tarea 6 sintesis
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Universidad de Concepción Facultad de Ingeniería Departamento de Ingeniería Química
Síntesis de Procesos Químicos. Tarea 6.
Profesor: Fernando Márquez. Integrantes: Luz Alejo. Gloria Castillo. Lucía Oñat.
2 Reciclo de Tolueno Diagrama del proceso
Balances de materia
Tolueno (reactivo limitante): Suponiendo recuperación completa en el separador, el flujo de salida del reactor será igual
al flujo de reciclo. Realizando un balance de masa en la zona de mezcla antes del reactor, la suma del flujo de tolueno alimentado más el flujo de tolueno de reciclo será igual al flujo de tolueno que entra al reactor:
FFT FT 1 x FT
(1.1)
Entonces la alimentación al reactor será:
FT
FFT x
Por otro lado, la selectividad de las reacciones en paralelo es:
(1.2)
S
PB FFT
(1.3)
Se conoce además una relación entre selectividad y conversión:
S 1
0.0036
1 X
1.544
(1.4)
Hidrógeno (reactivo en exceso)
El balance en el sistema de reciclo (considerando una separación completa de las fases) y la presencia de una purga resulta:
moles H 2 molesT yFH FG yPH RG RM FT h moles T
(1.5)
Donde RM es una razón estequiométrica; considerando la definición de selectividad en (1.3) resulta:
P yFH FG yPH RG RM B Sx
RG
PB S yPH
RM yFH yFH yPH x
PD
PB 1 S 2S
(1.6)
(1.7)
(1.8)
Basado en estos balances, se calculó el PEM para distintas conversiones y concentraciones de hidrógeno en la purga, resultado los valores de la tabla 1.
Tabla 1. PEM para caso sin reciclo de difenilo
X
y PH 0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
PEM en millones de dólares 0.1
$ 63.70
$ 45.38
$ 29.99
$ 17.51
$ 7.87
$ 0.96
-$ 3.54
-$ 6.75
0.2
$ 34.55
$ 25.44
$ 17.76
$ 11.50
$ 6.59
$ 2.92
$ 0.17
-$ 2.79
0.3
$ 24.84
$ 18.79
$ 13.69
$ 9.50
$ 6.16
$ 3.57
$ 1.40
-$ 1.48
0.4
$ 19.99
$ 15.47
$ 11.65
$ 8.50
$ 5.95
$ 3.89
$ 2.01
-$ 0.83
0.5
$ 17.09
$ 13.49
$ 10.43
$ 7.89
$ 5.82
$ 4.08
$ 2.37
-$ 0.45
0.6
$ 15.17
$ 12.17
$ 9.62
$ 7.49
$ 5.73
$ 4.20
$ 2.60
-$ 0.22
0.7
$ 13.83
$ 11.25
$ 9.06
$ 7.21
$ 5.66
$ 4.27
$ 2.74
-$ 0.09
0.8
$ 12.90
$ 10.61
$ 8.65
$ 7.00
$ 5.58
$ 4.29
$ 2.79
-$ 0.10
0.9
$ 12.61
$ 10.38
$ 8.46
$ 6.83
$ 5.42
$ 4.09
$ 2.50
-$ 0.67
A partir de la concentración de 0.6 comienzan a verse PEM menores a cero, es decir, procesos inviables y, más allá de eso, se observa que para una composición de 80% de hidrógeno en la purga el proceso es completamente inviable para cualquier conversión.
Carga térmica al reactor A continuación de esto, se requiere calcular la carga térmica al reactor. Del balance global de la Hidroalquilación de tolueno se encuentra que solo se producen pequeñas cantidades de difenilo en el rango de conversión de trabajo. Es por ello que para estimar la carga térmica del reactor, se desprecia el efecto de la reacción secundaria. A las condiciones de trabajo se tienen los calores de formación:
kcal kmol kcal H f , B -21666 kmol kcal H f , T 5895 kmol H f , Cl 15510
Por lo que,
H R 12051
kcal kmol
A continuación se define la carga térmica al reactor como: Carga Térmica al Reactor = Calor de Reacción x Flujo de Alimentación Fresca
QR HR FFT kJ QR 6.25 106 h Los flujos de alimentación al reactor y sus respectivas capacidades caloríficas, están dadas en la siguiente tabla.
Corriente
Flujo, kmol/hr.
CP , kJ/kmol K
Gas Alimentación, FG
223,0
0,95 29,3 + 0,05 42,3 = 29,95
Gas Reciclo , RG
1533
0,40 29,3 + 0,60 42,3 = 37,10
Alimentación de Tolueno
165,0
203,9
Luego, suponiendo TR ,e 621C :
TR,e TR,s Por lo que,
kJ hr 64.2C 165 203.9 223.0 29.95 1533 37.10 6.25 106
TR,s TR,e 64.2C TR,s 685.24C
Cálculo del compresor A continuación se calcula la potencia requerida para impulsar el reciclo de gases, por medio de la ecuación de Douglas.
p 3, 03 105 2 Hp P1 Q1 1 p1 pie3 con P1 lb , Q 2 1 min pie Y luego el costo del compresor correspondiente se puede calcular con las ecuaciones de Guthrie
M &S 0 ,82 C.I . 517 ,5 BHp 2,11 Fc 280 Donde BHp
Hp
Para el caso de ejemplo, con una conversión de un 75% y una composición de un 40% de hidrógeno en la purga, se tiene que
ft 3 min 0.254
Q1 727
555 0.254 0.0000303 Hp 66960 727 1 267.24hp 0.254 465 BHp Ci
267.24 334hp 0.8
1500 0.82 517.5 334 (2.11 1) 280 Ci US $ 1, 011,897.60
El costo de la potencia, suponiendo que la energía cuesta 0.045
US $ y que la planta kWh
funciona 3500 días al año, será aproximadamente de US$94000 anuales. De esta forma, y anualizando el precio instalado del compresor, se obtiene para el compresor a las condiciones elegidas un costo anual de US$430000.
Este procedimiento se repite para varias concentraciones y conversiones. Los resultados se exponen en la siguiente tabla.
Tabla 2 Precios de compresores. Caso sin reciclo de difenilo
X
y PH 0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
Precios en millones de dólares 0.1
10.31
5.59
3.90
3.02
2.47
2.09
1.79
1.52
0.2
5.49
2.98
2.08
1.60
1.30
1.09
0.91
0.73
0.3
3.77
2.05
1.42
1.09
0.88
0.73
0.59
0.44
0.4
2.88
1.56
1.08
0.82
0.66
0.54
0.42
0.28
0.5
2.32
1.25
0.87
0.66
0.52
0.42
0.32
0.18
0.6
1.95
1.05
0.72
0.54
0.43
0.33
0.24
0.11
0.7
1.68
0.90
0.62
0.46
0.36
0.27
0.19
0.51
0.8
1.49
0.79
0.54
0.40
0.31
0.23
0.15
----------
0.9
1.42
0.76
0.51
0.38
0.28
0.21
0.12
----------
Diseño y costo del reactor. Como la cantidad de difenilo producida es pequeña, se considera solo la primera reacción. De esta forma, la cinética está dada por
r k T H
12
Donde
k = 6.3 10
10
gmol lt
1/2
-52000 s exp 1.987 T (K ) -1
R
Como el hidrógeno está en exceso, se puede considerar
H
12
como una
constante. También se puede suponer que es válido el cálculo de k a una temperatura media entre la entrada y la salida del reactor. La temperatura media resulta ser 653°C y la constante k ' k H tiene un valor 12
de 0.014 s-1. Con estos valores y suponiendo un reactor de tipo pistón, es posible diseñar el volumen necesario como
1 F ln 1 x V k ' m
Para el caso de estudio, se tiene que
kmol 1 ln h 1 0.75 V 4088 ft 3 kmol 3600 s 0.014 s 1 0.013 3 ft 1h 1921
Suponiendo que L/D=6 y el reactor es tubular, es posible determinar su largo y su diámetro a partir del volumen.
4 3 V 9.53 ft 6 L 6 D 57.22 ft D
Con estos datos y con la ecuación de Guthrie correspondiente, se puede calcular el costo instalado del reactor como
M &S 1,066 0,82 Ci 101,9 D H 2,18 Fc 280 1,066 0,82 1500 Ci 101,9 9.53 57.22 2,18 3, 67 1, 60 280 Ci US $1, 240, 000 Ci US $415, 000 / año Este procedimiento se repite para varias concentraciones y conversiones. Los resultados se exponen en la siguiente tabla.
Tabla 3 Precios de reactores. Caso sin reciclo de difenilo
X
y PH 0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
Precios en millones de dólares 0.1
0.72
0.47
0.37
0.31
0.27
0.25
0.23
0.21
0.2
0.73
0.48
0.38
0.32
0.28
0.25
0.23
0.22
0.3
0.76
0.49
0.39
0.33
0.29
0.26
0.24
0.22
0.4
0.78
0.51
0.40
0.34
0.30
0.27
0.25
0.23
0.5
0.81
0.53
0.42
0.35
0.31
0.28
0.26
0.24
0.6
0.85
0.56
0.44
0.37
0.34
0.30
0.27
0.25
0.7
0.91
0.60
0.47
0.40
0.35
0.32
0.29
0.27
0.8
1.00
0.66
0.52
0.44
0.39
0.35
0.32
----------
0.9
1.22
0.80
0.63
0.53
0.47
0.42
0.39
----------
Pérdidas de Benceno y Tolueno Por más que se intente obtener la muestra más pura posible, siempre habrá una cantidad que se pierda debido a que no se ha podido recuperar de la corriente de desecho. El benceno y el tolueno no están fuera de este problema y cierta cantidad de cada compuesto deja el sistema por la purga gaseosa, pese a que en los balances generales se ha supuesto una separación perfecta. Las ecuaciones para un separador de fases son:
V, yi
F, zi
L , xi
Balance global: F=V+L Balance de componentes: F z i V yi L xi Equilibrio: y=K i xi Combinando estas expresiones se obtiene:
yi =
zi V V 1 1 F F Ki
Y
xi =
zj
K
j
V 1 1 F
Si se supone que Ki 1, se puede ver que:
V yi F zi Y si Ki 1, entonces:
L xi F zi Así, entonces, como una primera estimación de los flujos de vapor y líquido, es posible escribir que
V= fi para todos los componentes donde K i 1
L f j para todos los componentes donde K j 1
Se puede demostrar también que el flujo líquido del componente es
li L xi
fi f j Ki fi
Con el que luego se puede conocer el vapor como
f j vi fi li f i 1 K f i i
Análogamente, para los componentes con K j 1 .
vj
K j f j fi
f
i
K fi l j f j 1 j fj
Con estos antecedentes es posible hacer un cálculo aproximado del flash de la hidroalquilación del tolueno. Para el caso de x 0.75 y yPH 0.4 , se tiene que
kmol h kmol f j 163 h
f
i
1755
kmol h kmol 106.57 h
lTol 39.65 lBen
kmol h kmol 13.43 h
vTol 1.61 vBen
Del balance se obtiene que PG 227
y
RG 1528.6 , lo que indica que la purga es un
227 13% de la corriente gaseosa que abandona el reactor. Por lo tanto, el 13% del 227 1528.6 Benceno y el Tolueno que abandonan el reactor en la forma de gas, serán purgados y desperdiciados.
Utilizando como referencia los precios con los que se calculó el PEM y considerando una planta que trabaja 350 días al año, las pérdidas monetarias ascienden a:
Pérdida por benceno US $2, 250, 000 Pérdida por tolueno US $190, 000
El cálculo se amplía para más conversiones y concentraciones de hidrógeno en la purga. Los resultados en la tabla siguiente.
Tabla 4 Pérdidas de benceno y tolueno. Caso sin reciclo de difenilo
X
y PH 0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
Precios en millones de dólares 0.1
33.01
16.50
11.00
8.25
6.60
5.50
4.72
4.13
0.2
19.83
9.97
6.65
4.99
3.99
3.32
2.85
2.49
0.3
15.15
7.75
5.16
3.87
3.10
2.58
2.21
1.94
0.4
12.49
6.59
4.40
3.30
2.64
2.20
1.88
1.65
0.5
10.44
5.87
3.91
2.93
2.35
1.96
1.68
1.47
0.6
8.39
5.36
3.57
2.68
2.14
1.79
1.53
1.34
0.7
5.60
4.97
3.32
2.49
1.99
1.66
1.42
1.24
0.8
----------
4.66
3.11
2.33
1.87
1.55
1.33
----------
0.9
----------
4.41
2.94
2.20
1.76
1.47
1.26
----------
Existe la posibilidad de recuperar parte de las pérdidas mediante un sistema de recuperación de vapores, pero dada la magnitud de la pérdida se considera inútil emplazar tal sistema y se prefiere perder el benceno que invertir en la recuperación.
Columnas de separación Con los flujos líquidos que dejan el reactor se procede a una separación mediante columnas de destilación. Para determinar la secuencia óptima de las corrientes de forma simple, se pueden utilizar las reglas heurísticas para columnas complejas de Glinos y Malone.
Se puede mostrar con los datos de volatilidad dados, que el sistema cumple con que
x
x AF AF
x CF
AB
AC
1
1
Lo que significa que la secuencia óptima es la simple directa.
Secuencia Directa para proceso de separación
Donde: A = Benceno, B = Tolueno, C = Difenilo, ordenados por volatilidad
Suponiendo separaciones perfectas:
-
Columna 1
Para esta columna se obtiene:
x AW xBD xCD 0 x CW
RmI , AB
xCF 1 x AF
1 AB 1 xAF
, x BW
xBF 1 x AF
1 AC AB xCF AB 1 xAF AC AC 1 AB 1 xAF
(1.9)
I I VAB RAB 1 F xAF
Esta ecuación es una aproximación a la ecuación de Underwood.
-
Columna 2
Para la separación B/C se obtiene:
x BF2 xBW 1
xBF 1 xAF
,
x CF2 xCW 1
I I VBC RBC 1 F xBF
RmI , BC
BC
xCF 1 xAF
1 1 xBF
Utilizando la regla heurística se puede calcular R=1.25Rm para cada columna. Además, considerando que el liviano del fondo tiene una pureza del 99.5%, se puede calcular luego el número de etapas con la ecuación.
N AB
r r ln A B 1 rA 1 rB ln AB
Para ambas columnas, el número de etapas real se aproxima como
N R 4 N AB
Para el caso particular a tratar, se tienen las corrientes de alimentación a la columna, las cuales provienen de la separación en el reactor. De estos datos se conocen las composiciones de entrada.
xAF 0.6719 xBF 0.3191 xCF 0.0090
Con esto conocido, basta usar la ecuación (1.9) para conocer Rm y luego R, además del flujo de vapor dentro de la torre.
Rm,AB 0.7788 RAB 0.9736 VAB 210
Con las condiciones dadas por la regla heurística se puede calcular el número mínimo de etapas como:
0.995 0.9727 ln 1 0.995 1 0.9727 N 8.33 AB ln 2.9 N R , AB 33.31
El diámetro de la columna se obtiene de la ecuación de Márquez y la altura se obtiene del número de etapas, dejando un espacio de dos pies entre cada bandeja y con un 15% de espacio extra. El precio de la columna instalada se obtiene mediante la ecuación:
MG R T M&S CC K CL P 280
0,2665
3,30+FP N0,82 V0,533
Esta ecuación requiere el flujo y el número de etapas, ambos números conocidos, por lo que es posible obtener el costo del equipo.
CAB US $364800 / año
La siguiente columna se calcula de forma similar. Se conocen las nuevas alimentaciones y se pueden calcular Rm, R y con ellos V.
Rm,BC 0.4470 RBC 0.5587 VBC 76.74 Con las concentraciones conocidas por regla heurística, es posible calcular a continuación Nm, NR y el precio.
0.995 0.3281 ln 1 0.995 1 0.3281 N 3.83 AB ln 3.3 N R , AB 15.33 CAB US $120000 / año
Reciclo de Tolueno y Difenilo Diagrama del proceso
Reciclo Gaseoso
Purga Compresor
RG , yPH FG , yFH
PG., yPH
RM FT ( 1 - x )
FT
Reactor
FFT Separador Benceno , PB
FD
Reciclo de difenilo
Reciclo de Tolueno FT ( 1 - x ) Balances de materia -
Alimentación de tolueno: ecuación (1.2)
-
Cinética del consumo de difenilo Se tiene la reacción:
2C6 H 6
C6 H 5 C6 H 5 H 2
(1.10)
Cuya constante de equilibrio es
K eq
C6 H 5 C6 H 5 H 2 Pdifenilo PH 2 2 Pbenceno C6 H 6
2
(1.11)
Con el reciclo se aumenta la concentración (presión parcial) de difenilo, lo que provoca que el equilibrio se desplace hacia reactantes (benceno) para contrarrestar la perturbación (Principio de Le Chatelier), por lo que, en un estado estacionario, la totalidad de difenilo se convertirá en benceno, por lo cual no habrá salida de difenilo en el sistema, por lo tanto:
S 1 -
Flujo de hidrógeno que reingresa a la alimentación
RG
-
PB RM yFH yPH x yFH yPH
(1.12)
PB yFH yPH
(1.13)
Alimentación de gas:
FG
-
Salida de benceno Suponiendo que el benceno producido a partir de tolueno no se convierte en difenilo, se
obtiene entonces:
PB FT X
(1.14)
Se calculó el PEM para distintas conversiones y concentraciones de hidrógeno en la purga, notándose que resultaba independiente de la conversión de tolueno. Tabla 5. PEM para caso con reciclo de difenilo
y PH
PEM
0.1
$ 6.65
0.2
$ 6.47
0.3
$ 6.23
0.4
$ 5.90
0.5
$ 5.43
0.6
$ 4.68
0.7
$ 3.34
0.8
$ 0.21
0.9
-$ 15.45
A partir de una concentración de 0.9 se obtienen valores negativos para el PEM, lo que significaría un proceso inviable.
Carga térmica al reactor Al igual que en el punto 1.3 se puede calcular la carga térmica como Carga Térmica al Reactor = Calor de Reacción x Flujo de Alimentación Fresca En este caso la alimentación fresca es diferente, por lo que el calor también lo será.
QR HR FFT kJ QR 6.00 106 h
Siguiendo el mismo procedimiento anterior, ahora con nuevos flujos y los mismos calores específicos, se tiene que
TR,e TR,s
kJ hr 160 203.9 218.2 29.95 1481.2 37.10 6.00 106
TR,s 684.73C
Cálculo del compresor A continuación se calcula la potencia requerida para impulsar el reciclo de gases, por medio de la ecuación de Douglas y luego el costo del compresor correspondiente se puede calcular con las ecuaciones de Guthrie, al igual que en 1.4.
Para el caso de ejemplo, con una conversión de un 75% y una composición de un 40% de hidrógeno en la purga, se tiene que
ft 3 min 0.254
Q1 702
555 0.254 0.0000303 Hp 66960 702 1 257.89hp 0.254 465 BHp Ci
267.24 322hp 0.8
1500 0.82 517.5 322 (2.11 1) 280 Ci US $ 982, 770.29
El costo de la potencia, suponiendo que la energía cuesta 0.045
US $ y que la planta kWh
funciona 3500 días al año, será aproximadamente de US$90800 anuales. De esta forma, y anualizando el precio instalado del compresor, se obtiene para el compresor a las condiciones elegidas un costo anual de US$418000.
Este procedimiento se repite para varias concentraciones y conversiones. Los resultados se exponen en la siguiente tabla.
Tabla 6 Precios de compresores. Caso con reciclo de difenilo
X
y PH 0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
Precios en millones de dólares 0.1
10.27
5.57
3.89
3.01
2.46
2.08
1.78
1.51
0.2
5.43
2.97
2.07
1.60
1.30
1.08
0.91
0.73
0.3
3.68
2.03
1.42
1.09
0.88
0.72
0.59
0.44
0.4
2.72
1.55
1.07
0.82
0.66
0.53
0.42
0.28
0.5
2.07
1.24
0.86
0.65
0.52
0.41
0.32
0.18
0.6
1.54
1.03
0.71
0.54
0.42
0.33
0.24
0.11
0.7
0.99
0.88
0.60
0.45
0.35
0.27
0.19
0.05
0.8
----------
0.77
0.52
0.39
0.30
0.22
0.14
----------
0.9
----------
0.67
0.46
0.34
0.25
0.18
0.11
----------
Diseño y costo del reactor Al igual que en el caso anterior, como el hidrógeno está en exceso, se puede considerar H
12
como una constante. También se puede suponer que es válido el cálculo
de k a una temperatura media entre la entrada y la salida del reactor. La temperatura media resulta ser 653°C y la constante k ' k H tiene un valor 12
de 0.014 s-1. Con estos valores y suponiendo un reactor de tipo pistón, es posible diseñar el volumen necesario como
kmol 1 ln h 1 0.75 V 3977 ft 3 kmol 3600 s 0.014 s 1 0.013 3 ft 1h 1860
Suponiendo que L/D=6 y el reactor es tubular, es posible determinar su largo y su diámetro a partir del volumen.
4 3 V 9.45 ft 6 L 6 D 56.70 ft D
Con estos datos y con la ecuación de Guthrie correspondiente, se puede calcular el costo instalado del reactor como
M &S 1,066 0,82 Ci 101,9 D H 2,18 Fc 280 1,066 0,82 1500 Ci 101,9 9.45 56.70 2,18 3, 67 1, 60 280 Ci US $1, 220, 000 Ci US $405, 000 / año Este procedimiento se repite para varias concentraciones y conversiones. Los resultados se exponen en la siguiente tabla.
Tabla 7 Precios de reactores. Caso con reciclo de difenilo
X
y PH 0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
Precios en millones de dólares 0.1
2.15
1.41
1.10
0.93
0.82
0.74
0,68
0.63
0.2
2.19
1.44
1.13
0.95
0.84
0.76
0.70
0.65
0.3
2.23
1.48
1.16
0.98
0.86
0.78
0.72
0.67
0.4
2.25
1.53
1.20
1.01
0.89
0.81
0.74
0.69
0.5
2.25
1.59
1.25
1.05
0.93
0.84
0.77
0.72
0.6
2.18
1.66
1.31
1.11
0.97
0.88
0.81
0.75
0.7
1.90
1.77
1.39
1.18
1.04
0.94
0.86
0.80
0.8
----------
1.92
1.51
1.28
1.13
1.02
0.94
----------
0.9
----------
2.21
1.73
1.47
1.29
1.17
1.08
----------
Pérdidas de benceno y tolueno Al igual que para el caso sin reciclo de difenilo, se tienen las siguientes ecuaciones para la separación de vapores y líquidos luego de la reacción.
Balance global: F=V+L Balance de componentes: F z i V yi L xi Equilibrio: y=K i xi Combinando estas expresiones se obtiene:
yi =
zi V V 1 1 F F Ki
Y
Si se supone que Ki 1, se puede ver que:
V yi F zi Y si Ki 1, entonces:
L xi F zi
xi =
zj
K
j
V 1 1 F
Así, entonces, como una primera estimación de los flujos de vapor y líquido, es posible escribir que
V= fi para todos los componentes donde K i 1
L f j para todos los componentes donde K j 1
Se puede demostrar también que el flujo líquido del componente es
li L xi
fi f j Ki fi
Con el que luego se puede conocer el vapor como
f j vi fi li f i 1 K f i i
Análogamente, para los componentes con K j 1 .
vj
K j f j fi
f
i
K fi l j f j 1 j fj
Con estos antecedentes es posible hacer un cálculo aproximado del flash de la hidroalquilación del tolueno. Para el caso de x 0.75 y yPH 0.4 , se tiene que
kmol h kmol f j 171 h
f
i
1842
kmol h kmol 106.58 h
lTol 49.42 lBen
Del balance se obtiene que PG 218.2 un
y
kmol h kmol 13.42 h
vTol 2.01 vBen
RG 1624.7 , lo que indica que la purga es
218.2 12% de la corriente gaseosa que abandona el reactor. Por lo tanto, el 12% 218.2 1624.7
del Benceno y el Tolueno que abandonan el reactor en la forma de gas, serán purgados y desperdiciados.
Utilizando como referencia los precios con los que se calculó el PEM y considerando una planta que trabaja 350 días al año, las pérdidas monetarias ascienden a:
Pérdida por benceno US $2, 250, 000 Pérdida por tolueno US $240, 000
El cálculo se amplía para más conversiones y concentraciones de hidrógeno en la purga. Los resultados en la tabla siguiente.
Tabla 8 Pérdidas de benceno y tolueno. Caso con reciclo de difenilo
X
y PH 0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
Precios en millones de dólares 0.1
33.11
16.55
11.04
8.28
6.62
5.52
4.73
4.14
0.2
20.01
10.01
6.67
5.00
4.00
3.34
2.86
2.50
0.3
15.54
7.77
5.18
3.89
3.11
2.59
2.22
1.94
0.4
13.23
6.62
4.41
3.31
2.65
2.21
1.89
1.65
0.5
11.79
5.90
3.93
2.95
2.36
1.97
1.69
1.47
0.6
10.79
5.40
3.60
2.70
2.16
1.80
1.54
1.35
0.7
10.05
5.03
3.35
2.51
2.01
1.68
1.44
1.26
0.8
9.52
4.76
3.18
2.38
1.91
1.59
1.36
----------
0.9
9.39
4.70
3.14
2.36
1.89
1.58
1.35
----------
Columnas de separación Con los flujos líquidos que dejan el reactor se procede a una separación mediante columnas de destilación. En este caso, a diferencia del caso sin reciclo de difenilo, no se requiere de una secuencia de columnas sino de una sola columna. Esto se debe a que es posible reciclar tanto el tolueno como el difenilo (ambos contenidos en su mayoría en la fase líquida en el efluente del reactor) sin necesidad de un segundo separador para diferenciar ambos productos.
Para el caso particular a tratar, se tienen las corrientes de alimentación a la primer y única columna, las cuales provienen de la separación en el reactor. De estos datos se conocen las composiciones de entrada.
xAF 0.6770 xBF 0.3139 xCF 0.0090
Con esto conocido, basta usar la ecuación (1.9) para conocer Rm y luego R, además del flujo de vapor dentro de la torre.
Rm,AB 0.7729 RAB 0.9661 VAB 209
Con las condiciones dadas por la regla heurística se puede calcular el número mínimo de etapas como:
0.995 0.9721 ln 1 0.995 1 0.9721 N 8.30 AB ln 2.9 N R , AB 33.23
El diámetro de la columna se obtiene de la ecuación de Márquez y la altura se obtiene del número de etapas, dejando un espacio de dos pies entre cada bandeja y con un 15% de espacio extra. El precio de la columna instalada se obtiene mediante la ecuación:
MG R T M&S CC K CL P 280
0,2665
3,30+FP N0,82 V0,533
Esta ecuación requiere el flujo y el número de etapas, ambos números conocidos, por lo que es posible obtener el costo del equipo.
CAB US $363500 / año
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