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  • 7/27/2019 tarea 6 sintesis

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    Universidad de Concepcin

    Facultad de Ingeniera

    Departamento de Ingeniera Qumica

    Sntesis de Procesos Qumicos.

    Tarea 6.

    Profesor: Fernando Mrquez.

    Integrantes: Luz Alejo.

    Gloria Castillo.

    Luca Oat.

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    2 Reciclo de Tolueno

    Diagrama del proceso

    Balances de materia

    Tolueno (reactivo limitante):Suponiendo recuperacin completa en el separador, el flujo de salida del reactor ser igual

    al flujo de reciclo. Realizando un balance de masa en la zona de mezcla antes del reactor, la suma

    del flujo de tolueno alimentado ms el flujo de tolueno de reciclo ser igual al flujo de tolueno que

    entra al reactor:

    1FT T TF F x F (1.1)

    Entonces la alimentacin al reactor ser:

    FTT

    FF

    x (1.2)

    Por otro lado, la selectividad de las reacciones en paralelo es:

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    B

    FT

    PS

    F (1.3)

    Se conoce adems una relacin entre selectividad y conversin:

    1.544

    0.003611

    SX

    (1.4)

    Hidrgeno (reactivo en exceso)

    El balance en el sistema de reciclo (considerando una separacin completa de las fases) y

    la presencia de una purga resulta:

    2moles H molesT

    moles T hFH G PH G T

    y F y R RM F

    (1.5)

    Donde RM es una razn estequiomtrica; considerando la definicin de selectividad en

    (1.3) resulta:

    BFH G PH G

    Py F y R RM

    Sx

    (1.6)

    B FH

    G

    PH FH PH

    P yRMR

    S y x y y

    (1.7)

    12

    BD

    PP S

    S (1.8)

    Basado en estos balances, se calcul el PEM para distintas conversiones y concentraciones

    de hidrgeno en la purga, resultado los valores de la tabla 1.

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    Tabla 1. PEM para caso sin reciclo de difenilo

    XPHy

    0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8

    PEM en millones de dlares

    0.1 $ 63.70 $ 45.38 $ 29.99 $ 17.51 $ 7.87 $ 0.96 -$ 3.54 -$ 6.75

    0.2 $ 34.55 $ 25.44 $ 17.76 $ 11.50 $ 6.59 $ 2.92 $ 0.17 -$ 2.79

    0.3 $ 24.84 $ 18.79 $ 13.69 $ 9.50 $ 6.16 $ 3.57 $ 1.40 -$ 1.48

    0.4 $ 19.99 $ 15.47 $ 11.65 $ 8.50 $ 5.95 $ 3.89 $ 2.01 -$ 0.83

    0.5 $ 17.09 $ 13.49 $ 10.43 $ 7.89 $ 5.82 $ 4.08 $ 2.37 -$ 0.45

    0.6 $ 15.17 $ 12.17 $ 9.62 $ 7.49 $ 5.73 $ 4.20 $ 2.60 -$ 0.22

    0.7 $ 13.83 $ 11.25 $ 9.06 $ 7.21 $ 5.66 $ 4.27 $ 2.74 -$ 0.09

    0.8 $ 12.90 $ 10.61 $ 8.65 $ 7.00 $ 5.58 $ 4.29 $ 2.79 -$ 0.10

    0.9 $ 12.61 $ 10.38 $ 8.46 $ 6.83 $ 5.42 $ 4.09 $ 2.50 -$ 0.67

    A partir de la concentracin de 0.6 comienzan a verse PEM menores a cero, es decir,

    procesos inviables y, ms all de eso, se observa que para una composicin de 80% de hidrgeno

    en la purga el proceso es completamente inviable para cualquier conversin.

    Carga trmica al reactor

    A continuacin de esto, se requiere calcular la carga trmica al reactor. Del balance global

    de la Hidroalquilacin de tolueno se encuentra que solo se producen pequeas cantidades de

    difenilo en el rango de conversin de trabajo. Es por ello que para estimar la carga trmica del

    reactor, se desprecia el efecto de la reaccin secundaria.

    A las condiciones de trabajo se tienen los calores de formacin:

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    ,

    ,

    ,

    15510

    -21666

    5895

    f Cl

    f B

    f T

    kcalH

    kmol

    kcalH

    kmol

    kcal

    H kmol

    Por lo que,

    12051Rkcal

    Hkmol

    A continuacin se define la carga trmica al reactor como:

    Carga Trmica al Reactor = Calor de Reaccin x Flujo de Alimentacin Fresca

    66.25 10

    R R FT

    R

    Q H F

    kJQ

    h

    Los flujos de alimentacin al reactor y sus respectivas capacidades calorficas, estn dadas

    en la siguiente tabla.

    Corriente Flujo, kmol/hr. CP , kJ/kmol K

    Gas Alimentacin, FG 223,0 0,95 29,3 + 0,05 42,3 = 29,95

    Gas Reciclo , RG 1533 0,40 29,3 + 0,60 42,3 = 37,10

    Alimentacin de Tolueno 165,0 203,9

    Luego, suponiendo , 621R eT C :

    6

    R,e R,s

    kJ6.25 10

    hr 64.2165 203.9 223.0 29.95 1533 37.10

    T T C

    Por lo que,

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    R,s R,e

    R,s

    64.2

    685.24

    T T C

    T C

    Clculo del compresor

    A continuacin se calcula la potencia requerida para impulsar el reciclo de gases, por

    medio de la ecuacin de Douglas.

    5

    21 1

    1

    3

    21 1

    3,03 101

    con P , Q min

    pHp P Q

    p

    pielb pie

    Y luego el costo del compresor correspondiente se puede calcular con las ecuaciones de

    Guthrie

    cFBHpSM

    IC

    11,25,517

    280

    &..

    82,0

    DondeHp

    BHp

    Para el caso de ejemplo, con una conversin de un 75% y una composicin de un 40% de

    hidrgeno en la purga, se tiene que

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    0.254

    0.82

    3

    1

    0.0000303 55566960 727 1 267.24

    0.254 465

    267.24334

    0.8

    1500517.5 334 (2.11 1)

    2

    727min

    0.254

    $ 1,011,897.

    0

    60

    8i

    i

    hp

    BHp h

    ftQ

    p

    C

    C U

    Hp

    S

    El costo de la potencia, suponiendo que la energa cuesta$

    0.045US

    kWhy que la planta

    funciona 3500 das al ao, ser aproximadamente de US$94000 anuales.

    De esta forma, y anualizando el precio instalado del compresor, se obtiene para el

    compresor a las condiciones elegidas un costo anual de US$430000.

    Este procedimiento se repite para varias concentraciones y conversiones. Los resultados se

    exponen en la siguiente tabla.

    Tabla 2 Precios de compresores. Caso sin reciclo de difenilo

    XPHy

    0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8

    Precios en millones de dlares

    0.1 10.31 5.59 3.90 3.02 2.47 2.09 1.79 1.52

    0.2 5.49 2.98 2.08 1.60 1.30 1.09 0.91 0.73

    0.3 3.77 2.05 1.42 1.09 0.88 0.73 0.59 0.44

    0.4 2.88 1.56 1.08 0.82 0.66 0.54 0.42 0.28

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    0.5 2.32 1.25 0.87 0.66 0.52 0.42 0.32 0.18

    0.6 1.95 1.05 0.72 0.54 0.43 0.33 0.24 0.11

    0.7 1.68 0.90 0.62 0.46 0.36 0.27 0.19 0.51

    0.8 1.49 0.79 0.54 0.40 0.31 0.23 0.15 ----------

    0.9 1.42 0.76 0.51 0.38 0.28 0.21 0.12 ----------

    Diseo y costo del reactor.

    Como la cantidad de difenilo producida es pequea, se considera solo la primera

    reaccin. De esta forma, la cintica est dada por

    1 2r k T H

    Donde

    1/2

    10 -1gmol -52000k = 6.3 10 s explt 1.987 T ( )

    RK

    Como el hidrgeno est en exceso, se puede considerar 1 2H como una

    constante. Tambin se puede suponer que es vlido el clculo de k a una temperatura

    media entre la entrada y la salida del reactor.

    La temperatura media resulta ser 653C y la constante 1 2

    'k k H tiene un valor

    de 0.014 s-1. Con estos valores y suponiendo un reactor de tipo pistn, es posible disear

    el volumen necesario como

    1ln

    1

    ' m

    Fx

    Vk

    Para el caso de estudio, se tiene que

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    3

    1

    3

    11921 ln

    1 0.754088

    36000.014 0.013

    1

    kmol

    hV ft

    kmol ss

    ft h

    Suponiendo que L/D=6 y el reactor es tubular, es posible determinar su largo y su

    dimetro a partir del volumen.

    34 9.536

    6 57.22

    D V ft

    L D ft

    Con estos datos y con la ecuacin de Guthrie correspondiente, se puede calcular el costo

    instalado del reactor como

    1, 066 0,82

    1,066 0,82

    &101,9 2,18

    280

    1500101,9 9.53 57.22 2,18 3,67 1,60

    280

    $1,240,000

    $415,000 /

    i c

    i

    i

    i

    M SC D H F

    C

    C US

    C US ao

    Este procedimiento se repite para varias concentraciones y conversiones. Los resultados se

    exponen en la siguiente tabla.

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    Tabla 3 Precios de reactores. Caso sin reciclo de difenilo

    XPHy

    0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8

    Precios en millones de dlares

    0.1 0.72 0.47 0.37 0.31 0.27 0.25 0.23 0.21

    0.2 0.73 0.48 0.38 0.32 0.28 0.25 0.23 0.22

    0.3 0.76 0.49 0.39 0.33 0.29 0.26 0.24 0.22

    0.4 0.78 0.51 0.40 0.34 0.30 0.27 0.25 0.23

    0.5 0.81 0.53 0.42 0.35 0.31 0.28 0.26 0.24

    0.6 0.85 0.56 0.44 0.37 0.34 0.30 0.27 0.25

    0.7 0.91 0.60 0.47 0.40 0.35 0.32 0.29 0.27

    0.8 1.00 0.66 0.52 0.44 0.39 0.35 0.32 ----------

    0.9 1.22 0.80 0.63 0.53 0.47 0.42 0.39 ----------

    Prdidas de Benceno y Tolueno

    Por ms que se intente obtener la muestra ms pura posible, siempre habr una cantidad

    que se pierda debido a que no se ha podido recuperar de la corriente de desecho. El benceno y el

    tolueno no estn fuera de este problema y cierta cantidad de cada compuesto deja el sistema por

    la purga gaseosa, pese a que en los balances generales se ha supuesto una separacin perfecta.

    Las ecuaciones para un separador de fases son:

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    V, yi

    F, zi

    L , xi

    Balance global: F=V+L

    Balance de componentes: iF z i iV y L x

    Equilibrio: iy=K ix

    Combinando estas expresiones se obtiene:

    ii

    zy =

    V 11

    Fi

    V

    F K

    Y

    j

    i

    j

    zx =

    K 1 1V

    F

    Si se supone que Ki 1, se puede ver que:

    i iV y F z

    Y si Ki 1, entonces:

    i iL x F z

    As, entonces, como una primera estimacin de los flujos de vapor y lquido, es posible

    escribir que

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    i i

    j j

    V= f para todos los componentes donde K 1

    f para todos los componentes donde K 1L

    Se puede demostrar tambin que el flujo lquido del componente es

    j

    i

    i

    fl

    f

    ii

    i

    fL x

    K

    Con el que luego se puede conocer el vapor como

    j

    i

    i

    ff 1

    Ki i i

    i

    v l ff

    Anlogamente, para los componentes con jK 1 .

    i

    i

    j i

    j

    j

    f

    f

    K fl 1

    f

    j j

    j

    j

    K fv

    f

    Con estos antecedentes es posible hacer un clculo aproximado del flash de la

    hidroalquilacin del tolueno.

    Para el caso de 0.75x y 0.4PHy , se tiene que

    i

    j

    f 1755

    f 163

    kmol

    h

    kmol

    h

    39.65

    106.57

    Tol

    Ben

    kmoll

    h

    kmoll

    h

    1.61

    13.43

    Tol

    Ben

    kmolv

    h

    kmolv

    h

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    Del balance se obtiene que 227 1528.6G GP y R , lo que indica que la purga es un

    22713%

    227 1528.6

    de la corriente gaseosa que abandona el reactor. Por lo tanto, el 13% del

    Benceno y el Tolueno que abandonan el reactor en la forma de gas, sern purgados y

    desperdiciados.

    Utilizando como referencia los precios con los que se calcul el PEM y considerando una

    planta que trabaja 350 das al ao, las prdidas monetarias ascienden a:

    $2,250,000$190,000

    Prdida por benceno USPrdida por tolueno US

    El clculo se ampla para ms conversiones y concentraciones de hidrgeno en la purga.

    Los resultados en la tabla siguiente.

    Tabla 4 Prdidas de benceno y tolueno. Caso sin reciclo de difenilo

    XPHy

    0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8

    Precios en millones de dlares

    0.1 33.01 16.50 11.00 8.25 6.60 5.50 4.72 4.13

    0.2 19.83 9.97 6.65 4.99 3.99 3.32 2.85 2.49

    0.3 15.15 7.75 5.16 3.87 3.10 2.58 2.21 1.94

    0.4 12.49 6.59 4.40 3.30 2.64 2.20 1.88 1.65

    0.5 10.44 5.87 3.91 2.93 2.35 1.96 1.68 1.47

    0.6 8.39 5.36 3.57 2.68 2.14 1.79 1.53 1.34

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    0.7 5.60 4.97 3.32 2.49 1.99 1.66 1.42 1.24

    0.8 ---------- 4.66 3.11 2.33 1.87 1.55 1.33 ----------

    0.9 ---------- 4.41 2.94 2.20 1.76 1.47 1.26 ----------

    Existe la posibilidad de recuperar parte de las prdidas mediante un sistema de

    recuperacin de vapores, pero dada la magnitud de la prdida se considera intil emplazar tal

    sistema y se prefiere perder el benceno que invertir en la recuperacin.

    Columnas de separacin

    Con los flujos lquidos que dejan el reactor se procede a una separacin mediante

    columnas de destilacin. Para determinar la secuencia ptima de las corrientes de forma simple,

    se pueden utilizar las reglas heursticas para columnas complejas de Glinos y Malone.

    Se puede mostrar con los datos de volatilidad dados, que el sistema cumple con que

    x

    x x

    AF

    AF CF

    AB

    AC

    1

    1

    Lo que significa que la secuencia ptima es la simple directa.

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    Secuencia Directa para proceso de separacin

    Donde: A = Benceno, B = Tolueno, C = Difenilo, ordenados por volatilidad

    Suponiendo separaciones perfectas:

    - Columna 1

    Para esta columna se obtiene:

    AW

    CW BW

    x 0

    x , x1 1

    BD CD

    CF BF

    AF AF

    x x

    x x

    x x

    ,

    1 11

    1 1 1

    AC AC AB CF AB AFI

    m AB

    AB AF AC AB AF

    x xR

    x x

    (1.9)

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    1I IAB AB AFV R F x

    Esta ecuacin es una aproximacin a la ecuacin de Underwood.

    - Columna 2

    Para la separacin B/C se obtiene:

    BF2 1 CF2 1

    ,

    x , x1 1

    11

    1

    CFBFBW CW

    AF AF

    I I

    BC BC BF

    I

    m BC

    BC BF

    xxx x

    x x

    V R F x

    Rx

    Utilizando la regla heurstica se puede calcular R=1.25Rm para cada columna.

    Adems, considerando que el liviano del fondo tiene una pureza del 99.5%, se puede

    calcular luego el nmero de etapas con la ecuacin.

    AB

    AB

    ln1 1

    Nln

    A B

    A B

    r r

    r r

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    17/30

    Para ambas columnas, el nmero de etapas real se aproxima como

    4R ABN N

    Para el caso particular a tratar, se tienen las corrientes de alimentacin a la columna, las

    cuales provienen de la separacin en el reactor. De estos datos se conocen las composiciones de

    entrada.

    0.6719

    0.3191

    0.0090

    AF

    BF

    CF

    x

    x

    x

    Con esto conocido, basta usar la ecuacin (1.9) para conocer Rm y luego R, adems del

    flujo de vapor dentro de la torre.

    , 0.7788

    0.9736

    210

    m AB

    AB

    AB

    R

    R

    V

    Con las condiciones dadas por la regla heurstica se puede calcular el nmero mnimo de

    etapas como:

    ,

    0.995 0.9727ln

    1 0.995 1 0.9727

    N 8.33AB ln 2.9

    33.31R AB

    N

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    El dimetro de la columna se obtiene de la ecuacin de Mrquez y la altura se obtiene del

    nmero de etapas, dejando un espacio de dos pies entre cada bandeja y con un 15% de espacio

    extra.

    El precio de la columna instalada se obtiene mediante la ecuacin:

    0,2665

    0,82 0,533GC CL P

    M R TM&SC K 3,30+F N V

    280 P

    Esta ecuacin requiere el flujo y el nmero de etapas, ambos nmeros conocidos, por lo

    que es posible obtener el costo del equipo.

    ABC $364800 /US ao

    La siguiente columna se calcula de forma similar. Se conocen las nuevas alimentaciones y

    se pueden calcular Rm, R y con ellos V.

    , 0.4470

    0.5587

    76.74

    m BC

    BC

    BC

    R

    R

    V

    Con las concentraciones conocidas por regla heurstica, es posible calcular a continuacin

    Nm, NR y el precio.

    ,

    0.995 0.3281ln

    1 0.995 1 0.3281N 3.83

    AB ln 3.3

    15.33R AB

    N

    ABC $120000 /US ao

  • 7/27/2019 tarea 6 sintesis

    19/30

  • 7/27/2019 tarea 6 sintesis

    20/30

    Reciclo de Tolueno y Difenilo

    Diagrama del proceso

    Reciclo Gaseoso Purga

    Compresor

    RG , yPH PG., yPH

    FG , yFH RM

    FT ( 1 - x ) FFT

    FT Reactor Separador

    Benceno , PB

    FD Reciclo de difenilo

    Reciclo de Tolueno

    FT ( 1 - x )

    Balances de materia

    - Alimentacin de tolueno: ecuacin (1.2)- Cintica del consumo de difenilo

    Se tiene la reaccin:

    6 6 6 5 6 5 22C H C H C H H (1.10)

    Cuya constante de equilibrio es

    26 5 6 5 2

    2 2

    6 6

    difenilo H

    eq

    benceno

    P PC H C H H K

    PC H

    (1.11)

  • 7/27/2019 tarea 6 sintesis

    21/30

    Con el reciclo se aumenta la concentracin (presin parcial) de difenilo, lo que provoca

    que el equilibrio se desplace hacia reactantes (benceno) para contrarrestar la perturbacin

    (Principio de Le Chatelier), por lo que, en un estado estacionario, la totalidad de difenilo se

    convertir en benceno, por lo cual no habr salida de difenilo en el sistema, por lo tanto:

    1S

    - Flujo de hidrgeno que reingresa a la alimentacin

    B FH

    G

    PH FH PH

    P yRMR

    y x y y

    (1.12)

    - Alimentacin de gas:

    B

    G

    FH PH

    PF

    y y

    (1.13)

    - Salida de bencenoSuponiendo que el benceno producido a partir de tolueno no se convierte en difenilo, se

    obtiene entonces:

    B T

    P F X (1.14)

    Se calcul el PEM para distintas conversiones y concentraciones de hidrgeno en la purga,

    notndose que resultaba independiente de la conversin de tolueno.

    Tabla 5. PEM para caso con reciclo de difenilo

    PHy PEM

    0.1 $ 6.65

    0.2 $ 6.47

  • 7/27/2019 tarea 6 sintesis

    22/30

    0.3 $ 6.23

    0.4 $ 5.90

    0.5 $ 5.43

    0.6 $ 4.68

    0.7 $ 3.34

    0.8 $ 0.21

    0.9 -$ 15.45

    A partir de una concentracin de 0.9 se obtienen valores negativos para el PEM, lo que

    significara un proceso inviable.

    Carga trmica al reactor

    Al igual que en el punto 1.3 se puede calcular la carga trmica como

    Carga Trmica al Reactor = Calor de Reaccin x Flujo de Alimentacin Fresca

    En este caso la alimentacin fresca es diferente, por lo que el calor tambin lo ser.

    66.00 10

    R R FT

    R

    Q H F

    kJQ

    h

    Siguiendo el mismo procedimiento anterior, ahora con nuevos flujos y los mismos calores

    especficos, se tiene que

    6

    R,e R,s

    R,s

    kJ6.00 10

    hr

    160 203.9 218.2 29.95 1481.2 37.10

    684.73

    T T

    T C

  • 7/27/2019 tarea 6 sintesis

    23/30

    Clculo del compresor

    A continuacin se calcula la potencia requerida para impulsar el reciclo de gases, por

    medio de la ecuacin de Douglas y luego el costo del compresor correspondiente se puede

    calcular con las ecuaciones de Guthrie, al igual que en 1.4.

    Para el caso de ejemplo, con una conversin de un 75% y una composicin de un 40% de

    hidrgeno en la purga, se tiene que

    0.254

    0.82

    3

    1

    0.0000303 55566960 702 1 257.89

    0.254 465

    267.24

    702min

    0.2

    3220.8

    1500517.5 322 (2.11 1)

    2

    54

    $ 982,770 29

    80

    .

    i

    i

    hp

    BHp hp

    ftQ

    Hp

    C

    C US

    El costo de la potencia, suponiendo que la energa cuesta$

    0.045US

    kWhy que la planta

    funciona 3500 das al ao, ser aproximadamente de US$90800 anuales.

    De esta forma, y anualizando el precio instalado del compresor, se obtiene para el

    compresor a las condiciones elegidas un costo anual de US$418000.

    Este procedimiento se repite para varias concentraciones y conversiones. Los resultados se

    exponen en la siguiente tabla.

  • 7/27/2019 tarea 6 sintesis

    24/30

    Tabla 6 Precios de compresores. Caso con reciclo de difenilo

    XPHy

    0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8

    Precios en millones de dlares

    0.1 10.27 5.57 3.89 3.01 2.46 2.08 1.78 1.51

    0.2 5.43 2.97 2.07 1.60 1.30 1.08 0.91 0.73

    0.3 3.68 2.03 1.42 1.09 0.88 0.72 0.59 0.44

    0.4 2.72 1.55 1.07 0.82 0.66 0.53 0.42 0.28

    0.5 2.07 1.24 0.86 0.65 0.52 0.41 0.32 0.18

    0.6 1.54 1.03 0.71 0.54 0.42 0.33 0.24 0.11

    0.7 0.99 0.88 0.60 0.45 0.35 0.27 0.19 0.05

    0.8 ---------- 0.77 0.52 0.39 0.30 0.22 0.14 ----------

    0.9 ---------- 0.67 0.46 0.34 0.25 0.18 0.11 ----------

    Diseo y costo del reactor

    Al igual que en el caso anterior, como el hidrgeno est en exceso, se puede

    considerar 1 2

    H como una constante. Tambin se puede suponer que es vlido el clculo

    de k a una temperatura media entre la entrada y la salida del reactor.

    La temperatura media resulta ser 653C y la constante 1 2

    'k k H tiene un valor

    de 0.014 s-1. Con estos valores y suponiendo un reactor de tipo pistn, es posible disear

    el volumen necesario como

    3

    1

    3

    11860 ln

    1 0.753977

    36000.014 0.013

    1

    kmol

    hV ft

    kmol ss

    ft h

  • 7/27/2019 tarea 6 sintesis

    25/30

    Suponiendo que L/D=6 y el reactor es tubular, es posible determinar su largo y su

    dimetro a partir del volumen.

    34 9.456

    6 56.70

    D V ft

    L D ft

    Con estos datos y con la ecuacin de Guthrie correspondiente, se puede calcular el costo

    instalado del reactor como

    1, 066 0,82

    1,066 0,82

    & 101,9 2,18280

    1500101,9 9.45 56.70 2,18 3,67 1,60

    280

    $1,220,000

    $405,000/

    i c

    i

    i

    i

    M SC D H F

    C

    C US

    C US ao

    Este procedimiento se repite para varias concentraciones y conversiones. Los resultados se

    exponen en la siguiente tabla.

    Tabla 7 Precios de reactores. Caso con reciclo de difenilo

    XPHy

    0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8

    Precios en millones de dlares

    0.1 2.15 1.41 1.10 0.93 0.82 0.74 0,68 0.63

    0.2 2.19 1.44 1.13 0.95 0.84 0.76 0.70 0.65

    0.3 2.23 1.48 1.16 0.98 0.86 0.78 0.72 0.67

    0.4 2.25 1.53 1.20 1.01 0.89 0.81 0.74 0.69

  • 7/27/2019 tarea 6 sintesis

    26/30

    0.5 2.25 1.59 1.25 1.05 0.93 0.84 0.77 0.72

    0.6 2.18 1.66 1.31 1.11 0.97 0.88 0.81 0.75

    0.7 1.90 1.77 1.39 1.18 1.04 0.94 0.86 0.80

    0.8 ---------- 1.92 1.51 1.28 1.13 1.02 0.94 ----------

    0.9 ---------- 2.21 1.73 1.47 1.29 1.17 1.08 ----------

    Prdidas de benceno y tolueno

    Al igual que para el caso sin reciclo de difenilo, se tienen las siguientes ecuaciones para la

    separacin de vapores y lquidos luego de la reaccin.

    Balance global: F=V+L

    Balance de componentes: iF z i iV y L x

    Equilibrio: iy=K ix

    Combinando estas expresiones se obtiene:

    ii

    zy =

    V 11

    F i

    V

    F K

    Y

    j

    i

    j

    zx =

    K 1 1V

    F

    Si se supone que Ki 1, se puede ver que:

    i iV y F z

    Y si Ki 1, entonces:

    i iL x F z

  • 7/27/2019 tarea 6 sintesis

    27/30

    As, entonces, como una primera estimacin de los flujos de vapor y lquido, es posible

    escribir que

    i i

    j j

    V= f para todos los componentes donde K 1

    f para todos los componentes donde K 1L

    Se puede demostrar tambin que el flujo lquido del componente es

    j

    i

    i

    fl

    f

    ii

    i

    fL x

    K

    Con el que luego se puede conocer el vapor como

    j

    i

    i

    ff 1

    Ki i i

    i

    v l ff

    Anlogamente, para los componentes con jK 1 .

    i

    i

    j i

    j

    j

    f

    f

    K fl 1

    f

    j j

    j

    j

    K fv

    f

    Con estos antecedentes es posible hacer un clculo aproximado del flash de la

    hidroalquilacin del tolueno.

    Para el caso de 0.75x y 0.4PHy , se tiene que

  • 7/27/2019 tarea 6 sintesis

    28/30

    i

    j

    f 1842

    f 171

    kmol

    h

    kmol

    h

    49.42

    106.58

    Tol

    Ben

    kmoll

    h

    kmoll

    h

    2.01

    13.42

    Tol

    Ben

    kmolv

    h

    kmolv

    h

    Del balance se obtiene que 218.2 1624.7G GP y R , lo que indica que la purga es

    un218.2

    12%218.2 1624.7

    de la corriente gaseosa que abandona el reactor. Por lo tanto, el 12%

    del Benceno y el Tolueno que abandonan el reactor en la forma de gas, sern purgados y

    desperdiciados.

    Utilizando como referencia los precios con los que se calcul el PEM y considerando una

    planta que trabaja 350 das al ao, las prdidas monetarias ascienden a:

    $2,250,000

    $240,000

    Prdida por benceno US

    Prdida por tolueno US

    El clculo se ampla para ms conversiones y concentraciones de hidrgeno en la purga.

    Los resultados en la tabla siguiente.

    Tabla 8 Prdidas de benceno y tolueno. Caso con reciclo de difenilo

    XPHy

    0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8

    Precios en millones de dlares

    0.1 33.11 16.55 11.04 8.28 6.62 5.52 4.73 4.14

    0.2 20.01 10.01 6.67 5.00 4.00 3.34 2.86 2.50

    0.3 15.54 7.77 5.18 3.89 3.11 2.59 2.22 1.94

  • 7/27/2019 tarea 6 sintesis

    29/30

    0.4 13.23 6.62 4.41 3.31 2.65 2.21 1.89 1.65

    0.5 11.79 5.90 3.93 2.95 2.36 1.97 1.69 1.47

    0.6 10.79 5.40 3.60 2.70 2.16 1.80 1.54 1.35

    0.7 10.05 5.03 3.35 2.51 2.01 1.68 1.44 1.26

    0.8 9.52 4.76 3.18 2.38 1.91 1.59 1.36 ----------

    0.9 9.39 4.70 3.14 2.36 1.89 1.58 1.35 ----------

    Columnas de separacin

    Con los flujos lquidos que dejan el reactor se procede a una separacin mediante

    columnas de destilacin. En este caso, a diferencia del caso sin reciclo de difenilo, no se requiere

    de una secuencia de columnas sino de una sola columna. Esto se debe a que es posible reciclar

    tanto el tolueno como el difenilo (ambos contenidos en su mayora en la fase lquida en el efluente

    del reactor) sin necesidad de un segundo separador para diferenciar ambos productos.

    Para el caso particular a tratar, se tienen las corrientes de alimentacin a la primer y nica

    columna, las cuales provienen de la separacin en el reactor. De estos datos se conocen las

    composiciones de entrada.

    0.6770

    0.3139

    0.0090

    AF

    BF

    CF

    x

    x

    x

    Con esto conocido, basta usar la ecuacin (1.9) para conocer Rm y luego R, adems del

    flujo de vapor dentro de la torre.

  • 7/27/2019 tarea 6 sintesis

    30/30

    , 0.7729

    0.9661

    209

    m AB

    AB

    AB

    R

    R

    V

    Con las condiciones dadas por la regla heurstica se puede calcular el nmero mnimo de

    etapas como:

    ,

    0.995 0.9721ln

    1 0.995 1 0.9721N 8.30

    AB ln 2.9

    33.23R ABN

    El dimetro de la columna se obtiene de la ecuacin de Mrquez y la altura se obtiene del

    nmero de etapas, dejando un espacio de dos pies entre cada bandeja y con un 15% de espacio

    extra.

    El precio de la columna instalada se obtiene mediante la ecuacin:

    0,2665

    0,82 0,533GC CL P

    M R TM&SC K 3,30+F N V

    280 P

    Esta ecuacin requiere el flujo y el nmero de etapas, ambos nmeros conocidos, por lo que es

    posible obtener el costo del equipo.

    ABC $363500 /US ao