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Equation Chapter 1 Section 1

Trabajo de Fin de Grado

Grado en Ingeniería Química

Ingeniería Conceptual de una Planta de Producción

de Acetona

Autor: Francisco Juan Vaquero Acevedo

Tutor: Pedro Antonio Ollero de Castro

Dep. Ingeniería Química y Ambiental

Escuela Técnica Superior de Ingeniería

Universidad de Sevilla

Sevilla, 2016

II

Ingeniería Conceptual de una Planta de Producción de Acetona

III


Trabajo de Fin de Grado

Grado en Ingeniería Química

Ingeniería Conceptual de una Planta de Producción

de Acetona

Autor:

Francisco Juan Vaquero Acevedo

Tutor:

Pedro Antonio Ollero de Castro

Profesor titular

Dep. de Ingeniería Química y Ambiental

Escuela Técnica Superior de Ingeniería

Universidad de Sevilla

Sevilla, 2016

IV


V


Resumen

En este trabajo se realiza una ingeniería conceptual de una planta de producción de acetona mediante cumeno,

que atraviesa etapas de oxidación y descomposición para producir fenol y acetona como subproducto. Se

selecciona este método entre las distintas alternativas existentes para la producción de acetona la que resulte

más atractiva siguiendo criterios técnicos y económicos.

Para el diseño de la planta de acetona, se realiza una simulación de la misma en Aspen Plus para obtener

resultados de diseño y producción. Se han tomado las condiciones de operación de la bibliografía disponible

para el método del cumeno.

Cuando la planta se encuentra simulada se estudia una propuesta de integración energética y la controlabilidad

del proceso.

Finalmente, se realiza un análisis económico para evaluar la rentabilidad de la planta y su viabilidad.

VI


VII


Abstract

This paper presents a conceptual engineering of a production plant acetone using cumene, which passes through

stages of oxidation and decomposition to produce phenol and acetone as a byproduct. This method is selected

among the various alternatives for the production of Acetone that is attractive again following technical and

economic criteria.

For the design of the plant acetone, a simulation of the Same in Aspen Plus it is performed to obtain results design

and production. The operating conditions are taken from the literature available for cumene method.

Once the simulation is done, a proposal for energy integration process and controllability is studied.

Finally, an economic analysis is performed to evaluate the profitability viability of the plant.

VIII


IX


Índice

Resumen ....................................................................................................................................................... V

Abstract ...................................................................................................................................................... VII

Índice ........................................................................................................................................................... IX

Índice de Tablas ........................................................................................................................................... XI

Índice de Figuras ........................................................................................................................................ XIII

1 Alcance y Objetivo del Proyecto ............................................................................................................ 1

2 Introducción .......................................................................................................................................... 3 2.1. Propiedades y Usos de la Acetona .............................................................................................................. 3 2.2. Mercado Mundial de la Acetona ................................................................................................................ 6 2.3. Tecnología Actual de Producción de Acetona ........................................................................................... 8

2.3.1 Destilación de la Madera .................................................................................................................... 9 2.3.2 Fermentación ....................................................................................................................................... 9 2.3.3 Método del Propileno ......................................................................................................................... 9 2.3.4 Método del Ácido Acético ................................................................................................................... 9 2.3.5 Método de Isopropil Alcohol ............................................................................................................ 10 2.3.6 Método del acetileno ........................................................................................................................ 10

2.4. Tecnología Seleccionada ........................................................................................................................... 10

3 Cinética y Termodinámica de la Reacción ............................................................................................ 13 3.1 Oxidación .................................................................................................................................................... 13 3.2 Escisión ....................................................................................................................................................... 16 3.3 Hidrogenación ............................................................................................................................................ 18

4 Síntesis del Proceso ............................................................................................................................. 21 4.1 Estructura de Entrada-Salida .................................................................................................................... 21 4.2 Sistema de Reacción y de Recirculación ................................................................................................... 25

4.2.1 Elección del Tipo de Reactor, Conversión por Paso ........................................................................ 25 4.2.1.1 Oxidación .................................................................................................................................... 25 4.2.1.2 Evaporador ................................................................................................................................. 26 4.2.1.3 Escisión ....................................................................................................................................... 28

4.2.2 Estructura de Recirculación .............................................................................................................. 30 4.3 Sistema de Separación .............................................................................................................................. 32 4.4 Simulación en Aspen del Proceso Completo Sin Integración Energética ............................................... 37

5 Integración Energética (Propuesta de Integración Energética) ............................................................ 41

6 Control de Proceso............................................................................................................................... 52

X


7 Análisis Económico .............................................................................................................................. 59

7.1 Inversión inicial........................................................................................................................................... 59 7.2 Coste de la producción .............................................................................................................................. 64 7.3 Análisis de la rentabilidad del proyecto ................................................................................................... 67

Referencias ................................................................................................................................................. 70

XI


ÍNDICE DE TABLAS

Tabla 2-1. Propiedades Físicas de la Acetona 4

Tabla 2–2. Propiedades físicas del Cumeno. 5

Tabla 2–3. Propiedades físicas del Hidroperóxido de Cumeno. 5

Tabla 2–4. Propiedades físicas del Fenol. 6

Tabla 2–5. Importaciones 2008. 6

Tabla 2–6. Exportaciones 2008. 7

Tabla 2–7. Características comerciales del Fenol. 11

Tabla 2–8. Características comerciales de la Acetona. 11

Tabla 3–1. Propiedades termodinámicas de los componentes principales. 15

Tabla 3–2. Constante de equilibrio para la reacción de oxidación. 15

Tabla 3–3. Constante de equilibrio para la reacción de escisión. 18

Tabla 3–4. Parámetros de la cinética. 19

Tabla 4–1. Clasificación de los componentes. 22

Tabla 4–2. Rango de variación para el análisis de sensibilidad. 23

Tabla 4–3. Precios de compra y venta. 23

Tabla 4–4. Ingresos y costes. 23

Tabla 4–5. Precios de compra y venta disminuidos. 24

Tabla 4–6. Ingresos y costes disminuidos. 24

Tabla 4–7. Precios de compra y venta aumentados. 24

Tabla 4–8. Ingresos y costes aumentados. 24

Tabla 4–9. Reactor de Oxidación. 26

Tabla 4–10. Reactor de Escisión MP. 29

Tabla 4–11. Reactor de Escisión FP. 30

Tabla 4–12. Componentes de salida de la oxidación. 31

Tabla 4–13. Componentes de salida de la escisión. 31

Tabla 4–14. Componentes a la entrada de la columna de acetona. 34

Tabla 4–15. Columnas de Separación. 37

Tabla 4–16. Propiedades de las Corrientes de la Planta. 40

Tabla 5–1. Necesidades caloríficas del proceso. 41

Tabla 5–2. Corrientes del proceso. 43

Tabla 5–3. Curva compuesta caliente. Tabla 5–4. Curva compuesta fría. 46

Tabla 5–5. HEP y HDP del proceso. 47

XII


Tabla 5–6. Intercambiadores en el proceso. 51

Tabla 7–1. Categorías de estimación de inversión inicial. 60

Tabla 7–2. Factores de corrección por material, presión y temperatura. 61

Tabla 7–3. Coste de los platos de Columnas de Destilación. 62

Tabla 7–4. Tamaño Condensadores//Hervidores. 62

Tabla 7–5. Columnas de Separación. 62

Tabla 7–6. Coste de las Bombas. 63

Tabla 7–7. Coste de los intercambiadores. 63

Tabla 7–8. Coste de los equipos principales. 64

Tabla 7–9. Valores típicos de Producción. 65

Tabla 7–10. Operarios en la planta. 66

Tabla 7–11. Costes de Producción. 67

Tabla 7–12. Flujos de Caja. 69

XIII


ÍNDICE DE FIGURAS

Figura 2-1. Consumo de acetona en 2013. 7

Figura 2-2. Reacción del Propileno. 9

Figura 2-3. Reacción del Ácido Acético. 9

Figura 2-4. Reacción del Isopropil Alcohol. 10

Figura 2-5. Reacción del Método Hock. 10

Figura 3-1. Reacción de Oxidación. 13

Figura 3-2. Velocidad de oxidación del cumeno. 13

Figura 3-3. Radicalización del cumeno. 13

Figura 3-4. Formación de HPC. 14

Figura 3-5. Reacción de DMBA. 14

Figura 3-6. Reacción de la acetofenona mediante oxidación. 14

Figura 3-7. Reacción de Escisión. 16

Figura 3-8. Velocidad de reacción de la escisión. 16

Figura 3-9. Variación de k con respecto de la concentración de agua y fenol. 16

Figura 3-10. Relación de k con el medio ácido. 17

Figura 3-11. Reacción de AMS. 17

Figura 3-12. Reacción de la Acetofenona mediante descomposición. 17

Figura 3-13. Reacción del DCP. 17

Figura 3-14. Reacción de hidrogenación. 18

Figura 3-15. Velocidad de reacción de hidrogenación. 18

Figura 4-1. Estructura entrada-salida global. 21

Figura 4-2. Estructura entrada-salida detallada. 22

Figura 4-3. Esquema evaporador. 27

Figura 4-4. Conversión a la salida del reactor MP. 28

Figura 4-5. Conversión frente a volumen en un reactor MP. 29

Figura 4-6. Conversión a la salida en un reactor FP. 30

Figura 4-7. Diagrama de bloques con recirculaciones. 32

Figura 4-8. Número teórico de sistemas de separación. 32

Figura 4-9. Menor Coeficiente de Dificultad. 34

Figura 4-10. Diagrama de Procesos. 39

XIV


Figura 5-1. Intercambio de calor en un reactor agitado. 42

Figura 5-2. Diagrama de temperatura. 44

Figura 5-3. Diagrama de cascada. 45

Figura 5-4. Diagrama de curva compuesta. 46

Figura 5-5. Diagrama de curva compuesta. 47

Figura 5-6. Diagrama de procesos con integración energética. 49

Figura 5-7. Absorción por refrigeración. 50

Figura 5-8. Rendimiento absorción. 50

Figura 6-1. Control del reactor de oxidación. 53

Figura 6-2. Control del reactor de escisión MP. 54

Figura 6-3. Control del reactor de escisión FP. 54

Figura 6-4. Control del evaporador. 55

Figura 6-5. Control columna acetona. 56

Figura 6-6. Control columna fenol. 57

Figura 6-7. Control intercambiador de agua. 57

Figura 6-8. Control intercambiador de vapor. 58

Figura 6-9. Control compresor. 58

1

1 ALCANCE Y OBJETIVO DEL PROYECTO

L objetivo de este proyecto es el estudio de la viabilidad económica y técnica de una planta de

producción de acetona mediante un proceso escogido en función de su rentabilidad y su uso en la

actualidad.

En el proyecto se analiza la situación de la acetona en el mercado mundial, se analizan los diferentes métodos

de obtención de acetona y se escoge el más adecuado, analizando la termodinámica del mismo.

Se utiliza Aspen Plus como herramienta de simulación con las condiciones de operación elegidas de acuerdo

con el estado del arte estudiado; obteniendo el balance de materia y energía completo de la planta, lo cual

permite el diseño básico de los equipos principales del proceso y una estimación del requerimiento de los

servicios auxiliares de la planta.

Posteriormente se estudian diferentes propuestas de integración energética en la planta y su posible

implantación. Además del tipo de control de los equipos principales de la planta.

Por último se lleva a cabo un análisis económico de la planta para evaluar su rentabilidad.

E

2


3

2 INTRODUCCIÓN

a acetona es el compuesto más simple y más importante del grupo de las cetonas. Es un excelente

disolvente y también un precursor de muchos otros productos químicos. La producción de acetona en

2015 fue de 6 millones de toneladas. La mayoría de la acetona viene de la coproducción con el fenol a

partir del cumeno.

En este capítulo se verán las propiedades de la acetona, sus usos mayoritarios, el mercado actual de la acetona

y las distintas formas que existen para producir este producto químico tan valioso en la industria química.

2.1. Propiedades y Usos de la Acetona

La acetona es uno de los disolventes más utilizado en la industria, ya que posee unas excelentes propiedades

disolventes. El acetileno se envasa a presión sin peligro disolviéndolo previamente en acetona. El rayón de

acetato se hila a partir de una disolución en acetona. Los barnices a base de ésteres de celulosa y nitrato de

celulosa se emplean en disolución con una mezcla de disolventes que contienen acetona. Más allá de las

aplicaciones industriales, a nivel de particular, tiene un gran uso como como disolvente y es muy utilizado

como quita esmaltes de las uñas.

También se utiliza en la industria farmacéutica como desnaturalizante en el alcohol desnaturalizado y además

es un excipiente de algunas medicinas.

La mayor aplicación de la acetona es la producción de otros compuestos, el más importante es la síntesis de

metacrilato de metilo (MMA), se consume como cianohidrina de acetona para conseguir metacrilato de metilo;

esto es debido al uso del polimetilmetacrilato (PMMA), que es un material antifragmentación que se usa en la

industria de la construcción en lugar del vidrio. Originalmente se utilizaba en la industria dental para hacer

coronas y puentes. En los 70’s algunos expertos en uñas usaban MMA para hacer uñas acrílicas que era más

barato que otras opciones.

Al MMA le sigue el bisfenol A, como segunda mayor aplicación de la acetona como producto intermedio. Es

una sustancia industrial que se usa para producir resinas de policarbonato y resinas epoxi. Los recibos de venta

brillantes de los agentes de facturación pueden contener bisfenol A como un componente de recubrimiento

sensible al calor que permite la impresión sin tinta. Las resinas epoxi tienen aplicación en el envase de

alimentos y su almacenaje que es esencial para mantener y mejorar la seguridad de los alimentos. Muchos

dispositivos médicos están hechos con bisfenol A que previenen de la presencia de burbujas de aire y otros

inconvenientes durante los procedimientos médicos.

Otra aplicación es la pirolisis de la acetona en estado vapor a 700 oC para conseguir cetena que reacciona con

ácido acético para dar anhídrido acético. También se le aplica la condensación de tipo aldólica con Ba(OH)2

para producir Diacetonalcohol, óxido de mesitilo y forona, la hidrogenación catalítica del óxido de mesitilo

produce metilisobutil cetona. Todos estos productos se utilizan como disolventes o como productos

intermedios.

A continuación, se exponen las propiedades físicas (Tabla 2-1) y químicas más importantes de la acetona

sacadas de [1] y de [2], respectivamente.

L

4


Tabla 2-1. Propiedades Físicas de la Acetona

Nombre Acetona

Fórmula CH3-C0-CH3

Estado Líquido incoloro

Olor Dulce y aromático

Peso molecular 58,08 g/mol

Presión crítica 46,40 atm

Temperatura crítica 235 ºC

Punto de ebullición 56,2 ºC

Punto de fusión -94,8 ºC

Densidad 791 kg/m3

Presión de vapor 0,237 atm a 20 ºC

Viscosidad 0,32 cP a 20 ºC

Punto inflamabilidad -20 ºC

Temperatura de

autoignición 738 K

Calor específico

Vapor (102ºC, J/molK) 92,1

Entalpía de formación

Gas (kJ/mol)

Líquido (kJ/mol)

A 25 ºC y 1 atm.

-216,5

-248

Entropía

Gas ideal (J/molK)

Líquido (J/molK)

A 25 ºC y 1 atm.

200,1

295,349

Límite de explosividad 2,55-12,8 %

Solubilidad

Completamente soluble en agua,

muy soluble en alcohol etílico,

dietil éter, cloroformo y benceno.

La acetona muestra reacciones de cetonas alifáticas saturadas. Forma compuestos cristalinos como el bisulfito

sódico de acetona. Agentes reductores convierten la acetona en pinacol, isopropil alcohol o propano. La

acetona es estable a los agentes oxidantes más normales como el nitrato de plata o el ácido nítrico frío, pero se

puede oxidar en presencia de algunos agentes oxidantes fuertes como el permanganato alcalino, ácido crómico

y ácido nítrico caliente.

Con aldehídos, los alcoholes primarios forman acetales La acetona también forma acetales, con una reacción

exotérmica, pero la concentración en el equilibrio es pequeña a temperatura ambiente. Sin embargo el metil

acetal de acetona fue comerciado a partir de metanol a baja temperatura para usarse como aditivo de la

gasolina. El isopropenil metil éter, útil como un agente hidroxilo bloqueante en uretano y la química de

polímeros epoxi, se obtiene a partir del metil acetal de acetona, mediante pirolisis térmica con un buen

rendimiento. Con otros alcoholes primarios, secundarios y terciarios el equilibrio es menos favorable

progresivamente, en ese orden, en la formación de acetales.

La acetona se ha usado durante mucho tiempo como agente para bloquear la reacción de grupos hidroxilos en

1,2 y 1,3-diol, especialmente en la química de los carbohidratos. El equilibrio para la formación de acetales

5


con hidroxilos en estos compuestos es más favorable porque los productos son anillos de 5 y 6 miembros. Con

el glicerol, la constante de equilibrio para la formación de dioxalano es 0,5 a 23 ºC y 0,29 a 48 ºC en una

mezcla resultante de la acidificación de volúmenes iguales de acetona y glicerol a temperatura ambiente.

Además de la acetona también se verá (Tabla 2-2 a tabla 2-4) las propiedades de otros compuestos principales

en la producción de la misma, obtenidos de [1], [3] y [4].

Tabla 2–2. Propiedades físicas del Cumeno.

Nombre Cumeno

Fórmula C6H5-CH(CH3)2




Temperatura crítica 631 K

Punto de ebullición 152 ºC

Punto de fusión -96 ºC

Densidad 862 kg/m3

Presión de vapor 0,01 atm a 20 ºC


Punto inflamabilidad 31 ºC

Límites explosividad 0,9-6,5 %

Tabla 2–3. Propiedades físicas del Hidroperóxido de Cumeno.

Nombre Hidroperóxido de Cumeno

Fórmula C6H5-COOH(CH3)2




Punto de fusión -10 ºC


Temperatura crítica 605 K

Densidad 1050 kg/m3


Presión de vapor 3,61E-04 atm a 20 ºC


Límites explosividad 0,9-6,5 %

6


Tabla 2–4. Propiedades físicas del Fenol.

Nombre Fenol

Fórmula C6H5-OH

Estado Sólido cristalino blanco-incoloro



Temperatura crítica 694,2 K


Punto de fusión 43 ºC

Densidad 1070 kg/m3


Presión de vapor 4,64E-04 atm a 20 ºC


Límites explosividad 1,36-10 %

2.2. Mercado Mundial de la Acetona

El consumo de acetona ha ido creciendo a lo largo de los años desde la Primera Guerra Mundial, debido al

incremento de demanda se han ido perfeccionando los métodos de producción de la misma, permitiendo cubrir

la demanda y seguir creciendo. La demanda de la acetona para MMA, bisfenol A y como disolvente está

influenciada en gran medida por las condiciones económicas generales.

Se observa que la demanda de acetona va ligada a las diferentes situaciones económicas, buenas y malas, de

las principales economías del mundo.

En 2008, tomando los datos de [5], el importe por el intercambio mundial de acetona fue de 1889 M USD

(millones de dólares estadounidenses), un 11,3 % mayor con respecto del año anterior.

Tabla 2–5. Importaciones 2008.

Importaciones Importe Evolución

China 355 M USD -16,9 %

Países Bajos 254 M USD 29,0 %

Alemania 233 M USD 48,4 %

Reino Unido 170 M USD 8,1 %

Bélgica 129 M USD 101,11 %

Como se ve (Tabla 2-5), el principal país importador de acetona es China con 355 M USD, el cual había

disminuido sus importaciones un 16,9 %, esto no es debido a que disminuyera el consumo de acetona en

China, sino que la producción nacional había aumentado debido al aumento de demanda interna; esta

producción nacional tiene tendencia a crecer hasta llegar a un punto en el que la producción de acetona supere

la demanda.

7


Tabla 2–6. Exportaciones 2008.

Exportaciones Importe Evolución

España 258 M USD 42,6 %

Estados Unidos 252 M USD 5,6 %

Bélgica 212 M USD 38,5 %

Como se observa (Tabla 2-6), España es el país con el mayor importe de exportación, esto es debido, en su

mayor parte, a la presencia de la fábrica de Cepsa en Huelva, que produce 600.000 Tm/año de fenol y con ello

370.000 Tm/año de acetona.

En 2013, según una publicación del IHS Chemical Economics Handbooks [6] de 2014, la mayor parte del

mercado de la acetona estaba repartido en sus aplicaciones como disolventes, con un 35 % del consumo global

de acetona, en la producción de MMA, con un 25%, y en la producción de bisfenol-A, con un 24 %. Le seguía

el mercado de los productos químicos aldólicos, con un 9 % aproximadamente.

Figura 2-1. Consumo de acetona en 2013.

La demanda de acetona principalmente la componen Estados Unidos, Europa Occidental y China (Figura 2-1),

aunque Asia es con diferencia el mayor consumidor mundial. También se observa, comparado con lo visto

anteriormente, que China sigue siendo de los mayores consumidores del mundo y que su tasa de crecimiento

anual es casi de un 8 %, y se espera que siga siendo así.

El consumo de acetona para MMA muestra más variación regional que el bisfenol A. En Estados Unidos, un

aumento de la demanda de MMA y la reanudación de Lucites MMA da lugar a un aumento anual de la

demanda de acetona para MMA de un 3,5 %. En Europa Occidental se prevé que siga siendo la misma durante

los siguientes años. Al contrario, en Asia (excluyendo Japón), el consumo seguirá creciendo en altos números.

La demanda global de MMA se espera que crezca anualmente un 3,5 % en los próximos años.

El consumo de acetona para bisfenol A viene condicionado por el crecimiento del mercado de Asia y Oriente

medio; el incremento de la demanda y de la capacidad para bisfenol A tendrá como consecuencia una gran

demanda de acetona en estas regiones. A nivel mundial, el incremento de la demanda de acetona para bisfenol

Estados

Unidos

Europa

Occidental

China

Japón

Taiwan

Corea del Sur

Oceania

Brazil

IndiaRusia

Oriente

MedioMexicoÁfricaOtros

CONSUMO MUNDIAL DE ACETONA -

2013

8


A se espera que crezca anualmente un 4 % en los próximos años.

Asia seguirá siendo un gran consumidor del mercado mundial de acetona. Un incremento de la demanda de

acetona y la falta de acetona proveniente de Asia se traduce en un incremento de la producción de fenol y

acetona en los países desarrollados para exportarlos a Asia. A pesar de esto, como se ha visto en los estudios

de 2008, las importaciones de Asia han bajado considerablemente y la capacidad y producción han ido

incrementándose rápidamente, debido a la creciente demanda de bisfenol A y de resinas fenólicas. A esto se le

suma la apertura de una nueva planta de Cepsa en Shanghái, China, con una capacidad de producción de

250.000 Tm/año fenol y 150.000 Tm/año de acetona, la producción de fenol y de acetona de esta planta estará

destinada a cubrir el desfase que existe entre oferta y demanda en China, cuyas importaciones son

excesivamente grandes. A la luz de estos datos, se puede apuntar a que Asia pasará a convertirse en una

exportadora neta en pocos años.

Sacado de un artículo de El Confidencial Químico [7], al proyecto de Cepsa en Shanghái, que la convierte en

el segundo productor mundial de fenol y acetona; hay que añadirle el proyecto iniciado por Petro Rabigh a

orillas del Mar Rojo en la Península Arábiga, Arabia Saudí. Es una planta de fenol y acetona formada entre

Aramco y Sumitomo Chemical al 50 %, que tiene una inversión de 8.500 M USD y una capacidad de 275.000

Tm/año de fenol y 160.000 Tm/año de acetona.

Se prevé que casi toda la producción de esta nueva planta esté destinada a cubrir la demanda de Asia y Oriente

Medio; pero por la proximidad a Europa se cree que pueda afectar al equilibrio que existe en el continente en

cuanto a oferta.

Según otra publicación del FMI (Future Market Insights) [8] de 2015, en la que se ha realizado un estudio del

mercado de la acetona en 2020; en 2014 se consumieron 5,92 millones de toneladas de acetona y se espera que

se consuman aproximadamente 7 millones de toneladas, creciendo con una tasa compuesta de crecimiento

anual del 3 % hasta 2020.

El 31 % de la acetona producida mundialmente se destinaba para producir bisfenol A y se espera que siga este

tendencia hasta 2020, aproximadamente solo el 26 % de la acetona es usada como disolvente industrial. Se

espera que el uso de acetona para bisfenol A sobrepase a las demás aplicaciones creciendo anualmente un 3 %

hasta 2020.

El MMA representó el 28,3 % del consumo mundial de acetona. Se espera un gran crecimiento de la demanda

de acetona para MMA debido a la demanda por parte de industrias como la electrónica y la química.

APAC (Asia Pacific Acetone Industry) ha consumido el 41 % de la acetona producida en 2014, seguida de

América del Norte con un 21 %. El incremento del nivel de vida y los ingresos ha sido consecuencia del

crecimiento de la industria automovilística y farmacéutica en APAC, lo que se ha traducido en un incremento

de la demanda de acetona. Se espera que la demanda crezca significativamente en América Latina, Oriente

Medio y África del Norte. En Oriente Medio debido al incremento del sector de la construcción y farmacéutica

se espera que crezca la demanda un 3 % anualmente hasta 2020.

China, el mayor consumidor y productor mundial de acetona se espera que baje sus importaciones; esto es

debido al incremento de la capacidad de la acetona nacional y de la puesta en marcha de nuevas plantas,

además de la planta de Cepsa en Shanghái están Shanghái Sinopec Mitsui Chemicals y Formosa Chemicals &

Fibre Corp.; que producen 800.000 toneladas de acetona al año. Las importaciones de acetona por parte de

China acabarán si los demás competidores en el mundo de la acetona no lidian con los precios impuestos por

China.

Aunque algunos de los documentos expuestos discrepan en algunos aspectos, no hay lugar a duda de que Asia,

principalmente China, se está haciendo con el mercado de la acetona; pasando de ser uno de los mayores

importadores para acabar siendo un exportador neto de acetona.

2.3. Tecnología Actual de Producción de Acetona

Los procesos de producción de acetona empezaron a surgir a partir de la Primera Guerra Mundial debido a su

creciente demanda. Actualmente el proceso más utilizado en la producción de acetona es el proceso vía

9


cumeno, ha sido el proceso seleccionado y se describirá más adelante. Todos los procesos han sido

consultados en [2] y [9].

2.3.1 Destilación de la Madera

Hasta la Primera Guerra Mundial la acetona era producida por destilación de madera. Consiste en calentar la

madera en un recipiente cerrado y recoger los líquidos y gases producidos. Los gases pueden condensarse para

obtener ciertos productos químicos.

Una tonelada de madera seca tratada produce 300 kg de carbón vegetal, 140 m3 de gas combustible, 14 litros

de alcohol metílico, 52 litros de ácido acético, 8 litros de ésteres, 3 litros de acetona, 76 litros de aceite de

madera y de alquitrán ligero, 12 litros de aceite de creosota y 30 kg de brea.

2.3.2 Fermentación

Debido a la alta demanda de acetona en la Primera Guerra Mundial para la gelatinización de altos explosivos y

la producción de barnices para el revestimiento de la tela de los aeroplanos y la poca eficiencia de la

destilación para la obtención de acetona, se creó la necesidad de desarrollar nuevos procesos más eficientes, lo

cual dio lugar al proceso de fermentación.

El proceso de fermentación fue desarrollada por Chaim Weizmann basada en la fermentación de almidón de

maíz o melaza por enzimas especiales, se producía dos o tres partes de alcohol butílico por cada parte de

acetona. Se componía de cuatro operaciones: Preparación de la harina y el mosto, producción de cultivos,

fermentación y destilación.

Su importancia disminuyó mucho debido al desarrollo de otros métodos de producción, como el del alcohol

butílico, y a la aparición de otro proceso de menor coste a partir del propileno.

2.3.3 Método del Propileno

Uno de los procesos más importantes es a partir del propileno, obtenido del craqueo del petróleo. Con la

adición de ácido sulfúrico al propileno se obtiene sulfato de ácido de isopropilo. Posteriormente mediante

hidrólisis se produce alcohol isopropílico. Finalmente mediante oxidación, o deshidrogenación, en presencia

de catalizadores metálicos, como el cobre, a temperaturas entre 300-400 ºC se transforma el ácido en acetona.

𝐶𝐻3 − 𝐶𝐻 = 𝐶𝐻2𝐻2𝑆𝑂4⇒ (𝐶𝐻3)2𝐶𝐻𝑂𝑆𝑂2𝑂𝐻

𝐻2𝑂⇒ (𝐶𝐻3)2𝐶𝐻𝑂𝐻

𝐶𝑢++𝐶𝑎𝑙𝑜𝑟⇒ 𝐶𝐻3 − 𝐶𝑂 − 𝐶𝐻3

Figura 2-2. Reacción del Propileno.

2.3.4 Método del Ácido Acético

Método atribuido a Squibb en 1986, consiste en una descomposición catalítica de ácido acético con

catalizadores como carbón de madera, alúmina a 340-400 ºC, óxidos de torio y uranio, cobre a 390-410 ºC,

óxidos y polvos de zinc; que proporcionan selectividad a la reacción principal.

2 𝐶𝐻3𝐶𝑂𝑂𝐻 → 𝐶𝐻3 − 𝐶𝑂 − 𝐶𝐻3 + 𝐶𝑂2 +𝐻2𝑂

𝐶𝐻3𝐶𝑂𝑂𝐻 → 𝐶𝑂2 + 𝐶𝐻4

Figura 2-3. Reacción del Ácido Acético.

10


2.3.5 Método de Isopropil Alcohol

Se puede obtener acetona mediante la deshidrogenación catalítica de alcohol isopropílico vaporizado,

calentado e introducido en un reactor multitubular a 250-270 ºC. Los vapores de acetona son parcialmente

condensados y pasan a un separador líquido-vapor. La acetona es separada del hidrógeno y extraída en una

planta de enfriamiento.

El hidrógeno obtenido tiene una pureza del 99 % y la acetona se purifica con 3 columnas rectificadoras

obteniéndose con una pureza del 99,5 %.

𝐶𝐻3 − 𝐶𝐻𝑂𝐻 − 𝐶𝐻3 + 𝑄 → 𝐶𝐻3 − 𝐶𝑂 − 𝐶𝐻3 +𝐻2

Figura 2-4. Reacción del Isopropil Alcohol.

2.3.6 Método del acetileno

Este proceso consiste en pasar vapor de agua y acetileno sobre catalizadores como limonita parcialmente

reducida por hidrógeno, óxido de torio o una sal doble de torio con sales alcalinotérreas.

2.4. Tecnología Seleccionada

La tecnología seleccionada para el proceso de obtención de acetona es el proceso vía cumeno, o también

llamado el método Hock, denominado así por quien la descubrió, Heinrich Hock en Alemania.

Se ha escogido este proceso porque es el proceso más extendido mundialmente, consultando en [2], [10] y

[11].

Todas las grandes entidades en la producción de productos químicos utilizan este método principalmente para

producir fenol de alta calidad, obteniendo como subproducto acetona de calidad. El proceso se puede dividir

en dos etapas, una primera etapa de oxidación en la que el cumeno reacciona con oxígeno para dar

hidroperóxido de cumeno (HPC), y otra etapa de escisión en un medio ácido, en la que el HPC se divide en

fenol y acetona.

𝐶9𝐻12 + 𝑂2 → 𝐶9𝐻12𝑂2𝐻2𝑆𝑂4→ 𝐶6𝐻5𝑂𝐻 + (𝐶𝐻3)2𝐶𝑂

Figura 2-5. Reacción del Método Hock.

Por cada kilogramo de fenol se obtienen 0,6 kg de acetona, aproximadamente. En primer lugar se realiza una

oxidación del cumeno a HPC con aire desecado y libre de gas carbónico, también puede ser aire enriquecido

con oxígeno.

El oxígeno a la salida que no ha reaccionado se le denomina aire gastado, junto con el nitrógeno. El porcentaje

de este oxígeno se mantiene entre un 2 y un 3 %, tomando como límite superior un 4 %, para evitar así que se

creen atmosferas explosivas con el HPC.

Al salir de la etapa de oxidación, el HPC lleva a una etapa de concentración en un evaporador con el fin de

separar el HPC de los reactivos y devolverlos a la etapa de oxidación.

Luego de la etapa de concentración, llega la etapa de escisión del HPC en la que se descompone en acetona y

fenol en un medio ácido. Tras la escisión queda una mezcla de acetona, fenol y otros compuestos, es necesario

neutralizar la mezcla para eliminar la acidez.

Por último el producto llega a la etapa de separación, en la que los productos finales, acetona y fenol, se

obtienen con una calidad alta y se separan de los demás productos no deseados formados durante el proceso.

11


Una de sus grandes ventajas y de sus razones de elección, es que es un proceso muy estudiado y mejorado para

hacerlo más eficiente, aprovechando la materia prima y sin malgastar otros productos de gran valor, como el

ácido sulfúrico.

Con el uso de tecnología avanzada en el proceso se minimiza la producción de productos no deseados y

maximizando la conversión de fenol y acetona, y junto a un sistema de control avanzado se optimiza la mejora

de la eficiencia de los equipos y aumenta la calidad de los productos. Además tiene un bajo impacto ambiental

y un reducido coste de tratamiento.

A continuación se muestran algunas de las características de fenol (Tabla 2-7) y acetona (Tabla 2-8)

comerciales típicas respectivamente, sacadas de [12]:

Tabla 2–7. Características comerciales del Fenol.

Nombre Fenol

Pureza 99,99 % en peso

Color 5 máximo

Punto congelación 40,8 ºC mínimo

Carbonilos 25 ppm máximo

2-metilbenzofurano 5 ppm

Agua 150 ppm

Tabla 2–8. Características comerciales de la Acetona.

Nombre Acetona

Pureza 99,7 % en peso

Color, Pt-Co 5 máximo

Rango destilación 0,5 ºC (1 atm)

Aldehídos 20 ppm

Benceno 1 ppm

Agua 0,2 % en peso

12


13

3 CINÉTICA Y TERMODINÁMICA DE LA

REACCIÓN

l proceso de obtención de acetona a partir de cumeno puede dividirse en tres partes: oxidación, escisión

y separación.

Habría que añadir una etapa de reacción secundaria que corresponde a la hidrogenación del AMS

recirculado para devolverlo como cumeno al inicio del proceso, la parte de oxidación.

Las especificaciones del proceso, así como las condiciones de operación se han desarrollado a partir [2] y de

[10].

3.1 Oxidación

En la etapa de oxidación se oxida cumeno líquido para formar HPC en una reacción gas-líquido. La oxidación

se rige por la siguiente reacción (Figura 3-1), con la posterior velocidad de reacción (Figura 3-2):

𝐶6𝐻5 − 𝐶𝐻(𝐶𝐻3)2 +𝑂2 → 𝐶6𝐻5 − 𝐶𝑂𝑂𝐻(𝐶𝐻3)2

Figura 3-1. Reacción de Oxidación.

𝑟𝐻𝑃𝐶 =𝑑(𝐻𝑃𝐶)

𝑑𝑡= 𝑘 ∗ [𝐻𝑃𝐶]0,5 ∗ [𝐶𝑢𝑚𝑒𝑛𝑜]

Figura 3-2. Velocidad de oxidación del cumeno.

En la oxidación del cumeno a HPC existen varios pasos intermedios. En el primer paso de la oxidación se crea

un radical en el carbono principal del cumeno en el radical isopropil (Figura 3-3).

Figura 3-3. Radicalización del cumeno.

E

14


Luego de la radicalización, el cumeno con un radical libre se une a una molécula de oxígeno para formar

cumeno con un radical peróxido que se transforma en HPC uniéndose a un hidrógeno liberado por una

molécula de cumeno que se ha radicalizado (Figura 3-4).

Figura 3-4. Formación de HPC.

Existen aún más pasos intermedios en la oxidación; cada uno con una constante cinética propia, por lo que no

existe una cinética sencilla y específica para este proceso

Esta reacción es un ejemplo de una reacción autocatalizada, como se observa (Figura 3-1), el propio producto,

HPC, contribuye a una mayor velocidad de reacción cuanto mayor es la concentración de HPC.

Aunque en este aspecto sea muy positivo en cuanto a velocidad de reacción, una mayor concentración de HCP

lleva a una mayor formación de subproductos, siendo el principal el dimetilfenilcarbinol (DMBA), que se

forma a partir del cumeno, siguiendo la siguiente reacción (Figura 3-5):

𝐶6𝐻5 − 𝐶𝐻(𝐶𝐻3)2 +12⁄ 𝑂2 → 𝐶6𝐻5 − 𝐶𝑂𝐻(𝐶𝐻3)2

Figura 3-5. Reacción de DMBA.

También se produce cierta cantidad de acetofenona según la reacción indicada a continuación (Figura 3-6),

pero no se tiene en cuenta en la oxidación debido a que la producción suele estar por debajo del 0,5 % y no se

considera significante.

𝐶6𝐻5 − 𝐶𝐻(𝐶𝐻3)2 +12⁄ 𝑂2 → 𝐶6𝐻5 − (𝐶𝐻3)𝐶 = 𝑂 + 𝐶𝐻4

Figura 3-6. Reacción de la acetofenona mediante oxidación.

Los subproductos pueden volver a ser convertidos en cumeno o utilizarlos como una corriente de combustibles

(TAR).

Además de evitar la formación de subproductos manteniendo la concentración de HPC controlada, se lleva a

cabo la reacción de oxidación en una emulsión acuosa con hidróxido sódico con el fin de mantener el pH de la

reacción alto y estable, para evitar que el HCP se descomponga durante la oxidación formando fenol (esto se

da en medios ácidos) que inhibe la formación de HCP, por lo que no es conveniente que estén presentes el

fenol u otros compuestos insaturados y ácidos durante la oxidación.

Esto lleva a que la selectividad de la reacción sea muy alta y que la formación de subproductos sea mínima y

muy controlada.

La oxidación se puede llevar a cabo sin presencia de agua, pero a una mayor temperatura y utilizando sales

solubles de metales pesados como el manganeso, el cobalto o el cobre que actúan como promotores.

Otro aspecto a tener en cuenta, según [13], es la temperatura, aparte de favorecer la cinética, cuando la

oxidación se produce a temperaturas altas puede provocar la descomposición térmica del HPC.

Además de reducir el rendimiento del proceso, muchos picos de temperatura y explosiones son debidos a la

15


descomposición de los peróxidos orgánicos, por su débil enlace oxígeno-oxígeno que es la base de su

reactividad y tendencia a descomposiciones espontáneas y violentas. Este suceso es más común en la etapa de

escisión, pero también hay que vigilarlo en la etapa de oxidación.

Es necesario comprobar si la oxidación está limitada por el equilibrio, por lo que se va a realizar un análisis

termodinámico, calculando la constante de equilibrio estándar y ver cómo es esta en las condiciones del

proceso.

Para empezar se verán las entalpías de formación y las energías libres de Gibbs de formación (Tabla 3-1) en

condiciones estándar, 25 ºC y 1 atm.

Tabla 3–1. Propiedades termodinámicas de los componentes principales.

Compuesto Estado ∆Hºf (kJ/mol) ∆Hºv (kJ/mol) ∆Gºf (kJ/mol) Cp (kJ/molK)

Cumeno Gas 3,93

45,17 137,05

0,214 Líquido -41,23 124,37

Oxígeno Gas 0 0 0 0,0294

HPC Gas -78,40

69,90 -139,30

0,286 Líquido -148,30 -160,30

Acetona Gas -216,5

31,52 -152,79

0,126 Líquido -248 -155,80

Fenol Gas -90,88

67,35 -26,20

0,127 Líquido -158,23 -46,13

Todos los datos se han obtenido de [14], excepto del HPC, del cual las entalpias se han obtenido de [15], la

energía libre de Gibbs en estado gaseoso de [16] y de [2].

La constante de equilibrio se ha obtenido utilizando ASPEN [17], utilizando el reactor REQUIL, el cual lleva a

cabo la reacción llevándola hacia el equilibrio.

Para un valor de temperatura de 298 K y una presión de 1 atm, se obtiene una Kºeq = 2,1912*10+07, un valor

muy alto, pero puede ser susceptible con la temperatura, por lo que se habrá que estudiar cómo evoluciona la

constante en el rango de temperatura en el que se produce la oxidación (Tabla 3-2).

Tabla 3–2. Constante de equilibrio para la reacción de oxidación.

Keq T (°C)

58023 90

40145 95

19797 105

10132 115

La constante de equilibrio disminuye con la temperatura, lo que es normal. A pesar de que disminuye, se

mantiene en valores altos como para considerar la reacción de oxidación irreversible.

Las condiciones de operación normales, según [2], son los siguientes: La temperatura en el reactor suele estar

entre los 80-130 ºC, dependiendo si la emulsión es acuosa o no. La oxidación es una reacción fuertemente

exotérmica, con un calor de reacción de: ∆Hr=-107,07 kJ/mol (según los valores de [14]), por lo que tendrá

que estar refrigerado. La presión es mayor que la atmosférica, en torno a los 5 bares. El tiempo de residencia

depende del número de reactores; para el caso de 4 reactores el tiempo de residencia es de 3-6 h.

Tras salir del reactor de oxidación y antes de llegar a la etapa de escisión, hay que concentrar el HPC formado

durante la oxidación y así evitar que componentes como el cumeno alteren la reacción de escisión, en esta

parte no hay involucrado ningún proceso químico.

16


3.2 Escisión

El proceso de escisión del HPC en fenol y acetona se lleva a cabo en un medio ácido, siguiendo la siguiente

reacción (Figura 3-7):

𝐶6𝐻5 − 𝐶𝑂𝑂𝐻(𝐶𝐻3)2 → 𝐶𝐻3 − 𝐶𝑂 − 𝐶𝐻3 + 𝐶6𝐻5 − 𝑂𝐻

Figura 3-7. Reacción de Escisión.

−𝑟𝐻𝑃𝐶 =−𝑑(𝐻𝑃𝐶)

𝑑𝑡= 𝑘 ∗ [𝐻𝑃𝐶] ∗ [𝐻2𝑆𝑂4]

Figura 3-8. Velocidad de reacción de la escisión.

El catalizador más usado es ácido sulfúrico muy diluido, manteniendo un bajo contenido global en ácido para

evitar reacciones secundarias que se puedan dar a partir de la acetona y a bajas temperaturas para evitar la

descomposición térmica del HPC que lleva a productos indeseables como aldehídos y cetonas aromáticas.

Hay que asegurarse de que casi todo el HCP reaccione a la salida del reactor, ya que pueden darse lugar una

serie de reacciones en cadena que pueden provocar explosiones. El medio se homogeneiza para evitar puntos

calientes y acumulaciones de HPC.

La escisión sigue una velocidad de reacción (Figura 3-8) típica en la descomposición de hidroperóxidos

orgánicos, generalmente para aquellos que contienen un núcleo aromático enlazado al átomo de carbón que

contiene el grupo hidroperóxido de acuerdo con [18].

La constante cinética de pseudo-primer orden de descomposición del HPC, depende de la temperatura y de la

concentración de agua y fenol, por lo que no se le puede dar un valor fijo para toda la reacción, ya que esos

parámetros van cambiando, conforme avanza la reacción.

Observando las gráficas (Figura 3-9) de [19], se puede sacar en claro que hay una disminución importante de

la constante cinética con el incremento de la concentración de agua, al mismo tiempo que hay un incremento

de la energía de activación, sin embargo con la concentración de fenol ocurre todo lo contrario. Se observa que

la energía de activación crece de 13 kcal/mol a 26 kcal/mol.

Figura 3-9. Variación de k con respecto de la concentración de agua y fenol.

ko representa la constante cinética en condiciones de referencia (25 ºC y

1 atm).

Fue Burtzlaff quien lo hizo, mediante el decremento de la función de acidez de Hammet, H0. Para explicar

estos efectos, se realizó experimento para definir H0 para una solución ácida de agua-fenol-acetona-sulfúrico

17


(Figura 3-10). Se determinó que (-H0) disminuye con el aumento de la concentración de agua, al contrario que

con la concentración de fenol.

Figura 3-10. Relación de k con el medio ácido.

CA es la moralidad del ácido sulfúrico.

La selectividad de la escisión con ácido sulfúrico es muy alta, según bibliografía, pero no puede evitarse la

formación de subproductos, el principal es el AMS, que puede recuperarse en forma de cumeno mediante una

hidrogenación o puede utilizarse en copolimerizaciones con estireno. Además se puede formar acetofenona y

metanol que se tratan como TAR, y agua que se forma se lleva tratamiento.

También existe un producto intermedio que se produce durante la escisión y prácticamente reacciona

completamente en esta misma etapa, es el Peróxido de dicumilo (DCP) que se forma a partir del HPC y del

DMBA y se descompone en fenol, acetona y AMS. Las reacciones secundarias se rigen por las siguientes

reacciones (Figura 3-11, Figura 3-12, Figura 3-13):

𝐶6𝐻5 − 𝐶𝑂𝐻(𝐶𝐻3)2 → 𝐶6𝐻5 − 𝐶(𝐶𝐻3) = 𝐶𝐻2 +𝐻2𝑂

Figura 3-11. Reacción de AMS.

𝐶6𝐻5 − 𝐶𝑂𝑂𝐻(𝐶𝐻3)2 → 𝐶6𝐻5 − 𝐶𝑂 − 𝐶𝐻3 + 𝐶3𝑂𝐻

Figura 3-12. Reacción de la Acetofenona mediante descomposición.

𝐶6𝐻5 − 𝐶𝑂𝑂𝐻(𝐶𝐻3)2 + 𝐶6𝐻5 − 𝐶𝑂𝐻(𝐶𝐻3)2 → 𝐶6𝐻5 − (𝐶𝐻3)2𝐶 − 𝑂𝑂 − 𝐶(𝐶𝐻3)2 − 𝐶6𝐻5 +𝐻2𝑂→ 𝐶𝐻3 − 𝐶𝑂 − 𝐶𝐻3 + 𝐶6𝐻5 − 𝑂𝐻 + 𝐶6𝐻5 − 𝐶(𝐶𝐻3) = 𝐶𝐻2

Figura 3-13. Reacción del DCP.

Igual que se ha hecho en la oxidación, hay que comprobar si la reacción está limitada por el equilibrio.

Utilizando ASPEN [17] se obtiene como varía la constante de equilibrio con la temperatura (Tabla 3-3).

-3

-2

-1

0

1

2

3

-3 -2 -1 0

log k

- (Ho+logCA)

60 ºC

45 ºC

30 ºC

18


Tabla 3–3. Constante de equilibrio para la reacción de escisión.

Keq T (°C)

7,5*1045 50

5,58*1038 125

En este caso más que en el anterior se puede considerar que la reacción será irreversible; además es muy

probable que se cumpla la condición de que la concentración de HPC a la salida sea muy baja.

Las condiciones de operación normales, según [2], son los siguientes: La temperatura en el reactor suele ser

baja, estando entre los 50-90 ºC. La escisión también es una reacción fuertemente exotérmica, con un calor de

reacción de: ∆Hr=-258,24 kJ/mol (según los valores de [14]), así que también estará refrigerado. La presión

será mayor que la anterior, operando a 8 bares.

La concentración del ácido sulfúrico será baja, entre un 10-25 %, con un contenido global en ácido menor del

2%. Normalmente se utilizan dos formas de introducir el ácido en el reactor, inyectándolo directamente en el

reactor o bien mediante la refrigeración, en caso de que se use un intercambiador externo, utilizando la

corriente a enfriar para inyectarle el ácido antes de entrar en el intercambiador y devolverlo al reactor.

3.3 Hidrogenación

El proceso de hidrogenación del AMS se realiza con el AMS producido durante el proceso. El proceso tiene

un buen rendimiento, incluso a bajas temperaturas y una presión parcial del hidrógeno baja. La hidrogenación

es una reacción gas-líquido que sigue el siguiente mecanismo de reacción (Figura 3-14), con la siguiente

velocidad de reacción (Figura 3-15).

𝐶6𝐻5 − 𝐶(𝐶𝐻3) = 𝐶𝐻2 +𝐻2𝑃𝑑/𝐴𝑙2𝑂3→ 𝐶6𝐻5 −𝐻𝐶(𝐶𝐻3)2

Figura 3-14. Reacción de hidrogenación.

−𝑟𝐴𝑀𝑆 = 𝑘𝐴𝑀𝑆 ∗𝐾𝐻𝐶𝐻

(1+√𝐾𝐻𝐶𝐻)2 = 𝑘𝑜 ∗ exp (−

𝐸𝑎

𝑅𝑇) ∗

𝐾𝐻𝐶𝐻

(1+√𝐾𝐻𝐶𝐻)2 (

𝑚𝑜𝑙

𝑠∗𝑔𝑐𝑎𝑡) ; 𝐶𝐻 ≡

𝑚𝑜𝑙

𝑚3

Figura 3-15. Velocidad de reacción de hidrogenación.

El mecanismo de reacción (Figura 3-15) se ha obtenido de [20]. Hay disponibles varios catalizadores

disponibles para llevar a cabo la reacción, por ejemplo el níquel. El problema que existe con los catalizadores

de níquel es que se produce una polimerización. Sin embargo, utilizando catalizadores de paladio solo se

produce la reacción de hidrogenación, produciéndose cumeno.

La reacción de hidrogenación tiene una constante de equilibrio de 2,28*1012 a 50 ºC por lo que se puede

considerar una reacción irreversible.

La reacción se da en la superficie del catalizador donde prácticamente no existen efectos difusionales. Para

evaluar el efecto de la concentración de AMS, se han realizado experimentos con soluciones de AMS en un

rango de 10-0,5 %. Llevando a cabo las reacciones con las mismas condiciones de operación se detecta una

diferencia de un 30 % y es debida a la solubilidad del hidrógeno en AMS puro y destilado. Los resultados

indican que la reacción es de orden cero con respecto del AMS en concentraciones de 0,5 a 100 %.

El mecanismo de reacción (Figura 3-15) está basado en ciertas suposiciones: La absorción del hidrógeno y del

AMS no son competitivas, considerando cero el orden con respecto del AMS y asumiendo la proporcionalidad

del número de huecos con la masa del paladio y que no hay limitaciones por transferencia de masa externa.

19


Visto todo esto, existen unos valores de los parámetros de la cinética estimados que se detallan a continuación

(Tabla 3-4):

Tabla 3–4. Parámetros de la cinética.

Parámetro estimado

Intervalo de confianza (95 %)

mínimo máximo

ko

(mol/g·s) 8,5*106 3,4*106 21*106

Ea

(kJ/mol) 38,7 37,2 40,3

KH

(m3/mol) 1,4*10-2 0,6*10-2 2,2*10-2

20


21

4 SÍNTESIS DEL PROCESO

a síntesis de un proceso consiste en determinar las partes que componen un proceso, diseño y

características, de forma óptima. Para realizar la síntesis de forma óptima se recurre a una serie de

instrucciones detalladas de cada sección tal y como viene indicado en [21].

Es necesario añadir que se va a diseñar el proceso de producción de acetona sin tener en cuenta la formación

de productos secundarios, es decir, se va a formar HPC a partir de cumeno y este se va a descomponer en

acetona y fenol. Se ha realizado así debido a que la formación de azeótropos con los productos secundarios

lleva a una separación muy compleja de los productos.

4.1 Estructura de Entrada-Salida

En la estructura entrada-salida se analiza el volumen de control del proceso completo. Solo se tienen en cuenta

las corrientes de entrada y salida. Las corrientes intermedias del proceso, como el HPC, se asumen que

reaccionan completamente. Se asume que el cumeno que sale por la evaporación se separa idealmente

asumiéndose una separación ideal de fenol y acetona.

A continuación se representa una entrada-salida (Figura 4-1) para las condiciones expuestas. Para terminar de

definir la estructura entrada-salida hay que realizar algunas decisiones que hay que considerar y que se

muestran a continuación:

Figura 4-1. Estructura entrada-salida global.

L

22


Es necesario comprobar que todos los productos abandonan el proceso en corrientes de salida, con excepción

de un producto intermedio que se recupera hasta agotarse dentro del proceso, en este caso ese es el HCP. Para

comprobar esto se comprueban las entradas y salidas del proceso (Tabla 4-1). El número de corrientes de

salida será el número de grupos menos el número de corrientes de recirculación.

Tabla 4–1. Clasificación de los componentes.

Componente Destino

Cumeno Materia prima

Aire Materia prima

Aire (N2) Purga

Acetona Producto A

Fenol Producto B

Cumeno Recirculación

Se tiene 4 grupos con distinto destino, incluyendo una recirculación. Con estos resultados vemos que el

número de corrientes de salida será 4-1=3 corrientes de salida. El número de corrientes de salida coincide con

la estructura entrada-salida realizada (Figura 4-1).

Una vez vista la estructura entrada-salida global, se mira un poco más de cerca y se distinguen sus diferentes

etapas (Figura 4-2).

Figura 4-2. Estructura entrada-salida detallada.

Para calcular el potencial económico, como el proceso aún no está definido en profundidad, se calcula como la

diferencia entre los ingresos estimados por la venta de los productos y subproductos y los gastos originados

por la compra de materias primas.

En este caso la acetona sería el producto principal, al igual que el fenol; el cumeno y el aire serían las materias

primas. Como se está analizando el beneficio suponiendo que los costes de operación y de amortización de la

inversión fuesen nulos, el potencial económico debe ser suficientemente alto.

Hay que añadir que las materias primas normalmente representan más del 60 % de los costes de operación y

que la incertidumbre en el precio de las materias primas y de los productos suele ser amplia; por lo que se

suele observar que el cociente entre los ingresos estimados por venta de productos menos los gastos de materia

prima y los gastos de por compra de materias primas debe ser positivo para que haya beneficios.

También se aconseja efectuar un análisis de sensibilidad del potencial económico debido a la incertidumbre, el

libro [21] provee un rango de variación (Tabla 4-2) para efectuar el análisis de sensibilidad.

23


Tabla 4–2. Rango de variación para el análisis de sensibilidad.

Objeto a variar Disminuir en (%) Aumentar en (%)

Precios de productos 5 5

Coste de materias

primas

2 5

Costes de inversión 15 20

Volumen de

producción

5 2

Una vez expuesto el método, se procede a calcular el potencial económico. Primero hay que tener en cuenta el

precio de todos los componentes envueltos en el potencial económico (Tabla 4-3), los precios de los productos

principales se han obtenido de [22] y [23].

Utilizando los resultados de la simulación se puede saber cuántos kilogramos se tiene de materia prima y de

producto por cada kg de acetona. Por cada kilogramo de acetona se tienen 1,64 kilogramos de fenol y 2,10 kg

de cumeno. Por estequiometría se tienen 0,56 kilogramos de oxígeno.

Con esto se pueden calcular los costes e ingresos de los componentes (Tabla 4-4).

Tabla 4–3. Precios de compra y venta.

Componente Precio (€/kg)

Cumeno 0,81

O2 0

Fenol 1,10

Acetona 0,87

Tabla 4–4. Ingresos y costes.

Componente Masa (kg/kg acetona) Precio (€)

Cumeno 2,10 1,69

O2 0,56 0

Fenol 1,64 1,80

Acetona 1,00 0,87

Una vez tenemos todo esto, podemos proceder a calcular el potencial económico:

(𝐼𝑛𝑔𝑟𝑒𝑠𝑜𝑠 − 𝐺𝑎𝑠𝑡𝑜𝑠)

𝑀𝑎𝑠𝑎 𝑎𝑐𝑒𝑡𝑜𝑛𝑎=(1,80 + 0,87 − 1,69)

1= 0,99

€

𝑘𝑔 𝑎𝑐𝑒𝑡𝑜𝑛𝑎

(4-1)

El potencial económico es positivo y el ratio entre ingresos y gastos es de 0,58. El ratio no está por encima de

2, da a entender que el proceso no va a tener mucho margen de beneficio, por lo que los costes de operación no

pueden ser grandes.

Estos valores dependen mucho de los precios y pueden variar muy fácilmente, por ello es conveniente realizar

un análisis de sensibilidad variando los valores en los rangos vistos anteriormente (Tabla 4-2).

Se va a calcular el potencial económico en los dos casos:

24


Disminuir los valores:

Disminuyendo los valores se obtienen los valores de precios de los componentes (Tabla 4-5) e ingresos (Tabla

4-6) mostrados a continuación:

Tabla 4–5. Precios de compra y venta disminuidos.


Cumeno 0,79

O2 0

Fenol 1,05

Acetona 0,83

Tabla 4–6. Ingresos y costes disminuidos.


Cumeno 2,10 1,65

O2 0,56 0

Fenol 1,64 1,71

Acetona 1,00 0,83

Con todos los precios ya cambiados se procede a calcular el potencial económico disminuido:


𝑀𝑎𝑠𝑎 𝑎𝑐𝑒𝑡𝑜𝑛𝑎=(1,71 + 0,83 − 1,65)

1= 0,89

€


(4-2)

El ratio es 0,54.

Aumentar los valores:

Siguiendo el mismo procedimiento anterior:

Tabla 4–7. Precios de compra y venta aumentados.


Cumeno 0,85

O2 0

Fenol 1,16

Acetona 0,91

Tabla 4–8. Ingresos y costes aumentados.


Cumeno 2,10 1,77

O2 0,56 0

Fenol 1,64 1,89

Acetona 1,00 0,91

25


Con todos los precios ya cambiados se procede a calcular el potencial económico disminuido:


𝑀𝑎𝑠𝑎 𝑎𝑐𝑒𝑡𝑜𝑛𝑎=(1,89 + 0,91 − 1,77)

1= 1,03

€


(4-3)

El ratio es 0,58.

Analizando los potenciales económicos y los ratios obtenidos en el análisis de sensibilidad, se puede decir que

los valores no varían mucho, un 10 % a la baja y un 4 % al alta, manteniéndose en valores altos y el ratio solo

varía a la baja. Estos valores son muy teóricos y no parecen prometedores, hay que tener en cuenta costes de

inversión y de operación.

4.2 Sistema de Reacción y de Recirculación

4.2.1 Elección del Tipo de Reactor, Conversión por Paso

Se va a realizar un diseño conceptual de los reactores para el posterior cálculo del coste de los reactores.

El diseño de los reactores se ha realizado de diferentes formas dependiendo del tipo de reactor. Para los

reactores de oxidación se ha utilizado el tiempo de residencia de [2] y el caudal volumétrico de Aspen Plus.

Para los reactores escisión se ha sacado el volumen de las gráficas, tanto los MP como el FP. Cuando se

trabaja a presión menor de 17 bares se utiliza una relación longitud/diámetro de 3 [24] tanto MP como FP.

Una vez definido el volumen de los equipos, hay que especificar el tipo de reactor que se va a utilizar y evaluar

sus características principales; para la elección del tipo de reactor junto a sus características se ha acudido a

[25].

El diseño aproximado del reactor debe incluir las siguientes especificaciones:

1. Volumen del reactor.

2. Geometría del reactor.

3. Superficie para la transmisión de calor.

4. Tipo y grado de agitación.

5. Materiales de construcción

4.2.1.1 Oxidación

En la etapa de oxidación, se tiene que la cinética de esta reacción es desconocida, por lo que no se puede

determinar una conversión en función del volumen del reactor, aun así se va a profundizar lo más que se pueda

en el reactor.

Es una reacción heterogénea no catalítica (el hidróxido de sodio no se considera catalizador, solo se utiliza

para mantener en niveles altos el pH en el reactor), en la que reacciona una fase líquida, cumeno, con una fase

gaseosa, oxígeno.

Existen dos métodos de oxidación, el método seco y el húmedo. En el método seco se introducen en el reactor

la solución de cumeno y el aire; el método húmedo añade además una solución acuosa básica, normalmente

hidróxido sódico, que controla el pH de la reacción.

Existen ventajas del método húmedo respecto al seco: La transferencia de masa de los compuestos básicos es

más efectiva debido que al estar disueltas tienen más área de transferencia, el agua hace que sea un medio más

seguro y la reacción está más controlada porque reduce el calor de reacción y la inversión de capital es menor.

Al tener más de una fase reaccionando, se tiene que esta es una reacción heterogénea fluido-fluido, hay que

elegir el tipo de reactor adecuado para este tipo de reacciones. Es necesario tener en cuenta la solubilidad del

26


oxígeno en el cumeno, la cual es bastante alta.

En la oxidación, el oxígeno disuelto en la fase líquida actúa como un fuerte oxidante que lleva a la formación

de subproductos, al contrario que ocurre en la burbuja de gas dentro del reactor. Por esta razón es necesario

escoger un equipo en el que se limite la circulación del gas al líquido, el que cumple con estas especificaciones

es un tanque de borboteo, aumentando la selectividad.

De acuerdo con la bibliografía [2], es típico en la industria que exista más de un reactor de oxidación, de esta

manera se consigue que la selectividad en la reacción sea lo más alta posible, minimizando la posible

descomposición térmica del HPC.

Esto es debido a que la temperatura de cada reactor va disminuyendo conforme se avanza en cada reactor,

usualmente se usan tres o cuatro reactores, comenzando con una temperatura de 115 ºC y acabando en el

último de una serie de cuatro reactores con una temperatura de 90 ºC, operando a 5 bares.

La concentración de HPC a la salida de cada reactor va aumentando, siendo de 9-12 % en el primero, 15-20 %

en el segundo, 24-29 % en el tercero y 32-39 % en el cuarto, haciendo esto se consigue una selectividad del

90-95%. El ratio de oxígeno también es mayor en los últimos reactores.

Englobando todo esto, se ve que la conversión por paso del primer reactor es de 9-12 %, 6-8 % en el segundo,

9 % en el tercero y 8-10 % en el cuarto, teniendo una conversión global en la etapa de reacción de 32-39 %.

Todas las concentraciones son en peso.

Cada reactor tiene un calor de reacción de -107,07 kJ/mol. En el caso de oxidación, el cumeno y el HPC no

tienen problemas de compatibilidad de metales, en cambio, el hidróxido sódico si tiene incompatibilidad con el

aluminio, el magnesio el estaño y el zinc, por lo que para los reactores de oxidación se va a utilizar acero al

carbono como material de construcción. La bibliografía consultada para la elección de los materiales a usar en

los equipos ha sido [26] y [27].

Una vez expuestas las especificaciones del reactor de oxidación, se procede al diseño aproximado del mismo.

La reacción es heterogénea líquido-gas así que, siguiendo las indicaciones de [25], se utilizan tanques agitados

con cortacorrientes y agitación con turbina. La turbina tiene una potencia de 1,97 kW/m3 y una velocidad de

0,02 m/s, elegida para este caso en el que los gases no se absorben en su mayor parte. Se tiene un coeficiente

de trasferencia de calor (U), de 0,57 kW/(m2*K)

Ya definidas las características, se reúnen todas las especificaciones de los cuatro reactores (Tabla 4-9):

Tabla 4–9. Reactor de Oxidación.

Especificaciones Reactor 1 Reactor 2 Reactor 3 Reactor 4

Volumen (m3) 149 158 155 152

Longitud (m) 12 12 12 12

Diámetro (m) 4 4 4 4

Material Acero al

carbono

Acero al

carbono

Acero al

carbono

Acero al

carbono

Agitación

Potencia (kW) 294 312 305 299

Velocidad (m/s) 0,02 0,02 0,02 0,02

U (kW/(m2*K)) 0,57 0,57 0,57 0,57

4.2.1.2 Evaporador

El evaporador que se ha elegido para el proceso de acuerdo con [28] es un evaporador de película delgada que

trabaja a vacío. Estos evaporadores forman una película fina a través de la superficie de transferencia de calor

que maximiza la velocidad de transferencia de calor al líquido y con ello reducir al mínimo el tiempo de

residencia; es el adecuado porque en el evaporador se busca un tiempo de residencia no superior a 15 minutos,

de acuerdo con [29].

27


En la concentración se tiene un evaporador de película ascendente, en el que la alimentación entra por la parte

inferior de una serie de tubos verticales de 50 mm de diámetro y forma una película de líquido en el interior

del tubo. La película se mantiene por el arrastre que ejerce el vapor en la superficie del líquido. El vapor y

parte del líquido arrastrado se recoge en la parte superior y la corriente concentrada se recoge en la parte

inferior.

Para el dimensionado del evaporador se siguen las indicaciones de [28] (Figura 4-3), con los datos obtenidos

en la simulación y utilizando las ecuaciones de transferencia de calor (4-4 y 4-5), se puede calcular el área de

transferencia, el cual es una especificación para poder calcular el coste del evaporador.

Figura 4-3. Esquema evaporador.

𝐹 ∗ 𝐻𝐹 + 𝑄 = 𝐿 ∗ 𝐻𝐿 + 𝑉 ∗ 𝐻𝑉 (4-4)

𝑄 = 𝑈 ∗ 𝐴𝑡 ∗ ∆𝑇 (4-5)

F, L y V son la alimentación, la corriente concentrada y el vapor con el líquido de arrastre respectivamente. Q

es el calor a aportar, U es el coeficiente global de transferencia de calor que, de acuerdo con [25], tiene un

valor de 1,42 kW/(m2*K), y por último ΔT (T-To) es el gradiente de temperatura con respecto de la

temperatura del vapor y la temperatura de ebullición del fluido a la presión de operación, asumiendo que no

hay incremento del punto de ebullición. Se utiliza vapor a 134 ºC y la temperatura de ebullición es 112,6 ºC.

Resolviendo las ecuaciones, se tiene que el evaporador tiene un área de transferencia de 80 m2.

28


4.2.1.3 Escisión

En la etapa de escisión existe el mismo problema que en la oxidación, no se conoce la cinética, por lo que no

se puede calcular la conversión por paso del reactor por ese método.

En esta etapa, al contrario que la oxidación, no existen dos fases reaccionantes distintas; en la escisión se tiene

HPC en un medio ácido muy diluido, lo cual lo convierte en una reacción homogénea.

De acuerdo con [30], el proceso de escisión se compone de dos partes; en la primera se produce una escisión

parcial del HPC, una deshidratación del DMBA para dar AMS, la formación de acetofenona a partir de HPC y

la formación de DCP a partir de HPC y DMBA. La reacción se produce a 90 ºC con una conversión del HPC a

la salida del último reactor en torno al 85 %.

Aunque no se conoce la cinética, se sabe que usualmente en la escisión se utiliza una combinación de reactores

MP seguido de un reactor FP. Se realiza de esta manera porque para alcanzar una conversión casi completa del

HPC en un MP es necesario un volumen de reactor demasiado grande (Figura 4-4) [31]. Solo para alcanzar

una concentración del 10 % es necesario casi 1000 m3.

Figura 4-4. Conversión a la salida del reactor MP.

En la industria se suelen utilizar tres reactores MP en serie buscando una conversión a la salida de cada reactor

de 43-50 %, 67-73 % y 78-82 %, en orden, en base al HPC de la entrada.

Conociendo cómo evoluciona la conversión en función del volumen (Figura 4-5) [31], con una cantidad de

99,51 kmol/h, sacada de la simulación de Aspen, es necesario tres reactores con una conversión por paso cada

uno del 43 % aproximadamente. Para conseguir esa conversión el volumen de cada reactor debe de ser de unos

10 m3.

En el caso de la escisión, el HPC no tiene problemas de compatibilidad de metales, en cambio, el fenol tiene

incompatibilidad con fundiciones de hierro y el ácido sulfúrico es incompatible con metales ligeros,

fundiciones de hierro y aceros al carbono; por lo que para los reactores de escisión se va a utilizar acero

inoxidable austenítico con una capa de protección anódica o con un 5-6 % de silicio como material de

construcción. La bibliografía para esta sección ha sido [32].

El reactor es un recipiente con agitador de turbina y cortacorriente, tiene una potencia de 0,09 kW/m3. Se

asume completamente mezclado y un valor de U para el encamisado o el serpentín de 0,85 kW/(m2*K)

0

1000

2000

3000

4000

5000

6000

7000

8000

9000

10000

11000

0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10

Vo

lum

en,

m3

XHPC Salida

29


Figura 4-5. Conversión frente a volumen en un reactor MP.

A continuación se muestra las especificaciones de los reactores de MP (Tabla 4-10):

Tabla 4–10. Reactor de Escisión MP.

Especificación

Volumen (m3) 10

Longitud (m) 5

Diámetro (m) 2

Material Acero

inoxidable

Potencia (kW) 4

U (kW/(m2*K)) 0,85

En el reactor FP el HPC residual termina de descomponerse en fenol y acetona, al igual que el DCP se

descompone en fenol, acetona y AMS selectivamente aumentando la temperatura, aumentando el rendimiento

en fenol y AMS, con un bajo consumo de cumeno y una baja formación de compuestos destinados a TAR. La

reacción se da a 125-140 ºC, la temperatura es mayor debido a que ya existe poco HPC y hay menor riesgo de

explosión y de descomposición térmica. Ambas partes operan a 8 bares para prevenir la vaporización de la

acetona. La presión de vapor de la acetona es de 7 bares.

Se busca que la concentración del HPC no supere el 0,1 % a la salida del reactor; utilizando la gráfica de la

conversión de salida en función del volumen de un reactor FP (Figura 4-6) [31]. No existe precalentamiento, la

corriente entra a la temperatura de salida de la etapa anterior, 90 ºC, y sale con una temperatura de 125 ºC

0

20

40

60

80

100

120

40 50 60 70 80 90

Vo

lum

en,

m3

Conversión, %

30


Figura 4-6. Conversión a la salida en un reactor FP.

Para conseguir un 0,1 %, el reactor debe de tener unos 50 m3.

El ácido sulfúrico utilizado en la escisión se inyecta directamente en el reactor, controlándolo en función del

caudal de la corriente de entrada del reactor.

A continuación se muestra las especificaciones del reactor FP (Tabla 4-11):

Tabla 4–11. Reactor de Escisión FP.

Especificación

Volumen (m3) 50

Longitud (m) 8

Diámetro (m) 3

Material Acero

inoxidable

U (kW/(m2*K)) 0,14

Como se mencionó antes, no se va a tener en cuenta los productos secundarios en la simulación, solo los

principales.

4.2.2 Estructura de Recirculación

Una vez seleccionada la estructura entrada-salida y el tipo de reactor para cada etapa del proceso, es necesario

decidir la estructura de recirculación que se dará en el proceso.

La estructura de recirculación está condicionada por el número de sistemas de reacción que contenga el

proceso, en el caso del método de Hock, existen dos sistemas de reacción, la oxidación y la escisión. El

rendimiento de un reactor está condicionado por la cinética o por otro tipo de circunstancias, como es este

caso.

En la oxidación del cumeno la producción de HPC se limita por seguridad y economía, si no se recirculara el

cumeno se perdería mucha materia prima y por tanto sería un gasto considerable. Por el contrario recirculando

el cumeno se puede conseguir una conversión global muy alta, acercándose a la unidad.

Para realizar esta estructura de recirculación hay que separar los productos a la salida de los reactivos sin

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

0 0,002 0,004 0,006 0,008 0,01 0,012

Vo

lum

en,

m3

XHPC Salida

31


reaccionar y devolverlos a la alimentación fresca y mezclarlos, sin embargo, aún no se entra en detalle en la

separación, por lo que se considera que se produce una separación ideal.

Con los sistemas de reacción ya identificados hay que realizar una lista de componentes que salen de cada

reactor ordenados según su punto de ebullición y agrupar los componentes de similar punto de ebullición si

tienen el mismo destino final.

Tabla 4–12. Componentes de salida de la oxidación.

Componente Punto de

ebullición (ºC)

Destino

Cumeno 152 Recirculación

HPC 153 Producto Principal

El número de corrientes de recirculación equivale al número de grupos con el nombre de recirculación, en este

caso solo hay uno (Tabla 4-12). El cumeno no reaccionado se recircula para devolverlo al reactor, esto es así

debido a la baja conversión que se da en la oxidación para mantener la selectividad del cumeno al HPC alta. El

aire que sale por la cabeza del reactor contiene cumeno debido a los grandes caudales de nitrógeno, el cual se

separa y se recircula.

La concentración se realiza en un evaporador a vacío debido a la proximidad de los puntos de ebullición y

además, según [29], la temperatura para concentrar debe ser controlada ya que se produciría la descomposición

térmica del HPC, la máxima temperatura a la cual puede permanecer el HPC sin sufrir una descomposición

apreciable es 116 ºC. Debido a esto, la concentración se lleva a cabo en un rango de 92 ºC-102 ºC a presiones

muy bajas, con un tiempo de residencia muy pequeño, no superando los 15 minutos.

Para devolver el cumeno al proceso tanto la corriente de aire como la de salida del evaporador se recuperan

utilizando el mismo método. La corriente gaseosa se lleva a un intercambiador en el que se llevan a

temperaturas cercanas a los 0 ºC para condensar el producto y así separarlo de los gases que llevarán algo de

producto, traduciéndose como pérdidas.

El aire, mayormente nitrógeno, que se separa del cumeno se lleva a tratamiento para eliminar las trazas de

contaminantes con el fin de cumplir con la legislación medioambiental.

Una vez definida la estructura de recirculación del sistema de reacción de oxidación, se define el siguiente la

estructura de recirculación del sistema de reacción de la escisión.

Tabla 4–13. Componentes de salida de la escisión.

Componente Punto de

ebullición (ºC)

Destino

Acetona 56,2 Producto final

Cumeno 152 Recirculación

Fenol 182 Producto final

En el sistema de reacción de la escisión hay 3 productos (Tabla 4-13). Los productos, acetona y fenol, son

productos finales destinados a su venta, pero el cumeno se recircula de vuelta al proceso.

A continuación se muestra el diagrama de bloques (Figura 4-7) de cómo sería el proceso en este punto:

32


Figura 4-7. Diagrama de bloques con recirculaciones.

4.3 Sistema de Separación

Una vez decidido las recirculaciones y los productos del proceso, hay que encontrar la secuencia de

separaciones y métodos de separación para obtener estas corrientes con un gasto mínimo.

Continuando con las indicaciones dadas por [33], puede llegarse a varios diseños de sistemas de separación.

En primer lugar, antes de entrar en la materia de separación, es necesario decir que hay un pretratamiento antes

del tren de separación en el que se eliminan los residuos de ácido sulfúrico provenientes de la etapa de

escisión, esto puede llevarse a cabo en unas cámaras de intercambio iónico cargadas con resinas iónicas o

neutralizarlo con hidróxido sódico.

El número teórico de sistemas de separación diferentes que pueden plantearse viene dado por el número de

corrientes separadas que se quiera obtener (P) y por los métodos aplicables para separar estos productos (M) y

se calcula con la siguiente expresión (Figura 4-8):

𝑁 =[2(𝑃 − 1)]!

𝑃! (𝑃 − 1)!𝑀𝑃−1

Figura 4-8. Número teórico de sistemas de separación.

Para ver el número de métodos de separación que se pueden realizar, en primer lugar hay que definir las fases

que tienen lugar en la corriente de salida de la escisión a separar, en la salida del reactor de escisión existe una

mezcla que consiste en fenol, acetona y otros subproductos, pero ninguno de estos componentes son gaseosos,

por lo que no habrá que realizar una separación de fases y se pasa directamente a la separación de mezclas

líquidas.

Para la separación, de acuerdo con [21], hay disponibles hasta 8 métodos de separación disponibles

dependiendo de las propiedades de los productos, aunque se recomienda realizarla de la forma más simple

posible y realizar una destilación simple, siempre que sea posible; aunque existan otros métodos, este es el más

económico. Por eso, para este análisis se van a obviar aquellos procesos de separación que incluyan la adición

de compuestos extractivos adicionales. Teniendo en cuenta esto, quedan disponibles 3 métodos de separación

disponibles: destilación simple, destilación azeotrópica y cristalización.

Una vez definidos los métodos de separación, se identifican los productos a separar, hay 3 productos a la salida

de la escisión, los cuales son: acetona, fenol y cumeno.

Una vez definido los métodos de separación y los productos, se puede proceder a calcular el número teórico de

sistemas de separación:

33


𝑁 =[2(𝑃 − 1)]!

𝑃! (𝑃 − 1)!𝑀𝑃−1 =

[2(3 − 1)]!

3! (3 − 1)!33−1 = 18

(4-3)

Existen 18 alternativas de separación, no son demasiadas pero es necesario reducir el número de posibilidades.

Seleccionando la primera separación, se reduce muchísimo las alternativas de separación, pero como son

tantas las posibilidades para el sistema de separación, incluso eligiendo la primera, en [21] existe una estrategia

jerárquica de síntesis haciendo el problema más sencillo. El primer paso sería una separación de fases, la cual

se ha obviado debido a que solo existe fase líquida, así que se pasa directamente a la separación de mezclas

líquidas.

Siguiendo la estrategia de [21], que favorece la utilización de la destilación frente a los demás métodos y lo

más pronto posible en la separación, dejando para el final separaciones que requieren un agente másico o una

cristalización. Los pasos a seguir son los siguientes:

1. Identificar los productos a separar y sus especificaciones. Listar los componentes utilizando alguna

característica importante para la separación, los puntos de ebullición. Analizar la mezcla identificando los

azeótropos que puedan interferir en los productos.

2. Identificar posibles separaciones o cortes de acuerdo con los productos deseados.

3. Determinar el método de separación más adecuado para los cortes identificados en el paso anterior. La

destilación simple tendrá preferencia. La destilación azeotrópica es más complicada y conviene hacerla en

ausencia de otros componentes si fuera posible.

4. Decidir la siguiente separación usando reglas existentes para ello.

5. Comprobar mediante simulación si la separación decidida en el paso 4 es posible. Si no fuera posible,

volver al paso 4 y si fuera posible, obtener la composición de las corrientes producto de la separación

(submezclas).

6. Las submezclas generadas se analizan para comprobar si cumplen las especificaciones de alguno de los

productos. Las que requieran una separación adicional se incorporan a la agenda de mezclas líquidas a

procesar.

Estas reglas se aplican cada vez que se quiera separar una mezcla hasta obtener los productos con la calidad

deseada.

Las reglas de secuenciación de separaciones que se presentan deben aplicarse también de forma secuencial, si

una regla no es aplicable se aplica la siguiente de la lista.

Separar en primer lugar los componentes problemáticos; los aspectos económicos, de seguridad y

medioambientales tienen prioridad. La separación de los componentes corrosivos evita tener que

emplear materiales de construcción costosos en el resto de equipos de la cadena. Los reactivos alteran

el problema de separación y deben eliminarse cuanto antes.

Dejar para el final la separación de los azeótropos.

Los productos de alta pureza deben generar como destilado. Igual para los reactivos a recircular

cuando el sistema de reacción es sensible a impurezas.

Cuando la separación es difícil, es decir, que la volatilidad relativa es baja, se dejan para el final de la

secuencia, pero siempre antes que las separaciones azeotrópicas.

Separar los componentes en orden de porcentaje decreciente en la alimentación. Si la volatilidad

relativa es razonable, la eliminación de un componente mayoritario de la alimentación reducirá el

tamaño de las siguientes unidades en la secuencia.

34


Favorecer separaciones en las que las dos corrientes que salen sean del mismo orden.

A igualdad de todas las condiciones , realizar la separación con el menor coeficiente de dificultad

(MCD) (Figura 4-9):

𝑀𝐶𝐷 =𝑙𝑛 [

𝑥𝐿𝐾1 − 𝑥𝐿𝐾

𝑥𝐻𝐾1 − 𝑥𝐻𝐾

]

𝑙𝑛 ∝𝐿𝐻· [

𝐷

𝐷 + 𝐵] [1 + |

𝐷 − 𝐵

𝐷 + 𝐵|]

Figura 4-9. Menor Coeficiente de Dificultad.

El primer término es el número mínimo de etapas en una destilación simple, el segundo penaliza separaciones

con destilados muy elevados y el tercero, separaciones con corrientes de productos muy diferentes.

Estas reglas sólo son realmente aplicables a separaciones que se lleven a cabo mediante destilación simple.

Una vez definidas todas las reglas y pasos a seguir para elegir un sistema de separación, es hora de atacar el

sistema de separación de la planta, comenzando por el primer paso e identificar todos los productos (Tabla 4 -

14) con sus respectivas propiedades.

Análisis del tren de separación

Tabla 4–14. Componentes a la entrada de la columna de acetona.

Producto Fracción

molar (%)

Peso

Molecular

Punto

Ebullición (ºC)

Punto

Congelación (ºC)

Presión de vapor

(atm) (20 ºC)

Volatilidad

relativa D/B

Acetona 42,00 58 56,2 -95 0,237 510,78 0,72

Cumeno 42,00 120 152 -96 0,01 21,55 5,25

Fenol 16,00 94 182 43 0,000464 1,00

Los valores de composición molar se han obtenido de la simulación en Aspen.

Para el cálculo de las volatilidades relativas de los componentes, se ha partido de la definición de volatilidad:

𝑉𝑜𝑙𝑎𝑡𝑖𝑙𝑖𝑑𝑎𝑑 𝑑𝑒 𝑢𝑛 𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑐𝑡𝑜 𝐴 =𝑃𝐴𝑥𝐴=𝑃 ∗ 𝑦𝐴𝑥𝐴

(4-4)

Donde P es la presión total del sistema, yA es la fracción molar del producto en fase gaseosa y xA es la fracción

molar en fase líquida. Se define ahora la ley de Raoult (4-5); asumiendo solución ideal y que la fugacidad del

líquido no varía con respecto de la presión:

𝐿𝑒𝑦 𝑑𝑒 𝑅𝑎𝑜𝑢𝑙𝑡: 𝑃 ∗ 𝑦𝐴 = 𝑃°𝐴 ∗ 𝑥𝐴 (4-5)

Donde PºA es la presión de vapor del producto en estado puro. Con la volatilidad y la ley de Raoult definida, se

procede a unirlas y definir la volatilidad relativa de un producto A con respecto de otro (4-6):

∝𝐴𝐵=

𝑃 ∗ 𝑦𝐴𝑥𝐴

𝑃 ∗ 𝑦𝐵𝑥𝐵

=

𝑃°𝐴 ∗ 𝑥𝐴𝑥𝐴

𝑃°𝐵 ∗ 𝑥𝐵𝑥𝐵

=𝑃°𝐴𝑃°𝐵

(4-6)

El compuesto B es el producto de referencia, suele ser el más pesado que hay en la mezcla y coincide

normalmente con el producto con el mayor punto de ebullición. La presión de vapor utilizada para el cálculo

35


de la volatilidad relativa se ha escogido a 20 ºC.

Para poder aplicar las reglas que se han visto antes no debe de haber azeótropos en la mezclas, por ello se va a

realizar un análisis de los azeótropos en la mezcla.

En la mezcla solo existe un azeótropo, cumeno y fenol. El azeótropo que se forma a presión atmosférica es el

siguiente:

El cumeno y el fenol forman un azeótropo del 96,72 % de cumeno a 152,37 ºC.

El azeótropo desaparece por debajo de los 0,6 bares. Por esta razón se lleva a cabo la destilación a vacío con el

fin de eliminar el azeótropo; además se aumenta la volatilidad relativa a presiones bajas, lo que lleva a una

separación más fácil.

Los azeótropos se han consultado en ASPEN [17].

Observando los productos deseados, se detectan dos cortes principales, la acetona y el fenol, que hay que

separarlos del cumeno para llevarlos a la pureza deseada. La separación de la acetona puede llevarse a cabo a

presión atmosférica, incluso un poco mayor, ya que no existen azeótropos, pero la columna con el corte de

fenol se lleva a cabo a vació para eliminar el azeótropo, como mínimo a 0,6 bares.

Una vez visto los cortes y el método de separación, serían necesarias 2 columnas, una por cada corte; hay que

decidir la secuencia de separación, es decir, el orden en el que se van a separar los productos. El número de

secuencias posibles viene dado por la ecuación (4-3), con 3 productos y un método de separación:

𝑁 =[2(𝑃 − 1)]!

𝑃! (𝑃 − 1)!𝑀𝑃−1 =

[2(3 − 1)]!

3! (3 − 1)!13−1 = 2

(4-3)

Solo existen dos secuencias de destilación. [21] provee de una serie de reglas para sistemas de columnas de

destilación para mezclas casi ideales que reducen al máximo la carga a las columnas aguas abajo, dan

preferencia a las separaciones fáciles y favorecen las separaciones directas, producto deseado como destilado,

frente a las separaciones indirectas, producto deseado como fondo. Son seis reglas que hay que seguir

secuencialmente:

1. Si en una mezcla hay únicamente dos productos y todos los componentes de uno de ellos con más ligeros

que todos los del otro, entonces la siguiente etapa deberá separar los componentes en esos dos productos

puros.

2. Si un componente es problemático, en la siguiente etapa deberá ser separado del resto.

3. Separar como destilado el producto más volátil en la alimentación en la siguiente etapa cuando se cumplan

las siguientes condiciones:

3.1. Su concentración molar es superior al 20 %.

3.2. Es el producto mayoritario.

3.3. El siguiente producto tiene una fracción molar menor del 90 % de la del componente más volátil.

3.4. Esa separación es una de las más sensibles de las que restan por hacer.

4. Separar como fondo el producto más pesado de la alimentación en la siguiente separación cuando se

cumplan las siguientes condiciones:

4.1. Su concentración molar es superior al 20%.

4.2. Es el producto mayoritario.

4.3. El siguiente producto en concentración tiene una fracción molar menor del 90 % de la del

componente más pesado.

4.4. Esa separación es una de las más sencillas que restan por hacer.

5. La siguiente separación debe ser la que tenga la relación molar destilado a fondo (D/B) más próxima a

50/50, siempre que además sea una de las más fáciles de las que restan por hacer.

36


6. Si ninguna de las reglas anteriores es aplicable, entonces las siguiente separación deberá ser la más

sencilla, es decir, la que tenga el mayor coeficiente de separación, S, definido como:

𝑆 {(∝ −1)(𝐷/𝐵) 𝑠𝑖 𝐷/𝐵 < 1(∝ −1)(𝐵/𝐷) 𝑠𝑖 𝐷/𝐵 > 1

(4-7)

Para determinar la dificultad de una separación, se debe considerar la volatilidad relativa de la siguiente forma:

Si para la separación considerada α ≥ 1,5 es una de las más sencillas.

Si para la separación considerada 1,1 ≤ α ≤ 1,5 y no hay ninguna con α ≥ 1,5, será una de las más

sencillas.

Si α ≤ 1,1 y no hay ninguna con α ≥ 1,1, entonces es una de las más sencillas.

Se puede asumir que es una mezcla casi ideal porque los productos tienen una estructura química parecida y

no hay diferencias en el carácter problemático de los productos.

Elección de la secuencia de separación.

Con las reglas a seguir explicadas, se procede al análisis de las columnas de destilación siguiendo estas

mismas reglas y con los datos de composición mostrados anteriormente (Tabla 4-11).

Columna de acetona:

Hay más de dos productos, no procede.

No hay componentes problemáticos, no procede.

La tercera regla no procede, aunque la acetona es el componente más volátil, es uno de los

componentes mayoritarios y su fracción molar está por encima del 20, el siguiente

componente en fracción molar tiene una fracción molar mayor del 90 % que la acetona, que

sería el fenol

La cuarta no procede, el componente más pesado es el fenol, pero ocurre exactamente lo

mismo que con la acetona.

La cuarta regla si procede, se busca la separación que tenga la relación molar destilado a

fondo más próxima a 50/50, es decir que D/B sea lo más próximo a 1; el corte que mejor lo

cumple es la acetona, obteniendo el cumeno como componente llave pesado en el destilado y

el acetona como el llave ligero en el producto de fondo.

A partir de aquí solo existe una única separación posible al solo existir, el cumeno de reciclo y el fenol como

producto. Es necesario comprobar la cantidad de fenol que se devuelve al proceso, ya que pequeñas trazas de

fenol puede llevar a la inhibición de la oxidación del cumeno. La concentración de fenol en el cumeno a la

entrada de la oxidación puede estar en valores por debajo de los 100 ppm para que no produzca efecto en la

reacción [34].

Para el dimensionamiento de las columnas de destilación se ha recurrido a Aspen Plus. Aspen Plus provee el

diámetro de columna, el número de etapas teóricas y el calor necesario a aportar o extraer del hervidor y del

condensador respectivamente.

Lo único que hay que indicar es la separación entre platos de la columna; esto afecta directamente a la altura

de columna por lo que habrá que reducir el espacio tanto como sea posible. De acuerdo con [25], en la práctica

el espacio entre platos está entre 1,5 y 2 ft, se ha escogido 1,5 ft que equivalen a 0,457 m.

El número de etapas reales de las columnas se han obtenido a partir de las etapas teóricas y de una eficiencia

global típica para una columna de destilación, 0,8 [35].

A continuación se muestran las características (Tabla 4-15) de las columnas de destilación implicadas en el

proceso:

37


Tabla 4–15. Columnas de Separación.

Columna Etapas teóricas Etapas reales Altura (m) Diámetro (m) Volumen (m3)

Acetona 18 23 10,29 1,10 9,78

Fenol 38 48 21,73 2,69 123,23

4.4 Simulación en Aspen del Proceso Completo Sin Integración Energética

La simulación en Aspen se ha llevado a cabo en Aspen Plus, utilizando el modelo termodinámico para NRTL.

Se ha escogido el modelo NRTL debido a que interpreta bien los procesos en los que están implicados

hidrocarburos aromáticos y en este proceso, casi en toda su totalidad, se tiene hidrocarburos aromáticos

presentes. Es necesario decir que se ha asumido que no hay caída de presión en ninguno de los equipos

utilizados.

Oxidación

En primer lugar, en la etapa de oxidación, se han escogido reactores REquil para simular, ya que representa

bien los tanques de borboteo al tener una corriente de salida por cabeza de gas. En cada reactor la extensión de

la reacción está fijada, ya que al ser una reacción prácticamente irreversible, todo el cumeno reaccionaría en el

primer reactor. Como se ha dicho se buscan conversiones bajas en cada reactor por problemas de seguridad y

de selectividad.

Las condiciones de cada reactor se han escogido siguiendo la bibliografía, [2] y [29], tanto temperatura,

bajando de 115 ºC en el primero hasta 90 ºC en el último. Se utiliza una presión de 5 bares.

Realizando la simulación se alcanzan valores muy parecidos a los que se ha consultado en bibliografía con un

13 %, un 20,3 %, un 29,9 % y un 38,8 % a la salida de cada reactor en orden; los valores que se buscaban eran

12 %, 20 %, 29 % y 39 %.

Se utiliza un condensador para recuperar el cumeno que arrastra el aire que entra en el reactor. El contenido de

oxígeno en la salida es de un 2 %, manteniéndose entre los niveles estables de seguridad para evitar atmosferas

explosivas.

Evaporación

Para el evaporador se ha utilizado una serie de equipos Flash 2 que se utilizan para simular el comportamiento

real de un evaporador. En un evaporador conforme se va avanzando en la película la temperatura aumenta,

pero en los vapores que ascienden la concentración de cumeno va descendiendo por que disminuye la cantidad

de cumeno en la corriente. El evaporador opera a vacío a muy bajas presiones y en un rango de temperaturas

de 92-102 ºC, el punto óptimo de evaporación se ha encontrado 102 ºC y 0,07 bares.

Se buscan concentraciones de HPC en torno al 80 % en peso, se alcanza una concentración en la simulación

del 76,9 %, muy cercano al valor buscado.

La corriente de cabeza de los evaporadores se somete al mismo procedimiento que se someten las corrientes

de aire de los oxidadores; se condensa la corriente de cabeza a temperaturas de 0 ºC y se separan de los

productos gaseosos posteriormente. Para obtener los 0 ºC se utiliza agua con glicol en un 30 % para evitar

problemas de congelación, con un punto de fusión de -14 ºC [36]. La bomba que hace el vacío en el

evaporador se encuentra al final de esta línea, antes del tratamiento de gases. Aquí se encuentra exenta de que

exista condensados y de llevar pérdidas en el aire absorbido.

Escisión

La escisión que se compone de cuatro reactores tipo RStoic. Los tres primeros operan a 90 ºC y el cuarto a 125

38


ºC, ambos a 8 bares. En los tres primeros, según bibliografía, la reacción tiene lugar hasta que el HPC alcanza

una conversión del 85-90 %. En la simulación se alcanza una conversión de la reacción del 82 %, siendo en el

primero 50 % y en el segundo 73 %, siendo estos resultados los buscados.

Separación

La simulación de la separación se ha llevado a cabo utilizando columnas Rad-Frac. Pero para poder dar

propiedades a las columnas Rad-Frac, en primer lugar hay que utilizar columnas DSTWU, que son menos

rigurosas pero dan una idea aproximada de las propiedades de las columnas.

La columna de acetona opera a presión un poco mayor que la atmosférica, 1,2 bares, ya que el azeótropo no

afecta a esta columna.

Para la columna de fenol se ha tomado como base los datos de la columna DSTWU, pero luego se han variado

las diferentes propiedades de la columna para poder alcanzar las especificaciones de fenol, las cuales no

pueden superar los 100 ppm en la etapa de oxidación.

Para alcanzar las especificaciones de fenol se han variado número de etapas, etapa de alimentación, reflujo y

presión en la columna, en ese orden. Finalmente la columna opera a 0,1 bares.

Se logran 38 ppm a la entrada de la etapa de oxidación.

Las columnas dispones de un condensador total y de un hervidor tipo kettle.

Para operar en primer lugar con las columnas DSTWU, hay que indicarles presión de operación, reflujo o

número de etapas y los compuestos llave ligero (compuesto más ligero presente en el fondo de la torre) y llave

pesado (compuesto más pesado presente en la cabeza de la torre), con su respectiva composición.

La presión es la indicada y se asume que la presión en el condensador y en el reboiler es la misma. Se elige

como característica representativa el reflujo, indicando que sea 1,2 veces el reflujo mínimo, que es una

condición de trabajo normal para las torres de destilación.

Una vez arrancada la simulación con estas condiciones, se toman los resultados de las columnas DSTWU,

número de etapas, reflujo, etapa de alimentación, y se específica las columnas de Rad-Frac con estas

propiedades y se simula, los resultados no son los mismos con las columnas DSTWU, pero bastante

aproximados.

De acuerdo con [30] hay unos ratios de cumeno/fenol y de acetona/fenol que se suelen cumplir; los valores son

1,396 y 0,605, en la simulación se han conseguido 1,279 y 0,61 respectivamente. Se alcanzan valores muy

parecidos.

El valor de cumeno/fenol es menor debido a que no se ha simulado la formación de productos secundarios.

Los resultados llevan a pensar que la simulación se ha realizado correctamente.

A continuación se muestra el diagrama de procesos de la planta simplificado (Figura 4-10) y las propiedades

de las corrientes principales del proceso (Tabla 4-16) con la numeración de las corrientes de acuerdo con el

diagrama de procesos.

39


Figura 4-10. Diagrama de Procesos.

40


Tabla 4–16. Propiedades de las Corrientes de la Planta.

Producto Fracción

molar (%)

Peso

Molecular

Punto

Ebullición (ºC)

Punto

Congelación (ºC)

Presión de vapor

(atm) (20 ºC)

Volatilidad

relativa D/B

Acetona 42,00 58 56,2 -95 0,237 510,78 0,72

Cumeno 42,00 120 152 -96 0,01 21,55 5,25

Fenol 16,00 94 182 43 0,000464 1,00

41


5 INTEGRACIÓN ENERGÉTICA (PROPUESTA DE

INTEGRACIÓN ENERGÉTICA)

ara evaluar una propuesta de integración energética es necesario analizar las necesidades caloríficas del

proceso y evaluar si es posible realizar una integración energética.

A continuación se exponen los equipos que necesitan aportación o extracción de calor en el proceso

(Tabla 5-1):

Tabla 5–1. Necesidades caloríficas del proceso.

Reactores Q (kW) Caudal a recircular

(kmol/h) T reactor (ºC) Utility T salida (ºC)

Caudal

(kmol/h)

Oxidación 1 928,33 2.618 115 Vapor 3 bares

(134 ºC) 134 68,13

Oxidación 2 -828,62 305 105 Agua 25 ºC 40 2.638,92

Oxidación 3 -1.053,67 401 95 Agua 25 ºC 40 3.355,64

Oxidación 4 -929,10 359 90 Agua 25 ºC 40 2.958,92

Escisión 1 -3.580,49 1.576 90 Agua 25 ºC 40 11.402,83

Escisión 2 -1.625,71 739 90 Agua 25 ºC 40 5.177,42

Escisión 3 -638,57 281 90 Agua 25 ºC 40 2.033,66

Escisión 4 -818,04 - 125 Agua 25 ºC 40 2.605,22

Evaporador Q (kW) Caudal (kmol/h) T evaporación (ºC) Utility T salida (ºC)

2.438,25 331,46 102 Vapor 3 bares

(134 ºC) 134 178,93

Intercambiadores Q (kW) T entrada (°C) T salida (°C) Utility T salida (ºC)

Cumeno

evaporado -3.361,20 94 0

Agua (30 % glicol)

-10 ºC 40 2.707,61

Aire (N2) -633,58 101,4 0 Agua (30 % glicol)

-10 ºC 40 510,38

Reboilers Q (kW) Caudal (kmol/h) T reboiler (ºC) Utility T salida (ºC)

Acetona 1.466,26 119,67 168 Vapor 20 bares

(212 ºC) 212 104,75

Fenol 1.403,96 97,15 113 Vapor 3 bares

(134 ºC) 134 103,03

Condensadores Q (kW) Caudal (kmol/h) T condensador (ºC) Utility T salida (ºC)

Acetona -1.120,99 137,67 61 Agua 25 ºC 40 3.570,03

Fenol -2.052,44 155,25 53 Agua 25 ºC 40 6.536,43

Compresor Q (kW) T entrada (°C) T salida (°C) Utility T salida (ºC)

Etapa 1 -271,23 131 67 Agua 25 ºC 40 863,80

Etapa 2 -310,56 187 113 Agua 25 ºC 40 989,04

P

42


Los reactores de oxidación y los tres primeros reactores de escisión son reactores agitados que intercambian

calor mediante intercambiadores de calor externos. Su funcionamiento se explica a continuación utilizando

como ejemplo el primer reactor de oxidación (Figura 5-1).

Figura 5-1. Intercambio de calor en un reactor agitado.

El producto sale del reactor a 115 ºC, parte avanza al siguiente reactor y otra parte se lleva a un intercambiador

de calor.

En el primer reactor de oxidación, la salida del reactor solo se calienta hasta 120 ºC por problemas de

seguridad con el HPC.

En el caso de la refrigeración de los reactores de agitación, para decidir cuál es el salto térmico que se produce

en el intercambiador externo se ha realizado un análisis económico teniendo en cuenta el coste de los

intercambiadores externos y el coste de las bombas dispuestas en cada reactor.

Para un salto mínimo de 5 ºC el coste total es de 2.034.004 € y en el caso de un salto máximo de 40 ºC el coste

es de 1.222.086 €. Se han consultado los costes en [37], los cuales se explican con más detalle más adelante.

La diferencia de los costes es considerable teniendo claramente como caso más favorable el salto de 40 ºC.

Esto se debe a que los costes de las bombas son mayores que los costes de los intercambiadores. Las bombas

se ven muy afectadas cuando se aumenta el salto térmico porque disminuye considerablemente el caudal a

recircular; sin embargo el área de los intercambiadores apenas aumenta.

Para el reactor de flujo pistón, escisión 4, no se calcula el caudal a circular por un intercambiador externo

puesto que se refrigera con una camisa de refrigeración.

43


El aporte de calor se realiza utilizando vapor de baja presión (3 bares) que se encuentra a 134 ºC, excepto para

el reboiler de la columna de acetona que se utiliza vapor de media presión (20 bares) que se encuentra a 212

ºC.

La extracción de calor se realiza con agua a 25 ºC, excepto cuando se enfrían las corrientes de aire que salen de

los reactores y el producto de cabeza del evaporador para recuperar todo el cumeno posible. En este caso se

utiliza agua con un 30 % de glicol a -10 ºC [36].

Para una posible integración energética, se siguen las instrucciones de [33] y se plantea la síntesis de redes de

intercambio de calor (HENS) (Tabla 5-2). Para solucionar el problema de HENS primero se divide las

corrientes en frías y calientes con sus capacidades caloríficas y caudales correspondientes para establecer una

red de intercambiadores con un coste mínimo. Solo se tiene en cuenta las corrientes susceptibles de utilizarlas

en una integración, excluyendo los condensadores y reboilers de las columnas de destilación, el evaporador y

el reactor de flujo pistón en la etapa de escisión.

Tabla 5–2. Corrientes del proceso.

Corriente Tipo T entrada T salida C (kW/K) Q (kW)

1 Oxidación 2 Caliente 105 65 20,73 -829



4 Escisión 1 Caliente 90 50 89,50 -3580



7 Cumeno

evaporado Caliente 95 0 35,38 -3361

8 Aire (N2) Caliente 100 0 6,34 -634

9 Etapa 1 Caliente 130 67 4,17 -271

10 Etapa 2 Caliente 187 115 4,32 -311

11 Oxidación 1 Fría 115 120 185,60 928

Para evaluar la red de intercambiadores se sigue el método del punto de pliegue (pinch) que tiene gran

aceptación en la industria química. Es un método de análisis secuencial que divide el problema de HENS en

varios intervalos de temperaturas.

El primer paso para el cálculo de la red de intercambiadores es el cálculo de los requerimientos mínimos de

calor y frío (MER). Para ello se realizan dos pasos, el cálculo de un diagrama de intervalos de temperaturas y

otro de un diagrama de cascada.

Para realizar el diagrama de intervalos de temperaturas se elige una diferencia mínima de temperatura ΔTmin

que actúa como fuerza impulsora. Un valor típico de la industria química es de 10 ºC [33]. A continuación se

realiza un gráfico de doble escala con un deslizamiento de ΔTmin entre ambas (Figura 5-2). En el gráfico se

indican los extremos de temperatura de cada intervalo. En cada intervalo es posible el intercambio de calor,

restringiendo el intercambio a cada intervalo, la siguiente ecuación (5-1) determina el calor que se puede

transferir.

44


𝑄 = [∑(𝐶)𝑐𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 −∑(𝐶)𝑓𝑟í𝑎] ∆𝑇

(5-1)

Figura 5-2. Diagrama de temperatura.

Con el diagrama de temperaturas realizado se procede al diagrama de cascada que proporciona los MER. Para

realizarlo existen una serie de pasos:

En primer lugar a la temperatura más elevada no se suministra calor.

Representar los intervalos a una escala promedio de temperaturas:

Temperaturas de las corrientes frías + ΔTmin/2.

Temperaturas de las corrientes calientes - ΔTmin/2.

Determinar ΔH: ∆𝐻 = [∑(𝐶)𝑐𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 − ∑(𝐶)𝑓𝑟í𝑎]∆𝑇

Hallar el calor acumulado después de cada intervalo.

Identificar el máximo déficit de calor y añadirlo al origen de la cascada.

Los MER se identifican al principio, calor, y al final, frío, de la cascada. La temperatura del pinch se halla en el

punto en el que el calor es 0. El diagrama de cascada se muestra a continuación (Figura 5-3).

45


Figura 5-3. Diagrama de cascada.

Con los MER calculado y el punto del pinch identificados se procede al diagrama de curva compuesta. Se

representa por separado el perfil compuesto de las corrientes calientes y frías en un diagrama temperatura-

entalpía. Para realizar la curva caliente se atribuye a la temperatura más baja un valor de entalpía nulo, y a

partir de aquí se va acumulando la entalpía en cada intervalo de temperatura. En el caso de la curva fría se le

atribuye a la temperatura más baja un valor de entalpía igual al consumo mínimo de frío, en este caso

12942,31 kW. A continuación se muestran los datos de las curvas compuestas (Tabla 5-3 y Tabla 5-4) y el

diagrama de curva compuesta (Figura 5-4).

46


Tabla 5–3. Curva compuesta caliente. Tabla 5–4. Curva compuesta fría.

Temperatura (ºC) H (kW) Hacum (kW) Temperatura (ºC) H (kW) Hacum (kW)

0 0 0 115 12942,31 12942,31

50 2085,95 2085,95 120 928,00 13870,31

55 1054,97 3140,92

65 2373,44 5514,36

90 6555,95 12070,31

95 464,82 12535,13

100 156,17 12691,30

105 124,47 12815,77

115 41,69 12857,46

130 127,27 12984,73

187 245,99 13230,72

Figura 5-4. Diagrama de curva compuesta.

Como se observa el pinch de la gráfica coincide con el calculado en el diagrama de cascada. Los MER

también coinciden con los calculados 12942,31 kW de requerimientos fríos y 639,59 de requerimientos de

calor. Solo es posible el intercambio de calor por encima del pinch, ya que no existen corrientes frías por

debajo del pinch.

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

110

120

130

140

150

160

170

180

190

200

0 2000 4000 6000 8000 10000 12000 14000

Tem

per

atura

(ºC

)

H (kW)

Caliente

Fría

47


Una vez hecha la curva compuesta se procede a realizar el diagrama de la Gran Curva Compuesta (GCC)

porque aporta más información para la integración energética.

GCC (Figura 5-5) muestra las dos curvas compuestas, fría y calor, en una misma curva utilizando los valores

de entalpía calculados en el diagrama de cascada,

Figura 5-5. Diagrama de curva compuesta.

Como se observa, a la temperatura del pinch la entalpía es 0, esto quiere que en este punto no existe

intercambio de calor.

Con las curvas ya realizadas, se procede al diseño de la red de intercambiadores. Para ello hay que calcular las

entalpías por encima, HEP, y por debajo, HDP, del pinch (Tabla 5-5).

Tabla 5–5. HEP y HDP del proceso.

Corriente HEP (kW) HDP (kW)

1 20,73*(105-65) 829,2

2 26,35*(95-55) 1054

3 23,15*(95-50) 1041,75

4 89,50*(95-50) 4027,5

5 40,65*(95-50) 1829,25

6 15,98*(90-50) 639,2

7 35,38*(95-0) 3361,1

8 6,34*(100-0) 634

9 4,17*(130-125) 20,85 4,17*(125-65) 250,2

10 4,32*(187-125) 267,84 4,32*(125-115) 43,2

11 185,6*(120-115) 928

Antes de comenzar el diseño, existen ciertas reglas antes de utilizar parejas de corrientes al azar. Por debajo del

pinch el valor de C en las corrientes calientes tiene que ser mayor que el C de las corrientes frías y el número

-5

10

25

40

55

70

85

100

115

130

145

160

175

190

0 1500 3000 4500 6000 7500 9000 10500 12000

Tem

per

aura

(ºC

)

H (kW)

48


de las corrientes calientes tiene que ser mayor que el de las corrientes frías; por encima del pinch es todo lo

contrario.

Como se dijo antes solo se puede realizar intercambio de calor por encima del pinch pero el número de

corrientes calientes es menor que el número de corrientes frías por lo que hay que dividir la corriente 11 en dos

quedándose con un C de 92,8 kW/K.

La corriente 11 dividida se calienta hasta que las corrientes calientes se llevan a 125 ºC, el resto del

calentamiento se realiza con utilidades. Tras este proceso las utilidades necesarias para el proceso coinciden

con los MER calculados.

Realizando esta propuesta de integración energética se reduce el área de los intercambiadores necesarios, pero

es necesario instalar dos intercambiadores más. Además de esto se ahorra el utilities necesarias para el proceso,

21,25 kg/h de vapor de caldera y 16,18 m3/h de agua de corriente. Para saber si esta propuesta es rentable se

evaluará económicamente en el posterior análisis económico.

A continuación se muestra el diagrama de procesos de la planta con la integración energética realizada (Figura

5-6). Para simplificar solo se representa el intercambiador externo del reactor de oxidación 1 porque es el

único que interviene en la integración.

49


Figura 5-6. Diagrama de procesos con integración energética.

Del reactor de oxidación 1 sale una corriente que se divide y pasa por la etapa de compresión enfriando las

corrientes de compresión hasta 125 ºC. Posteriormente se vuelven a unir las corrientes del reactor, se calientan

hasta 120 ºC y se devuelve al reactor. Las corrientes de compresión se enfrían hasta la temperatura deseada

con agua a 25 ºC.

Otra opción viable a tener en cuenta para aprovechar el calor residual de las corrientes sería implementar un

sistema de refrigeración por absorción.

El sistema de refrigeración por absorción sustituye el compresor del sistema de refrigeración por compresión

por una etapa de absorción, una bomba que impulse el solvente con el refrigerante absorbido y una etapa de

regeneración en el que se recupera el refrigerante a altas presiones y se envía de nuevo a las etapas de

refrigeración (Figura 5-7).

50


Figura 5-7. Absorción por refrigeración.

Existen varias combinaciones de refrigerante y solvente, pero para alcanzar temperaturas muy bajas, de hasta -

40 ºC, se utiliza amoníaco como refrigerante y agua como solvente.

La particularidad de este proceso es que elimina el compresor al no tener que comprimir un gas. En su lugar se

tiene un absorbedor y un regenerador, con una bomba de impulsión intermedia que, en comparación, el trabajo

requerido es ínfimo.

El calor necesario para el regenerador proviene de fuentes de calor a temperaturas moderadas. En este proceso

se tienen fuentes de calor como las que se buscan en la refrigeración, por ello se estudia su viabilidad.

El rendimiento del proceso o coeficiente de operatividad (COP) se determina como el calor intercambiado en

el evaporador (QL) y la energía requerida (Qgen y Wbomba). Como el trabajo de la bomba no suele ser

significativo no se tiene en cuenta en el rendimiento (Figura 5-8).

𝐶𝑂𝑃 =𝑄𝐿

𝑄𝑔𝑒𝑛 +𝑊𝑏𝑜𝑚𝑏𝑎≅𝑄𝐿𝑄𝑔𝑒𝑛

Figura 5-8. Rendimiento absorción.

Utilizando directamente amoníaco como refrigerante para las corrientes 7 y 8, en las que se busca condensar

cumeno y otros componentes y separarlos del N2 proveniente del aire, es necesario un calor QL de 3994,78

kW.

51


Tomando un valor típico de rendimiento para este proceso de 0,7 [38], sería necesario un calor Qgen de 5706,83

kW. Las corrientes disponibles en la planta no tienen la capacidad de cubrir el calor necesario en Qgen.

Utilizando un fluido caloportador como paso intermedio, agua con glicol, se reduce mucho el calor necesario

en QL necesitando ahora 1412 kW y un Qgen de 2017,14 kW. Aun así no se puede cubrir con las corrientes

disponibles.

Cada corriente de agua de refrigeración sale del proceso a 40 ºC para evitar tener que realizar ningún tipo de

tratamiento.

Las corrientes de vapor condensado se devuelven al ciclo de generación de vapor.

Finalmente se muestran los intercambiadores que intervienen en el proceso con su área correspondiente (Tabla

5-6)

Tabla 5–6. Intercambiadores en el proceso.

Intercambiadores Q (kW) Área (m2)

Oxidación 1 638,81 27,91

Oxidación 2 -828,62 57,47

Oxidación 3 -1.053,67 91,24

Oxidación 4 -929,10 92

Escisión 1 -3.580,49 354,54

Escisión 2 -1.625,71 160,98

Escisión 3 -638,57 63,23

Escisión 4 -818,04 39,19

Cumeno evaporado -3.361,20 460,09

Aire (N2) -633,58 79,89

Compresor

Etapa 1 -247,66 14,56

Etapa 2 -51,84 2,135

Intercambiador 11-9 21,35 12,23

Intercambiador 11-10 267,84 30,58

52


6 CONTROL DE PROCESO

l control de un proceso es una parte muy importante en una planta química. Con el paso del tiempo las

exigencias han ido en aumento, ya sea por razones medioambientales, económicas, aumento de la

producción o seguridad. La capacidad de control también se ha perfeccionado, llegando a controles y

automatizaciones de planta muy eficientes.

En la planta de acetona existen cinco tipos de equipos diferentes: reactores, columnas de destilación,

intercambiadores, bombas y compresores. En este apartado se va a modelar el apartado de control para cada

tipo de equipo, puesto que el comportamiento es muy parecido entre ellos, empezando por los reactores.

Reactores:

Los reactores de oxidación son de tipo agitado y refrigerados, la temperatura en estos equipos es muy

importante por razones expuestas anteriormente, la temperatura afecta al HPC provocando su descomposición

térmica y aumentando el riesgo por explosión. El modelo más utilizado es un reactor refrigerado utilizando un

intercambiador externo que enfría el propio fluido del reactor.

En este caso se busca un control rápido y eficaz para mantener la temperatura en valores estables, por lo que se

elige un controlador utilizando un intercambiador externo (Figura 6-1). El control del reactor tiene 3 válvulas

para controlar cada reactor y una última común para todos con el fin de controlar la presión en los reactores

con un lazo de presión.

El caudal de entrada de aire se controla en función de la concentración de oxígeno en la cabeza del reactor

utilizando un control en cascada que cambia el set point de la válvula de control de caudal. Hay que controlar

el nivel del reactor, utilizando un lazo simple con una válvula que controle la salida del líquido. La

refrigeración se controla con una válvula para controlar el agua de refrigeración dependiendo de la temperatura

de salida del intercambiador.

E

53


Figura 6-1. Control del reactor de oxidación.

Para los reactores agitados de escisión la refrigeración y el control de refrigeración se similar, también tiene un

controlador de nivel y el cambio está en que controla el caudal de ácido sulfúrico que entra al reactor en

función del caudal de HPC con un controlador que calcula la cantidad de ácido en proporción al caudal de

HPC entrante (Figura 6-2).

54


Figura 6-2. Control del reactor de escisión MP.

Para el control del reactor tubular de la segunda etapa de la escisión se utiliza un control del caudal del agua de

refrigeración en función de la temperatura de salida del producto. Al haber poco HPC no hay riesgo de pico de

temperatura, y por lo tanto tampoco de explosión; por ello un control simple de la temperatura es suficiente

(Figura 6-3).

Figura 6-3. Control del reactor de escisión FP.

Evaporador:

El control del evaporador se realiza controlando el caudal de vapor aportado en función de la temperatura de

salida del producto con un controlador en cascada además tiene un controlador de nivel conectado a una

válvula en el producto concentrado (Figura 6-4).

55


Figura 6-4. Control del evaporador.

Columnas de destilación:

En el caso de las columnas de destilación el control es más complicado. Existen tres fines en el control de una

columna; por orden de prioridad: Operación segura y estable, control de la pureza de uno o de los dos

productos u operación óptima de la columna.

Se controlan los niveles en el tanque de reflujo y el de fondo, la pureza de los productos o la presión de la

columna manipulando los caudales de destilado (D) y fondo (B), el calor del condensador y del hervidor (V) y

el caudal de reflujo (L). Las perturbaciones que pueden afectar al control son la alimentación (F), caudal y

composición; y la entalpía de V, F y el fluido refrigerante.

Hay varias alternativas de control de columna dependiendo de las calidades controladas. En el caso de la

columna de acetona, solo es necesario controlar la pureza de la acetona en la cabeza, ya que el fondo se destina

a otra columna.

Existen diferentes alternativas para el control de balance de materia, directo o indirecto, en función de L/D. En

este caso L/D < 1, por lo que es favorable un control indirecto del balance de materia.

Para realizar el control indirecto se utiliza L/D. Se mide la pureza del destilado y esta controla el caudal de

reflujo con un control en cascada.

Además de los controladores ya mencionados en la columna hay dos controladores de nivel controlando el

nivel del tanque de reflujo y el de la columna (Figura 6-5).

56


Figura 6-5. Control columna acetona.

Para el control de la columna de fenol se recurre a controlar ambas calidades, la de destilado para controlar la

cantidad de fenol que se devuelve al proceso y la de fondo para no perder cumeno además de controlar la

calidad de fenol como producto final.

El control más usual es un control indirecto del balance de materia en ambos casos. Controlando la calidad del

destilado con el caudal de reflujo y la calidad de fondo con el caudal de vapor del serpentín. También se

controla los niveles del tanque de reflujo y de la columna (Figura 6-6).

57


Figura 6-6. Control columna fenol.

Intercambiadores:

Existen dos tipos de intercambiadores en el proceso: intercambiadores que enfrían utilizando agua e

intercambiadores que calientan utilizando vapor que condensa.

Para el control de los intercambiadores que enfrían con agua utilizan un lazo de control simple que controla el

caudal de agua en función de la temperatura de salida (Figura 6-7).

Figura 6-7. Control intercambiador de agua.

58


Es posible que se dé un ciclo límite no sinusoidal en el lazo de temperatura; para evitar este problema se

sintoniza el lazo para el menor caudal esperado de caudal de corriente haciendo que la ganancia del

controlador sea baja. Cuando la el caudal sea elevado la respuesta del lazo será lenta. También se puede

instalar un by-pass reduciendo el tiempo muerto y haciéndolo más estable.

Para el caso del intercambiador utilizando vapor el control es más sencillo que con fluido caliente. Se puede

realizar con un lazo sencillo de temperatura, existen problemas como la necesidad sintonizar con ganancia baja

que hace que la respuesta sea lenta; además requiere una válvula con amplio campo de control e isoporcentual

(Figura 6-8).

Figura 6-8. Control intercambiador de vapor.

Compresores:

El control en los compresores es muy parecido al de las bombas. Se puede realizar con una estrangulación en

la succión o en la descarga, utilizando recirculación o regulando los álabes; esta solución es poco eficiente,

llevando a grandes pérdidas energéticas. Para evitar estos problemas se recurre a la solución que permita el

menor consumo energético; se lleva a cabo controlando la velocidad del compresor de manera similar a las

bombas (Figura 6-9).

Figura 6-9. Control compresor.

59


7 ANÁLISIS ECONÓMICO

l análisis económico de un proceso tiene como objetivo definir la rentabilidad de un proyecto en función

de la inversión inicial de la planta, Capex, y una estimación de los costes de operación, Opex. La

rentabilidad del proceso también depende de diferentes factores como el precio de la materia prima y de

los productos. Para el cálculo del análisis económico, al igual que en la síntesis del proceso, se ha seguido las

indicaciones de [33].

7.1 Inversión inicial

La inversión inicial de una planta química es la inversión necesaria para la compra e instalación de todos los

equipos e instalaciones necesarias para llevar a cabo un proceso químico, en este caso, una planta de acetona

mediante el método de Hock en la que la materia prima directa es el cumeno.

La inversión inicial puede ser estimada por medio de diferentes caminos, dependiendo del camino que se elija

para la estimación, la precisión de la estimación será diferente. La elección de un camino u otro depende del

conocimiento que se tenga del proceso o del esfuerzo que se quiera realizar para llevar a cabo la estimación.

La American Association of Cost Engineers (AACE) reconoce cinco caminos para la estimación de costes

según el nivel de detalle:

Estimación del orden de magnitud: Se basa en la información del coste de una planta completa

construida previamente que se ajusta en cada caso aplicando factores de escala por capacidad de

producción e inflación. La precisión puede ser del ± 30 %.

Estimación de estudio o factorizada: Se basa en la relación de equipos principales de la planta. Para la

estimación del coste de los equipos existen diferentes métodos:

Presupuesto de un suministrador del equipo.

Coste de un equipo igual o similar adquirido con anterioridad.

A partir de gráficas o correlaciones de costes publicados para distintos equipos.

El coste obtenido será corregido por una serie de factores dependiendo del material utilizado, entre

otras cosas. La precisión puede ser del ± 30 %.

Estimación de diseño preliminar: Esta basado en un dimensionado más preciso de los equipos que se

acompaña de su implantación aproximada y de la evaluación de las tuberías, la instrumentación y la

instalación eléctrica. Requiere planos de planta y alzado. La precisión puede ser del ± 20 %.

Estimación definitiva o de control del proyecto: Se basa ya en especificaciones técnicas preliminares

de todos los equipos, los servicios, la instrumentación, la instalación eléctrica y los off-sites. Requiere

el diagrama de flujos definitivos del proceso, planos de los equipos y de la implantación y el diagrama

preliminar de tuberías e instrumentos. La precisión puede ser del ± 10 %.

Estimación detallada o de contratista: requiere la ingeniería completa del proceso incluyendo los off-

sites asociados y los servicios, y se basa en presupuestos de los suministradores de todos los equipos

caros que haya que adquirir o construir. Todos los planos necesarios para la construcción de la planta

E

60


están disponibles y por tanto se puede comenzar la construcción. La precisión puede ser del ± 5 %.

La precisión esperada para cada uno de los métodos de estimación viene indicado en la siguiente tabla (Tabla

7-1) en la que se indican el grado de definición del proyecto, la precisión de la estimación y el esfuerzo

económico de cada método. Como apunte, se espera que para estudios de categoría 5 se tenga una precisión de

-4 a +6 %, para cualquier otra categoría hay que multiplicar este rango por la precisión esperada.

Tabla 7–1. Categorías de estimación de inversión inicial.

Categoría Grado de definición

del proyecto

Precisión esperada

de la estimación

Esfuerzo económico

requerido

1 0-2 % 4 a 20 1

2 1-15 % 3 a 12 2 a 4

3 10-40 % 2 a 6 3 a 10

4 30-70 % 1 a 3 5 a 20

5 50-100 % 1 10 a 100

Llevando todo lo dicho anteriormente al proceso que se trata en este proyecto, la categoría más adecuada sería

la segunda categoría, establecer la inversión inicial del proyecto a partir del coste de los equipos principales.

Es necesario añadir que los costes de los equipos principales no representan todos los costes de la inversión

inicial. En la inversión inicial además de los costes de los equipos principales, existen costes directos

(instalación, instrumentación y control, etc.) y costes indirectos (ingeniería y supervisión, gastos generales,

etc.). Existen métodos factoriales para evaluar todos estos costes adicionales; en este caso se va a utilizar el

método factorial de Lang que contabiliza todos los costes en función del tipo de planta (Fluido, sólido o sólido

y fluido).

Una vez definido el tipo de categoría a utilizar para estimar la inversión inicial, se procede a enumerar los

equipos en función del tipo que sean y sus costes.

Reactores:

Oxidación:

Con las especificaciones que se tienen se puede realizar una estimación del coste de los reactores de

oxidación. Recurriendo a [37], se tiene un precio de reactor de 271.100 US $, este precio incluye el coste del

agitador. Este coste hay que actualizarlos con el tiempo, además se han considerado para acero al carbono y

a presión atmosférica, estos costes se van a corregir más adelante.

Debido a la inflación los precios varían con el tiempo, por eso, ya que los precios obtenidos anteriormente

son de 2014, es necesario actualizarlos a 2016; para ello se utilizan índices de coste específico del sector

químico, en este caso los Chemical Engineering Plant Cost Index (CEPCI) [39]. Para 2014 y 2016 (febrero)

son, respectivamente, 575,7 y 533,9. Una vez se tiene los índices y el coste de referencia, utilizando la

siguiente ecuación (7-1) se obtiene el coste actualizado a 2016, pero sin especificar material y condiciones

de operación.

𝐶 = 𝐶𝑟𝑒𝑓 (𝐼

𝐼𝑟𝑒𝑓)

(7-

1)

El resultado a 2016 es de 222.252 €. Una vez se tiene el precio del equipo a condiciones estándar (acero al

carbono, temperatura y presiones moderadas) hay que corregirlo en función de las propiedades ya dichas (7-

2) ajustándolo a las condiciones del proceso.

𝐶 = 𝐶𝑜 ∗ 𝐹𝑀 ∗ 𝐹𝑃 ∗ 𝐹𝑇 (7-

2)

61


Para las condiciones del proceso, acero al carbono, 5 bares y 115 ºC; se tiene, respectivamente y en orden a

los valores anteriores (7-2) 1, 1 y 1. El valor no cambia ya que las propiedades entran dentro de las

condiciones estándar. Los valores de F se han sacado de [33] y se exponen a continuación (Tabla 7-2):

Tabla 7–2. Factores de corrección por material, presión y temperatura.

Material FM

Presión

abs.

(atm)

FP Temperatura

(ºC) FT

Acero al

carbono

1,0 0,005 1,3 -60-600

1,3

Bronce 1,05 0,015 1,2 0-30 1

Aluminio 1,075 0,05 1,1 100-200 1,05

Hierro Colado 1,11 0,5-5 1 600 1,1

Acero

Inoxidable

1,28-

1,50

50 1,1 2.000

1,2

Hastelloy C 1,54 200 1,2 2.000 1,0

Monel 1,65 400 1,3 2.000 1,0

Níquel/Inconel 1,71 400 1,3 1.000 1,0

Titanio 2,0 400 1,4 2.500 1,0

Escisión:

Para los reactores de la etapa de escisión se va a seguir el mismo procedimiento que en la oxidación.

Partiendo de las referencias de [37], un reactor agitado tiene un coste de reactor de 63.600 US $. El reactor

tubular tiene un coste de 58.300 US $.

Actualizando el coste al igual que en la oxidación se tiene que para 2016 el coste es 52.140 € y 47.795 €.

El reactor trabaja en unas condiciones de acero inoxidable, temperaturas moderadas y una presión de 8

bares, por lo que solo hay que corregir el coste en función del material, con un factor FM de 1,50 (caso más

desfavorable), quedando un coste final de 78.210 € y 71.693 €.

Evaporador:

Realizando el mismo procedimiento seguido en los reactores, el evaporador tiene un coste de 85.100 US $,

actualizando el valor a 2016, el coste es de 69.766 €.

Corrigiendo el evaporador con los factores de material, temperatura y presión; teniendo en cuenta que el

evaporador es de acero al carbono, trabaja a temperaturas moderadas y a vacío, hay que corregirlo con un

factor de 1,1 para la presión y de 1,05 para la temperatura, quedando un coste final para el evaporador de

80.580 €.

Separación:

La evaluación del coste de una columna de destilación es más complejo de los que se ha visto anteriormente.

Para realizarla se ha recurrido a evaluar el coste de cada elemento de la columna individualmente, tal como

indica [33]. Los elementos de la columna a evaluar son la columna vacía, los platos, el hervidor y el

condensador. El coste de los platos se puede calcular a partir de una correlación (Tabla 7-3) que viene dada en

[33] y el coste de la columna vacía se calcula a partir de [37] como con los reactores. De acuerdo con [25],

para presiones bajas se deben utilizar platos perforados.

62


Tabla 7–3. Coste de los platos de Columnas de Destilación.

Tipo de plato Coste en €, 2002. X ≡ Diámetro (m).

Perforado C = 214,53*X2-111,26*X+299,53

Campanas C = 660,88*X2-393,47*X+795,22

Válvula C = 375,45*X2-335,84*X+524,59

Por último queda calcular el coste de los hervidores y de los condensadores, para ello se van a calcular de

distinta manera. El coste del condensador a partir de una correlación del BOEHM [40] y el coste del hervidor

también de otra correlación de un libro de Coulson & Richardson [41]. El coste del condensador se conoce en

función del calor intercambiado y el hervidor en función del vapor que produzca; ambas correlaciones se

presentan a continuación (7-3 y 7-4 respectivamente) y el tamaño de los hervidores y condensadores de cada

columna (Tabla 7-4):

𝐶 = 𝐶𝑟 (𝑆

𝑆𝑟)𝑛

; 𝐶𝑟 = 3000 $; 𝑆𝑟 = 10 𝑘𝑊; 𝑛 = 0,55 (1978) (7-3)

𝐶 = 𝐶𝑟(𝑆)𝑛; 𝐶𝑟 = 43,17 $; 𝑆 = 𝑘𝑔/ℎ 𝑑𝑒 𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟 𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑐𝑖𝑑𝑜; 𝑛 = 0,8 (1992)

(7-4)

Tabla 7–4. Tamaño Condensadores//Hervidores.

Columna Tamaño (kW // kg/h)

Acetona Condensador 1120,99

Hervidor 12074,76

Fenol Condensador 2052,44

Hervidor 9150,76

Con todos los elementos de las columnas de destilación evaluados se procede a calcular el coste de las

columnas. A continuación se exponen los costes de las columnas (Tabla 7-5) ya actualizados y corregidos en

función del material y de las condiciones de operación en €:

Tabla 7–5. Columnas de Separación.

Columna Columna vacía Platos Condensador Hervidor Total (€)

Acetona 59.307 11.670 86.357 290.069 447.403

Fenol 430.713 87.411 120.438 232.361 870.924

Bombas:

Para el cálculo del coste de las bombas se ha recurrido a [37].

A continuación se muestran los costes (Tabla 7-6) ya actualizados y corregidos:

63


Tabla 7–6. Coste de las Bombas.

Bomba Caudal (m3/h) Coste (€)

Cumeno Fresco 15,427 16.289

Cumeno Concentrado 26,434 24.752

Cumeno Separado 5,496 11.648

HPC concentrado 21,562 21.112

Bomba de vacío 346,576 83.720

Oxidación 2 305 71.298



Escisión 1 1.576 151.736

Escisión 2 739 107.095

Escisión 3 281 68.619

Intercambiadores:

El coste de los intercambiadores se calcula con el área de transferencia y coste correspondiente. A

continuación se muestran los costes actualizados a 2016 y corregido según las propiedades (Tabla 7-7). Los

costes de los intercambiadores de los reactores de escisión se han corregido teniendo en cuenta que por ellos

pasa ácido sulfúrico y es necesario utilizar acero inoxidable y multiplicar por un factor de Los costes se han

sacado de [37]:

Tabla 7–7. Coste de los intercambiadores.

A (m2) Coste (€)

Intercambiador oxi 1 30,39 58.523




Intercambiador esci 1 233,14 169.951




Intercambiador cumeno 460,09 161.260

Intercambiador aire 79,89 74.294

Etapa 1 compresor 15,56 53.440

Etapa 2 compresor 2,14 9.897

Intercambiador 11-9 12,23 43.548

Intercambiador 11-10 30,58 96.009

La propuesta de integración energética supone un aumento de la inversión inicial de 90.371 € pero el ahorro de

los utilities supone un ahorro de 76.548 € al año. La propuesta de integración energética es viable desde un

punto de vista económico.

Compresor

Para el coste del compresor se recurre a [37]. El compresor tiene un coste de 312.678 €.

64


Con todos los costes de los equipos principales calculados, ya se puede proceder al cálculo del coste total de la

inversión inicial.

Inversión Inicial

Primero se calcula el coste total de todos los equipos en euros, se exponen a continuación (Tabla 7-8):

Tabla 7–8. Coste de los equipos principales.

Equipo Coste (€)

Reactor:

Oxidación 889.008

Escisión 306.323

Evaporador 80.580

Destilación 1.318.327

Bombas 713.955

Compresor 312.678

Intercambiadores 1.224.245

El coste total de todos los equipos asciende a 4.845.115 €. La planta de acetona es una planta que opera con

fluidos, por lo que el factor de Lang dado por [33] es de 5,04 (excluyendo el capital circulante).

Con el factor de Lang la inversión inicial de la planta queda en 24.419.381 € para una planta de acetona que

tiene una capacidad de 46.037 toneladas al año de acetona; es la producción que se tiene cuando se introducen

en el proceso 100 kmol/h. Teniendo en cuenta el capital circulante la inversión inicial es de 28.731.534 €.

7.2 Coste de la producción

Los costes de producción, o de operación, son otra parte importante del análisis económico, suele presentar un

valor aún más grande que la inversión inicial. [33] Proporciona un cuadro (Tabla 7-9) en el que detalla los

costes de operación dividiéndolos en costes de fabricación y gastos generales, u Overheads; junto con

estimaciones del valor de cada parte de los costes de operación.

65


Tabla 7–9. Valores típicos de Producción.

Costes Valores típicos

I) Costes de fabricación (CP)= Costes Directos + Costes Fijos (CF) + Gastos Generales de la Planta

A) Costes Directos

Materias Primas (MP) 10-80 % de los CP

Mano de Obra (MO) 10-20 % de los CP

Mano de Obra de Supervisión 10-20 % de la MO

Servicios (U) 10-20 % de los CP

Mantenimiento y Reparaciones 2-10 % de la inversión inicial

Suministro de Operación 2-10 % del Mantenimiento

Laboratorio 10-20 % de la MO

Patentes y Licencias 0-6 % de los CP

Costes Directos Totales 66 % de los CP

B) Costes Fijos

Depreciación Incluidos en los flujos de caja

Impuestos Locales 1-4 % de la inversión inicial

Seguros 0,4-1 % de la inversión inicial

Alquileres 8-12 % del terreno y edificios alquilados

Intereses Financieros 0-10 % de la inversión inicial

Costes Fijos Totales 10-20 % CP

C) Gastos Generales de la planta

Servicios médicos y de seguridad, etc. 5-10 % CTP

I) CP= 80-90 % de los CTP

II) Gastos Generales (GG)

Administración 20 % MO o 2-5 % de los CTP

Distribución y Ventas 2-20 % de los CTP

Investigación y Desarrollo 2-5 % de los ingresos o 5 % de los CTP

GG 10-20 % de los CTP o 2,5 % de los ingresos

Costes Totales de Producción (CTP)= CP + GG

Antes de comenzar con los cálculos, es necesario detallar ciertas partes de los costes. El coste de la materia

prima ya se vio en el capítulo 4.1 (Tabla 4-3).

Los servicios a partir del balance de energía y sus precios a partir de los que proporciona [33] que son agua de

refrigeración, 0,15 €/m3, y vapor de caldera, 16.5 €/ton. La electricidad tiene un coste de 0,14 €/kWh

La mano de obra se va a contabilizar de manera que para cada equipo principal de la planta se le asigna un

número de operarios. [33] Proporciona una tabla (Tabla 7-10) con cuantos operarios por cada turno y con el

respectivo salario dependiendo del país. Lo más eficiente es contar con 4 o 5 turnos en vez de 3 por cada

puesto debido a vacaciones, bajas y otro tipo de circunstancias que limita el número de trabajadores, en turnos

de 8 horas. Cada trabajador trabaja una media de 22 días mensualmente, con un sueldo medio que ronda los

1.634 € mensuales en 2014 de acuerdo con El Mundo [42], por lo que cada operario cobra por hora 9,28 €.

Para calcular la mano de obra se supone que son 5 turnos y siempre el mayor número de operarios.

66


Tabla 7–10. Operarios en la planta.

Equipo Hombres por turno Nº equipos Operarios

Columna de destilación 1/3 a 1/2 c 2 0,67

Reactores continuos 1/2 b 5 2,5

Centrífugas 1/4 a 1/2 c 5 2,5

Intercambiadores 1/10 c 14 1,9

Compresores 1/10 a 1/5 1 0,2

Evaporadores 1/4 c 1 0,25

Contando todos los operarios hay 8 operarios por cada turno. Cada operario trabaja 8 horas así que hay un total

de 64 horas de mano de obra por cada turno.

Con estos detalles definidos ya se puede proceder a calcular los costes de operación (Tabla 7-11):

67


Tabla 7–11. Costes de Producción.

I) Costes de fabricación (CP)

A) Costes Directos

Materias Primas (MP) 84.762.636

Mano de Obra (MO) 650.342

Mano de Obra de Supervisión 97.551

Servicios (U) Vapor: 1.128.089

Agua: 1.003.405

Agua subenfriada: 419.346

Electricidad: 1.166.845

Mantenimiento y Reparaciones 2.011.207

Suministro de Operación 301.681

Laboratorio 97.551

Patentes y Licencias 3.035.772

Costes Directos Totales 94.288.360

B) Costes Fijos

Impuestos Locales 574.631

Seguros 201.121

Costes Fijos Totales 775.751

C) Gastos Generales de la planta

Servicios médicos y de seguridad, etc. 6.029.648

I) CP = 101.479.827 €

II) Gastos Generales (GG)

Administración 4.178.581

Distribución y Ventas 8.879.485

Investigación y Desarrollo 6.342.489

GG 19.400.555

Costes Totales de Producción (CTP) = 120.880.382 €

7.3 Análisis de la rentabilidad del proyecto

Antes de ver los métodos de análisis de rentabilidad, es necesario definir ciertos conceptos.

El flujo de caja neto es la suma de los beneficios netos, de la amortización y de cualquier otro ingreso o

desembolso. Los elementos que determinan el flujo de caja neto son:

Beneficio Bruto (BB) (7-5):

Es la diferencia entre los ingresos por las ventas del producto (V) y el coste total de producción (CTP)

excluyendo la depreciación (D):

𝐵𝐵 = 𝑉 − 𝐶𝑇𝑃 (7-5)

68


El BB de la planta es de 15.783.049 €/año.

Beneficio Neto Antes de los Impuestos (BNAI):

El BNAI es el BB al que se le ha sustraído la depreciación (7-6):

𝐵𝑁𝐴𝐼 = 𝐵𝐵 − 𝐷 (7-6)

La D y la amortización son conceptos muy parecidos, quiere decir que los equipos y edificios tienen una

vida útil limitada y a cada año que pasa el valor original que pudieran tener disminuye. Esta disminución

del valor se tiene en cuenta en la economía de una empresa, no es un desembolso en sí, pero tiene un

valor negativo en los beneficios que se traduce en una disminución de los impuestos, debido a esto es

algo controlado por el Gobierno y la forma de depreciación cambia de país a otro. En este proyecto va a

ser una depreciación lineal con el tiempo, es decir, todos los años se deprecia la misma cantidad (7-7).

𝐷 =(𝐶𝐷 − 𝐶𝑅)

𝑛 (7-7)

El CD es la inversión inicial depreciable, sin incluir terrenos ni capital circulante, que en este caso sería

12.570.304 €. El CR es el valor residual que tiene un equipo al final de su vida útil, valor por el que se

podría vender, por eso no entra en la depreciación; y n son los años de vida útil del equipo.

En el caso de una planta química, lo más usual es que el valor residual sea muy pequeño, prácticamente

0 y 10 los años de vida que permite la Agencia de Recaudación (IRS) de acuerdo con [25], esto deja la

depreciación en 0,1 de la inversión inicial. La vida útil está limitada debido a que en la industria química

continuamente se avanza en cuanto a tecnología y los equipos son menos sensibles en cuanto a

seguridad conforme pasa el tiempo.

El BNAI tiene un valor de 12.909.896 €/año.

Beneficio Neto Después de los Impuestos (BNDI):

Para obtener el BNDI es necesario quitarle los impuestos al BNAI (7-8)

𝐵𝑁𝐷𝐼 = 𝐵𝑁𝐴𝐼 ∗ (1 − 𝑡) (7-8)

En el BNDI, t es la tasa legal impositiva que se aplica a los beneficios y varía dependiendo del sector en

el que se estén calculando los impuestos. En este caso se tiene una t general del 25 %, sacada de la

Agencia Tributaria [43].

El BNDI tiene un valor de 9.682.422 €/año.

Flujo de Caja (FC):

El FC es el BNDI al que se le añade D (7-9).

𝐹𝐶 = 𝐵𝑁𝐷𝐼 + 𝐷 (7-9)

El FC tiene un valor de 12.555.575 €/año.

69


Existen diferentes caminos para realizar un análisis de rentabilidad de un proyecto, existen métodos

convencionales, Tasa de Retorno (ROI) y Período de Retorno (Payback). No son métodos muy precisos

debido a sus múltiples interpretaciones y diferentes maneras de calcularlos, pues no existe una definición

precisa, existen varias y se contradicen.

También existen otros métodos modernos como lo son el VAN y el TIR.

El VAN (Valor Actual Neto) es la suma de los flujos de caja netos actualizados y depende del interés del -

préstamo que se haya solicitado (7-10).

𝑉𝐴𝑁 = −𝐼 +∑𝐹𝐶𝑗

(1 + 𝑖)𝑗

𝑛

𝑗=1

(7-10)

FC es el flujo de caja, n son los años de la inversión, i es el interés e I es la inversión inicial. El VAN es la

suma de los flujos de caja actualizados con el tiempo, si el VAN es positivo, la inversión es rentable

El TIR (Tasa Interna de Rentabilidad) calcula el valor del interés para que el cual el VAN es 0 (7-11).

0 = −𝐼 +∑𝐹𝐶𝑗

(1 + 𝑟)𝑗

𝑛

𝑗=1

(7-13)

r es el interés máximo para el cual la inversión se considera rentable. Es necesario decir que en el último año al

flujo de caja hay que añadirle el CC.

Se ha calculado el TIR para esta inversión, a 10 años, recuperando un CC de 4.312.153 €. Para el año 0 se ha

tomado como flujo de caja el desembolso de la inversión inicial. Los FC para el cual el VAN es igual a 0 son

los siguientes (Tabla 7-12):

Tabla 7–12. Flujos de Caja.

Años FC (€)

0 -28.731.534

1 -20.392.131

2 -14.853.107

3 -2.297.532

4 10.258.043

5 22.813.619

6 35.369.194

7 47.924.769

8 60.480.345

9 73.035.920

10 89.903.648

El TIR de la inversión es del 50,56 %. Es un valor muy alto, lo que quiere decir que la planta será muy

rentable a valores típicos de interés como lo son del 10 al 15 %.

70


REFERENCIAS

[1] Ministerio de Empleo y Seguridad Social, Gobierno de España, «Instituto Nacional de Seguridad y Salud

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ingeniería conceptual de una planta de producción de...

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