PRODUCCIÓN DE ETILBENCENO

María Paula Tolosa, Cristian Felipe Ríos, Juan Álvaro León, Alan Didier Pérez

Objetivo general:

Simular y diseñar un proceso óptimo para la producción de etilbenceno de acuerdo a las demandas del

país.

Objetivos específicos:

- Comparar diferentes materias primas para la producción de etilbenceno (disponibilidad,

accesibilidad, costos…etc.).

- Escoger el mejor proceso en cuanto a tecnologías y costos.

- Optimizar el proceso de acuerdo a las etapas de separación y de reacción.

- Desarrollar un proceso viable económicamente de acuerdo a la situación socioeconómica del país.

JUSTIFICACION

Una de las fortalezas económicas de Colombia es el sector textil, de manera que las variaciones

económicas de este mercado están fuertemente influenciadas con las materias primas usadas para la

elaboración de prendas, ropas…etc. Este sector depende fuertemente de la importación de materias

primas, entre otras el etilbenceno, las cuales son usadas en la producción de fibras de poliéster y otros

materiales que conforman los productos de valor agregado.

De igual forma el etilbenceno es usado como solvente e insecticida, haciendo muy importante el uso de

este producto.

En conclusión el problema es que Colombia posee las materias primas y la infraestructura para la

producción de etilbenceno, sin embargo depende fuertemente de las importaciones de este para el

funcionamiento fluido del mercado.

El etilbenceno (EB) es la materia prima usada para la manufactura de estireno. El estireno es

polimerizado en poliestireno, uno de los polímeros más importantes en la industria química. El EB

también se usa como solvente en combustibles, tinturas, insecticidas y pinturas.

INFORMACION GENERAL

1. Produccion mundial

A continuación se muestran las empresas productoras de etilbenceno a nivel mundial y su capacidad de

producción.

PRODUCTOR CAPACIDAD (millones

de libras por año de EB)

BP Chemicals, Texas 1.100

Chevron, Los Angeles 1.800

Cos-Mar, Los Angeles 2.200

Dow, Freeport, Texas 1.900

Huntsman, Texas 350

LyondellChemical,

Texas

3.000

Nova, Texas 1.400

Sterling, Texas 2.000

Westlake, Los Angeles 380

TOTAL 14.130

Como se puede observar en la tabla anterior, la producción de EB a nivel mundial está concentrada en

USA en el estado de Texas. Suramérica no está entre los productores, por ello si se produce EB en

Colombia se podría generar un negocio rentable ya que no solo satisfaceria las necesidades del país sino

de toda la región del sur y centro de América en general.

Los precios que se manejan en la región de Houston, Texas son los siguientes:

Precio alto US$ 0.25/ Lb

Precio medio US$ 0.25/ Lb

Precio bajo US$ 0.25/ Lb

2. Diferentes Métodos de síntesis:

Síntesis a partir de la hulla:

Se puede obtener del alquitrán de hulla (líquido negro y viscoso producido en la destilación

destructiva del carbón para fabricar coque y gas), cuando éste se ha formado a temperaturas muy altas

(>900ºC), pero esto implica un costoso proceso de separación para obtener muy reducidas cantidades de

EB.

Alquitrán de hulla → Etilbenceno (T > 900ºC)

Alquilación:

La producción comercial de EB se lleva a cabo mediante la alquilación de benceno con etileno, descrita

por la siguiente reacción:

Benceno + Etileno →Etilbenceno

Este 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.

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 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.

Dadas las características anteriores se considera ésta última como la alternativa de producción más

favorable.

Para la alquilación se pueden utilizar diversas materias primas en conjunto con benceno para la obtención

de etilbenceno tales como:

Benceno + Etanol →Etilbenceno

Benceno + Cloroetano→Etilbenceno + HCl

Benceno + Oxalato de dietilo→Etilbenceno

Benceno + Carbonato de dietilo→Etilbenceno

3. Descripción y accesibilidad de materias primas

Debido a la fácil adquisición de benceno y etileno dentro de Colombia se decide omar como materias

primas estas dos.

3.1. Benceno

El Benceno comercial 535 refinado es libre de sulfuro de hidrógeno y 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

es libre de sulfuro de hidrógeno y dióxido de azufre. También se encuentra disponible comercialmente

libre de tiofeno, 99% molar, 99.94% molar y de calidad de nanogrado.

Principal Proveedor: IMPORTEX S.A. Cobertura Suramérica y el Caribe. Son suplidores de Benceno en

Colombia.

Proveedor secundario: Ecopetrol

Precio por galon $9.314,80 (1 Agosto de 2011)

En las siguientes graficas se muestra la producción mundial de benceno hasta el año 2011 y la demanda

de este. Como se puede observar el 51% del benceno producido se utiliza como materia prima para la

producción de etilbenceno.

3.2. Etileno

La mayor parte del etileno producido mundialmente se obtiene por craqueo con vapor (steam cracking) 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).mik

También puede obtenerse en laboratorios de Química Orgánica mediante la oxidación de Alcoholes.

Características de Etileno

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 complejos industriales en los que se encuentra

integrada la refinería de tipo petroquímico y las plantas de producción de derivados.

Es un producto altamente reactivo participando en reacciones de oxidación, polimerización, halogenación,

alquilación, etc.

Principal Proveedor: Ecopetrol

No se tienen reportes de la calidad de venta.

No se tienen reportes del precio.

A continuación se muestra la producción Global de etileno (color rojo en la gráfica) durante los últimos

10 años, además su demanda (en cantidad y para producir que producto) y costos hasta el año 2002.

Como se puede observar en la gráfica anterior, solo un 7% del etileno es usado para producir etilbenceno.

Datos históricos

AÑO DEMANDA (millones

de libras)

Precio (Centavos

por libra)

1997 55.632 25.90

1998 57.858 20.20

1999 61.110 22.50

2000 62.753 31.65

2001 55.810 29.50

2002 58.915 23.90

4. Descripción del producto

Características de Etilbenceno

Es un líquido inflamable, incoloro, de olor similar a la gasolina.

El uso principal del etilbenceno es para fabricar otro producto químico, estireno. Otros usos incluyen

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

Riesgos de Etilbenceno

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

demora aproximadamente 3 días en degradarse a otros productos químicos.

El etilbenceno puede ser liberado al agua por desagües industriales o por escapes de

tanques de almacenaje subterráneos.

En aguas superficiales, el etilbenceno se degrada al reaccionar con otras sustancias

químicas que ocurren normalmente en el agua.

En el suelo, el etilbenceno 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 de etilbenceno en el aire, la información disponible describe mareo, irritación a la

garganta y los ojos, opresión en el pecho, y una sensación de ardor en los ojos.Eletilbenceno se absorbe

con facilidad por vía oral o cutánea o por inhalación. En el ser humano, se ha descrito su acumulación en

el tejido adiposo. El etilbenceno se transforma casi completamente en metabolitos solubles, que se

excretan rápidamente por la orina. Su toxicidad aguda por vía oral es baja.

Requerimiento de calidad del producto

Pureza: 95.95% Min

Clientes potenciales:

Dow Química, Cartagena, mayor productor de poliestireno en el país

5. Descripción del proceso

El proceso se inicia con la recepción y almacenamiento de las materias primas: benceno (B) y etileno (E),

en la siguiente tabla se muestran las condiciones de cómo debe llegar y las condiciones

dealmacenamiento para cada cual.

Proceso Materia prima

Etileno Benceno

Recepción Nombre de embarque DOT/IMO: Etileno

comprimido

Clasificación de Peligrosidad: 2.1 (Gas

Inflamable)

Número de identificación: UN 1962

Número de identificación de producto:

1962

Cantidad Reportable de producto: No

aplica

Etiquetas de embarque: Gas Inflamable

Transportación terrestre:

Marcaje: 1114. Líquido inflamable.

Código HAZCHEM: 3 WE

Transportación marítima:

Código IMDG: 3058

Clase: 3.2

Marcaje: Líquido inflamable, tóxico.

Transportación aérea:

Código ICAO/IATA: 1114

Clase: 3

Placard (cuando se requiera): Gas

Inflamable

Información Especial de Embarque: Los

cilindros deben transportarse en una

posición vertical segura, en un vehículo

bien ventilado. El transporte de gases

comprimidos en automóviles ó vehículos

de cuerpo cerrado puede presentar

grandes riesgos de seguridad y no debe

ser recomendado ni estimulado.

Cantidad máxima en vuelos

comerciales: 5 l

Cantidad máxima en vuelos de carga:

60 l

Almacena

miento

Las áreas y lugares de almacenamiento de

etileno deberán estar bien protegidos, bien

ventilados y secos.

Los cilindros de etileno deben estar

separados de los cilindros de oxígeno o de

otros oxidantes por una distancia mínima

de 20 pies (6 metros) o por una barrera de

material no combustible de al menos 5

pies de altura (1.52 metros) que tenga una

tasa de resistencia al fuego de por lo

menos media hora.

Todo el equipo eléctrico en el área de

almacenamiento debe ser a prueba de

explosión (explosion-proof.

Los cilindros deben almacenarse de pié

con el tapón de protección de la válvula

en su lugar, debidamente asegurados para

evitar que se caigan o se golpeen.

Proteger los cilindros de cualquier daño

físico. No arrastrarlos, no rodarlos, no

deslizarlos ni dejarlos caer.

Colocar rótulos de “No Fumar” ó “Evitar

llamas o chispas” en las áreas de uso o de

almacenamiento.

No deberá haber fuentes de ignición en el

área de almacenamiento.

Todo equipo eléctrico que deba instalarse

en el área de almacenamiento deberá ser a

prueba de explosión (explosion-proof).

Las áreas de almacenamiento deben reunir

las especificaciones del Código Nacional

Eléctrico (National Electric Codes) para

áreas de riesgo de Clase 1.

No permitir que la temperatura de

almacenamiento sobrepase los 125 ºF (52

ºC).

Los cilindros llenos y vacíos deben estar

separados.

Usar un sistema de inventario FIFO (first-

in, first-out es decir “primero en entrar –

Mantenerlo en recipientes bien cerrados

en lugares frescos, bien ventilados y

alejado de cualquier punto de ignición.

Para almacenar pequeñas cantidades

pueden utilizarse recipientes de vidrio.

Si las cantidades por almacenar son

apreciables, entonces deben utilizarse

recipientes metálicos, generalmente de

hierro o acero, ya que los de cobre y

aluminio se corroen por las impurezas

que puede contener el benceno

comercial.

Estos recipientes deben estar

conectados a tierra para evitar descargas

estáticas.

primero en salir”) para evitar que cilindros

llenos sean almacenados por largos

períodos de tiempo.

Luego de tenerlos en las condiciones recomendadas de almacenamiento, (E) y (B) se adecuan para que se

lleve a cabo la reacción en el primer reactor de alquilación, donde suceden las reacciones R1 y R2 ya

mostradas, para dicha adecuación o pretratamiento, las materias primas se calientan hasta 160°C por

separado y luego ingresan al reactor ya mencionado, el cual opera a una temperatura y una presión de

160°C y 9 bar respectivamente, la fase en la que ocurre es gaseosa y se consume totalmente el etileno. El

producto de este reactor se mezcla con la corriente de fondos de la segunda columna destilación para

luego ingresar a nuestro segundo reactor donde se lleva a cabo la R7 con una conversión del 66% para el

dietilbenceno (DB). Este segundo reactor opera a 222°C y 9 bar, también en fase gaseosa.

Los productos del segundo reactor se llevan a una batería de columnas de destilación donde en la primera

se separa el B, EB y DB, obteniéndose una corriente de cima de B y EB, la cual se recircula para el

primer reactor. La columna es de 20 etapas, con un reflujo de 5.07 y una relación de destilado-

alimentación de 0.41 y se alimenta en el plato 12. Los fondos de ésta columna, está conformada por DB y

EB, los cuales son separados en una segunda columna de destilación, y en la cima se obtiene un destilado

de EB y un producto de fondos de DB y EB, que son recirculados al segundo reactor. La segunda torre de

destilación está compuesta por 30 etapas, un reflujo de 0.565 y una relación de destilado-alimentación de

0.975 y se alimenta en el plato 16.

6. Análisis termodinámico

Con el análisis termodinámico de la reacción en fase gaseosa lo que se pretende encontrar las condiciones

óptimas de operación, en las cuales se vea favorecida las reacciones de estudio.

En la figura 1 se observa que tanto la reacción 1 y 2 son exotérmicas y que su exotermicidad aumenta con

el aumento de la temperatura, por lo que para el diseño del reactor se debería considerar la remoción de

este calor liberado para poder ser aprovechado en otra parte del proceso.

300 350 400 450 500 550 600-75

-70

-65

-60

-55

-50

-45

-40

-35

-30

-25

Temperatura K

Calo

r de r

eacció

n (

Kcal/m

ol)

Rxn1

Rxn2

Figura 1. Calor de reacción de las reacciones 1 y 2.

La reacción 1 a condiciones estándar posee una energía libre de Gibbs de -16,0619kcal/mol y la reacción

2 de -14.6799kcal/mol, lo que indica que se dan espontáneamente.

La constante de equilibrio disminuye con el aumento de la temperatura como se muestra en la figura 2,

volviéndose menos favorable la reacciona altas temperaturas cuando se encuentra en fase líquida.

También se observan valores muy cercanos a 1 lo que indica que las dos reacciones, directa e inversa se

dan a una velocidad especifica similar, lo cual indica que para que la reacción ocurra en la dirección

deseada se requiere de un catalizador a la aplicación del principio de Le’ Chatelier para desplazar la

reacción en el sentido deseado, por ejemplo usando un reactor de membrana.

Figura 2. Calor de reacción de las reacciones 1 y 2.

En la figura 3 se presenta como el grado de avance disminuye con el aumento de la temperatura

obteniéndose los mejores grados de avance con las relaciones de alimentación de 5 y 6, que dan muy

similares por lo que solo sería necesario una relación de alimentación de 5.

En la reacción 2 también se observa la disminución del grado de avance con la temperatura y esto debido

al comportamiento visto con las constates de equilibrio con la temperatura, sin embargo en la reacción 2,

contrario a la reacción 1, se observa que a relaciones de alimentación de 1 y 2 se presentan los mayores

grados de avance. Ahora bien, de las dos reacciones toca favorecer un más que la otra debido a que se

comportan diferente con las relaciones de alimentación, pero esto podría cambiar con el uso de un

catalizador selectivo.

300 350 400 450 500 550 6001.012

1.014

1.016

1.018

1.02

1.022

1.024

1.026

1.028

1.03

Temperatura K

Consta

nte

de e

quili

brio K

K1

K2

Figura 3. Comportamiento del grado de avance de la primera reacción con la temperatura a diferentes relaciones de

alimentación.

Figura 4. Comportamiento del grado de avance de la segunda reacción con la temperatura a diferentes relaciones de

alimentación.

Las reacciones analizadas fueron las del primer reactor:

( )

La reacción dada en el segundo reactor (tras alquilación) se analizara a continuación

( )

300 350 400 450 500 550 60032

33

34

35

36

37

38

39

40

41

Temperatura K

Gra

do d

e a

vance 1

ra R

xn (

mol)

R = 1

R = 2

R = 5

R = 6

300 350 400 450 500 550 60011.5

12

12.5

13

13.5

14

14.5

15

15.5

16

16.5

Temperatura K

Gra

do d

e a

vance 2

da R

xn (

mol)

R = 1

R = 2

R = 5

R = 6

El análisis termodinámico de esta reacción se realizó en fase gas, debido a justificaciones bibliográficas y

a que se evidencio en los resultados de las dos primeras reacciones que en fase líquida las conversiones

son bajas y la constante de equilibrio tiende a 1. En la figura 5 se observa que la reacciones ligeramente

exotérmica en fase gas, liberando su mayor cantidad de energía cerca de los 950 °C. A temperaturas altas

(900-1100 °C) el grado de exotermicidad es mayor que a temperaturas bajas (600-750 °C) por lo que sería

ideal diseñar el reactor a estas bajas temperaturas, desde el punto de vista energético.

En la figura 6 e presenta la variación de la energía libre de Gibbs respecto a la temperatura, observándose

que con el aumento de la temperatura se hace más favorable, sin embargo en el rango de temperaturas

evaluada, la reacción es favorable.

En la figura 7 se observa como varia la constante de equilibrio al variar la temperatura y se observan

valores relativamente alejados de la unidad lo que indica que la reacción de equilibrio se desplaza hacia la

reacción directa. Sin embargo este valor de la constante de equilibrio disminuye con el aumento de la

temperatura, es decir que a mayor temperatura de operación la reacción deja de ocurrir menso hacia el

sentido de la reacción directa.

Figura 5. Calor de reacción vs temperatura.

Figura 6. Energía libre de Gibbs vs temperatura.

Figura 7. Constante de equilibrio vs Temperatura.

Figura 8. Conversión en el equilibrio vs temperatura.

600 650 700 750 800 850 900 950 1000 1050 1100-3.2

-3.15

-3.1

-3.05

-3

-2.95

-2.9

-2.85

-2.8

Temperatura, K

H

rxn,

kJ/m

ol

600 650 700 750 800 850 900 950 1000 1050 1100-27

-26

-25

-24

-23

-22

-21

-20

-19

-18

Temperatura, K

G

, kJ/m

ol

600 650 700 750 800 850 900 950 1000 1050 110090

95

100

105

110

115

120

125

130

135

Temperatura, K

Consta

nte

de e

quili

brio (

K)

600 650 700 750 800 850 900 950 1000 1050 11000.96

0.965

0.97

0.975

0.98

0.985

0.99

0.995

1

Temperatura, K

Convers

ión (

X)

r = 2

r = 3

r = 4

r = 5

r = 6

En la figura 8 se presenta la variación de la conversión en el equilibrio respecto a la temperatura, e

diferentes relaciones de alimentación, observándose que a mayores valores de relación de alimentación (5

y 6). Entre mayor sea la temperatura la conversión decrecerá.

7. Diagrama de Bloques

8. Uso de catalizadores

En la literatura se encuentran los catalizadores SPW para la alquilacion de benceno, siendo un catalizador

muy activo y selectivo a la alquilación y trans-alquilación. Zeolitas también son usadas para este tipo de

reacciones y parece una buena alternativa debido a sus costos. HZSM-5 con Si/Al es un catalizador que le

da a la reacción altas conversiones y es además selectivo.

9. Mecanismos de reaccion

La producción comercial de EB se lleva a cabo mediante la alquilación de benceno con etileno, descrita

por la siguiente reacción:

C6H6 + C2H4 C6H5C2H5 (R1)

Este 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, esta última mediante

un arduo sistema de destilación.

Además de la reacción principal (r1) se pueden presentar otras reacciones secundarias dentro del sistema:

Recepción de materias primas

Condiciones especiales de

almacenamiento

Adecuación o pretratamiento de la materia prima

Calentamiento hasta 160°C

Compresión a 9 bar

Reactor 1

Alquilación R1 y R2 Fase gaseosa

Etileno se consume

completamente

Reactor 2

222°C 9 bar R7 Fase gaseosa

Conversión de 66% para DB

Columnada de destilación 1

20 etapas

Alimentación 12 Reflujo 5.07

Relación destilado-

alimentación 0.41

Columnaa de destilación 2

30 etapas

Alimentación 16 Reflujo 0.565

Relación destilado-

alimentación 0.975

El EB puede reaccionar con el etileno para producir dietilbenceno:

C6H5C2H5 + C2H4 C6H4(C2H3)2 (R2)

Y este puede seguir alquilándose para producir otros polietilbencenos:

C6H4(C2H3)2 + C2H4 C6H3(C2H3)3 (R3)

C6H3(C2H3)3 + C2H4 C6H2(C2H3)4 (R4)

Además el etileno puede polimerizarse para producir polietileno o descomponerse en metano y coque:

nC2H4-(C2H4)-n (R5)

C2H4 CH4 + C(s) (R6)

La producción de etilbenceno por alquilación de benceno con eteno está acompañada por varios sitios de

reacción los cuales se alquilarán consecutivamente, tendiendo a la formación de polietilbencenos. Estos

pueden ser reciclados y convertidos en etilbenceno por transalquilación.

C6H6 + C6H4(C2H3)2 C6H5C2H5 (R7)

Sin embargo en el sistema reactivo la reacción (r5) no es factible, dado que se requiere de altas presiones

(>1000 atm) y temperaturas (>200°C) para la obtención de polietileno y de la presencia de un iniciador

de la polimerización. Sin embargo, es bien conocido que las reacciones que se presentan son la r1, r2 y la

r7 que son las correspondientes a la alquilación y transalquilacion respectivamente. La alquilación es una

reacción exotérmica y termodinámicamente favorecida por bajas temperaturas y elevadas presiones. La

transalquilación es virtualmente independiente de la temperatura y la presión.

De forma más general, se observa en la figura (1) el mecanismo seguido por la reacción:

Figura 9. Principales reacciones que ocurren en la alquilación de benceno con eteno.

10. COSTOS

El costo de los impuestos anuales se calcula utilizando el decreto 466 del 2000 en donde relacionan el

porcentaje del salario mínimo legal vigente y el área en metros cuadrados que ocupa el predio del cual se

desea tener dicho valor.

El costo de mano de obra para el departamento de Bolívar se calcula utilizando el salario mínimo legal

vigente y el auxilio de transporte aprobado para el año 2010 en nuestro país, es calculado solo para el

personal que se necesita para la operación de los que consideramos son los equipos más importantes en el

proceso. Se considera un valor de $515.000 por operario para un total de ocho operarios en un turno

laboral por mes.

Gastos de personal

CARGO SALARIO PERSONAS/TURNO TOTAL

Ingeniero Químico 1600000 3

Electricista 700000 1 700000

Mecánico 700000 1 700000

Operario materias primas 515000 3 1545000

Operario producto 515000 3 1545000

Laboratorios o control de calidad 1000000 2 2000000

Calderas y aguas blandas 515000 2 1030000

Total

Gastos administrativos

CARGO

SALARIO en

pesos PERSONAS/TURNO TOTAL $

Gerente 5000000 1 5000000

Secretaria 900000 1 900000

Recepcionista 700000 1 700000

Portero 515000 3 1545000

Contador

1 1300000

Señora de aseo 515000 1 515000

Distribuidores 515000 10 5150000

Total 18 151100000

NOTA: Se debe tener en cuenta que los turnos que se realicen domingos, festivos, y de noche tendrán un

incremento del 20 %.

Cada salario debe ser multiplicado por 2.82 que es el factor de corrección por localización de la planta (en

nuestro caso Regidor, Bolívar).

Costos Materias primas y productos

Materia Prima o Producto Precio

Benceno US$ 2.00/gal

Etileno US$ 0.88/Kg

Etilbenceno US$ 1.10/Kg

Costos de utilidad

PROCESO COSTO

Presión de vapor de baja US$ 7.78/1000Kg

Presión de vapor medio US$ 8.22/1000Kg

Presión de vapor de alta US$ 9.83/1000 Kg

Gas Natural o combustible US$ 6.00/ GJ

Electricidad US$ 0.06/ kWh

Caldera US$ 2.45/1000

Tratamiento de agua US$ 0.067/1000 Kg

Tratamiento de efluentes (basado en el

volumen total tratado)

US$ 56/1000 m3

11. Análisis de selectividad

Definiendo la selectividad como la relación entre la velocidad de reacción del producto deseado y la suma

de las velocidades de reacción de los productos indeseados se tiene:

( )

La expresión indica que para aumentar la selectividad hacia el producto deseado, es necesario mantener

elevada la concentración de benceno en la alimentación

12. Tecnologías alternativas del proceso

El objetivo de las tecnologías alternativas del proceso es seleccionar la configuración que involucre

pretratamiento, zona de reacción, separación y tratamiento de efluentes, que presenten el mayor

rendimiento de producción, la menor generación de residuos y el menor costo posible en el diseño y

funcionamiento de las unidades involucradas en cada etapa.

El proceso de alquilación se puede hacer en un medio homogéneo y heterogéneo, en fase líquida o

vapor. Hoy en día, la alquilación líquida homogénea cubre más del 24% del etilbenceno (EB)

producido. Alrededor del 40% de la producción mundial de EB se lleva a cabo en medio vapor-

heterogéneo. El resto de EB se produce en fase líquida-heterogénea1. Varios procesos de alquilación se

1P.I. Carlo Perego, Recent advances in the industrial alkylation of aromatics: new catalysts and new processes, Catal. Today 73

(2002) 3–22.

han propuesto para mejorar los procesos de alquilación de benceno2. Por ejemplo, el proceso Mobil-

Badger utiliza como catalizador la zeolita ZSM-5 con el fin de aumentar la difusión de EB y evitar que el

polietilbenceno (PEB) se difunda a través del catalizador. En este proceso, la relación molar benceno a

etileno es de 8-16 lo que aumenta la energía necesaria en la unidad de la fracción para la separación

delEB de benceno y del transetilbenceno3,4. En 1995, Mobil Co. introdujo el proceso de Mobil-

RaytheonEBMax para la alquilación líquido-heterogénea. En este proceso se utiliza catalizador MCM-22

que aumenta el tiempo de operación en alrededor de 3 años. En este proceso, la relación molar de benceno

a etileno es de 3-5 el cual aumenta el rendimiento del proceso mediante la reducción de la corriente de

reciclado de benceno. Además, como el proceso funciona en la temperatura más baja, hay una

disminución significativa en la producción de xileno5,6. En 1994 el proceso de CDTech se introdujo con

el fin de aumentar el tiempo de selectividad y de funcionamiento. En este proceso, los flujos a

contracorriente ayudan a minimizar la producción de productos no deseados PEB y otros. Por lo tanto, no

se necesita un reactor diferente para la separación del EB y el PEB7. Lummus / UOP Co. propone un

nuevo enfoque para la producción de EB de la fase líquida para recuperar la selectividad y aumentar el

tiempo de funcionamiento. Se utilizan dos reactores para la alquilación y uno en la transalquilación con

zeolita de tipo Y para su proceso8 (Se documenta más información acerca de los diferentes catalizadores

usados, más adelante). IPCL Co. introdujo el enfoque de Albene usando biomasa como agente de

alquilación, y Dow Chemical Co. propone un proceso de alquilación de dos etapas que utiliza gas de

chimenea como agente de alquilación9. Liu et al. propuso un proceso industrial novedoso para la

producción altamente selectiva de EB y afirmó que el reactor de polialquilación podría omitirse en el

nuevo proceso10. Muchos otros intentos se han hecho para mejorar el proceso de alquilación y aumentar

la producción de EB11,12,13.

2L.A.H.P.B. Venuto, P.S. Landis, J.J. Wise, J. Catal. 5 (1966) 81. 3W.E.G.N.Y. Chen, Catal.Rev. Sci. Eng. 28 (1986) 185. 4S. S.-H. Wang, Styrene, “P.E.P report 33c, supplement c”, process economics program, SRI International, March 1993, pp. 4–

2/4–3

5S.S.C.B. Maerz, C.R. Venkat, D. Mazzone, Dewitt Petrochem. Rev. (March) (1996) 19–21.

6T.F.D.J.C. Cheng, J.S. Beck, Y.Y. Huang, M. Kalyanaraman, J.A. Kowalasky, C.A. Loehr, D.N. Mazzone, Science and Technology in

Catalysis 998, Kodansha Ltd, Tokyo, 1999, 53.

7G.J.T.P.T. Barger, R.R. Herber, T. Imai, US Patent, 4,774,377 to UOP, 1998. 8C.G. Wight, US Patent, 4,169,111 to Union Oil Company of California, 1979.

9G.C.L. Forni, F. Missineo, G. Bellussi, C. Perego, G. Pazzuconi, Appl. Catal. (1995) 261.

10S.F.C. Liu, S. Xie, P. Zeng, X. Du, L. Xu, Highly selective EB production through alkylation of dilute ethylene with gas phase-

liquid phase benzene and transalkylation feed, J. Nat. Gas Chem. 18 (2009) 21–24.

11P.I. Carlo Perego, Corrigendum to recent advances in the industrial alkylation of aromatics: new catalysts and new processes,

Catal. Today 73 (2002) 3–22.

12P.P. SupawadeeNamuangruk, JumrasLimtrakul, Alkylation of benzene with ethylene over faujasite zeolite investigated by the

oniom method, J. Catal. 225 (2004) 523–530.

13S.A.-K.T. Odedairo, Kinetic analysis of benzene ethylation over zsm-5 based catalyst in a fluidized-bed reactor, Chem. Eng. J.

157 (2010) 204–215.

Los efectos de los parámetros operacionales y las variables de proceso se han investigadopor muchos

investigadores. Por ejemplo, los efectos de la temperatura y la composición de la alimentación sobre la

actividad catalítica y la distribución de los productos han sido estudiadas por Li et al.14. Cavani et

al. Investigó los efectos de la temperatura, tiempo de contacto, y la composición del alimento en el

rendimiento catalítico de la transalquilación de dietilbencenos con benceno15

. Sharanappa et al. estudió la

alquilación selectiva y la desproporción de EB en la presencia de otros compuestos aromáticos16

. Al-

Kinany et al. han demostrado que el ácido tríflico podríausarse para la transalquilación de o-dietilbenceno

con benceno a EB a bajas temperaturas y presión atmosférica17

.

En cuanto a los diferentes catalizadores empleados en la producción de etilbenceno, en la tecnología

actual, propuesto por Lummus / Unocal / UOP,se adopta un proceso de alquilación en fase líquida en la

que el etilbenceno se obtiene mediante la alquilación de benceno con etileno sobre un catalizador de

zeolita. Este proceso se realiza a bajas temperaturas y altas presiones y la operación en fase líquida tiene

la ventaja de un mejor control y una vida del catalizador más larga18,19,20,21

.Además, este proceso evita los

inconvenientes del proceso tradicional en el cual los catalizadores son ácidos minerales fuertes o ácidos

de Lewis, los cuales son tóxicos y corrosivos, lo que hace peligrosa su manipulación y el

transporte. Cuando la primera planta comercial se inició en marcha, en 1990, se utilizó una zeolita tipo Y,

pero la última generación de estos catalizadores se basa en la modificación de la zeolita tipo beta, lo que

permitió superar las limitaciones de difusión, siendo más selectivo que la zeolitaY22,23

.

A pesar de estas ventajas, este proceso utiliza productos químicos de alto valor, tales como etileno y el

benceno, lo que aumenta los costos de fabricación de etilbenceno. Una alternativa a este proceso podría

ser la producción de etilbenceno a partir de una materia prima que provenga directamente de la

destilación del petróleo, por ejemplo, por ladeshidrociclizacion de cortes de nafta de petróleo, rico en

14

Y.B.X. Li, Y Yang, Synthesis of EB by alkylation of benzene with diethyl oxalate over hzsm-5, Fuel Process. Technol. 90 (2009)

1220–1225.

15M.C.F. Cavani, E. Bencini, G. Goffredi, Liquid-phase transalkylation of diethylbenzenes with benzene over _-zeolite: effect of

operating parameters on the distribution of the products, Appl. Catal. A: Gen. 226 (2002) 31–40.

16S.P.N. Sharanappa, V.V. Bokade, Selective alkylation and disproportionation of ethylbenzene in the presence of other

aromatics, J. Mol. Catal. A: Chem. 217 (2004) 185–191.

17B.Y.J.M.C. Al-Kinany, S.H. Al-Khowaiter, M.A. Al-Dosari, H.A. Al-Megren, S.M. Al-Zahrani, K.I. Al-Humaizi, Low temperature

transalkylation of o-diethylbenzene with benzene to ethylbenzene using triflic acid as a catalyst, Chem. Eng. Process. 44 (2005)

841–846.

18T.F. Degnan Jr., C.M. Smith, C.R. Venkat, Appl. Catal. A: Gen. 221 (2001) 283–294. 19Y. Du, H. Wang, S. Chen, J. Mol. Catal. A: Chem. 179 (2002) 253–261. 20S.-G. Yoon, J. Lee, S. Park, Appl. Therm. Eng. 27 (2007) 886–893. 21C. Perego, P. Ingallina, Catal. Today 73 (2002) 3–22. 22C. Perego, P. Ingallina, Catal. Today 73 (2002) 3–22. 23

G. Bellussi, G. Pazzuconi, C. Perego, G. Girotti, G. Terzoni, J. Catal. 157 (1995). 227–234.

parafinas lineales con ocho átomos de carbono. Esta vía parece ser más económica, ya que no necesita

productos químicos de alto valor.

En las condiciones del reformado de nafta convencional enlas refinerías de petróleo, se emplean

catalizadores con características determinadas que permitan maximizar la producción de etilbenceno, tales

como una baja acidez en la superficie para evitar el agrietamiento y la isomerización24

, la capacidad del

soporte para estabilizar el metal disperso como partículas muy pequeñas25

,26

y un sistema de poros que

desfavorezcan la formación de grandes cantidades de coque, que podría conducir a la desactivación del

catalizador27,28

. Varios catalizadores parecen mostrar estas características yhan demostrado ser eficientes

para producir etilbenceno, como el circonio y el carbono29

, las nanopartículas de óxido de titanio, circonio

y hafnio en una matriz de carbono30

, platino y potasio soportado en alúmina31

,- platino y platino-estaño

soportado en zirconio y alúmina32

, platino soportado en sílice o silicato33

, platino soportado sobre óxidos

de espinela no-ácido como MgAl2O4 o ZnAl2O434

, catalizadores que contienen Mo2C35

y platino

soportado sobre diferentes tipos de zeolitas36

.

Entre estos sólidos, las zeolitas parecen ser especialmente prometedores para la reacción, debido a la

posibilidad de un fácil control de la acidez, por su morfología y tamaño de los canales, así como del

tamaño y la distribución de las partículas metálicas que pueden ser depositados en el interior o exterior de

los canales.

Con el fin de obtener catalizadores más eficientes para la producción de etilbenceno a partir de la

deshidrociclizacion de n-octanos, se ha estudiado el efecto del magnesio, calcio y bario en las propiedades

24

S. Jongpatiwut, P. Sackamduang, T. Rirksomboon, S. Osuwan, D.E. Resasco, J. Catal. 218 (2003) 1–11.

25S. Jongpatiwut, P. Sackamduang, T. Rirksomboon, S. Osuwan, D.E. Resasco, J. Catal. 218 (2003) 1–11.

26S. Trakarnroek, S. Jongpatiwut, T. Rirksomboon, S. Osuwan, D.E. Resasco, Appl. Catal. A: Gen. 313 (2006) 189–199.

27E. Iglesia, S.L. Soled, G.M. Kramer, J. Catal. 144 (1993) 238–253. 28G. Jacobs, C.L. Padro, D.E. Resasco, J. Catal. 179 (1998) 43–55. 29

D.L. Hoang, H. Preiss, B. Parlitz, F. Krumeich, H. Lieske, Appl. Catal. A 182 (1999).385–397.

30A. Trunschke, D.L. Hoang, J. Radnik, K.-W. Brzezinka, A. Bruckner, H. Lieske, Appl. Catal. A: Gen. 208 (2001) 381–392.

31B.H. Davis, J. Catal. 42 (1976) 376–380. 32

D.L. Hoang, S.A.-F.Farrage, J.M.-M.Radnikpohl, M. Schneider, H. Lieske, A. Martin, Appl. Catal. A: Gen. 333 (2007) 67–77.

33P. Meriaudeau, A. Thangaraj, C. Naccache, S. Narayanan, J. Catal. 146 (1994) 579–582.

34H. Armendariz, A. Guzman, J.A. Toledo, M.E. Llanos, A. Vasquez, G. Aguillar-Rios, Appl. Catal. A: Gen. 211 (2001) 69–80.

35A. Szechenyi, F. Solymosi, Appl. Catal. A: Gen. 306 (2006) 149–158. 36

S. Jongpatiwut, S. Trakarnroek, T. Rirksomboon, S. Osuwan, D.E. Resasco, Catal. Lett. 100 (2005) 7–15.

del platino soportado en zeolita tipo Y. Además es bien conocido que la adición de los promotores es una

forma eficaz para cambiar la acidez de las zeolitas37,38

.

A diferencia del proceso expuesto en el presente trabajo, existe en la actualidad un proceso de obtención

de etilbenceno empleado en LG Chemicals. El proceso tiene un alquilante, un transalquilante, y ocho

columnas de purificación. Las materias primas del proceso son el benceno fresco, benceno anhidro y

etileno.

El benceno fresco y benceno anhidro se precalientan y alimentan a las columnas de extracción ligera

(Light RemovalColumns: LRC) para la purificación y luego se convierte en benceno seco, que va al

alquilador y al transalquilador a través del tanque de almacenamiento de benceno. En la parte superior de

la columna de extracción ligera, se purgan los compuestos ligeros. El etileno crudo es alimentado

directamente al alquilador, en el que ocurre la alquilación de benceno y etileno. El alquiladortiene seis

bandejas en dos de las cuales se recupera la energía calórica dela reacción exotérmica con generación de

vapor. Una corriente efluente del alquilador se compone de etilbenceno, benceno, polietilbenceno, y

pequeñas cantidades de compuestos aromáticos. En el proceso de alquilación, también se registra una

alquilación desfavorable en exceso que producepolietilbenceno. Las selectividades son alrededor del 90%

de etilbenceno y el 6% depolietilbenceno.Debido a que el precio del etileno es superior al del benceno y a

que la alquilación en exceso se reduce bajo exceso de benceno, la cantidad de benceno alimentado es

mayor que la cantidad requerida estequiométricamente. La relación de alimentación molar de benceno a

etileno es de aproximadamente 7. La columna de benceno recupera el benceno que no reaccionó, el cual

va a la columna de extracción ligera para la purificación. El flujo de fondo de la columna de benceno va a

la columna de etilbenceno, que lo purifica. El flujo de la parte superior de la columna tiene el producto

(etilbenceno) y el flujo de fondo va a la columna de polietilbenceno. Esta columna

separa el polietilbenceno y otros compuestos pesados y elpolietilbenceno va al transalquilador a través de

los tanques de almacenamiento de este compuesto. El transalquilador produce etilbenceno por

transalquilación del polietilbenceno. El producto final de la columna de polietilbenceno, el aceite de flujo,

se utiliza como fuente de energía de los calefactores39

.

13. Simulación

Descripción del proceso

En la figura 10 se presenta el esquema del proceso para producción de etilbenceno, el cual se simulo en

aspen para las condiciones óptimas dadas en la zona de reacción de acuerdo al análisis termodinámico y

para un flujo de reactivos tal que se pueda suplir el 10 % de la producción mundial de etilbenceno.

37

M. Guisnet, F.R. Ribeiro, Zeolitos: umnanomundoaoservic¸ o da catalise, Fund. CalousteGulbenkian, Lisboa, 2004.

38M.S. Ramos, S.T.F. Grecco, L.P. Gomes, A.C. Oliveira, P. Reyes, M. Oportus, M.C. Rangel, Stud. Surf.Sci. Catal. 156 (2005) 809–

814.

39 S. Yoon, J. Lee, S. Park, Appl. Ther. Engin.27 (2007) 886–893

La sección de reacción consiste de dos reactores un primer reactor de lecho empacadodonde ocurre la

alquilación para producir etilbenceno, la cual consiste de dos reacciones en serie donde se obtiene como

coproducto di-etilbenceno, los alimentos son benceno y etileno.Las reacciones ocurren en fase gaseosa y

este reactor opera a una temperatura de 160ºC y presión igual a 9bar, por tratarse de exotérmica libra gran

cantidad de energía que puede ser utilizada en otra unidad. El benceno no convertido se separa en una

columna de destilación para ser recirculada a este primer reactor y el dietilbenceno pasa a un segundo

reactor donde se realiza la trans-alquilación del di-eteitilbenceno donde se obtiene más etilbenceno y el

flujo de salida de este reactor pasa por otra columna de destilación donde se separa el etilbenceno

purificándose el producto deseado, etlibenceno. Durante este proceso las corrientes reciben varios

acondicionamientos de temperatura para los cuales se utilizan dos intercambiadores de calor previos al

primer reactor, donde cada intercambiador de calor acondiciona cada uno de los dos reactivos y un tercer

intercambiador que acondiciona la entrada de los reactivos al segundo reactor.

Figura 10. Esquema del proceso de producción de etilbenceno.

Juntos reactores son de lecho empacado para los cuales se utilizaron reactores estequiométricos con una

conversión fijada de acuerdo a la conversión obtenida en un reactor a las condiciones de presión y

temperatura óptimas.

Las recirculaciones se realizaron para obtener conversiones globales del proceso altas, que sin duda no se

alcanzarían sin ellas, a menos de que se usaran reactores de grandes longitudes, lo cual implica un

elevado costo de capital y mayores caídas de presión que involucran mayor potencia en las bombas.

14. Red de intercambio de calor

Realizada la simulación en Aspen PlusV.7.2, con las especificaciones expuestas en las planteadas en el

ítem anterior, se realizó elanálisis energético con el Aspen EnergyAnalyzer, donde se realiza un análisis

detallado por corriente y unidades de la cantidad minina de energíarequerida de servicios externos de

calentamiento y enfriamiento, área de transferencia delos equipos involucrados en la red, número de

intercambiadores de calor necesarios, entre otros.

Dichos resultados se presentan en las siguientes gráficas y tablas.

Figura 11.Relación de transferencia de calor entre los fluidos de proceso y los fluidos de servicio externo

Para el proceso de producción de hidrogeno a partir del reformado de metano, se observa en figura 7 que

no es posible realizar una integración energética dentro del mismo proceso y por ende los requerimientos

de enfriamiento y calentamiento deben suplirse con fuentes externas.

Comúnmente en los procesos industriales este comportamiento se puede dar por varias razones:

1. Las magnitudes de las corrientes son muy distintas

2. Las zonas energéticas que se tienen son muy diferentes

3. Se tienen más requerimientos de calentamiento que de enfriamiento o viceversa

Heatexchanger CostIndex Area [m2]

Shells Load

[KJ/h]

Condenser B10 8,02E+04 268,5 1 1,56E+07

B3 heatexchanger 1,87E+05 716,2 2 1,76E+07

Reboiler B10 3,61E+04 77,86 1 1,98E+07

Condenser B12 1,10E+04 1,379 1 3,63E+04

B2 1,88E+04 20,08 1 3,47E+06

B6 Heatexchanger 3,77E+04 83,89 1 3,51E+06

Reboiler B12 1,67E+04 14,17 1 4,61E+06

B5 1,49E+04 9,543 1 1,73E+06

B1 1,44E+05 505,3 2 1,02E+06

TOTAL 5,46E+05 1697 11 6,72E+07 Resultados de las utilidades de la red de intercambio de calor

Heatexchanger ColdTin

[°C] ColdTout

[°C] Hot Stream

Hot Tin [°C]

Hot Tout [°C]

Area [m2]

ΔTmin Hot [°C]

ΔTminCold [°C]

Condenser B10 166,4 1,67E+02 HP steam 250 249,6 268,5 83,13 83,21

B3 heatexchanger 124,2 1,25E+02 B3 heat 160 159,5 716,2 35 35,33

Reboiler B10 179,6 2,03E+02 HP steam 249,6 249 77,86 46,62 69,42

Condenser B12 30 3,50E+01 condenser B2 a Destila 134 133,5 1,379 99 103,5

B2 92,36 1,60E+02 MP steam 175 174,6 20,08 15 82,26

B6 Heatexchanger 124 1,24E+02 B6 heat 217,3 160 83,89 93,11 36

Reboiler B12 136,4 1,33E+01 Mpsteam 174,6 174,1 14,17 37,28 37,68

B5 203 2,20E+02 HP steam 249 249 9,543 29,05 46,04

B1 29 1,60E+02 MP steam 174 174 505,3 14,11 145 Datos de las condiciones de temperatura de entrada y salida en las corrientes calientes y frías

Name Inlet T

[°C] Outlet T [°C]

MCP [KJ/C*h]

Enthalpy [KJ/h]

Flowrate [Kg/h]

EffectiveCp [KJ/KgC]

BMIX a BHOT 92 160

3,47E+06 2,218 -

Fonos1 a Fonhot 203 220 1,01E+05 1,73E+06 1,745 5,814

Efeed a Ehot 29 160

1,02E+06 4363 -

condenser B10 a reciclo1 166,4 166,9 3,11E+07 1,56E+07 5,52E+00 1,13E+00

reboiler B10 a Fondos1 179,6 203

1,98E+07 7,155 -

Condenser B12 a destilado 134 133,5 7,26E+04 3,63E+04 1,755 112

Reboiler B12 a fondos2 136,4 137,3

4,61E+06 1,817 -

B6 heat 217,3 160 6,13E+04 3,51E+06 - -

B3 heat 160 159,5 3,51E+07 1,76E+07 - - Resultados de la red de intercambio de calor obtenidos en cada unidad empleada en el proceso

Figura 12. Costos totales dela red de intercambio de acuerdo a la variación de ΔTmin.

Figura 13. Diagrama de curva compuesta.

15. Tratamiento de residuos

La conversión global de los reactivos es total por las recirculaciones hechas en los dos reactores, sin

embargo una de las reacciones secundarias que se trata de evitar al máximo cuando se escogen las

condiciones de operación (escogiendo condiciones donde son poco favorables estas reacciones), es la

formación de coque y metano. El metano industrialmente es purgado y se aprovecha en las calderas

gracias a su poder calorífico, aunque las cantidades obtenidas de este metano son pocas. El coque afecta

directamente al catalizador, que lo envenena y poco a poco le disminuye su actividad catalítica por lo que

debe reactivarsepasado cierta cantidad de tiempo, siendo estos periodos de tiempo bastantes prolongados

por la cantidad tan baja de coque producido en el proceso, este coque también puede ser utilizado como

combustible, sin embargo como el metano también lo es, y las calderas y demás equipos de generación de

energía o trabajan con combustibles sólidos, o líquidos o gaseosos, entonces dependiendo del tipo de

combustible del con el cual trabaje el equipo servirá uno u otro combustible y el otro se deberá almacenar

con sus debidos cuidados.

Combustible suplementario

Los combustibles suplementarios se refieren al uso de desechos de refinería como combustible en hornos

y calderas industriales. Los hidrocarburos residuales obtenidos de los desechos tienen un valor calorífico

y pueden ser utilizados en procesos industriales con preparación mínima. Los usuarios primarios de

desechos como combustibles suplementarios son los hornos de cemento. En los EE.UU., algunos hornos

de cemento tienen acuerdos nacionales con compañías que manejan desechos, para aceptar desechos

orgánicos como combustible.

Según las regulaciones de la RCRA de los EE.UU., un combustible suplementario debe tener al menos

5000 BTU/lb de valor calórico. Los hornos de cemento imponen requerimientos adicionales en valor

combustible, niveles de metales y características de manejo del material. Si el material no cumple con

todos los criterios, puede mezclarse con otro material hasta que las especificaciones de la mezcla sean

aceptables como combustible. Los combustibles suplementarios no están restringidos a líquidos. Si el

horno de cemento está adecuadamente equipado para manejar sólidos, tales como tortas de filtros prensa,

también pueden ser utilizados como combustible.

Almacenamiento de coque

Temperatura y productos de descomposición: En la descomposición termal se pueden producir humos

tóxicos e irritantes.

Reacciones peligrosas: Cuando se calienta con oxidantes fuertes como: nitrato amónico o tetracloruro

amónico, bromatos, cloratos, yodatos, ácido nítrico, etc. Condiciones de almacenamiento: Lugares

ventilados. Prohibición de fumar en la zona de almacenamiento.

Materiales incompatibles: Oxidantes fuertes como: nitrato amónico o tetracloruro amónico, bromatos,

cloratos, yodatos, ácido nítrico, etc.

Almacenamiento de metano

Proteger los cilindros de cualquier daño físico. Almacenar en un área fresca, seca, bien ventilada, lejos de

los lugares de tráfico vehicular y de las salidas de emergencia. No permitir, que en el lugar de almacenaje

la temperatura exceda 125°F (52°C). Los cilindros serán colocados parados y bien asegurados para evitar

que se caigan o se golpeen. Se deben separar los cilindros llenos de los vacíos. Utilizar un sistema de

inventario con fecha de ingreso y egreso de las unidades para evitar que cilindros llenos queden

almacenados durante períodos excesivamente largos. Coloque carteles en el área de almacenaje con la

leyenda NO FUMAR o el símbolo de LLAMAS ABIERTAS. No deben encontrarse fuentes de ignición

en el área de almacenaje o uso. Para información adicional sobre recomendaciones de almacenaje,

consulte los boletines de Compressed Gas Association P-1, P-14, y Safety Bulletin SB-2

Utilizar solamente en áreas muy bien ventiladas. Las tapas protectoras de las válvulas deben estar

colocadas, a menos que el cilindro posea caño de salida desde la válvula al punto de uso. No arrastrar,

deslizar o hacer rodar los cilindros, sino utilizar auto-elevadores o zorras para desplazarlos. Utilizar un

regulador reductor de presión cuando se conectan los cilindros a una presión menor (< 3000 psig)

cañerías o sistemas. De ninguna manera se deben calentar los cilindros para incrementar su velocidad de

descarga. Utilizar una válvula de control o de retención para evitar riesgos de retroceso de flujo al interior

del cilindro.

16 Optimización del proceso

Mediante un análisis previo de las variables de diseño del proceso de obtención de etilbenceno a partir de

etileno y benceno, se puede concluir que se tiene un objetivo de optimización relacionado con todos las

demás variables que es la conversión, por lo cual se decide optimizar esta, de forma que se obtenga el

mejor potencial económico para el proceso descrito en los numerales anteriores del presente trabajo.

Se optimizara un sistema de reacción separación/reciclo mostrado en la figura siguiente. Se realizan los

respectivos balances para luego ser reemplazados en la función de potencial económico.

CostosGananciasEP ..

CSFFFFEP ETETBBETETEBEB 122 $$$$..

Balances

XFF BB 112

X

F

FFF

B

ETBET 1

112

XFF BEB

12

El balance en el punto de mezcla para el reactor es:

21

BBB FFF

Combinando estos balances se obtiene la siguiente ecuación de potencial económico en función de la

conversión como variable de diseño, y del grado de recirculación (ψ), como variable secundaria, la cual se

definida. Los costos de servicios se denominaron CS.

CSFF

X

XFF

X

XFEP ETETBB

BETET

BEB

11 $$

11$

11$..

Aplicando el método de Newton para obtener las conversiones que maximicen el potencial económico

para un grado de recirculación definido.

Al realizar dicha optimización se obtuvo la gráfica presentada a continuación, en la cual se quiso analizar

también la influencia de la relación de reflujo en la obtención del mejor potencial económico, el método

de optimización utilizado fue el de Newton-Raphson con el cual se obtuvieron los valores óptimos de

conversión para cada relación de reflujo.

Como se puede apreciar en la tabla anterior a pesar de aumentar la relación de reflujo causante directo del

aumento en los gastos operativos el potencial económico también aumenta debido a que la conversión

aumenta al incrementar la cantidad recirculada lo que nos disminuye los gastos de separación, que es uno

de los costos más significativos dentro del proceso, dándonos así un incremento en el PE.

X (óptima) conversión que maximiza el PE PE (máximo) Grado de recirculación (ψ)

0.6900 1.8643 0.7000

0.7200 1.8674 0.8000

0.7800 1.8721 0.9000

0.9100 1.8823 0.9900

Según lo descrito anteriormente se trabajara para los numerales siguientes con una conversión del 91 % y

una relación de recirculación de 0.99, para dimensionar cada uno de los equipos involucrados en el

proceso y para obtener los costos totales del proyecto.

17 Dimensionamiento de los equipos

El dimensionamiento de los equipos de proceso es de vital importancia si se desea pasar desde una

simulación preliminar en estado estacionario a un análisis de sensibilidad del proceso para determinar con

ello las variables de diseño que nos pueden afectar la producción deseada de etilbenceno. Además de

definir con base en el dimensionamiento de los equipos se puede plantear un costo de producción del

proyecto con ayuda de estos datos y del software ASPEN ICARUS.

Para el esquema de proceso planteado anteriormente se cuenta con siete unidades principales de proceso

diferentes: tres intercambiadores de calor, dos reactores y dos columnas de separación.

Con base en los resultados obtenidos con el simulador ASPEN PLUS para el diagrama de proceso

establecido el mejor arreglo entre costos y dimensión de los diferentes equipos utilizados en la producción

de etilbenceno se presenta a continuación.

Detalle de los equipos utilizados en la simulación con Aspen Icarus.

0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 11.85

1.855

1.86

1.865

1.87

1.875

1.88

1.885x 10

6

Conversión, X

P.E

. [€

/hr]

= 0.7

= 0.8

= 0.9

= 0.99

Óptimo

B1 Intercambiador de calor de doble tubo

Área de transferencia, m2 34,9

TEMA BES

Tf (diseño), °C 200

Tf (operación), °C 182

Do, mm 25,4

Tc (operación), °C 177

Dc, m 0,5

Longitud, m 6,1

Grosor, mm 3,175

Pitch, mm 31,75 triangular

B2 Intercambiador de calor (2-tubo-1-

coraza)

Área de transferencia, m2 234

Tf (diseño), °C 194,3

Tf (operación), °C 182

Tc (diseño), °C 190

Tc (operación), °C 177,8

Longitud, m 6,1

Grosor, mm 3,175

Pitch, mm 31,75 triangular

B5 Intercambiador de calor (2-tubo-1-

coraza)

Área de transferencia, m2 40,91

TEMA BES

Tf (diseño), °C 260

Tf (operación), °C 246,9

Do, mm 25,4

Tc (diseño), °C 250

Tc (operación), °C 237

Longitud, m 6,09

Grosor, mm 3,175

Pitch, mm 31,75 triangular

B3 Primer reactor

Diámetro, m 1,22

Longitud, m 4,73

Material de la chaqueta CS

B5 Segundo reactor

Diámetro, m 1,22

T (diseño), °C 242,2

Longitud, m 4,73

Material de la chaqueta CS

B10 Primera columna de destilación

T (diseño), °C 232

T (operación), °C 202

Material del plato A28SC

Espaciamiento, m 0,609

Numero de platos 26

grosor del plato, mm 4,5

altura, m 20

Diámetro, m 1,82

Tipo de plato Perforado

Norma ASME: D1NF1

B12 Segunda columna de destilación

Material del plato A28SC

Espaciamiento, m 0,61

Numero de platos 62

grosor del plato, mm 4,5

altura, m 42

Tipo de plato Perforado

Diámetro, m 1,82

Norma ASME: D1NF1

18 Evaluación económica

Con base en los equipos previamente definidos y con base en los datos arrojados en la simulación del

proceso por ASPEN PLUS, se pasan estos datos al paquete de software ASPEN ICARUS, para

determinar el costo total del proyecto. Para obtener dicha información es necesario establecer algunos

valores para completar la simulación como lo son el costo de materias primas, el costo de producto,

salario mínimo actual vigente en Colombia, el precio de la luz, el precio del agua potable, etc. Estos

parámetros se describen a en el numeral 10 del presente trabajo y con base en estos se obtuvieron los

siguientes resultados.

Costo total del proyecto 9320000 $US

Costo Total de operación 6474210 $US

Costo total de la materia prima 147148 $US

Servicios 4060000 $US

El periodo evaluado del proyecto es de 20 años, periodo en el cual se recupera rápidamente la inversión

en el mismo dado que el porcentaje de retorno por año es del 20% mostrado en el informe generado por el

software, pero en el primer año de implementación del proyecto el flujo de caja será negativo debido a

que el mayor costo del proceso es el costo de operación que incluye el dimensionamiento de los equipos y

el costo directo de los mismos.

19 Bibliografía

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