química ing. de - unitru.edu.pe

UNIVERSIDAD NACIONAL DE TRUJILLO

FACULTAD DE INGENIERÍA QUÍMICA

ESCUELA PROFESIONAL DE INGENIERÍA QUÍMICA

“Simulación del efecto de la presión en la síntesis y purificación

de Etilbenceno de alta pureza usando software libre”

TESIS

Para optar el Título Profesional de

Ingeniero Químico

AUTOR:

Br. Valdivia Laiche, Marcos Javier

ASESOR:

Dr. Loyola Carranza, Wilber Alamiro

TRUJILLO - PERÚ

2019

Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación

Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/

Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

i

DEDICATORIA

A Dios por haberme permitido llegar hasta este

punto y haberme dado salud para lograr mis

objetivos.

A mi madre -------- y a mi padre ---- por

haberme apoyado en todo momento, por sus

consejos, sus valores, por la motivación

constante que me ha permitido ser una persona

de bien, pero más que nada por su amor.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

ii

ÌNDICE

ÌNDICE ii

ÍNDICE DE TABLAS iv

ÍNDICE DE FIGURAS v

RESUMEN vii

ABSTRACT viii

I. INTRODUCCIÓN 1

1.1 REALIDAD PROBLEMÁTICA 1

1.2 ANTECEDENTES Y FUNDAMENTACIÓN CIENTÍFICA 2

1.3 MARCO TEÓRICO 8

1.3.1 Proceso de obtención del etilbenceno 8

1.3.2. Reactor de conversión fija del software COCO 11

1.3.3 Destilación contínua 15

1.3.4 Modelado de una columna de destilación multicomponente 16

1.3.5 Simulador Chemsep CAPE OPEN 23

1.3.6 Arquitectura secuencial - modular de los simuladores 26

1.3.7 Grados de libertad para una corriente de proceso 27

1.3.8 Simulador COCO V3.3 28

1.4 Justificación 30

1.5 PROBLEMA 30

1.6 HIPÓTESIS 30

1.7 OBJETIVO GENERAL 30

1.7.1 Objetivos específicos 31

II. MATERIALES Y MÉTODOS 32

2.1 MATERIAL DE ESTUDIO 32

2.1.1 Variables de estudio 32



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

iii

2.2 METODOLOGÍA DE TRABAJO 32

2.2.1 Configuración del primer reactor 33

2.2.2 Configuración del segundo reactor 34

2.2.3 Configuración de la primera columna 34

2.2.4 Configuración de la segunda columna 37

2.2.5 Configuración del flowsheet general 39

III. RESULTADOS Y DISCUSIÓN 41

3.1 RESULTADOS DEL EQUILIBRIO DE FASES 41

3.2 RESULTADOS DEL PRIMER REACTOR 42

3.3 RESULTADOS DEL SEGUNDO REACTOR 42

3.4 RESULTADOS DE LA PRIMERA COLUMNA DE DESTILACIÓN 43

3.5 RESULTADOS DE LA SEGUNDA COLUMNA DE DESTILACIÓN 46

3.6 ANÁLISIS PARAMÉTRICO 48

3.6.1. Presión de corriente de benceno y requerimiento de calor en R1 48

3.6.2 Ubicación del plato de alimentación a la primera columna y RR 49

3.6.3 Presión en corriente de etileno y RR de la primera columna 50

3.6.4 Número de etapas sobre RR de la segunda columna 50

IV. CONCLUSIONES 52

V. RECOMENDACIONES 53

VI. REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS 54

ANEXOS 56



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

iv

ÍNDICE DE TABLAS

Tabla 1. Resumen de variables para el modelo de una etapa de equilibrio 18

Tabla 2. Modelos de ChemSep para el cálculo de propiedades termodinámicas 26

Tabla 3. Cálculo de los grados de libertad para una corriente de proceso 28

Tabla 4. Resultados del primer reactor de conversión fija 42

Tabla 5. Resultados del segundo reactor de conversión fija 42

Tabla 6. Resultados de primera columna de destilación 43

Tabla 7. Resultados de segunda columna de destilación 46



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

v

ÍNDICE DE FIGURAS

Figura 1. Proceso Mobile – Badger de etilbenceno (Lewis F. Hatch and Sami Matar, 1978) 4

Figura 2. Diagrama del proceso de producción real de etilbenceno (Ali Nejad et al., 2011) 6

Figura 3. Diagrama del proceso de producción de etilbenceno (Al´Nejat et al. 2011) 7

Figura 3.1. Reacciones de alquilación de benceno (elaboración propia) 9

Figura 4. Reactor de conversión fija (fuente simulador coco) 11

Figura 5. Flujograma para el modelado del reactor de conversión fija COCO (fuente el autor) 13

Figura 6. Columna de destilación contínua 16

Figura 7. Modelo de una etapa de equilibrio (fuente Seader and Henley, 1998) 17

Figura 8. Balance de materia (fuente: elaboración propia) 19

Figura 9. Estructura de una simulación (fuente: Cubillo, F., s/f) 26

Figura 10. Corrientes de procesos y equilibrio de fases (fuente; Cubillo, F., s/f) 28

Figura 11. Categorías de Flowsheet (fuente: Coco Simulator) 29

Figura 12. Selección de los componentes (fuente: COCO V3.3) 32

Figura 13. Configuración de estequiometria de las reacciones (fuente: COCO V3.3) 33

Figura 14. Características de operación del primer reactor a 2,3 atm (COCO V3.3) 33

Figura 15. Conversión en el primer reactor a la presión de 2,3 atm (COCO V3.3) 33

Figura 16. Características de operación del segundo reactor a 2,1 atm(COCO V3.3). 34

Figura 17. Conversión en el segundo reactor a la presión de 2,1 atm. 34

Figura 18. Configuración de la primera columna de destilación (Chemsep V8.1) 35

Figura 19. Especificaciones corriente de alimentación primera columna (Chemsep V8.1) 36

Figura 20. Seleccion de modelos termodinámicos de columnas de destilación (Chemsep V8.1) 36

Figura 21. Configuración de la segunda columna de destilación (Chemsep V8.1) 38



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

vi

Figura 22. Especificaciones corrientes de alimentación segunda columna (Chemsep V8.1) 38

Figura 23. Flowsheet para obtención de etilbenceno a partir de benceno y etileno (COCO V3.3) 39

Figura 24. Diagrama Txy para el sistema etilbenceno-dietilbencenop a 0,1 atm 41

Figura 25. Diagrama Txy para el sistema benceno-etilbenceno a 0,1 atm 41

Figura 26. Perfil de temperatura de la primera columna (Chemsep V8.1) 44

Figura 27. Perfiles de flujo de líquido y vapor de la primera columna (Chemsep V8.1) 44

Figura 28. Eficiencia de etapas de la primera columna (Chemsep V8.1) 45

Figura 29. Perfil de volatilidad relativa primera columna (Chemsep V8.1) 45

Figura 30. Perfil de temperatura de segunda columna (Chemsep V8.1) 46

Figura 31. Perfiles de flujo segunda columna (Chemsep V8.1) 47

Figura 32. Perfil de volatilidad relativa segunda columna (Chemsep V8.1) 47

Figura 33. Eficiencia de etapas de la segunda columna (Chemsep V8.1) 48

Figura 34. Presión de la corriente de benceno frente al requerimiento de calor en reactor R1 49

Figura 35. Ubicación del plato de alimentación y su efecto sobre la relación de reflujo 49

Figura 36. Efecto de la presión de la corriente de etileno sobre la RR de la primera columna 50

Figura 37. Efecto del número de platos sobre la RR de la segunda columna 51



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

vii

RESUMEN

En la presente tesis se analizó el efecto de la presión en la síntesis y purificación de

etilbenceno de alta pureza usando el software COCO V.3.3. Para tal estudio se usaron

dos reactores de conversión fija, con una conversión de 73,5% mol de etileno a

etilbenceno y de etileno a dietilbenceno de 25,5%; a la presión de 2,3 atm en el primer

reactor y una conversión de 22,13 % mol de dietilbenceno a etilbenceno, y de etileno a

etilbenceno de 97 % a la presión de 2,1 atm en el segundo reactor.

Para la separación de la mezcla resultante, se configuraron dos columnas de destilación

en serie, mediante Chemsep CAPE OPEN. Ambas columnas usaron el modelo de Chao

Seader para el cálculo del coeficiente de actividad y para el equilibrio de fases; y

entalpias de exceso para los balances de energía. La primera de veinte platos a 0,3 atm y

con relación de reflujo de 2,512; permitió obtener un destilado con 99,88 % mol de

benceno con un consumo de calor en el calderin de 4,4 MW y un producto de fondo con

69,07% mol de etilbenceno. La segunda columna de veinticuatro platos a 0,1 atm y con

relación de reflujo de 0,432, permitió la recuperación del etilbenceno en el destilado con

una pureza de 99,9% mol y dietilbenceno con 99,9% mol como producto de fondo, con un

consumo de calor de 7,83 MW. La mejor ubicación de alimentación a la primera columna

fue el décimo plato, y para la segunda el quince avo plato. A partir de estos valores, la

relación de reflujo aumenta significativamente.

El consumo de calor en el calderin de la segunda columna fue mayor en 3.43 MW

respecto a la primera.

Palabras claves: síntesis etilbenceno, benceno, dietilbenceno, efecto de la presión, software libre



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

viii

ABSTRACT

In this thesis, the effect pressure on the synthesis and purification of high purity

ethylbenzene was analyzed using COCO V.3.3 software. For this study, two fixed

conversion reactors were used with a conversion of 73,5% mol of ethylene to

ethylbenzene and ethylene to diethylbenzene of 25,5%; at the pressure of 2,3 atm in the

first reactor and a conversion of 22,13 mol% of diethylbenzene to ethylbenzene, and of

ethylene to ethylbenzene of 97% at the pressure of 2,1 atm in the second reactor.

For the separation of the resulting mixture, Chemsep CAPE OPEN configured two

distillation columns in series. Both columns used the Chao Seader model for the activity

coefficient calculation and for the phase equilibrium; and enthalpies of excess for energy

balances. The first of twenty step at 0,3 atm and with reflux ratio of 2,512; allowed to

obtain a distillate with 99,88% mol of benzene mol with a heat consumption in the boiler of

4,4 MW and a bottom product with 69,07% mol of ethylbenzene. The second column of

twenty-four steps at 0,1 atm and with a reflux ratio of 0,432; allowed the recovery of

ethylbenzene in the distillate with a purity of 99.9% mol and diethylbenzene with 99.9%

mol as the bottom product, with a heat consumption of 7,83 MW. The best-feed location to

the first column was the tenth step, and for the second the fifteenth avo step. From these

values, the reflux ratio increases significantly.

The heat consumption in the boiler of the second column was greater by 3.43 MW

compared to the first.

Keywords: synthesis ethylbenzene, benzene, diethylbenzene, pressure effect, free software



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

1

I. INTRODUCCIÓN

1.1 REALIDAD PROBLEMÁTICA

Las principales investigaciones respecto a la influencia de las diferentes variables

sobre la obtención de etilbenceno de elevada pureza, donde más del 90% es

sintetizado por la reacción de alquilación entre benceno y etileno, bajo las condiciones

de operación son las siguientes:

Temperatura: 40 - 100°C, presión: 30 psig (2,1atm) a 100 psig (7 atm), catalizador:

AlCl3/complejo de hidrocarburo, rendimiento cerca del 100%.

Producto de la alquilación también se forman dietilbenceno y bencenos alquilados

superiores, estos son reciclados y de alquilados a etilbenceno. El etileno alimentado

puede variar entre 10 y 100% de concentración de etileno, debido a que no existen

otros hidrocarburos no saturados.

Otro proceso como el de etileno Mobile - Badger en fase de vapor, donde las

condiciones de reacción son:

Temperatura : 420°C, Presión : 13,61 – 20,41atm; Catalizador : zeolita de aluminosilicato cristalino, Conversión : 85 - 90%

Consiguieron rendimiento entre 98 y 100%, considerando una relación mol benceno/

etileno de 7,5 a 1, usando dos reactores, uno sobre la corriente y el otro en

regeneración. Los reactores se alimentan con etileno grado polímero y una corriente

de reciclo que contiene benceno fresco, benceno y polietilbenceno (PEB) son

reciclados.

Un estudio sobre optimización de alquilación de benceno en una unidad real de

producción de etilbenceno-EB, concluye que la unidad real no funciona en las



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

2

condiciones optimizadas y al reducir la relación de reflujo de benceno, la temperatura a

través de los reactores de alquilación aumentó. Para trabajar a condiciones óptimas y

controlar la temperatura de los reactores, la cantidad del etileno inyectado, la corriente

de reciclaje de benceno y la temperatura de los reactores fueron optimizadas

simultáneamente.

Finalmente, otro estudio para optimizar el proceso de producción de etilbenceno-EB

concluye que, en la unidad de fraccionamiento, el consumo de energía del calderin y

condensador se reducen, lo cual se interpreta como ahorro de energía y también la

corriente reciclada de benceno, la energía requerida para el bombeo y la energía

consumida en los intercambiadores de calor se reducen significativamente.

Por todo ello, en la presente tesis se plantea el estudio mediante simulación usando el

software libre COCO V.3.3 a efectos de analizar la influencia de las variables

fundamentales sobre la síntesis de etilbenceno de alta pureza, entre las que tenemos -

valores de la presión en los reactores para obtener mayor conversión, configuración de

los reciclos para aumentar la conversión, valores de los reflujos en las torres - que

permitan obtener la mayor pureza del etilbenceno.

1.2 ANTECEDENTES Y FUNDAMENTACIÓN CIENTÍFICA

Lewis F. Hatch (1978), afirma que más del 90% es sintetizado por la reacción de

alquilación entre benceno y etileno.

Una pequeña cantidad de etilbenceno, C6H5-CH2-CH3, es obtenido por fraccionamiento

intensivo de reformado y otras corrientes de refinerías.

6 6 2 4 8 1 0

B e n c e n o E ti le n o E ti lb e n c e n o

C H C H C H

Muchos catalizadores están disponibles para esta reacción con el muy flexible y

confiable AlCl3*HCl-complejo de hidrocarburo.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

3

El cloruro de etilo CH3CH2Cl, puede ser sustituido por cloruro de hidrógeno sobre una

relación molar. El proceso de alquilación con cloruro de aluminio, ha sido revisado por

Mac Farlane, respecto al proceso etilbenceno de Monsanto. Un complejo BF3, es

también un catalizador viable para alquilación de benceno.

Las condiciones para la reacción catalizada con AlCl3 son:

Temperatura: 40 - 100°C, presión: 30 a 100 psig, catalizador: AlCl3/complejo de

hidrocarburo, rendimiento cerca del 100%.

También se forman dietilbenceno y bencenos alquilados superiores, estos son

reciclados y dealquilados a etilbenceno. El etileno alimentado puede variar entre 10 y

100% de concentración de etileno, debido a que no existen otros hidrocarburos no

saturados (Lewis F. Hatch and Sami Matar, 1978).

Lewis F and Sami Matar (1978) afirma que el proceso de etileno Mobile - Badger en

fase de vapor de la Figura 1, ha recibido mucha aceptación hasta la década de los

años 90. Las condiciones de reacción son:

Temperatura : 420°C, Presión : 13,61 – 20,41atm; Catalizador : zeolita de aluminosilicato cristalino, Conversión : 85-90% , Rendimiento : 98 – 100%.

La relación mol de benceno a etileno es 7,5 a 1, se usan dos reactores, uno sobre la

corriente, mientras el otro se encuentra en regeneración.

Así, en el proceso Mobil – Badger, el etilbenceno (EB) que se produce de acuerdo con

el esquema de la Figura 1, se usa dos reactores iguales y una serie de columnas. Los

reactores pueden trabajar en paralelo o individual (cuando uno opera el otro está en

regeneración).

En este proceso, el cuello de botella respecto a la capacidad de la instalación será el

reactor, en caso contrario sería la capacidad de la sección de destilación. Los



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

4

reactores se alimentan con etileno grado polímero y una corriente de reciclo que

contiene benceno fresco, benceno reciclado y polietilbenceno (PEB) reciclado.

La reacción es exotérmica y se lleva a cabo en presencia de un catalizador, que

proporciona una buena eficiencia y selectividad en la formación de EB (los

subproductos son impurezas, pesados, ligeros y PEB ).

En el flowsheet de la Figura en mención, se observa que el reciclo se precalienta

primero en un intercambiador con las corrientes de salida del reactor y posteriormente

en un horno; finalmente se mezcla con la alimentación fresca.

El calor de la reacción exotérmica, se recupera y aplica en el intercambiador

mencionado y a la generación de vapor.

El efluente del reactor, se alimenta a una columna denominada de pre

fraccionamiento, que separa por el tope, parte del benceno contenido en dicha

corriente. El producto de cabeza o tope, en parte se recicla y en parte se envía al

scrubber; que efectúa el lavado con el aporte de benceno fresco de alimentación a la

unidad. Los fondos se envían a la sección de recuperación de benceno, etilbenceno y

dietilenceno.

Figura 1. Proceso Mobile – Badger de etilbenceno (Lewis F. Hatch and Sami Matar, 1978)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

5

En este proceso, es muy importante la relación benceno / etileno alimentado a los

reactores, en el flujo de benceno debería considerarse tanto el fresco como el

reciclado. Cuando crece esta relación, disminuyen los subproductos y el PEB, pero se

incrementa la carga a la sección de recuperación al horno; por lo que existe un óptimo

que ha de mantenerse.

También debe controlarse la temperatura media del reactor, a mayor temperatura más

impurezas y menos PEB, es decir; mediante la temperatura media se infiere la

especificación del producto, lo cual infiere un control de calidad.

Se busca maximizar la capacidad de producción de EB, para ello debe mantenerse la

carga del scrubber al límite de sus posibilidades (máxima pérdida de carga).

La operación debe tratar de mantener la presión en el pre fraccionador, tan baja como

sea posible, para descargar la sección de recuperación (al reciclar más benceno

directamente desde la pre fraccionadora). En consecuencia, deberá mantenerse un

control de presión de la pre fraccionadora.

La carga térmica del hervidor de la pre fraccionadora, puede estimarse mediante la

entalpía de la alimentación a la misma. Por las mismas razones anteriores, ésta

debería mantenerse tan alta como sea posible; pero limitada por la posibilidad de

inundación de dicha columna.

La capacidad de funcionamiento en paralelo de los reactores, es definida por la

capacidad de la sección de recuperación, que se manifiesta en la proximidad a la

inundación de dos columnas (de benceno y de etilbenceno) existentes. Esta

dependencia se refleja en el diagrama de la Figura 1 (Lewis F. Hatch and Sami

Matar, 1978).

Ali Nejad Ebrahimi et al. En otro proceso sobre el estudio de modificación y

optimización de alquilación de benceno, una unidad real de producción de etilbenceno



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

6

– EB de la Figura 2, fue simulada y los resultados se verificaron con datos

experimentales de cinco días y concluyen que:

La unidad real no funciona en las condiciones optimizadas, existe una cantidad de

reciclaje óptima en el diseño real con (R = 3,57) donde la selectividad de EB podría

maximizarse, sin considerar una restricción de la temperatura.

Al reducir la relación de reflujo de benceno, la temperatura a través de los reactores de

alquilación aumentó. Para trabajar a condiciones óptimas y controlar la temperatura de

los reactores, la cantidad del etileno inyectado, la corriente de reciclaje de benceno y

la temperatura de los reactores son optimizadas simultáneamente.

Ali Nejad et al. (2011), para el proceso que se muestra en la Figura 3, para optimizar el

proceso de producción de etilbenceno-EB concluyen que:

En la unidad de fraccionamiento, el consumo de energía del calderin y condensador se

reducen. Asimismo, la corriente reciclada de benceno se reduce a R = 1,87 y la

energía requerida para el propósito de bombeo y la energía consumida en los

intercambiadores de calor, se reducen significativamente.

Figura 2. Diagrama del proceso de producción real de etilbenceno (Ali Nejad et al., 2011)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

7

Cada uno de los reactores de alquilación de lecho doble es equivalente a dos

reactores de lecho individuales separados.

La selectividad de EB aumenta, y si la pureza obtenida después de T-3 fuera

aceptable para su futuro uso, el reactor R-3 podría también omitirse en este nuevo

modelo (Ali Nejad Ebrahimi, Ashkhan Zolfaghari Sharak,Seyyed Abbas Mousavi, 2011)

Luyben, L (2010) en su estudio Design and Control of the Ethyl Benzene Process,

concluye que: el diseño y control de un proceso de varias unidades con dos reactores,

dos columnas, dos-reciclos (2R-2C-2REC), presentan problemas desafiantes y lo más

inusual, es el reciclaje hasta la extinción de un subproducto no deseado que es el

dietilbenceno - DEB.

Soluciones de diseño significativas, entre el tamaño del reactor y velocidades de flujo

de reciclaje, requieren un análisis económico detallado; para encontrar el diseño

óptimo y así equilibrar los efectos de competencia de las variables de optimización.

Figura 3. Diagrama del proceso de producción de etilbenceno (Ali Nejad et al., 2011)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

8

La estructura directa que simplemente relaciona el reciclo total de benceno, a la

corriente de alimentación de etileno, conduce a cambios muy grandes en el reciclo del

DEB.

De todos estos antecedentes, se concluye que la topología; es decir la ubicación y el

número de unidades de síntesis y purificación y la influencia de la presión,

temperatura, número de reciclos a los reactores y valores de reflujo o relación de

reflujo en las torres de destilación, son las variables claves del proceso (L.Luyben,

2010).

1.3 MARCO TEÓRICO

1.3.1 Proceso de obtención del etilbenceno

La producción comercial de etilbenceno-EB, se lleva a cabo mediante la

alquilación de benceno con etileno. El proceso es bastante versátil y permite ser

llevado a cabo en fase líquida, fase vapor o en equilibrio líquido-vapor, consta de

dos etapas principales, la de reacción y la de purificación (María Paula Tolosa,

Cristian Felipe Ríos, Juan Álvaro León, Alan Didier Pérez, s/a).

a. Cuando se lleva a cabo en fase líquida, se utiliza un catalizador de cloruro de

aluminio; que es altamente corrosivo, e involucra un complejo proceso de

recuperación y altos costos de tratamiento de residuos contaminados con

aluminio.

b. El proceso en fase gaseosa se lleva a cabo en un reactor Plug Bulk Reactor -

PBR, con zeolitas como catalizador, que garantizan alta selectividad del proceso

y menores costos en lo referente al catalizador. En la literatura se reportan

condiciones de operación de 425ºC y presiones entre 1 y 2 atm, usando benceno

en exceso.

La etapa b, se considera como la alternativa de producción más favorable.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

9

Para la alquilación de benceno, se pueden utilizar diversas materias primas para

la obtención de etilbenceno tales como:

Benceno

El benceno comercial refinado, no contiene sulfuro de hidrógeno, ni dióxido de azufre;

pero contiene un máximo de 1 ppm de tiofeno y un máximo de 0,15% de no

aromáticos. El benceno de grado de nitración, sin sulfuro de hidrógeno y dióxido de

azufre, también se encuentra disponible comercialmente sin tiofeno al 99% mol.

Etileno

La mayor parte del etileno producido mundialmente, se obtiene por craqueo con vapor

de hidrocarburos de refinería (etano, propano, nafta y gasóleo, principalmente).

También se obtiene el etileno a partir del reformado catalítico de naftas, o a partir de

gas natural - OxidativeCoupling of Methane, OCM.

En laboratorios de química orgánica, puede obtenerse mediante la oxidación de

alcoholes.

El etileno, es un gas que se almacena y transporta con dificultad en condiciones

criogénicas, por lo que su producción y consumo, se realiza dentro de grandes

Figura 3.1. Reacciones de alquilación de benceno (elaboración propia)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

10

complejos industriales, en los que se encuentra integrada la refinería petroquímica y

las plantas de productos de derivados.

Es un producto altamente reactivo, participa en reacciones de oxidación,

polimerización, halogenación, alquilación, etc.

Etilbenceno

Es un líquido inflamable, incoloro, de olor similar a la gasolina. El uso principal del

etilbenceno, es para fabricar otro producto químico, el estireno y otros usos son como

solvente, en combustibles, y en la manufactura de otros productos químicos.

El etilbenceno pasa fácilmente del agua al aire y al suelo. En el aire, el etilbenceno se

demora aproximadamente 3 días en degradarse a otros productos químicos.

El etilbenceno puede ser liberado en desagües industriales, o por escapes de tanques

de almacenaje subterráneos.

En aguas superficiales, este compuesto se degrada al reaccionar con otras sustancias

químicas normalmente presentes en el agua, y en el suelo; es degradado por bacterias

del suelo.

Hay poca información acerca de los efectos del etilbenceno sobre la salud de seres

humanos. En gente expuesta a altos niveles en aire, la información disponible describe

mareo, irritación de garganta y los ojos, opresión en el pecho.

El etilbenceno, se absorbe con facilidad por vía oral o cutánea o por inhalación, se ha

descrito su acumulación en el tejido adiposo, donde este se transforma casi

completamente en metabolitos solubles, que se excretan rápidamente por la orina. Su

toxicidad aguda por vía oral es baja.

El requerimiento de calidad del producto, es de una pureza mínima del 95,95% mol.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

11

1.3.2. Reactor de conversión fija del software COCO

El reactor de conversión fija de la Figura 4, es un modelo de reactor simplificado,

para el que se especifica la conversión de una reacción. Tiene una entrada y una

salida. Antes de correr el reactor de conversión fija, debe conocerse las

reacciones. Por lo tanto, cuando se simula a este reactor debe asignársele un

archivo con las reacciones.

Para un conjunto de reacciones, el reactor de conversión fija, considera dos

escenarios: se supone que las reacciones pueden ser en serie A B C ó en

paralelo .

1. Reacciones en paralelo

Para reacciones en paralelo, se especifican las conversiones ζi, j del

componente i para la reacción j. Usando esta definición, la conversión general

del componente i, puede calcularse mediante la Ec. (1).

, ,

,

1 ,

R

i in in i o u t o u t

i j

j i in in

x L x L

x L

(1)

Donde Lin y Lout, son las corrientes de entrada y salida. Es suficiente especificar

solo una conversión por reacción, ya que esto fija la velocidad efectiva de la

reacción rj mediante la Ec. (2).

,

,

,

i j

j i in in

i j

r x L

, donde

,i j es coeficiente estequiométrico (2)

Fixed Conversion Reactor 1

27

Figura 4. Reactor de conversión fija (fuente simulador coco)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

12

La definición anterior requiere entradas consistentes; solo se permite una sola

conversión por reacción. La conversión inconsistente, puede producir

composiciones negativas y la unidad responderá con un error.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

13

Figura 5. Flujograma para el modelado del reactor de conversión fija COCO (fuente el autor)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

14

2. Reacciones en serie

La conversión para reacciones en serie se define por las Ecs. (3-.5).

, ,1 1

,

,

i in in i

i j

i in in

x L x L

x L

(3)

…..

, 1 1 ,

,

, 1 1

m j j m j j

m j

m j j

x L x L

x L

(4)

---

, 1 1 ,

,

, 1 1

k R R k o u t o u t

k R

k R R

x L x L

x L

(5)

Donde, los caudales totales intermedios Li, se obtienen a partir de un balance de

masa total. Estas ecuaciónes, se evalúan secuencialmente, en el mismo orden en

que aparecen las reacciones en la pestaña "reacciones" de la ventana de

configuración de la unidad.

3. Balance de energía

El reactor de conversión fija, puede modelarse como un proceso isotérmico o

como un proceso con calentamiento o enfriamiento externo. En el primer caso, se

especifica la temperatura de salida. En caso de servicio por calentamiento o

enfriamiento especificado, la temperatura del reactor se calcula a partir del

balance de energía, Ec.(6).

,( )

in in o u t o u t j j rH F H F Q r H (6)

Donde H, denota la entalpía de la mezcla, Q el trabajo térmico especificado, rj las

velocidades de reacción y (-ΔHR, j) el calor de reacción para la j - ésima reacción.

El requerimiento de calor puede especificarse directamente, o mediante de una

corriente de entrada de energía. Si el servicio de calor no se especifica a través de



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

15

una corriente de entrada de energía, se puede conectar un flujo de salida de

energía que transportará el servicio de calor desde el reactor.

Para el balance de entalpía, hay tres opciones disponibles: usar entalpía F, usar

entalpía y calor de reacción, o usar entalpía y no usar calor de reacción.

La caída de presión también se puede especificar, y puesto que se especifican las

conversiones, esta no influye en las velocidades de reacción o equilibrio.

1.3.3 Destilación continua

La destilación separa los componentes térmicamente estables de una mezcla

líquida, basados en las diferencias de sus puntos de ebullición y que tengan una

volatilidad relativa de 1,5 o más, es el proceso básico para la industria de procesos

químicos.

La destilación es una separación de equilibrio líquido - vapor (ELV) fundamento

básico para el diseño de las columnas de destilación. La presión de vapor es la

diferencia principal en que se basa la separación. Normalmente, la destilación

puede diseñarse usando solamente propiedades físicas y datos de ELV.

En una columna de destilación como la que muestra la Figura 6, las fases de vapor

y líquido fluyen en contracorriente dentro de una zona de transferencia de masa. La

columna es equipada con platos o empaques, para maximizar el contacto entre las

dos fases.

Para mejorar la operación, algo de la corriente del tope se retorna como reflujo

líquido (L0). La relación de reflujo (R), se define como la razón de L0 a producto del

tope (D).

Donde:

R : razón (o relación) de reflujo externo, adimensional

L0 (L) : cantidad de líquido retornado como reflujo a la columna, mol /

tiempo

D : cantidad de producto del tope, mol / tiempo



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

16

Para la simulación, el software COCO V3.3 hace uso del software Chemsep

CAPE OPEN para el cálculo de los módulos de destilación.

1.3.4 Modelado de una columna de destilación multicomponente

La Figura 7, representa un modelo de etapa de equilibrio de una columna de

destilación. El modelo matemático de esta etapa de equilibrio, se conoce con el

nombre de ecuaciones MESH, donde las letras M, E, S, y H corresponden a los

términos masa, equilibrio de fases, sumatoria de fracciones molares y al término

entalpía, respectivamente (Seader y Henley, 1998).

Para C componentes, se tendrán C ecuaciones de balance de materia.

, , 1 1 , 1 1 , , ,( ) ( ) 0

i j i j j i j j i j j j j i j j j i jM x L y V z F L U x V W y

(7)

La ecuación de equilibrio liquido - vapor de cada componente (C ecuaciones)

, , , ,0

i j i j i j i jE y K x (8)

Las ecuaciones (9) y (10), corresponden a sumatorias de fracciones molares para

cada fase.

Figura 6. Columna de destilación contínua (COCO)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

17

Fase líquida: ,

1

( ) 1 .0 0

C

i j

i

S x j x

(9)

Fase de vapor: ,

1

( ) 1 .0 0

C

i j

i

S y j y

(10)

La ecuación para el balance de entalpia, Ec. (11).

1 , 1 1 , 1 , , ,( ) ( ) 0

j j L j j v j j F j j j L j j j v j jH L H V H F H L U H V W H Q

(11)

Adicionalmente, se tienen las ecuaciones (12, 13 y 14) para la constante de

equilibrio de fases y las entalpias de líquido y vapor, respectivamente.

( , , , ; 1, 2 , 3, ... )ij ij j j ij ij

K K T P x y i c (12)

( , , ; 1, 2 , 3, ... )L j L j j j ij

H H T P x i c (13)

( , , ; 1, 2 , 3, ... )V j V j j j ij

H H T P x i c (14)

Figura 7. Modelo de una etapa de equilibrio (fuente Seader and Henley, 1998)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

18

Si las tres ecuaciones últimas, son excluidas en el conteo de variables y ecuaciones

del modelo, el modelo matemático de una etapa ideal de equilibrio consistirá en

(2c+3) ecuaciones MESH, donde c indica el número de componentes.

El modelo de etapa antes considerado, se puede extender para una columna de N

etapas de equilibrio. Un resumen de variables se presenta en la Tabla 1.

Tabla 1. Resumen de variables para el modelo de una etapa de equilibrio

Plato de alimentación Vapor que sale del plato

Líquido que sale del plato

Zij( c) Fj TFj PFj

yij( c) Vj Wj

xij( c) Lj Uj

Tj Pj Qj N

Se tendrían N(3c+10)+1 variables, donde el valor uno, representa a la variables

número de etapas. Por lo tanto:

Grados de libertad = Número de variables - Número de ecuaciones

= [N(3c+10)+1] - N(2c+3) = [N(c+7)+1] (15)

Si las variables de la alimentación, primera columna de la Tabla 1 son conocidas y

aceptando como lógico, el fijar las corrientes laterales de materia y energía, última

fila de las columnas 2 y 3 de la misma Tabla; donde también se especifica N. Los

grados de libertad quedan fijados y las N(2c+3) ecuaciones pueden evaluar las

variables restantes: xij, yij, Lj, Vj y Tj.

No es la única opción la alternativa descrita, se pueden generar otras

especificaciones, lo cual depende de las variables especificadas.

A. Balance de materia para columnas en serie

Usando la nomenclatura de la Figura 8, balances totales y por componente para

cada columna y para todo el sistema se puede escribir como (Abu-Elshah, Samir

I., William L. Luyben, 1984):

Balance en la primera columna



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

19

2 1 1 F D D B (16)

2 2 1 1 1 1F D D BF Z D X D X B X (17)

Balance para la segunda columna.

1 2 2D D B (18)

1 1 2 2 1 2D D BD X D X B X (19)

Balance para todo el sistema:

1 2F B B (20)

1 1 2 2F B BF Z B X B X (21)

Y combinando las ecuaciones 20 y 21, se obtiene la ecuación para el cálculo del

producto de fondo, Ec. (22).

2

1

2 1

B F

B B

X ZB F

X X

(22)

Figura 8. Balance de materia (fuente: elaboración propia)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

20

Combinando las ecuaciones 18 y 19 se obtiene, la ecuación para el cálculo del

destilado de la segunda columna, Ec.(23).

1 2

2 1

2 2

D B

D B

X ZD D

X X

(23)

Ahora, sustituyendo las ecuaciones 22 y 23 en la ecuación (17), se obtiene la

ecuación de cálculo del destilado para la primera columna, Ec. (24).

1 2 2

1

2 1 2 1

( )( )

( )( )

F B D B

B B D D

Z X X XD F

X X X X

(24)

Para productos muy puros, XB1=0 y XB2=1, lo cual reduce la ecuación 24 a

la forma:

2

1

1 2

1D

F

D D

XD F Z

X X

(25)

Y la ecuación (23) a

1

2

1 2

1D

F

D D

XD F Z

X X

(26)

B. Modelos de equilibrio liquido – vapor

La destilación es probablemente el proceso de separación y purificación más

importante usado en la industria química, y son necesarios datos (ELV) confiables,

para estimar el número de etapas teóricas requeridas en determinada operación.

Una medida de la tendencia del componente i a vaporizarse es el valor K. Si su

valor es alto, el componente tiende a concentrarse en el vapor; si es bajo, tiende a

concentrarse en el líquido. Si el valor K es la unidad, el componente se dividirá

igualmente entre el vapor y el líquido, Ec. (27).



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

21

El valor K, es una función de la temperatura, presión y composición. En el

equilibrio, si se fijan dos de estas tres variables, se fija la tercera. Entonces el

valor K, puede considerarse como una función de la presión y composición, o

temperatura y composición (o temperatura y presión).

m o l d e l c o m p o n e n te i e n la fa se v a p o r

m o l d e l c o m p o n e n te i e n la fa se líq u id a

i

i

i

F ra cc ió n yK

F ra cc ió n x (27)

La volatilidad relativa de componentes i, j; se define como la razón de los valores

K del componente más volátil al menos volátil, por lo cual; la volatilidad relativa

siempre será mayor o igual a la unidad, Ec. (28).

K d e l co m p o n en te i

i j

V a lo r

V a lo r K d e l co m p o n en te j (28)

La destilación, es una técnica para separar componentes de acuerdo a su

volatilidad relativa, la cual es una medida de la facilidad de separación; y está

dada por la razón entre la tendencia a vaporizar de dos componentes.

Si la volatilidad relativa es elevada, un componente tiene tendencia mucho mayor

a vaporizar (es más volátil) que el otro, y será fácil separarlos uno del otro,

mediante la destilación. Por otro lado, cuando la tendencia a vaporizar de los

componentes es similar, la volatilidad relativa se acercará a la unidad y será difícil

separar los componentes por destilación. Si la volatilidad relativa es la unidad,

cada componente es tan volátil como el otro, y no pueden separarse por

destilación.

Para un sistema binario, y2 = (1 – y1), x2 = (1 – x1), además de las ecuaciones (27)

y (28) se tiene:

1 1 1

1 2

2 1 1

(1 )

(1 )

K y x

K x y

(29)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

22

1 ,2 1

1

1 ,2 1

)

1 ( 1)

xy

x

(30)

La Ec.(30), expresa la fracción molar del componente más volátil (CMV) en el

vapor, como función de la fracción mol del CMV en el líquido y la volatilidad

relativa.

Sistemas Ideales y no ideales.

Una solución ideal, obedece la ley de Raoult; la cual establece que la presión

parcial de un componente en la solución, es igual al producto de su fracción molar

y la presión de vapor del componente puro, Ec. (31).

v

i i ip P x (31)

Una mezcla ideal de gases obedece la ley de Dalton, Ec. (32).

pi = yiP , donde p es la presión parcial (32)

De las ecuaciones (31 y 32) y la definición de los valores K.

v

i i

i

i

y PK

x P (33)

Para sistemas no ideales, la fugacidad del componente i en el vapor y en el

líquido, juega el mismo rol que la presión parcial del componente en el vapor y la

presión de vapor del componente en el líquido. La fugacidad puede ser

considerada como una presión termodinámica.

En el equilibrio, la fugacidad del vapor es igual a la fugacidad del líquido, Ec. (34)

v L

i if f (34)

La fugacidad del vapor, puede definirse como una presión parcial corregida, dada

por la Ec. (35).

( )v v

i i if P y (35)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

23

Igualmente, la fugacidad del líquido puede definirse como una presión de vapor

corregida, dada por la Ec. (36).

( )L L v

i i i i i if x P (36)

Donde:

v

i = Coeficiente de fugacidad del vapor, explica el efecto de la no-idealidad del vapor sobre

la fugacidad del mismo. Es usualmente estimado a partir de una ecuación de estado y

está basado en la temperatura, presión y fracción molar del sistema.

L

i = Coeficiente de fugacidad del líquido, explica el efecto de la no-idealidad del vapor

sobre la fugacidad del líquido. Este coeficiente es estimado de manera similar al

coeficiente de fugacidad del vapor, pero está basado en la temperatura del sistema y

en la presión de vapor del componente puro.

i = Factor de corrección de Poynting, explica el efecto de la presión sobre la fugacidad del

líquido. Como L

i es evaluado a la presión de vapor del componente puro, ψi es

usado para corregir la diferencia entre la presión de vapor del componente puro y la

presión de la mezcla. Este efecto es pequeño y puede ser despreciado a bajas

presiones, pero es importante a presiones elevadas.

i = Coeficiente de actividad del líquido, corrige la fugacidad del líquido para los efectos de

composición. Este valor depende de cuan similar sean los componentes. Para dos

componentes similares, tal como una mezcla de i-butano y n-butano, el coeficiente de

actividad del líquido es cercano a la unidad. Si los componentes son diferentes, el

coeficiente de actividad se desvía de la unidad.

Combinando las Ecs. (33), (34), (35) y (36) se obtiene la Ec. (37).

L v

i i i i

i v

i i

y PK

x P

(37)

1.3.5 Simulador Chemsep CAPE OPEN

ChemSep, es un simulador de columnas para operaciones de destilación, absorción

y extracción, tuvo su inicio en 1988 en la Delft Technology de la ciudad de Delft en



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

24

los países bajos, por Harry Kooijman y Ross Taylor. Desde ese momento, han

estado en constante desarrollo y evolución, tanto así; que ahora es posible utilizar

el programa dentro de herramientas de diagramas de flujo tales como Aspen Plus,

PRO/II y COCO v.3.3 (que son softwares capaces de modelar plantas industriales

completas) (Kooijman & Taylor, 2006).

a. Algunas características de ChemSep

Su base de datos está compuesta de aprox, 400 compuestos químicos, y se

pueden resolver problemas con mezclas de hasta 40 componentes y 300 etapas de

equilibrio.

Ofrece una amplia gama de opciones en los paquetes termodinámicos y de

propiedades físicas.

Ofrece datos de salida tanto en tablas como en gráficas, que pueden ser

exportadas a Excel.

Es un programa con una interfaz relativamente sencilla, ideal para estudiantes e

ingenieros que no estén muy relacionados con la simulación de procesos.

Es un software libre, lo que permite a los investigadores trabajar sin restricciones

vinculadas a los derechos de autor.

b. Propiedades termodinámicas en ChemSep

ChemSep, establece cinco propiedades termodinámicas para la solución de

problemas: valor de K, ecuación de estado (EdE), coeficiente de actividad, presión

de vapor y entalpia. Existe una serie de modelos termodinámicos escogidos por los

creadores del software, que buscan englobar los modelos más completos y

versátiles existentes (Kooijman & Taylor, 2006).

Las propiedades termodinámicas son resueltas gracias a los modelos

termodinámicos, puesto que no existe una sola ecuación para describir el

comportamiento del equilibrio entre fases para cualquier tipo de mezclas, y con



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

25

cualquier tipo de componentes. Estos modelos son parciales, sólo pueden

aplicarse a clases específicas de mezclas y componentes.

Para tener una simulación exitosa, es indispensable seleccionar los modelos más

adecuados según un criterio de selección establecido (Gómez, 2007). Para la

selección de modelos termodinámicos adecuados, es necesario que el usuario

disponga de bases teóricas y experiencia sobre la termodinámica de soluciones,

así como del comportamiento de los modelos. Es aquí, donde radica el núcleo de

esta investigación, puesto que se brinda una forma de discriminar los modelos

basados en la teoría y en un análisis estadístico de los resultados experimentales,

comparándolo con los modelados.

Existen simuladores como Chemcad, que disponen de un asistente o experto para

la selección de modelos termodinámicos (Gómez, 2007). Sin embargo, esto no

ocurre en ChemSep, lo cual implica una limitante para el usuario.

A continuación, se detalla las propiedades termodinámicas que ChemSep

establece y los modelos termodinámicos disponibles para su resolución.

c. Modelos termodinámicos disponibles en ChemSep

La Tabla 2, muestra los modelos termodinámicos que dispone ChemSep para

calcular cada una de las propiedades termodinámicas.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

26

Tabla 2. Modelos de ChemSep para el cálculo de propiedades termodinámicas

Valores de K EdE Coeficiente de actividad

Presión de vapor

Entalpia

Ley de Raoult Ideal gas law Solución ideal Antoine none Ecuacion de estado(EdE)

Hayden o’Connel Solución regular Antoine extendida

excess

Gamma-Phi Tsonopolous margules Correlacion T Soave-RK Dechema Chemical theory Van laar Lee Kesler API-SRK

Chaoo-seader Redlich-kwong wilson Riedel Peng-Robinson 76

Polinomial K Soave-Rk NRTL Twu SRK-UMR Liquido-liquido API-SRK UNIQUAC PR-UMR Prausnitz Peng-Robinson 76 UNIQUAC Q’ Peng-

Robinson 78

wilson SRK-UMR UNIFAC Predictive PR 78

Volatilidad relativa

PR-UMR ASOG Predictive SRK

Peng-Robinson 78 UNIFAC modificada (D) Polynomial H

(Fuente software chemsep)

1.3.6 Arquitectura secuencial - modular de los simuladores

La Figura 9, estructura típica de un programa de simulación y su inter relación entre

el usuario y las diferentes subrutinas, base de datos con el programa principal de un

simulador y de este con el usuario mediante las interfaces.

Figura 9. Estructura de una simulación (fuente: Cubillo, F., s/f)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

27

Los cálculos se realizan secuencialmente, unidad por unidad, los procesos con

reciclos deben ser descompuestos en varias secuencias de cálculo, hasta lograr

convergencia usando los balances de masa y energía, como criterio para terminar

el cálculo. Esta estrategia de cálculo es utilizada en la mayoría de los simuladores

de estado estacionario como: Aspen, Chemcad, ProVision, Hysys, Prosim, Winsim

El elemento básico es el modelo de operación unitaria, el cual es construido a

partir de balances de masa, energía y momentum, hasta obtener un conjunto de

ecuaciones algebraicas no – lineales, Ec. (38).

( , , , ) 0f u x d p (38)

Donde:

u: Variable de entrada o salida

x: estado interno de la variable, temperatura, presión, concentración, et.

d: variable dependiente de la geometría, como volumen, área de

intercambio de calor, etc

p: variables que definen propiedades físicas, como entalpías específicas,

valores de K, etc.

1.3.7 Grados de libertad para una corriente de proceso

Los grados de libertad, permiten determinar el número de variables a ser

especificadas en una simulación. El número de grados de libertad se calcula

mediante la Ec. (39).

v eqD O F N N (39)

Donde:

Nv número de variables y Neq número de ecuaciones independientes

Para un proceso batch o continuo con corrientes de flujo y determinado número de

fases a las condiciones de P y T dadas, como el que se muestra en la Figura 10, se

presenta una relación del número de variables (Nv) y número de ecuaciones (Neq)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

28

en la cuarta y quinta columna de la Tabla 3. Asimismo, en la misma tabla se

muestra el resultado final obtenido aplicando la Ec. (39).

(fuente: Cubillos, F.s/f)

1.3.8 Simulador COCO V3.3

El simulador COCO V.3.3, es un conjunto de softwares, que permite la

implementación de simulaciones de diagramas de flujo de ingeniería química en

estado estacionario y se compone de 4 componentes principales. El diagrama de

flujo CAPE-OPEN se denomina COFE, el sistema termodinámico TEA

(termodinámica para aplicaciones de ingeniería), la colección de operaciones

unitarias que viene con COCO, se denomina COUSCOUS y finalmente el paquete

CAPE-OPEN Reaction Numerics, representado por las siglas CORN.

Estos 4 componentes principales permiten configurar los cálculos del diagrama de

flujo, la implementación de COCO también incluye la versión LITE de ChemSep

CAPE OPEN.

Figura 10. Corrientes de procesos y equilibrio de fases (fuente; Cubillo, F., s/f)

Tabla 3. Cálculo de los grados de libertad para una corriente de proceso



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

29

Hay muchas categorías de Flowsheet en estado estacionario y de flujo dinámico

disponibles, según se muestra en la Figura 11. Con diagramas de flujo dinámico, la

solución depende del tiempo, pero en la presente tesis nos enfocamos en

simulaciones de estado estacionario.

Finalmente, se presenta los diagramas de flujo modulares, frente a diagramas de

flujo basado en ecuaciones.

Para diagramas de flujo basados en ecuaciones, todo el diagrama de flujo se

traduce en un conjunto de ecuaciones que se resuelven simultáneamente.

En el enfoque modular, cada submodelo en el proceso, por ejemplo. Una

operación unitaria, se considera una caja negra, y los reciclos se resuelven

mediante un procedimiento reiterativo.

Los diagramas de flujo modular, se pueden dividir en dos categorías más:

secuenciales y no secuenciales. El diagrama de flujo general COFE del simulador

COCO, es un sistema de diagrama de flujo modular secuencial en estado

estacionario.

Figura 11. Categorías de Flowsheet (fuente: Coco Simulator)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

30

1.4 Justificación

El estudio del efecto de la presión en la síntesis y purificación del etilbenceno a partir de

benceno y etileno se justifica, puesto que permite analizar las variables dependientes de

esta y su efecto en la configuración de las unidades de reacción como son los reactores y

de torres de destilación los equipos de separación.

Asimismo, este estudio permite obtener valores óptimos a considerar en ejemplos de

diseño de equipos de proceso, puesto que de los antecedentes se desprende que los

reactores pueden trabajar a elevada presión, pudiendo llegar hasta aproximadamente 65

atm.

1.5 PROBLEMA

¿Qué efecto tiene la presión sobre la síntesis y el proceso de separación secuencial,

mediante torres de destilación con diferentes números de etapas y ubicación de

alimentación junto a las relaciones de reflujo y reciclaje; en el proceso de obtención de

etilbenceno de alta pureza?

1.6 HIPÓTESIS

Fijando la presión en los reactores estequiométricos y en las torres de destilación, se

obtienen elevados rendimientos y purificaciones; lo cual permite obtener etilbenceno de

alta pureza.

1.7 OBJETIVO GENERAL

Analizar el efecto de la presión sobre la síntesis y la separación de etilbenceno de alta

pureza mediante la simulación con software libre.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

31

1.7.1 Objetivos específicos

Instalar el software libre COCO V.3.3 que permita configurar diferentes

topologías de síntesis y separaciones cuyo ambiente o entorno se

denomina COFE.

Consultar el sistema termodinámico-TEA (termodinámica para

aplicaciones de ingeniería, incluido en software COCO. V.3.3.

Activar la colección de operaciones unitarias que viene con COCO y recibe

el nombre de COUSCOUS. Se fijarán los valores de los coeficientes de

reacción del sistema de alquilación del benceno con etileno, en el paquete

CAPE-OPEN Reaction Numerics, denominado - CORN.

Configurar los cálculos del diagrama de flujo, la implementación de COCO

V.3.3 y la versión LITE de ChemSep CAPE OPEN.

Estudiar diferentes configuraciones y condiciones de síntesis y separación

del producto principal junto a sus componentes que lo acompañen.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

32

II. MATERIALES Y MÉTODOS

2.1 MATERIAL DE ESTUDIO

El material de estudio estuvo constituido por la obtención del etilbenceno a partir de

benceno y etileno en fase liquida, a condiciones de presión y temperatura establecidas

tanto en el reactor, como en las configuraciones de columnas de destilación en serie.

2.1.1 Variables de estudio

Variables independientes: presión de la corriente de benceno, ubicación

de alimentación a la primera columna, efecto de la presión de la corriente

de etileno, efecto del número de platos de la segunda columna.

Variables dependientes: requerimiento de calor en el primer reactor,

relación de reflujo en primera columna, relación de reflujo de la segunda

columna.

2.2 METODOLOGÍA DE TRABAJO

La metodología implementada usando el simulador de procesos químicos COCO V.3.3,

consistió en la selección de los componentes tal como se muestra en la Figura 12.

Asimismo, se configuró la estequiometria de las reacciones, tal como se aprecia en la

Figura 13.

Figura 12. Selección de los componentes (fuente: COCO V3.3)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

33

2.2.1 Configuración del primer reactor

La configuración del primer reactor de conversión fija, consistió en una operación

isotérmica a la temperatura de 434 K y presión de 2,3 atm, Figura 14. Asimismo,

una conversión de 73,5% mol de etileno a etilbenceno y de etileno a dietilbenceno

de 25,5%, tal como se muestra en la Figura 15.

Figura 14. Características de operación del primer reactor a la presión de 2,3 atm (COCO V3.3)

Figura 13. Configuración de estequiometria de las reacciones (fuente: COCO V3.3)

Figura 15. Conversión en el primer reactor a la presión de 2,3 atm (COCO V3.3)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

34

2.2.2 Configuración del segundo reactor

Para este reactor de conversión fija, se consideró una operación isotérmica a la

temperatura de 432 K, una caída de presión de 0.2 atm y presión de operación de

2,1 atm, Figura 16.

Asimismo, una conversión de 22,13 % mol de dietilbenceno a etilbenceno, y de

etileno a etilbenceno de 97 %, tal como se muestra en la Figura 17.

2.2.3 Configuración de la primera columna

Para la configuración de esta columna, el análisis de grados de libertad se

determinó mediante ChemSep CAPE OPEN el cual requiere se especifique lo

siguiente:

- El número de etapas (1), ubicación de todas las alimentaciones (1),

ubicación de todas las corrientes laterales (0).

- Para cada corriente de alimentación se debe especificar:

Figura 16. Características de operación del segundo reactor a la presión de 2,1 atm (COCO V3.3).

Figura 17. Conversión en el segundo reactor a la presión de 2,1 atm.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

35

Flujo de componentes (4) y dos cualquiera de las variables T, P y fracción

de vapor (2)

- La presión en cada etapa (18)

- El requerimiento de calor en cada etapa excepto reboiler y condensador

(18), tal requerimiento será asumido como (0) salvo se especifique algo

diferente.

- La presión en el condensador (1)

- Para el condensador debe seleccionar una variable a especificar (1)

- La presión en el reboiler (1)

- Para el reboiler se debe seleccionar una variable a especificar (1)

El resultado de esta configuración, muestra que el número de grados de libertad

es 48.

La configuración de esta columna de destilación mediante el simulador Chemsep

CAPE OPEN, se realizó, considerando operación simple, es decir sin corrientes laterales;

condensador total o el destilado como una corriente en fase liquida; una fracción mol del

etilbenceno de 1E-3 y un reboiler o hervidor parcial con producto de fondo en fase líquida,

y una relación de benceno/etilbencneo de 5E-4.

Asimismo, para esta columna se consideró 20 platos, con alimentación al décimo plato al

46,16% mol como vapor, a la temperatura de 432 K procedente del segundo reactor,

Figura 18.

Figura 18. Configuración de la primera columna de destilación (Chemsep V8.1)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

36

La Figura 19, presenta especificaciones adicionales, en las que podemos observar que la

mayor concentración, corresponde al benceno de 26,9% mol y un flujo total de 0,5231

Kmol/s (1883,28 Kmol/h) a la presión de 0,3 atm.

Para los modelos termodinámicos, se seleccionó el modelo de Chao – Seader y el

modelo de entalpia de exceso, Figura 20.

Figura 20. Seleccion de los modelos termodinámicos de las columnas de destilación (Chemsep V8.1)

Figura 19. Especificaciones de la corriente de alimentación de la primera columna (Chemsep V8.1)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

37

2.2.4 Configuración de la segunda columna

Para la configuración, el análisis de grados de libertad se siguió el mismo

procedimiento de la primera columna, fijando lo siguiente:

- El número de etapas (1), ubicación de todas las alimentaciones (1),

ubicación de todas las corrientes laterales (0).

- Para cada corriente de alimentación se debe especificar:

Flujo de componentes (4) y dos cualquiera de las variables T, P y fracción

de vapor (2)

- La presión en cada etapa (22)

- El requerimiento de calor en cada etapa excepto reboiler y condensador

(22), tal requerimiento será asumido como (0) salvo se especifique algo

diferente.

- La presión en el condensador (1)

- Para el condensador debe seleccionar una variable a especificar (1)

- La presión en el reboiler (1)

- Para el reboiler se debe seleccionar una variable a especificar (1)

El resultado de esta configuración, muestra que el número de grados de libertad

es de 56.

Adicionalmente, en el simulador Chemsep CAPE OPEN, se seleccionó columna con

operación simple, es decir sin corrientes laterales, condensador total como una corriente

en fase liquida, una fracción mol de dietilbencneo de 5E-4 y un reboiler o hervidor parcial,

con producto de fondo en fase líquida y fracción mol de etilbenceno de 1E-3, Figura 21.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

38

Asimismo, a esta columna de 24 platos, con alimentación al quince avo plato, procedente

del fondo de la primera columna de destilación, a la presión de 0,1 atm al 12,8% mol en

fase de vapor, ingresa un flujo de 0,2535 Kmol/s (912,45 Kmol/h) como se muestra en la

Figura Figura 22.

Para los modelos termodinámicos, se seleccionó el modelo de Chao – Seader y el

modelo de entalpia de exceso, semejante a la selección de la primera columna.

Figura 21. Configuración de la segunda columna de destilación (Chemsep V8.1)

Figura 22. Especificaciones corrientes de alimentación segunda columna (Chemsep V8.1)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

39

2.2.5 Configuración del flowsheet general

En el Flowsheet de la Figura 23, la corriente de benceno en fase liquida ingresa al

sistema a la temperatura de 320K y presión de 1 atm, para mezclarse con la

corriente de reciclo número 2 a 317,35 K y presión de 0,3 atm y en fase líquida,

constituida por el destilado de la primera columna de destilación. Esta mezcla sale

como corriente número 7 a la temperatura de 318,15K en fase líquida, y se mezcla

con la alimentación fresca de etileno que ingresa a 1 atm y 320K en fase de vapor.

Los productos de ambas mezclas, constituyen la corriente número 3 a la presión

de 0,3 atm, 288,56K al 63% en fase liquida, y es bombeada con una eficiencia

adiabática del 75% al primer reactor de conversión fija a la presión de 2,3 atm,

temperatura de 310,97K y al 89,7% en fase liquida, denominada corriente número

15; que ingresa al primer reactor isotérmico de conversión fija. Este reactor opera

a 434K con una conversión de 73,5% mol de etileno a etilbenceno y 25,5% mol de

etileno a dieteilbenceno.

Figura 23. Flowsheet para la producción de etilbenceno a partir de benceno y etileno (COCO V3.3)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

40

La corriente número 4 en fase liquida, constituye la salida de este reactor, se

mezcla con lal corriente número 16, producto del bombeo de la corriente de

fondos de la segunda columna de destilación, a la presión de 2,3 atm y 434 K en

fase liquida y muy rica en dietilbenceno.

El resultado de esta mezcla, constituye la corriente número 9, la cual ingresa a un

segundo reactor isotérmico de conversión fija; que opera a 431,41K, bajo una

conversión de 22,13%mol de dietilbenceno a etilbenceno y de 97% mol de etileno

a etilbenceno.

La corriente de salida número 10 del segundo reactor, a la presión de 1,1 atm y

432K reduce su presión a 0,3 atm mediante una válvula de reducción de presión;

para su ingreso a la primera columna de destilación, configurada por 20 platos y

que opera a relación de reflujo de 2.512; obteniendo como destilado, una mezcla

benceno y etileno no reaccionados, y como producto de fondo mezcla etilbenceno

– dietil benceno y algo de benceno.

Este producto de fondo, sale como corriente número 11 y previa reducción de

presión a 0,1 atm mediante una válvula, se alimenta como corriente 18 a la

segunda columna, la cual está configurada por 24 platos, con alimentación en el

quince avo plato, con relación de reflujo de 0,432 y permite obtener el producto

etilbenceno con elevada pureza de 99,9%mol y como producto de fondo con

elevada pureza dietilbenceno, la cual se bombea a la presión de 2,1 atm a un

mezclado con la corriente de salida del primer reactor y ser alimentado al segundo

reactor.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

41

III. RESULTADOS Y DISCUSIÓN

3.1 RESULTADOS DEL EQUILIBRIO DE FASES

De acuerdo al modelado del equilibrio de fases liquido – vapor (L-V), se calculó el

equilibrio de fases entre los componentes producto, a la salida del segundo reactor de

conversión fija a la presión de 1,1 atm. Los resultados de temperatura frente la fracciòn

mol de liquido y fracciòn mol de vapor - Txy, conocida comunmente como curvas de

punto de burbuja y puntos de rocio, se presentan en las Figuras 24 y 25, para

etilbenceno-dietilbenceno y benceno – etilbenceno, respectivamente.

Estas figuras muestran que, a la presión de 0,1atm, la mezcla etilbenceno – dietilbenceno

y a la presión de 0,3 atm la mezcla benceno – etilbenceno no forman azeótropo. Esto

implica que, a tales presiones, será posible la separación de sus componentes con

elevado grado de pureza de los mismos.

Figura 25. Diagrama Txy para el sistema Benceno- etilbenceno a la presión de 0.3 atm

Figura 24. Diagrama Txy para el sistema Etilbenceno – dietilbenceno a la presión de 0.1 atm



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

42

3.2 RESULTADOS DEL PRIMER REACTOR

Los resultados para este reactor operando a la presión de 2,3 atm y temperatura de

310,97 K se presentan en la Tabla 4. En ella se muestra el flujo total de alimentación al

mismo, consistente en 2232,03 Kmol/h y una salida de 1607,55 Kmol/h con sus

correspondientes fracciones molares de cada componente; considerando una

conversión de etileno a etilbenceno - EB de 73,5% mol y de etileno a dietil benceno -

DEB de 25,5%mol.

Tabla 4. Resultados del primer reactor de conversión fija

Corriente Alimentación al reactor(15)

Salida del reactor(4)

Presión (atm) 2,3 2,3

T (K) 310.97 434

Flujo (Kmol/h) 2232.03 1607.55

Frac mol Etileno 0.282608 0.00392392

Frac mol Benceno 0.716957 0.657034

Frac mol Etilbenceno 0.000434954 0.289012

Frac mol DiEtilBenceno 1.66249e-11 0.05003

3.3 RESULTADOS DEL SEGUNDO REACTOR

En la Tabla 5 se muestran los resultados a la presión de 2,1 atm y temperatura de

431,41 K, asimismo; el flujo total de alimentación al mismo, consistente en 1889,4

Kmol/h y una salida de 1883,29 Kmol/h con sus correspondientes fracciones molares

de cada componente, considerando una conversión de etileno a etilbenceno EB de

97%mol y de dietilbenceno-DEB a etilbenceno de 22,13%mol.

Tabla 5. Resultados del segundo reactor de conversión fija

Corriente Alimentación al reactor (9)

Salida del reactor(10)

Presión (atm) 2.1 1.1

T (K) 431.41 432

Flujo (Kmol/h) 1889.4 1883.29

Frac mol Etileno 0.00333856 0.000100482

Frac mol Benceno 0.55902 0.515049

Frac mol Etilbenceno 0.246047 0.335171

Frac mol DiEtilBenceno 0.191595 0.149679



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

43

3.4 RESULTADOS DE LA PRIMERA COLUMNA DE DESTILACIÓN

Los valores de alimentación y productos de destilado y fondo de esta columna, se

muestran en la Tabla 6. La corriente de salida del reactor es de 1883,29 kmol/h y

constituye la alimentación al décimo plato de esta columna, la cual se configuró a una

presión de operación de 0,3 atm, una pureza de etilbenceno de 1E-3 en el destilado y

un producto de fondo, con relación de benceno/etilbenceno de 5E-4, permitió obtener

un destilado de 99,88% mol de benceno y unas colas de 69,07%mol de etilbenceno

con una relación de reflujo de 2,51.

Tabla 6. Resultados de primera columna de destilación

Corriente Alimentación a la columna (17)

Destilado (2)

Fondos (11)

Presión (atm) 0.3 0.3 0.3

T (K) 432.0 317.35 378.29

Flujo (Kmol/h) 1883.29 970.83 912.46

Frac mol Etileno 0.000100482 0.000194923 0

Frac mol Benceno 0.515049 0.998805 0.00034536

Frac mol Etilbenceno 0.335171 0.001 0.69072

Frac mol DiEtilBenceno 0.149679 3.82223e-11 0.308935

Obtenidos estos resultados, se procedió al análisis de las principales variables

involucradas en la separación de esta columna. La Figura 26 muestra el perfil de

temperatura a lo largo de toda la columna, y que la alimentación en el décimo plato

permite una variación lineal de la temperatura entre los platos 5 y 15. Para los cinco

primeros platos, la temperatura se mantiene cerca del punto de ebullición del benceno.

A partir del plato 15, hasta el calderin la temperatura permanece casi constante y muy

cercana al punto de ebullición del etilbenceno.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

44

En la Figura 27, la línea de color azul corresponde al flujo de líquido a lo largo de toda

la primera columna y la línea de color rojo al flujo de vapor. Así, el flujo de líquido es

menor al flujo de vapor hasta el octavo plato, cerca al plato de alimentación a la

columna y en estado líquido, razón por la cual aumenta su valor y se invierte tal

comportamiento puesto que, en los ocho primeros platos, el flujo de vapor es mayor al

flujo de líquido y debe condensarse para obtener como destilado y reflujo líquido a

esta columna.

La Figura 28, muestra que arriba del plato de alimentación, la eficiencia de etapas

varía casi linealmente entre 0,39 y 0,42. Asimismo, en la parte inferior del cinco al

veinte avo plato de esta columna, la eficiencia de los últimos cinco platos es menor a

Figura 27. Perfiles de flujo de líquido y vapor de la primera columna (Chemsep V8.1)

Figura 26. Perfil de temperatura de la primera columna (Chemsep V8.1)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

45

0,46. Esto nos permite afirmar que la mayor eficiencia de platos se encuentra en la

parte inferior de esta columna.

En lo referente a la volatilidad relativa del benceno, respecto al etilbenceno, en la

Figura 29 se muestra que ésta disminuye entre las etapas 5 a 15 desde 6,5 a 4,5.

Finalmente, en el fondo de la columna, la volatilidad relativa disminuye hasta 4,3

aproximadamente, lo cual indica que aumenta la volatilidad del etilbenceno.

Como el producto de fondo de esta columna, tiene un contenido de 69,07% mol de

etilbenceno, este debe recuperarse considerando una segunda columna de

destilación.

Figura 29. Perfil volatilidad relativa primera columna (Chemsep V8.1)

Figura 28. Eficiencia de etapas de la primera columna (Chemsep V8.1)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

46

3.5 RESULTADOS DE LA SEGUNDA COLUMNA DE DESTILACIÓN

Los resultados de simulación de esta columna se presentan en la Tabla 7, con

alimentación en el quince avo plato y con relación de reflujo de 0,432, permitió obtener

un destilado rico en etilbenceno de 99,9% mol, el cual constituye el producto deseado.

El producto de fondo rico en dietilbenceno que recicla al segundo reactor.

Tabla 7. Resultados de segunda columna de destilación

Corriente Alimentación a la columna (18)

Destilado (EB)

Fondos (8)

Presión (atm) 0.1 0.1 0.1

T (K) 349.461 341.152 383.034

Flujo (Kmol/h) 912.456 630.6 281.856

Frac mol Etileno 0 3.39163e-22 0

Frac mol Benceno 0.00034536 0.000499724 7.07192e-14

Frac mol Etilbenceno 0.69072 0.999 0.001

Frac mol DiEtilBenceno 0.308935 0.0005 0.999

La Tabla 7, muestra que en el tope de la torre, la temperatura es de 341,152 K que es

temperatura de saturación del etilbenceno y en la Figura 30 se observa, que los seis

primeros platos esta es casi constante, entre el sexto y dieciséis avo plato, el aumento

es ligero, entre el diesiseis y 22 avo plato es lineal y con menor pendiente, finalmente

el perfil se hace casi constante, cerca al punto de ebullición del dietilbenceno en el

fondo de la columna a un valor de 383,034 K; que es la temperatura de ebullición del

componente pesado dietilbenceno. Esto implica, que se facilita la separación entre

estos dos componentes, debido a que esta columna, produce etilbenceno como

destilado y dietilbenceno como producto de fondo.

Figura 30. Perfil de temperatura de segunda columna (Chemsep V8.1)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

47

En la Figura 31, la línea de color azul corresponde al flujo de líquido a lo largo de toda

la segunda columna y la línea de color rojo al flujo de vapor. Así, el flujo de líquido es

menor al flujo de vapor hasta el catorce avo plato, el quince avo plato es el plato de

alimentación a la columna y en estado líquido, razón por la cual aumenta su valor y se

invierte tal comportamiento puesto que, en los catorce primeros platos, el flujo de

vapor es mayor al flujo de líquido y debe condensarse para obtener como destilado y

reflujo líquido a la columna.

La Figura 32, muestra que la volatilidad relativa del etilbenceno respecto al

dietilbenceno disminuye progresivamente desde el condensador hasta el veinte avo

plato y desde este plato hasta el fondo de la columna la volatilidad relativa disminuye

pronunciadamente desde 4,4 hasta 4,3 aproximadamente. Esto implica que la

volatilidad del etilbenceno disminuye.

Figura 31. Perfiles de flujo segunda columna (Chemsep V8.1)

Figura 32. Perfil de volatilidad relativa segunda columna (Chemsep V8.1)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

48

En lo referente a la eficiencia de etapas o platos, la Figura 33, muestra que esta varía

entre 0,41 y 0,45 para toda la columna. Asimismo, esta permanece casi constante en

0,41 en los diez primeros platos y la eficiencia de los mismos aumenta

pronunciadamente hasta 0,45 en el calderin. Esto nos permite afirmar, que la menor

eficiencia de platos se encuentra en la zona de rectificación de la columna.

3.6 ANÁLISIS PARAMÉTRICO

3.6.1. Presión de corriente de benceno y requerimiento de calor en R1

La Figura 34, muestra el efecto del aumento de la presión de la corriente de

alimentación de benceno al 79,7% mol al primer reactor (R1) de conversión fija,

sobre el consumo de calor en el mismo, el cual tiene un perfil lineal, es decir al

aumentar la presión aumenta proporcionalmente el consumo de calor.

Figura 33. Eficiencia de etapas de la segunda columna (Chemsep V8.1)



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

49

3.6.2. Ubicación del plato de alimentación a la primera columna y RR

La Figura 35 muestra el efecto de la ubicación del plato de alimentación, sobre la

relación de reflujo (RR) de la primera columna. En ella se observa, que el décimo

plato es la mejor elección, puesto que produce la menor relación de reflujo, la

cual se traduce en menor consumo de calor en el reboiler de la misma.

0 5 10 15 20Pressure stream Benzene / atm

-14.5505

-14.5505

MW

Heat duty of Reactor1

Figura 34. Presión de la corriente de benceno frente al requerimiento de calor en reactor R1

Figura 35. Ubicación del plato de alimentación y su efecto sobre la relación de reflujo

5 10 15Feed1 stage of C1

2.5

3

3.5

4

4.5

5

5.5

6

6.5

Reflux ratio of C1



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

50

3.6.3 Presión en corriente de etileno y RR de la primera columna

La Figura 36, muestra que una presión entre 1 y 20 atm, no presenta efecto

significativo sobre la relación de reflujo (RR) de la primera columna, la cual

presenta sólo una variación de 1 E- 6 del valor de 0,93.

3.6.4. Número de etapas sobre RR de la segunda columna

La Figura 37, presenta el efecto del número de platos, sobre la relación de reflujo

(RR) en la segunda columna, la cual muestra que al aumentar tal número desde

18 a 24, la relación de reflujo disminuye, y a la vez es fácil inducir que debajo de

tal intervalo, la relación aumenta aceleradamente. Este comportamiento otorga

certeza en la elección del número de platos utilizados en la misma.

0 5 10 15 20

Pressure stream Ethylene / atm

0.93176

0.93176

0.931761

0.931761

0.931762

R

input: Reflux ratio of C1

Figura 36. Efecto de la presión de la corriente de etileno sobre la RR de la primera columna



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

51

Finalmente, en la Figura A -.1 del Anexo se muestra valores de temperatura, presión y

corrientes de destilado, composición de los fondos de las columnas y la pureza del

producto deseado; asi como las presiones en los reactores.

18 19 20 21 22 23 24Number of stages of C2

0

0.5

1

1.5

2

2.5

3

3.5

4

R

Reflux ratio of C2

Figura 37. Efecto del número de platos sobre la RR de la segunda columna



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

52

IV. CONCLUSIONES

1. El software COCO V3.3 permitió configurar las reacciones consecutivas de etileno

y benceno y de equilibrio de fases líquido – vapor de los sistemas benceno –

etilbenceno, etilbenceno – dietilbenceno, para la obtención de etilbenceno de

elevada pureza.

2. Una alimentación fresca de 630,6 Kmol/h de benceno y 630,6 Kmol/h de etileno a

una presión de 1 atm y una temperatura de 320 K, una conversión de 73,5% mol

de etileno a etilbenceno y de etileno a dietilbenceno de 25,5% en el primer reactor

y una conversión de 22,13 % mol de dietilbenceno a etilbenceno, y de etileno a

etilbenceno de 97 % mol en el segundo reactor, ambos de conversión fija, permitió

obtener 630,6 Kmol/h de etilbenceno como producto de tope de la segunda

columna de destilación con una pureza del 99,9 %mol.

3. La mayor pureza del producto dietilbenceno, requirió la implementación de dos

columnas de destilación en serie, obteniendo este como destilado de la segunda

columna a una relación de reflujo de 0,432 y equipada con 24 platos con consumo

de calor de 7,8MW.

4. El aumento de la presión en ambos reactores no tubo ningún efecto sobre la

conversión y rendimiento, puesto que se consideró conversiones fijas como datos

para la configuración de ambos reactores.

5. La variación de la ubicación del plato de alimentación por debajo y sobre el décimo

plato en la primera columna, produjo un incremento significativo de la relación de

reflujo.

6. Un aumento del número de platos mayor a 24 para la segunda columna no tuvo

efecto significativo sobre la relación de reflujo.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

53

V. RECOMENDACIONES

Se recomienda lo siguiente:

1. Continuar con investigaciones sobre la cinética de reacciones, a fin de contar

con modelos de las ecuaciones de velocidad y asi poder realizar otras

simulaciones.

2. Hacer una evaluación económica de todo el proceso de simulación realizado en

la presente tesis.

3. Seleccionar otro tipo de reactor como un CSTR, ya que las reacciones se

basan en fase líquida.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

54

VI. REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS

Abu-Elshah, Samir I., William L. Luyben. (1984). Design and Control of a twoColumn

Azeotropic Disillation System. American Chemical Society, 132-140.

Ali Nejad Ebrahimi, Ashkhan Zolfaghari Sharak,Seyyed Abbas Mousavi. (2011).

Modification and optimization of benzene alkylation process for production of.

Chemical Engineering and Processing , 31–36.

Jihwan Lee, Jungho Cho, Dong Min Kim and Sangjim Park. (2011). Separation of

tetrahydrofuran and water using pressure swing distillation:Modeling and

Optimization. Korean J. Chem. Eng., 591-596.

L.Luyben, W. (2010). Design and Control of the Ethyl Benzene Process. Process

Systems Engineering, 655-.

Lewis F. Hatch and Sami Matar. (1978). From ydrocarbons to Petrochemicals.

Hydrocarbon Processing, 292-293.

María Paula Tolosa, Cristian Felipe Ríos, Juan Álvaro León, Alan Didier Pérez. (s/a).

Producción de etilbenceno. s/n, 1-32.

Onkar, Deorukhkar, Sathe V.S., Mahajan Yogesh S. (2015). THF Water Mixture

Separation Using Extractive and Azeotropic Distillation:Revieww, Modeling and

Simulation in Aspen Plus. International Conference on Recent Avances in

Engineering Science and Managment (pág. 529). New Delhi: Department of

Chemical Engineering.

Timo Seuronanen, Elina Pajula, Markku Hurme. (2002). Synthesis of Azeotropic

Separation Sustems by Case - Based Reasoning. Elsevier Science, 343-348.

Tourton L., et al. (2008). Analysis, Synthesis and Design of Chemcial Process. N.Y.:

pH.



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

55

Wikipedia. (s.f.). Recuperado el 11 de mAYO de 2018, de

https://es.wikipedia.org/wiki/Tetrahidrofurano



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

56

ANEXOS



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

57

Figura A-1. Flowsheet general dela Simulación



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

58

Flowsheet report for "EthylBenzeneLaichePresionesMenores30-09-2019":

--------------------------------------------- flowsheet document ---------------------------------------------

Created may 24, 2011

Report oct 02, 2019

Status Solved

-------------------------------------------- stream type default ---------------------------------------------

Property package AIChEV57_p655

Phases Vapor, Liquid

Compounds Ethylene, Benzene, Ethylbenzene, DiEthylBenzene

Stream table:

------------------- ------------------- -------------------

Stream Benzene Ethylene 16

------------------- ------------------- -------------------

From <FEED> <FEED> Pump_17

To Mixer1 Mixer2 Mixer3

------------------- ------------------- -------------------

Temperature 320 320 383.526 K

Pressure 1 1 2.1 atm

Mole frac Ethylene 0 1 0

Mole frac Benzene 1 0 7.07191e-14

Mole frac Ethylbenzene 0 0 0.001

Mole frac DiEthylBenzene 0 0 0.999

Flow rate 630.6 630.6 281.855 kmol / h

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------

Stream 9 10 17

------------------- ------------------- -------------------

From Mixer3 Reactor2 Valve_18

To Reactor2 Valve_18 C1

------------------- ------------------- -------------------

Temperature 431.415 432 432 K

Pressure 2.1 1.1 0.3 atm

Mole frac Ethylene 0.00333856 0.000100482 0.000100482

Mole frac Benzene 0.55902 0.51505 0.51505

Mole frac Ethylbenzene 0.246047 0.33517 0.33517

Mole frac DiEthylBenzene 0.191594 0.149679 0.149679

Flow rate 1889.41 1883.29 1883.29 kmol / h

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------

Stream 2 7 3

------------------- ------------------- -------------------

From C1 Mixer1 Mixer2



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

59

To Mixer1 Mixer2 Pump_16

------------------- ------------------- -------------------

Temperature 317.349 318.157 288.559 K





Mole frac DiEthylBenzene 2.35492e-10 1.42762e-10 1.02428e-10

Flow rate 970.832 1601.43 2232.03 kmol / h

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------

Stream 15 4 11

------------------- ------------------- -------------------

From Pump_16 Reactor1 C1

To Reactor1 Mixer3 Valve_19

------------------- ------------------- -------------------

Temperature 310.973 434 378.29 K


Mole frac Ethylene 0.282608 0.00392392 1.7623e-24



Mole frac DiEthylBenzene 1.02428e-10 0.0500299 0.308934

Flow rate 2232.03 1607.55 912.455 kmol / h

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------

Stream 18 8 EB

------------------- ------------------- -------------------

From Valve_19 C2 C2

To C2 Pump_17 <PRODUCT>

------------------- ------------------- -------------------

Temperature 349.461 383.034 341.152 K


Mole frac Ethylene 1.7623e-24 0 0

Mole frac Benzene 0.00034536 7.07191e-14 0.000499724



Flow rate 912.455 281.855 630.6 kmol / h

------------------- ------------------- -------------------

--------------------------------------- stream type AIChEV57_p655_new ----------------------------------------

Property package AIChEV57_p655_new

Phases Vapor, Liquid

Compounds Ethylene, Benzene, Ethylbenzene, DiEthylBenzene (=P-diethylbenzene)

Stream table:

------------------- ------------------- -------------------

Stream Benzene Ethylene 16

------------------- ------------------- -------------------



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

60

From <FEED> <FEED> Pump_17

To Mixer1 Mixer2 Mixer3

------------------- ------------------- -------------------

Temperature 320 320 383.526 K

Pressure 1 1 2.1 atm

Mole frac Ethylene 0 1 0

Mole frac Benzene 1 0 7.07191e-14

Mole frac Ethylbenzene 0 0 0.001

Mole frac DiEthylBenzene 0 0 0.999

Flow rate 630.6 630.6 281.855 kmol / h

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------

Stream 9 10 17

------------------- ------------------- -------------------

From Mixer3 Reactor2 Valve_18

To Reactor2 Valve_18 C1

------------------- ------------------- -------------------

Temperature 431.415 432 432 K






Flow rate 1889.41 1883.29 1883.29 kmol / h

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------

Stream 2 7 3

------------------- ------------------- -------------------

From C1 Mixer1 Mixer2

To Mixer1 Mixer2 Pump_16

------------------- ------------------- -------------------

Temperature 317.349 318.157 288.559 K





Mole frac DiEthylBenzene 2.35492e-10 1.42762e-10 1.02428e-10

Flow rate 970.832 1601.43 2232.03 kmol / h

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------

Stream 15 4 11

------------------- ------------------- -------------------

From Pump_16 Reactor1 C1

To Reactor1 Mixer3 Valve_19

------------------- ------------------- -------------------

Temperature 310.973 434 378.29 K


Mole frac Ethylene 0.282608 0.00392392 1.7623e-24




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

61


Mole frac DiEthylBenzene 1.02428e-10 0.0500299 0.308934

Flow rate 2232.03 1607.55 912.455 kmol / h

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------

Stream 18 8 EB

------------------- ------------------- -------------------

From Valve_19 C2 C2

To C2 Pump_17 <PRODUCT>

------------------- ------------------- -------------------

Temperature 349.461 383.034 341.152 K


Mole frac Ethylene 1.7623e-24 0 0

Mole frac Benzene 0.00034536 7.07191e-14 0.000499724



Flow rate 912.455 281.855 630.6 kmol / h

------------------- ------------------- -------------------

------------------------------------------ unit operation: Pump_17 -------------------------------------------

Type Pump

Status Solved

Ports:

Port Inlet

Description Pump feed

Direction INLET

Type material

Connected to 8

Port Outlet

Description Pump product

Direction OUTLET

Type material

Connected to 16

Port EnergyConsumption

Description Energy consumption

Direction OUTLET

Type energy

Connected to <not connected>

-------------------

Parameter Value

-------------------

Pressure spec. Pressure increase

Energy spec. Efficiency

Pressure increase 2 atm

Pressure 212783 Pa



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

62

Energy demand 3569.63 W

Adiabatic efficiency 0.75

Thermo Version 1.1

-------------------

Balances:

------------------- ------------------- -------------------

Mass Enthalpy EnthalpyF

kg/s W W

------------------- ------------------- -------------------

8 10.5063 -3.30055e+06 -5.22776e+06

16 -10.5063 3.29698e+06 5.22419e+06

Total In 10.5063 -3.30055e+06 -5.22776e+06

Total Out 10.5063 -3.29698e+06 -5.22419e+06

Net Gain 0 3569.63 3569.63

Rel.Gain 0 -0.00108153 -0.000682822

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------

Entropy EntropyF Ethylene

W/K W/K mol/s

------------------- ------------------- -------------------

8 -7045.31 26763.9 0

16 7036.71 -26772.5 -0

Total In -7045.31 26763.9 0

Total Out -7036.71 26772.5 0

Net Gain 8.60115 8.60115 0

Rel.Gain -0.00122083 0.000321371 N/A

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------

Benzene Ethylbenzene DiEthylBenzene

mol/s mol/s mol/s

------------------- ------------------- -------------------

8 5.53682e-12 0.0782931 78.2148

16 -5.53682e-12 -0.0782931 -78.2148

Total In 5.53682e-12 0.0782931 78.2148

Total Out 5.53682e-12 0.0782931 78.2148

Net Gain 0 0 0

Rel.Gain 0 0 0

------------------- ------------------- -------------------

------------------------------------------- unit operation: Mixer3 -------------------------------------------

Type Mixer

Status Solved

Ports:

Port Inlet 1



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

63

Description Mixer feed

Direction INLET

Type material

Connected to 16

Port Inlet 2


Direction INLET

Type material

Connected to 4

Port Outlet

Description Mixer product

Direction OUTLET

Type material

Connected to 9

-------------------

Parameter Value

-------------------

Number of inlets 2

Pressure drop 0 Pa

Thermo Version 1.1

-------------------

Balances:

------------------- ------------------- -------------------


kg/s W W

------------------- ------------------- -------------------

16 10.5063 -3.29698e+06 -5.22419e+06

4 39.6673 6.93523e+06 3.46539e+07

9 -50.1736 -3.63825e+06 -2.94297e+07

Total In 50.1736 3.63825e+06 2.94297e+07

Total Out 50.1736 3.63825e+06 2.94297e+07

Net Gain 7.10543e-15 0.00550517 0.00550575

Rel.Gain 1.41617e-16 1.51314e-09 1.87081e-10

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


W/K W/K mol/s

------------------- ------------------- -------------------

16 -7036.71 26772.5 0

4 18846.9 154432 1.75219

9 -12693.8 -182088 -1.75219

Total In 11810.2 181205 1.75219

Total Out 12693.8 182088 1.75219

Net Gain 883.551 883.551 0

Rel.Gain 0.0748123 0.00487598 0

------------------- ------------------- -------------------



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

64

------------------- ------------------- -------------------


mol/s mol/s mol/s

------------------- ------------------- -------------------

16 5.53682e-12 0.0782931 78.2148

4 293.393 129.056 22.3405

9 -293.393 -129.134 -100.555

Total In 293.393 129.134 100.555

Total Out 293.393 129.134 100.555

Net Gain 0 0 0

Rel.Gain 0 0 0

------------------- ------------------- -------------------

------------------------------------------ unit operation: Reactor2 ------------------------------------------

Type FixedConversionReactor

Status Solved

Ports:

Port Inlet

Description Reactor feed

Direction INLET

Type material

Connected to 9

Port Outlet

Description Reactor product

Direction OUTLET

Type material

Connected to 10

Port Heat duty

Description Heat duty

Direction OUTLET

Type energy


-------------------

Parameter Value

-------------------

Pressure drop 101325 Pa

Heat duty type Isothermal

Temperature 432 K

Heat duty 3.87708e+06 W

Enthalpy Type Use EnthalpyF

Thermo Version 1.1

Conversion DiEthylBenzene reaction EB Prod R 0.2213

Conversion Ethylene reaction EB Prod F 0.97

-------------------



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

65

Balances:

------------------- ------------------- -------------------


kg/s W W

------------------- ------------------- -------------------

9 50.1736 3.63825e+06 2.94297e+07

10 -50.1736 -7.65832e+06 -3.33068e+07

Total In 50.1736 3.63825e+06 2.94297e+07

Total Out 50.1736 7.65832e+06 3.33068e+07

Net Gain -1.69869e-06 4.02007e+06 3.87708e+06

Rel.Gain -3.38563e-08 1.10495 0.131741

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


W/K W/K mol/s

------------------- ------------------- -------------------

9 12693.8 182088 1.75219

10 -24892.5 -194516 -0.0525658

Total In 12693.8 182088 1.75219

Total Out 24892.5 194516 0.0525658

Net Gain 12198.7 12427.7 -1.69963

Rel.Gain 0.960997 0.0682512 -0.97

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


mol/s mol/s mol/s

------------------- ------------------- -------------------

9 293.393 129.134 100.555

10 -269.441 -175.339 -78.3023

Total In 293.393 129.134 100.555

Total Out 269.441 175.339 78.3023

Net Gain -23.9525 46.2054 -22.2529

Rel.Gain -0.0816395 0.357809 -0.2213

------------------- ------------------- -------------------

------------------------------------------ unit operation: Valve_18 ------------------------------------------

Type Valve

Status Solved

Ports:

Port Inlet

Description Valve inlet port

Direction INLET

Type material

Connected to 10



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

66

Port Outlet

Description Valve outlet port

Direction OUTLET

Type material

Connected to 17

-------------------

Parameter Value

-------------------

Pressure spec. Pressure

Pressure difference 81060 Pa

Pressure 30397.5 Pa

Thermo Version 1.1

-------------------

Balances:

------------------- ------------------- -------------------


kg/s W W

------------------- ------------------- -------------------

10 50.1736 7.65832e+06 3.33068e+07

17 -50.1736 -7.65832e+06 -3.33068e+07

Total In 50.1736 7.65832e+06 3.33068e+07

Total Out 50.1736 7.65832e+06 3.33068e+07

Net Gain 0 0.0212035 0.0212035

Rel.Gain 0 2.76868e-09 6.36611e-10

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


W/K W/K mol/s

------------------- ------------------- -------------------

10 24892.5 194516 0.0525658

17 -30543.8 -200167 -0.0525658

Total In 24892.5 194516 0.0525658

Total Out 30543.8 200167 0.0525658

Net Gain 5651.35 5651.35 0

Rel.Gain 0.227031 0.0290534 0

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


mol/s mol/s mol/s

------------------- ------------------- -------------------

10 269.441 175.339 78.3023

17 -269.441 -175.339 -78.3023

Total In 269.441 175.339 78.3023

Total Out 269.441 175.339 78.3023

Net Gain 0 0 0

Rel.Gain 0 0 0



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

67

------------------- ------------------- -------------------

--------------------------------------------- unit operation: C1 ---------------------------------------------

Type ChemSep

Status Solved

Ports:

Port Feed1{split}_stage10

Description Feed at stage 10

Direction INLET

Type material

Connected to 17

Port TopProduct

Description Top product

Direction OUTLET

Type material

Connected to 2

Port BottomProduct

Description Bottom product

Direction OUTLET

Type material

Connected to 11

-------------------

Parameter Value

-------------------

GUIArguments /kpld

UseCOSEThermo No

UseCOSEDiffusionCoefficients No

UsePerturbedDerivativesOnly No

UsePerturbed_ddX No

SuppressWarnings Yes

RelativePerturbationTemperature 0.001 K

RelativePerturbationPressure 0.001 Pa

PerturbationComposition 0.001

OutletFlash Auto

UseOnlyKValuesAndEnthalpyFromCOSE No

RestartDataAvailable Yes

OmitStageFromPortName No

WilsonEstimate Yes

LogPropertyCalls No

EnergyPorts No

Allowed temperature difference 12 K

Temperature profile[0] 313.38 K






Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

68












Temperature profile[15] 373 K





Pressure profile[0] 30397.5 Pa




















Vapour Flow profile[0] 269.675 mol / s


















Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

69





Liquid Flow profile[0] 677.5 mol / s




















Duties profile[0] -2.749e+07 W

Duties profile[1] 0 W


















Duties profile[19] 4.40199e+06 W

Vapour Moleweight profile[0] 74.7654










Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

70













Vapour Density profile[0] 0.880806 kg / m³




















Vapour Viscosity profile[0] 8.08618e-06 Pa s






















Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

71

Vapour Heat capacity profile[0] 84.1439 J / mol K




















Vapour Th. Conduct. profile[0] 0.0125483 W / m K




















Vapour Std density profile[0] 3.15599 kg / m³














Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

72









Liquid Moleweight profile[0] 78.1301




















Liquid Density profile[0] 854.503 kg / m³




















Liquid Viscosity profile[0] 0.000493912 Pa s






Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

73

















Liquid Heat capacity profile[0] 140.084 J / mol K




















Liquid Th. Conduct. profile[0] 0.136408 W / m K


















Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

74





Liquid Surf. tension profile[0] 0.0262589 kg / s²




















Liquid Std Density profile[0] 881.639 kg / m³




















-------------------

Balances:

------------------- ------------------- -------------------


kg/s W W

------------------- ------------------- -------------------



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

75

17 50.1736 7.65832e+06 3.33068e+07

2 -21.0704 8.39765e+06 -1.39372e+07

11 -29.1032 7.88056e+06 4.56694e+06

Total In 50.1736 7.65832e+06 3.33068e+07

Total Out 50.1736 -1.62782e+07 9.37023e+06

Net Gain -3.55677e-06 -2.39365e+07 -2.39365e+07

Rel.Gain -7.08892e-08 -3.12556 -0.718669

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


W/K W/K mol/s

------------------- ------------------- -------------------

17 30543.8 200167 0.0525658

2 23559.7 -49085.9 -0.0525658

11 15853.1 -81124.7 -4.46673e-22

Total In 30543.8 200167 0.0525658

Total Out -39412.8 130211 0.0525658

Net Gain -69956.6 -69956.6 1.50935e-13

Rel.Gain -2.29037 -0.349491 2.87135e-12

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


mol/s mol/s mol/s

------------------- ------------------- -------------------

17 269.441 175.339 78.3023

2 -269.353 -0.269675 -6.35065e-08

11 -0.0875349 -175.07 -78.3023

Total In 269.441 175.339 78.3023

Total Out 269.441 175.339 78.3023

Net Gain -4.75978e-05 4.39131e-07 8.543e-07

Rel.Gain -1.76654e-07 2.50446e-09 1.09103e-08

------------------- ------------------- -------------------


Type Mixer

Status Solved

Ports:

Port Inlet 1


Direction INLET

Type material

Connected to Benzene

Port Inlet 2


Direction INLET



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

76

Type material

Connected to 2

Port Outlet


Direction OUTLET

Type material

Connected to 7

-------------------

Parameter Value

-------------------

Number of inlets 2

Pressure drop 0 Pa

Thermo Version 1.1

-------------------

Balances:

------------------- ------------------- -------------------


kg/s W W

------------------- ------------------- -------------------

Benzene 13.683 -5.38793e+06 9.12988e+06

2 21.0704 -8.39765e+06 1.39372e+07

7 -34.7533 1.37856e+07 -2.30671e+07

Total In 34.7533 -1.37856e+07 2.30671e+07

Total Out 34.7533 -1.37856e+07 2.30671e+07

Net Gain -7.10543e-15 3.38871e-05 2.08318e-05

Rel.Gain -2.04453e-16 -2.45815e-12 9.03099e-13

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


W/K W/K mol/s

------------------- ------------------- -------------------

Benzene -15114.3 32058.1 0

2 -23559.7 49085.9 0.0525658

7 38672 -81146 -0.0525658

Total In -38674 81143.9 0.0525658

Total Out -38672 81146 0.0525658

Net Gain 2.01134 2.01134 -6.93889e-18

Rel.Gain -5.20076e-05 2.47873e-05 -1.32004e-16

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


mol/s mol/s mol/s

------------------- ------------------- -------------------

Benzene 175.167 0 0

2 269.353 0.269675 6.35065e-08

7 -444.52 -0.269675 -6.35065e-08



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

77

Total In 444.52 0.269675 6.35065e-08

Total Out 444.52 0.269675 6.35065e-08

Net Gain 0 0 0

Rel.Gain 0 0 0

------------------- ------------------- -------------------


Type Mixer

Status Solved

Ports:

Port Inlet 1


Direction INLET

Type material

Connected to Ethylene

Port Inlet 2


Direction INLET

Type material

Connected to 7

Port Outlet


Direction OUTLET

Type material

Connected to 3

-------------------

Parameter Value

-------------------

Number of inlets 2

Pressure drop 0 Pa

Thermo Version 1.1

-------------------

Balances:

------------------- ------------------- -------------------


kg/s W W

------------------- ------------------- -------------------

Ethylene 4.91413 172036 9.37004e+06

7 34.7533 -1.37856e+07 2.30671e+07

3 -39.6675 1.36136e+07 -3.24371e+07

Total In 39.6675 -1.36136e+07 3.24371e+07

Total Out 39.6675 -1.36136e+07 3.24371e+07

Net Gain 7.10543e-15 -0.0014268 -0.00142334



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

78

Rel.Gain 1.79125e-16 1.04808e-10 -4.38801e-11

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


W/K W/K mol/s

------------------- ------------------- -------------------

Ethylene 556.718 38953.3 175.167

7 -38672 81146 0.0525658

3 35404.1 -122810 -175.219

Total In -38115.3 120099 175.219

Total Out -35404.1 122810 175.219

Net Gain 2711.23 2711.23 0

Rel.Gain -0.0711323 0.0225749 0

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


mol/s mol/s mol/s

------------------- ------------------- -------------------

Ethylene 0 0 0

7 444.52 0.269675 6.35065e-08

3 -444.52 -0.269675 -6.35065e-08

Total In 444.52 0.269675 6.35065e-08

Total Out 444.52 0.269675 6.35065e-08

Net Gain 5.68434e-14 0 0

Rel.Gain 1.27876e-16 0 0

------------------- ------------------- -------------------

------------------------------------------ unit operation: Pump_16 -------------------------------------------

Type Pump

Status Solved

Ports:

Port Inlet

Description Pump feed

Direction INLET

Type material

Connected to 3

Port Outlet

Description Pump product

Direction OUTLET

Type material

Connected to 15

Port EnergyConsumption

Description Energy consumption

Direction OUTLET



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

79

Type energy


-------------------

Parameter Value

-------------------

Pressure spec. Pressure increase

Energy spec. Efficiency

Pressure increase 2 atm

Pressure 233048 Pa

Energy demand 14859.7 W

Adiabatic efficiency 0.75

Thermo Version 1.1

-------------------

Balances:

------------------- ------------------- -------------------


kg/s W W

------------------- ------------------- -------------------

3 39.6675 -1.36136e+07 3.24371e+07

15 -39.6675 1.35987e+07 -3.2452e+07

Total In 39.6675 -1.36136e+07 3.24371e+07

Total Out 39.6675 -1.35987e+07 3.2452e+07

Net Gain 0 14859.7 14859.7

Rel.Gain 0 -0.00109154 0.000458109

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


W/K W/K mol/s

------------------- ------------------- -------------------

3 -35404.1 122810 175.219

15 38654.7 -119560 -175.219

Total In -35404.1 122810 175.219

Total Out -38654.7 119560 175.219

Net Gain -3250.58 -3250.58 0

Rel.Gain 0.0918137 -0.0264683 0

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


mol/s mol/s mol/s

------------------- ------------------- -------------------

3 444.52 0.269675 6.35065e-08

15 -444.52 -0.269675 -6.35065e-08

Total In 444.52 0.269675 6.35065e-08

Total Out 444.52 0.269675 6.35065e-08

Net Gain 0 0 0

Rel.Gain 0 0 0

------------------- ------------------- -------------------



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

80

------------------------------------------ unit operation: Reactor1 ------------------------------------------

Type FixedConversionReactor

Status Solved

Ports:

Port Inlet

Description Reactor feed

Direction INLET

Type material

Connected to 15

Port Outlet

Description Reactor product

Direction OUTLET

Type material

Connected to 4

Port Heat duty

Description Heat duty

Direction OUTLET

Type energy


-------------------

Parameter Value

-------------------

Pressure drop 0 Pa

Heat duty type Isothermal

Temperature 434 K

Heat duty 2.20193e+06 W

Enthalpy Type Use EnthalpyF

Thermo Version 1.1

Conversion Ethylene reaction EB Prod F 0.735

Conversion Ethylene reaction DEB Prod Base 0.255

-------------------

Balances:

------------------- ------------------- -------------------


kg/s W W

------------------- ------------------- -------------------

15 39.6675 -1.35987e+07 3.2452e+07

4 -39.6673 -6.93523e+06 -3.46539e+07

Total In 39.6675 -1.35987e+07 3.2452e+07

Total Out 39.6673 6.93523e+06 3.46539e+07

Net Gain -0.000173372 2.05339e+07 2.20193e+06

Rel.Gain -4.37063e-06 -1.50999 0.0678521



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

81

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


W/K W/K mol/s

------------------- ------------------- -------------------

15 -38654.7 119560 175.219

4 -18846.9 -154432 -1.75219

Total In -38654.7 119560 175.219

Total Out 18846.9 154432 1.75219

Net Gain 57501.6 34872.2 -173.467

Rel.Gain -1.48757 0.291672 -0.99

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


mol/s mol/s mol/s

------------------- ------------------- -------------------

15 444.52 0.269675 6.35065e-08

4 -293.393 -129.056 -22.3405

Total In 444.52 0.269675 6.35065e-08

Total Out 293.393 129.056 22.3405

Net Gain -151.127 128.786 22.3405

Rel.Gain -0.339977 477.56 3.51782e+08

------------------- ------------------- -------------------

------------------------------------------ unit operation: Valve_19 ------------------------------------------

Type Valve

Status Solved

Ports:

Port Inlet

Description Valve inlet port

Direction INLET

Type material

Connected to 11

Port Outlet

Description Valve outlet port

Direction OUTLET

Type material

Connected to 18

-------------------

Parameter Value

-------------------

Pressure spec. Pressure

Pressure difference 20265 Pa

Pressure 10132.5 Pa



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

82

Thermo Version 1.1

-------------------

Balances:

------------------- ------------------- -------------------


kg/s W W

------------------- ------------------- -------------------

11 29.1032 -7.88056e+06 -4.56694e+06

18 -29.1032 7.88056e+06 4.56694e+06

Total In 29.1032 -7.88056e+06 -4.56694e+06

Total Out 29.1032 -7.88056e+06 -4.56694e+06

Net Gain 0 -0.000251967 -0.000243559

Rel.Gain 0 3.19732e-11 5.3331e-11

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


W/K W/K mol/s

------------------- ------------------- -------------------

11 -15853.1 81124.7 4.46673e-22

18 15604.4 -81373.4 -4.46673e-22

Total In -15853.1 81124.7 4.46673e-22

Total Out -15604.4 81373.4 4.46673e-22

Net Gain 248.667 248.667 0

Rel.Gain -0.0156857 0.00306524 0

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


mol/s mol/s mol/s

------------------- ------------------- -------------------

11 0.0875349 175.07 78.3023

18 -0.0875349 -175.07 -78.3023

Total In 0.0875349 175.07 78.3023

Total Out 0.0875349 175.07 78.3023

Net Gain 0 0 0

Rel.Gain 0 0 0

------------------- ------------------- -------------------

--------------------------------------------- unit operation: C2 ---------------------------------------------

Type ChemSep

Status Solved

Ports:

Port Feed1{split}_stage15

Description Feed at stage 15

Direction INLET



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

83

Type material

Connected to 18

Port TopProduct

Description Top product

Direction OUTLET

Type material

Connected to EB

Port BottomProduct

Description Bottom product

Direction OUTLET

Type material

Connected to 8

-------------------

Parameter Value

-------------------

GUIArguments /kpld

UseCOSEThermo No

UseCOSEDiffusionCoefficients No

UsePerturbedDerivativesOnly No

UsePerturbed_ddX No

SuppressWarnings Yes

RelativePerturbationTemperature 0.001 K

RelativePerturbationPressure 0.001 Pa

PerturbationComposition 0.001

OutletFlash Auto

UseOnlyKValuesAndEnthalpyFromCOSE No

RestartDataAvailable Yes

OmitStageFromPortName No

WilsonEstimate Yes

LogPropertyCalls No

EnergyPorts No

Allowed temperature difference 12 K




















Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

84























































Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

85




























Duties profile[0] -8.64511e+06 W























Duties profile[23] 7.82947e+06 W




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

86























































Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

87























































Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

88























































Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

89























































Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

90























































Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

91




















































-------------------



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

92

Balances:

------------------- ------------------- -------------------


kg/s W W

------------------- ------------------- -------------------

18 29.1032 -7.88056e+06 -4.56694e+06

EB -18.5969 5.93509e+06 694250

8 -10.5063 3.30055e+06 5.22776e+06

Total In 29.1032 -7.88056e+06 -4.56694e+06

Total Out 29.1032 -9.23564e+06 -5.92201e+06

Net Gain -1.12408e-09 -1.35507e+06 -1.35507e+06

Rel.Gain -3.8624e-11 0.171951 0.296714

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


W/K W/K mol/s

------------------- ------------------- -------------------

18 -15604.4 81373.4 4.46673e-22

EB 13824.1 -49344.5 -0

8 7045.31 -26763.9 -0

Total In -15604.4 81373.4 4.46673e-22

Total Out -20869.4 76108.4 0

Net Gain -5265.03 -5265.03 -4.46673e-22

Rel.Gain 0.337407 -0.0647021 -1

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


mol/s mol/s mol/s

------------------- ------------------- -------------------

18 0.0875349 175.07 78.3023

EB -0.0875349 -174.992 -0.0875833

8 -5.53682e-12 -0.0782931 -78.2148

Total In 0.0875349 175.07 78.3023

Total Out 0.0875349 175.07 78.3023

Net Gain 1.85857e-10 3.9181e-08 -3.9475e-08

Rel.Gain 2.12324e-09 2.23802e-10 -5.04135e-10

------------------- ------------------- -------------------

---------------------------------------------- overall balances ----------------------------------------------

------------------- ------------------- -------------------


kg/s W W

------------------- ------------------- -------------------

Ethylene 4.91413 172036 9.37004e+06

Benzene 13.683 -5.38793e+06 9.12988e+06

EB -18.5969 5.93509e+06 694250



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

93

Total In 18.5971 -5.2159e+06 1.84999e+07

Total Out 18.5969 -5.93509e+06 -694250

Net Gain -0.000178628 -719192 -1.91942e+07

Rel.Gain -9.60517e-06 0.137885 -1.03753

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


W/K W/K mol/s

------------------- ------------------- -------------------

Ethylene 556.718 38953.3 175.167

Benzene -15114.3 32058.1 0

EB 13824.1 -49344.5 -0

Total In -14557.6 71011.3 175.167

Total Out -13824.1 49344.5 0

Net Gain 733.495 -21666.8 -175.167

Rel.Gain -0.0503857 -0.305118 -1

------------------- ------------------- -------------------

------------------- ------------------- -------------------


mol/s mol/s mol/s

------------------- ------------------- -------------------

Ethylene 0 0 0

Benzene 175.167 0 0

EB -0.0875349 -174.992 -0.0875833

Total In 175.167 0 0

Total Out 0.0875349 174.992 0.0875833

Net Gain -175.079 174.992 0.0875833

Rel.Gain -0.9995 N/A N/A

------------------- ------------------- -------------------



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

94



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

95



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

química ing. de - unitru.edu.pe

Documents