, S-319

Overhead

S-321

Bottoms

S-323

Function

Allows Nitrogen purge

Design

Temperature (F)


Cost

Flash Vessel

100

Construction Material Heavy Flow Rate

-

(lb/hr)

Carbon Steel 37,360

Liquid Volume (gal)

1175

Pressure (psia)

15

Tangent Height (ft)

12.5

Diameter (ft)

4


14,570

Purchase (USD)

15,880

Bare Module (USD)

48,430

8.2.4 Columns D – 101 Identification

Equipment

Absorber

Function

EO Absorber

Design

Number of Trays

10

Total Weight (lbs)

63,367

Feed Stage

-

Total Height (ft) Construction Material

Materials

Tray Spacing (ft) Tray Type

Valve

Tray Efficiency (%)

42

Condenser Type

Stainless Steel

Condenser Duty

304

2

(Btu/hr)

0.7 -

Reboiler Pressure (psia)

-

Reboiler Duty (Btu/hr)

-

Condenser Pressure (psia)

-

Reflux Ratio

-

Column Diameter (ft)

6

Feed

Absorbent

Scrubbed Gas

Bottoms

S-108

S-109

S-111

S-110

Temperature (F)

94

92

92

110.4

Pressure (psia)

215

334

200

201

159818

144303

60508.38

243613

Stream ID

Total Flow Rate (lb/hr)

Component Flow Rates (lb/hr) Ethylene

68700

9

25944

42766

Oxygen

20373

0.003

18956

1418

Ethylene Oxide

24412

71

10

24474

Formaldehyde

4588

113

9

4692

Acetaldehyde

67.5

0.4

0.03

69

Carbon Dioxide

7282

0.4

2625

4658

Water

20181

144110

84

164207

Argon

9123

0.001

8511

612

Methane

5090

0.008

4371

719

Cost

Purchase (USD)

205,335

Bare Module (USD)

854,194

D – 102 Identification

Equipment

Function

EO Stripping Column

Design

Number of Trays

2

Total Weight (lbs)

54660 1

Tray Efficiency (%)

Total Height (ft)

42

Condenser Type


Stream ID Temperature (F) Pressure (psia) Total Flow Rate (lb/hr)

Tray Type

Feed Stage

Construction Material

Materials

Tray Spacing (ft)

Stainless Steel 304 150.3


-


6

Feed

Condenser Duty (Btu/hr) Reboiler Duty (Btu/hr) Reflux Ratio

Liquid Distillate

2 Valve 0.7 7.4*107 -

Vapor Distillate

Bottoms

S-110

S-113

S-112

110.3913

279.6362

357.8672

200.9

150

150.3

243613

99402.03

144211


42766

42755.74

10

Oxygen

1418

1417.655

0.004

Ethylene Oxide

24475

24416.99

57

Formaldehyde

4692

4564.452

128

Acetaldehyde

68

67.87386

0.01

Carbon Dioxide

4658

4657.249

0.51

Water

164207

20191.06

144016

Argon

612

612.0002

0.001

Methane

719

719.002

0.01

Cost

Purchase (USD)

Bare Module (USD)

507,127

121,905

D – 103 Identification

Equipment

Function

EO Purification Tower 1

Design

Number of Trays

40

Total Weight (lbs)

350220

Materials


Valve

Feed Stage

10

Tray Efficiency (%)

Total Height (ft)

92

Condenser Type

Stainless

Condenser Duty

Steel 304

(Btu/hr)


142.9 140


12

Reboiler Duty (Btu/hr) Reflux Ratio

-6.7*107 8.3*107 3.94

Bottoms

S-114

S-116

S-115

Temperature (F)

-29

3.6

191.5

Pressure (psia)

145

140

142.9

99402

54802

44600


Liquid Distillate

Vapor

Vapor Distillate

Stream ID

Feed

0.7 Partial



2


42756

42756

0

Oxygen

1418

1418

0

Ethylene Oxide

24417

122

24295

Formaldehyde

4564

4519

45.6

Acetaldehyde

68

0.00

68

Carbon Dioxide

4657

4657

0

Water

20191

0

20191

Argon

612

612

0

Methane

719

719

0

Cost

Purchase (USD)

Bare Module (USD)

3,990,157

959,172

D – 104 Identification Equipment Function

EO Purification Tower 2

Design

Number of Trays

13

Total Weight (lbs)

56420

Materials Stream ID Temperature (F) Pressure (psia) Total Flow Rate (lb/hr)


Feed Stage

11

Tray Efficiency (%)

Total Height (ft)

50

Condenser Type


Stainless Steel 304


22.1

Condenser Duty (Btu/hr) Reboiler Duty (Btu/hr)


20


5 Liquid

Feed

Reflux Ratio

2 Valve 0.7 Partial Vapor -8.9*106 1.34*107 1.44

Vapor Distillate

Bottoms

S-115

S-118

S-117

191

65

232

1423

20

22.1

44600

24393

20206

Distillate

Component Flow Rates (lb/hr) Ethylene Oxide

24295

24270.61

24.3

Formaldehyde

46

44.92382

0.72

Acetaldehyde

68

67.41851

0.45

Water

20191

10.0956

20181

Cost

Purchase (USD)

149,800

Bare Module (USD)

623,185

D – 201 Distillation Column

Identification

Equipment

Function

Separate ethylene oxide, CO, and acetaldehyde to the distillate

Design

Number of Trays

20

Total Weight (lbs)

8462

Koch Flexitray

7

Tray Efficiency

0.7

Total Height (ft)

33

Condenser Type

Partial Vapor

Stainless Steel 316

Condenser Duty (Btu/hr) Reboiler Duty (Btu/hr)

Diameter (ft)

Stream ID

Tray Type

1.5

Feed Stage

Construction Material Reboiler Pressure (psia) Condenser Pressure (psia)

Materials

Tray Spacing (ft)

Feed

42.1 38

Reflux Ratio

Refer to unit Wall Thickness (in) descriptions Liquid Vapor Distillate Distillate

-7,700,000 16,000,000 1.2 0.438 Bottoms

S-213

S-214

S-215

176

-12.69

449.705

Pressure (psia)

614.7

3.7

6.85


727240

9113.38

715126

Temperature (F)

Component Flow Rates (lb/hr) CO

235.8447

189.6049

8.77E-24

BETA--01

0

0.010158

519.5091

ETHYL-01

179.2796

56.10447

8.13E-10

SULFO-01

0

1.09E-34

5639.308

ACETA-01

1.792796

3.06E-09

Cost

Purchase (USD)

30.19443 Bare Module (USD)

1,040,926

4,330,202


Identification

Equipment

Function

Separate beta-propiolactone to the distillate, sulfolane and catalyst to the bottoms

Design

Number of Trays

9

Total Weight (lbs)

21256


2 Koch Flexitray

Feed Stage

7

Tray Efficiency

0.7

Total Height (ft)

22

Condenser Type

Partial Vapor

Construction Material Reboiler Pressure (psia) Condenser Pressure (psia) Diameter (ft)

Stainless Steel 316 42.1 38

Condenser Duty (Btu/hr) Reboiler Duty (Btu/hr) Reflux Ratio

-7,700,000 16,000,000 1.8

9.820

Wall Thickness (in)

0.563

Liquid Distillate

Vapor Distillate

Bottoms

Materials

Feed

Stream ID

S-215

S-216

S-219

Temperature (F)

449.705

236.323

465.461

Pressure (psia)

6.85

2

3.5


715126

37485.62

677641

Component Flow Rates (lb/hr) Nitrogen

8.77E-24

0

0

Beta-Lactone

519.5091

518.5248

0.984273

Phosphoric Acid

8.13E-10

8.13E-10

2.35E-23

Water

5639.308

0.989211

5638.318

Acrylic Acid

3.06E-09

3.96E-22

Cost

Purchase (USD)

3.06E-09 Bare Module (USD)

113,660

472,840

D – 203 Identification Equipment Function Design

Materials Stream ID Temperature (F) Pressure (psia) Total Flow Rate (lb/hr) Nitrogen Beta-Lactone Phosphoric Acid Water Acrylic Acid Cost

Distillation Column

Separate ethylene oxide and CO from acetaldehyde, acetaldehyde is purged through bottoms Number of Trays 10 Tray Spacing (ft) 2 Koch Total Weight (lbs) 4024 Tray Type Flexitray 7 0.7 Feed Stage Tray Efficiency Partial Total Height (ft) 24 Condenser Type Vapor Stainless Condenser Duty -7,700,000 Construction Material Steel 316 (Btu/hr) Reboiler Duty Reboiler Pressure (psia) 42.1 16,000,000 (Btu/hr) Condenser Pressure 38 1.8 Reflux Ratio (psia) Diameter (ft) 3.126 Wall Thickness (in) 0.3756 Liquid Feed Vapor Distillate Bottoms Distillate S-228 S-229 S-236 -30.42

12.7627

92.893

17

14.7

16.95

9113.382

8147.716

965.6655

Component Flow Rates (lb/hr) 189.6049 189.6049 0.010158 1.02E-28

1.79E-24 0.010158

56.10447 1.09E-34 30.19443

1.51443 0 20.38941

Purchase (USD)

102,719.59

54.59004 0 9.805019 Bare Module (USD)

427,313.50


Identification Equipment Function

Separate acrylic acid product

Design

Number of Trays

16

Total Weight (lbs)

11,400

Materials


Feed Stage

7

Tray Efficiency (%)

Total Height (ft)

42

Condenser Type


Carbon Steel

Condenser Duty (Btu/hr)


42.1

Reboiler Duty (Btu/hr)


38

Diameter (ft)

5.5 Liquid Distillate

Valve 70 Partial Vapor 7,700,00 0 16,000,0 00 1.2

Vapor Distillate

Bottoms

S-313

S-314

S-315

175

346

386

40.75

38

42

38,780

37,330

1450

0

0

0

15.8

2.5

13.5

0

0

0

Water

0.9

0.9

0

Acrylic Acid

521

515

5.2

1

0

1

Bare Module (USD)

472,840

Stream ID Temperature (F) Pressure (psia) Total Flow Rate (lb/hr)

Feed

Reflux Ratio

2

Component Flow Rates (lb/hr) Nitrogen Beta-Lactone Phosphoric Acid

MEHQ Cost

Purchase (USD)

113,660

8.2.5 Reactors R – 101 Identification

Equipment

Reactor

Inlet Stream

S-104

Outlet Stream

S-105

Main Reaction

Ethylene + O2 -> Ethylene Oxide

Side Reactions

Ethylene + O2 -> CO2, Water, Acetaldehyde, Formaldehyde

Classification

Microchannel Reactor

Design

Temperature (F)

482

Pressure (Psia)

290

Stainless

Material

Steel 304

Heat Duty (W)

27000

Diameter (ft)

-

Residence Time (s)

Tangent Height (ft)

-

Vessel Weight (tonne)

9600

Electricity (kW)

-

Total Bare Module

135M

Volume (ft3) Cost

Construction

Purchase of Vessel (USD)

0.5

8551.757 27M

R – 201 Identification

Main Reaction Side Reactions

Equipment

Reactor

Inlet Stream

S-201, S-202, S-203

Outlet Stream

S-210

CO + Ethylene oxide -> Beta-propiolactone Ethylene Oxide -> Acetaldehyde, CO + Beta-propiolactone -> Succinic anhydride

Classification

CSTR

Design

Temperature (F)

176

Construction

Stainless

Material

Steel 316

Pressure (Psia) Diameter (ft)

614.7 7.395

Heat Duty (Btu/hr) Residence Time (hr)

1.3*106 0.198

Tangent Height (ft)

26.621

Vessel Weight (lbs)

70269

Electricity (kW) Volume (gal) Cost

Purchase of Vessel (USD) Cost of Agitator (USD)

8551.757 92,600

3,768.79

Bare Module of Vessel (USD) Total Bare Module

282,425

286,193.79



Equipment

Reactor

Inlet Stream

S-204, S-205, S-206

Outlet Stream

S-211


Classification

CSTR

Design

Temperature (F)

176

Construction

Stainless

Material

Steel 316


614.7 7.395


1.3*106 0.198

Tangent Height (ft)

26.621

Vessel Weight (lbs)

70269


8551.757

Purchase (USD)

92,600

Bare Module (USD)

282,425

Cost of Agitator

3,768.79

Total Bare Module

286,193.79

(USD)



Equipment

Reactor

Inlet Stream

S-207, S-208, S-209

Outlet Stream

S-212


Classification

CSTR

Design

Temperature (F)

176

Construction

Stainless

Material

Steel 316


614.7 7.395


1.3*106 0.198

Tangent Height (ft)

26.621

Vessel Weight (lbs)

70269


8551.757

Purchase (USD)

92,600

Bare Module (USD)

282,425

Cost of Agitator

3,768.79

Total Bare Module

286,193.79

(USD)


Equipment

Reactor

Inlet Stream

S-301, S-302, S-315

Outlet Stream

S-303



Main Reaction

C3H4O2

Side Reactions Classification

C 3H 4O2 (C3H4O2)n Stirred Tank Reactor

Design

Temperature (F)

338


1.93 8


1.3*106 2.8

8

Vessel Weight (lbs)

7428

Bare Module (USD)

282,425



C3H4O2

Tangent Height (ft)


Hastelloy C

Electricity (kW)

Cost

Volume (gal)

11,710

Purchase (USD)

92,600

8.2.6 Condenser Accumulators C – 101 Identification

Equipment

Function

Condenser accumulator for distillation column D-103

Classification

Horizontal Vessel

Design

Storage Volume (gal)

Cost

Condenser Accumulator

3021

Diameter (ft)

5.5

Tangent Height (ft)

17

Purchase (USD)

58,175

Construction

Stainless Steel

Material

304

Temperature (F)

3.6

Installed Weight (lbs) Bare Module (USD)

22031 177,432

C – 102 Identification

Equipment

Function


Classification

Horizontal Vessel

Design

Storage Volume (gal) Diameter (ft) Tangent Height (ft)

Cost

Purchase (USD)


500 3 8.5 27,405

Construction

Stainless Steel

Material

304

Temperature (F)

32


7582 83,600


Equipment

Function


Classification

Horizontal Vessel

Design

Cost



476

Diameter (ft)

3

Tangent Height (ft)

9

Purchase (USD)

33,832.49

Construction Material Temperature (F) Installed Weight (lbs) Bare Module (USD)

Stainless Steel 316 -22.76 1662

103,189.11


Equipment

Function


Classification

Horizontal Vessel

Design

Storage Volume (gal) Diameter (ft) Tangent Height (ft)

Cost

Purchase (USD)


1081.1 4 11.5

42,224.58

Construction

Stainless Steel

Material

316

Temperature (F)

236


2851

128,784.97


Equipment

Function


Classification

Horizontal Vessel

Design

Cost



476

Diameter (ft)

3

Tangent Height (ft)

9

Purchase (USD)

33,832.49

Construction Material Temperature (F) Installed Weight (lbs) Bare Module (USD)

Stainless Steel 316 12.76 2851

103,189.11


Equipment

Function


Classification

Horizontal Vessel

Design


720


Diameter (ft)

3.5

Temperature (F)

Tangent Height (ft)

10


Cost


Purchase (USD)

19,290

Bare Module (USD)

Carbon Steel 346

58,830

8.2.7 Storage Tanks ST - 301 Identification


Function

Acrylic Acid Storage

Classification

Open Cone Storage Tank

Design

Storage Volume (gal) Pressure (psia)

Storage Tank S-324

231,900 50

Construction Material Temperature (F)

Stainless Steel 77

Heat Duty (Btu/hr) Cost

Purchase (USD)

557,550

Bare Module (USD)

1,700,527

8.2.8 Vacuum Systems V – 201 Identification

Equipment Unit Under Vacuum

Vacuum D-201

Function

Vacuum to maintain D-201 at 3.7 psia

Classification

One-Stage Jet Ejector

Design

Leak Rate (lb/hr) Flow of Vapor to Vacuum (lb/hr) Total Flow to Vacuum (lb/hr)

Cost

Purchase (USD)

227.523

9113.38

Construction Material Size Factor

Stainless Steel 48.815

9340.903 8,321.35

Bare Module (USD)

8,321.35

Construction

Stainless

V – 202 Identification

Equipment Unit Under Vacuum

Vacuum D-202

Function

Vacuum to maintain D-202 at 2 psia

Classification

One-Stage Jet Ejector

Design

Leak Rate (lb/hr) Flow of Vapor to Vacuum (lb/hr) Total Flow to Vacuum (lb/hr)

Cost

Purchase (USD)

207.9404036

37485.6

Material Size Factor

Steel 362.425

37693.54

18,930.67

Bare Module (USD)

18,930.67

V – 301 Identification

Equipment

Vacuum

Inlet Stream

S-324

Function

Maintain R-301 at a 1.93 psia

Classification

Liquid Ring Pumps

Design

Leak Rate (lb/hr)

16.2

Flow of Vapor to Vacuum (lb/hr) Total Flow to Vacuum (lb/hr) Cost

Purchase (USD)

20

Size Factor (ft3/min)

10

Bare Module (USD)

18,470

36.2 18,470

8.2.9 Compressors K – 201 Identification

Equipment

Function

Increase vapor pressure before entering distillation column 3

Classification

Centrifugal

Design

Cost

84

Gas Flow Inlet

Compressor

Stainless

5827.33



3.7


17

Tangent Height (ft)

10


46905

Motor Power (Hp)

256.945

(CFM)

Purchase (USD)

165,851.57 Bare Module (USD)

Steel

605,504.22

Trabajo-de-Simulacion-Final.pdf

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