• Author / Uploaded
• José Ramón Barón Molina

Citation preview

Universidad de los Andes. Facultad de Ingeniería. Escuela de Química. Mérida – Venezuela.

Planta de Producción de Fenol por el proceso Hooker/ Raschig.

Integrant es: Díaz, Verónica CI: 18.796.327 Rincón, Viviana CI: 15.242.297 Selvi, Hernando CI:17.305.850

Mérida; Julio del 2010

RESUMEN El fenol también conocido hidroxibenzol y oxibenceno, fue aislado del alquitrán de hulla en 1834 por Runge, quien le dio el nombre de "ácido carbólico". Es un sólido cristalino incoloro a temperatura ambiente, y un líquido incoloro a temperatura superior a 41°C a 760 mmHg. Sus usos son muy variados, tanto como producto final, como materia prima para diferentes productos con un sinfín de aplicaciones, entre los que destacan las resinas Fenólicas, el bisfenol A y la caprolactama. El presente trabajo se basa en la producción de Fenol mediante el Proceso Hooker/Raschig, a través de la oxicloración de benceno, el cual es un hidrocarburo polinsaturado, en forma de anillo cuya fórmula molecular es C 6H6. También se presenta el estudio de la capacidad, factibilidad y ubicación de la planta, dando como resultado una producción de 11617 toneladas anuales con una ubicación en el estado Carabobo, en el que se tiene el suministro adecuado de la materia prima y salida del producto para su comercialización nacional e internacional. Además se prevé que la planta requerirá de una expansión en el año 10 luego de la fecha de arranque.

CAPITULO I: INTRODUCCION I.1 RESEÑA HISTÓRICA Cuando William Murdock utilizó por primera vez gas de hulla en 1794 para iluminar su casa en Redruth, Cornwall (UK), no podía haber previsto las consecuencias de sus acciones. Siete años más tarde edificios en Birmingham estaban siendo iluminados por el gas y en poco tiempo las calles de otras grandes ciudades británicas ya no eran oscuras por las noches, todo esto gracias al gas, que además era producido localmente. En los Estados Unidos, el alumbrado de gas se había instalado en Baltimore en 1817. Sin embargo, hubo un subproducto indeseable que surgió de este emocionante desarrollo, grandes cantidades de alquitrán de hulla, aparentemente sin valor. Uno de los primeros en examinar ese subproducto fue Friedlieb Runge quien se desempeñaba como químico en una planta de un gas en Oranienburg, cerca de Berlín, donde descubrió varios derivados del alquitrán de hulla, entre ellos en 1842 el Fenol al cual también llamó “Acido Carbólico”. Fredlieh Runge había quedado impresionado por la capacidad de ácido carbónico para evitar la descomposición de los tejidos animales y madera, pero estimó que sería demasiado caro para el mercado como un conservante, teniendo en cuenta que una tonelada de carbón produce 0,400Kg de fenol muy impuro, además que requería experimentos muy cuidadosos para ser purificado. A través de investigaciones en la química de aromáticos no pasó mucho tiempo para que se dispusiera de fenol sintético. En 1860, antes que Griess trabajara con diazocompuestos aromáticos para obtención de fenoles, Hunt había obtenido en 1849 fenol a partir de una sal de diazonio producida por la reacción de clorhidrato de anilina y nitrito de plata. En otro contexto, fue Frederick Clavert, la primera persona en experimentar las propiedades desinfectantes del fenol, quien convencido de las mismas, lo llevó hasta la Academia de Ciencias y propuso emplear fenol puro como antiséptico. Mientras tanto, un farmacéutico de Bayona, Lebeuf, pidió a Jules Lemaire para evaluar su alquitrán de hulla emulsionado. El cual resultó muy exitoso en el tratamiento de heridas sépticas y en abril de 1862 se autorizó para la desinfección de heridas en los hospitales civiles de París. Gilbert Declat escribió un libro titulado Nouvelles Applications de l’Acide Phenique en Medecin et Chirurgie, publicado también en 1865, en el que se refiere al fenol como un "parasiticida” y expresó la confianza en el fenol para prevenir infecciones, e incluso se recomienda el lavado de las paredes y los alrededores de la habitación del enfermo con ella. Por otra parte F. A. Kekulé (1829-1896), en 1867 describió la recién completada “sulfonación de benceno y de la fusión del ácido sulfónico con un álcali”

como un nueva ruta al fenol. Refiriéndose a la posible formación de fenol a partir de la hidrólisis de halogenuros de arilo. [1] Hasta la Primera Guerra Mundial, sólo se había logrado obtener el fenol o ácido carbólico por la separación del asfalto; hasta que se estableció el proceso basado en la sulfonación del benceno hidrolizado con hidróxido de sodio, y volviendo a hidrolizar el producto, que era el bencensulfonato de sodio; a este se le llamó fenol sintético. En 1930, se transforma el proceso de hidrólisis del monoclorobenceno, obteniéndose el fenol, en fase vapor, hidrolizando al monoclorobenceno con agua, en lo que se conoce como proceso de Rashig-Hooker. Pionero en la primera etapa de este proceso, la Oxicloración, un paso clave también en el proceso de síntesis de cloruro de vinilo, fue el químico industrial Friedrich Raschig, (1863-1928), aunque la plena aplicación de su proceso sólo ocurrió a mediados de los años treinta. Las investigaciones de éste químico versátil dieron lugar a un nuevo proceso de hidracina, los avances en la química de ácido nítrico, y la introducción de anillos Raschig para la absorción de gases y columnas de fraccionamiento. Su tecnología para el fenol ha sido ampliamente superada por el desarrollo del proceso de cumeno actualmente la vía de síntesis más importante. Este método está basado, en las investigaciones de Hock y Lang (1944) acerca de la división del hidroperóxido de cumeno en fenol y acetona. [2] La síntesis comercial del fenol comenzó a principios del siglo XX, para producir ácido salicílico y resinas fenólicas/compuestos para moldeo. Hercules, Inc. y B.P. Chemicals, Ltd. (Distillers Co.) iniciaron el desarrollo del proceso para producir fenol por oxidación de cumeno a finales de la década de 1940. KBR recibió el encargo de llevar a escala industrial los datos de la planta piloto para la obtención del fenol, oxidando el cumeno hasta hidroperóxido de cumeno y catalizando la reacción de éste para obtener fenol y un segundo producto comercial, la acetona. Este proceso surgió debido a la sobreproducción del cumeno que era subproducto en la reacción de obtención del hule sintético (G R – S), además de la necesidad de la obtención de acetona que se usaba como aditivo en gasolinas de aviación. Los resultados de estos esfuerzos fueron la primera planta de obtención de cumeno a fenol en Montreal, Canadá. [3] Desde su primera comercialización en 1952, el proceso Hércules - BP, se ha convertido en la tecnología dominante en el mundo para la producción de fenol y acetona. En 1961, se busca reformar los procesos de obtención del fenol, y debido a esto, la Dow Chemical of Canada, Ltd., lo obtiene por medio de la oxidación del tolueno hasta ácido benzoico, y la reoxidación de éste para obtener fenol.

I.2 IMPORTANCIA DEL PROYECTO La importancia del proyecto surge debido a que el Fenol es un compuesto orgánico que tiene usos muy variados, tanto como producto final, como materia prima para muchos otros productos, que tienen aplicaciones en diversas áreas. Por la cantidad de usos que tiene el fenol los requerimientos del mismo a través del tiempo han ido en aumento, conduciendo a la importación del mismo. Partiendo de la necesidad nacional es de gran preponderancia el diseño, construcción y puesta en marcha de una planta de producción de Fenol, que en el caso del proyecto aquí presentado se llevará a cabo a través de la oxicloración de Benceno (Proceso Hooker/Raschig), basándose en el hecho de que en el país se cuenta con la materia prima requerida, además del personal capacitado y la mano de obra necesaria para el mismo. Aunado al hecho de que la planta cubriría el mercado interno (demanda interna), también se puede contar con un posible mercado internacional, ya que ambos mercados presentan un crecimiento paralelo. El proyecto también tendría un impacto nacional debido a la cantidad de empleos directos e indirectos que se pueden crear en cada una de las fases del mismo, desde el diseño hasta el arranque y funcionamiento de la planta, además contribuye al desarrollo industrial del país, que abastecería el mercado de forma eficiente, oportuna y con la reducción de costos de importaciones.

I.3 FINALIDAD DEL PROYECTO Este proyecto tiene como finalidad presentar de forma general, los aspectos de mayor relevancia que deberían tomarse en cuenta al momento del diseño y la instalación de una planta productora de Fenol concentrado, en el territorio nacional; el estudio de las materias primas, del producto y del proceso, representado en un diagrama de flujo del proceso (PFD), se complementarán con el estudio de la localización y capacidad de la planta así como con un balance de materia y energía y el dimensionamiento de los equipos en últimos términos.

CAPITULO II: ESTUDIO DEL PRODUCTO Y MATERIA PRIMA II.1 ESTUDIO DEL PRODUCTO El fenol también es conocido como hidroxibenzol y oxibenceno. Es el primer eslabón de una de las familias más importante de química orgánica, la cual contiene uno o más grupos hidroxilo unidos al anillo aromático. El fenol es un producto metabólico que es normalmente excretado en cantidades del orden de 40mg/L en la orina humana. Inicialmente el fenol solamente era obtenido del alquitrán, y debido a las demandas que comenzó a tener, se procedió a sintetizar. [4], [5]

II.1.1 PROPIEDADES DEL PRODUCTO II.1.1.1 PROPIEDADES FISICOQUIMICAS El fenol es un sólido cristalino incoloro, a temperatura ambiente y un líquido incoloro a temperaturas superiores a los 41 oC, a la presión de 760mmHg (1atm). Su olor es sumamente característico, similar al del cresol, pero se nota mucho menos en la combinación sintética obtenida completamente pura que en el preparado obtenido del alquitrán. El fenol tiene un sabor ardiente y en solución muy diluida dulce. El fenol comercial se colorea a menudo de rosa a la luz y al aire, que según algunos estudios realizados puede deberse a la presencia de impurezas que le imparten dicha coloración, aunque no ha sido completamente explicada. Por la adición de sustancias reductoras como el dióxido de azufre o el cloruro estañoso puede impedirse esta coloración. Por la humedad que el fenol toma del aire baja considerablemente el punto de fusión. Sin embargo, la fase sólida que ordinariamente aparece cuando una mezcla de fenol y agua es enfriada es el meta estable fenol anhidro. El fenol se disuelve si a la temperatura ordinaria se le agrega agua, y da con más agua dos líquidos que no se mezclan entre sí: por una parte una solución de agua en fenol, y por otra, una de fenol en agua, finalmente una solución clara. Una solución de benzosulfonato de sodio o de ácido gálico absorbe el

fenol con gran facilidad. De su solución en amoniaco o álcalis es separado por el dióxido de carbono. [4] [5] [6] La solubilidad del fenol y del agua en un rango de 0 oC-65oC es descrita por las siguientes ecuaciones: Fenol en agua:

−log N =0,375 log ( 66−t ) +1,15

Agua en fenol:

−log N =0,62 log ( 66−t ) +0,99

(Ecuación 1) (Ecuación 2)

Donde N es la fracción molar del soluto y t es la temperatura en oC. Sobre los 68,4oC el fenol y el agua son completamente miscibles. El fenol es realmente soluble en muchos solventes orgánicos (hidrocarburos aromáticos, alcoholes, cetonas, éteres, tetracloruro de carbono, ácido acético, glicerina.), y es poco solubles en hidrocarburos alifáticos. [4] El fenol forma mezclas azeotrópicas con el agua y otras sustancias.

Tabla 1. Mezclas azeotrópicas formadas por el fenol. [4] [10] Segundo componente

Presión (kPa)

Punto de ebullición (oC)

Proporción de fenol %

Agua

101,3

94,5

9,21

70,8

90,0

8,29

39,2

75,0

7,20

16,9

56,3

5,5

Isopropilbenceno

101,3

149,0

2,0

n-Propilbenceno

101,3

158,5

14,0

α- Metilestireno

101,3

162,0

7,0

Otras constantes físicas importantes se muestran en la siguiente tabla:

Tabla 2. Propiedades físicas del fenol [4] [9]. Propiedad

Valor

Fórmula

C6H5OH

Peso Fórmula

94,11g

Punto de Ebullición (1atm)

181,4oC

Punto de Fusión

40,9oC

Gravedad Especifica25/4

1,071

Densidad Relativa a:

0oC

1,092g/cm3

20oC

1,071 g/cm3

25oC

1,065 g/cm3

50oC

1,050 g/cm3

60oC

1,0413 g/cm3

Temperatura Crítica

419oC

Presión Crítica

6,11 MPa

Densidad de Vapor (Aire=1), tomada a 25ºC

3,24g/cm3

Índice de Refracción

n41 D

1,5418

n50 D

1,5372

Viscosidad Dinámica a:

20oC

11,41mPa.s

50oC

3,41 mPa.s

100oC

1,50 mPa.s

150oC

0,67 mPa.s

Coeficiente de Expansión Cubica 50oC

8,8x10-7L.g-1.K-1

Constante de Disociación en agua a 20oC

1,28x10-10

Calor Específico a:

00 C

1,256 kJ/(kg.K)

20oC

1,394 kJ/(kg.K)

50oC

2,244kJ/(kg.K)

100oC

2,382 kJ/(kg.K)

Calor específico (estado vapor)

27oC

1,105 kJ/(kg.K)

527oC

2,260 kJ/(kg.K)

Calor de Fusión a 41oC

120,6 kJ/kg

Calor de vaporización a 181,4oC

487,9 kJ/kg

Calor de Formación a 20oC

-160,0 kJ/kg

Calor de Combustión

-32,428 kJ/kg

Punto de Inflamación:

Temperatura de copa abierta

79oC

Temperatura de copa cerrada

85oC

Límite de explosión más bajo en aire a 1atm (corresponde a 73oC)

1,3%vol g/cm3)

Concentración de saturación en aire a 20oC

0,77 g/cm3

Temperatura de ignición (DIN 51794)

595oC

Temperatura de autoignición

715oC

(50

Propiedades químicas. En contraste con los alcoholes alifáticos, el fenol forma sales con los álcalis y bases alcalinotérreas, que son descompuestas por dióxido de carbono, a temperatura ambiente. A temperaturas cerca del punto de ebullición de fenol, este puede desplazar los ácidos carboxílicos y ácido acético de sus sales. [10] La contribución de las estructuras de resonancia orto y para, concede al fenol la posibilidad de llevar a cabo las reacciones de sustitución electrofílicas tales como cloración, sulfonación, nitración. La acción del cloro sobre el fenol conduce a los o- y p-clorofenoles, 2,4-diclorofenol y 2,4,6-triclorofenol; análogamente obra el bromo. La sulfonación da los ácidos o- y p-fenolsulfónicos, después los ácidos fenol-2,4disulfónicos y 2,4,6-trisulfónicos. La nitración de respectivamente los o- y pnitrofenoles. Con ácido nitroso se obtiene el p-nitrosofenol. Las combinaciones diazoicas atacan también en las condiciones ordinarias en los puntos p- respecto al hidroxilo, sin embargo se consigue introducir en la molécula dos y tres grupos benzolazoicos de modo que se formen los 2,4-bisbenzolazofenol y 2,4,6tribenzolazofenol. [4] [8] La razón para esta estabilización es la formación del sistema aromático. La estabilización por resonancia es muy alta por la contribución de las estructuras resonantes orto y para. En la formación del anión fenólico, la contribución de las estructuras resonantes puede estabilizar la carga negativa. [8] Tratando el fenol con acetato de mercurio se obtienen el o- y p-oxifenilacetato de mercurio, y por otra parte el oxifenil-2,4-biacetato de mercurio. La acción del cloroformo y lejías alcalinas sobre el fenol da o- y p-oxibenzaldehido, análogamente por medio del tetracloruro de carbono se obtiene el ácido salicílico y ácido poxibenzoico, que se producen en gran escala tratando el fenato sódico a determinadas temperaturas. El formaldehido se condensa con fenol en presencia de determinados agentes de condensación en saligenina y alcohol p-oxibencílico, mientras que bajo otras condiciones experimentales se forman las resinas artificiales industrialmente importantes, bakelita, resinita, entre otras. [10] Calentando el fenol con ácido oxálico y ácido sulfúrico concentrado se forma el ácido p-rosólico; con anhídrido ftálico se convierte en fenolftaleína. La fusión de sosa con fenol da pirocatequina, resorcina, y floroglucina, y la oxidación con persulfato da hidroquinona. La reducción con hidrógeno molecular en presencia de níquel da a 215-230oC, ciclohexanona y poco ciclohexanol, y a 160 oC mayores cantidades de ciclohexanol, mientras que en presencia del negro de platino, la hidrogenación llega hasta el ciclohexano. El hidroxilo de fenol puede fácilmente eterificarse y esterificarse. Así se obtiene con sulfato dimetílico en presencia de lejía de sosa el anisol; con el tricloruro de fósforo el fosfito trifenílico; con oxicloruro de fósforo el fosfato

trifenílico; con anhídrido acético el acetato de fenol; con fosgeno el carbonáto difenílico y con ácido salicílico el ester de este ácido (salol). Calentando el fenato sódico con bromobenzol y algo de cobre se obtiene ester difenílico. [6]

II.1.2 USOS DEL PRODUCTO El fenol es un compuesto orgánico que tiene usos muy variados, tanto como producto final, así como materia prima para muchos otros compuestos y productos, que tienen muchas aplicaciones en áreas muy variadas (construcción, automovilística, electrodomésticos,..). Los tres productos más importantes del fenol son las resinas fenólicas, el Bisfenol A, y la caprolactama. Estos productos tienen una importancia económica considerable, ya que se utilizan para la producción de una amplia gama de bienes de consumo y transformación de materiales. Algunos ejemplos son: las preformas termoestables, espumas aislantes, aglutinante, sustancias químicas de goma, emulsificantes, detergentes, herbicidas, insecticidas. [4] El uso más importante del fenol son las resinas fenólicas, las cuales son producidas por la condensación de fenol o sustitución de fenol con un aldehído, como el formaldehido, para la producción de resinas fenol-formaldehido, las cuales representan un 95% de todas las resinas fenólicas producidas. El bajo costo y la versatilidad de esta resina termoestable ha conducido a que su producción se lleva a cabo en muchas industrias de los Estados Unidos, y sean utilizadas ampliamente en muchas industrias. Teniendo en cuenta la dependencia del mercado de fenol en la producción de resina fenol-formaldehido, y el uso de gran parte de este último en la fabricación de contrachapado, cartón prensado, y los compuestos de madera, no es sorprendente que el mercado de fenol en todo el mundo responde de forma pronunciada a grandes fluctuaciones del mercado de la vivienda en los Estados Unidos a causa de la utilización a gran escala de las construcciones prefabricadas, las cuales se extienden mundialmente, inclusive ya en Venezuela se está desarrollando de forma intensiva. [4] [5] Un área de rápido crecimiento es la producción de Bisfenol A por la condensación de dos moléculas de fenol, con una de acetona, en presencia de un catalizador ácido. El mercado de Bisfenol A se está expandiendo rápidamente en la fabricación de resinas epoxi y policarbonatos. [5] El fenol también es empleado como agente desinfectante. Sirve para la fabricación de ácido pícrico, utilizado en los explosivos, y otros productos intermedios, que se aplican en la industria intermedia de los colorantes, medicamentos, perfumes, y reveladores fotográficos. El fenol entra en la composición de un gran número de colorantes orgánicos como el verde oscuro W de alizarina, aurina, verde de azidina, amarillo brillante, verde B de cloramina, crisofenina G, anaranjado Congo, B y R, amarillo de diamina,

amarillo dorado de diamina, verde de diamina, negro de diazina. El fenol se utiliza como disolvente en la fabricación de Dahlia. El fenol se emplea también en la fabricación de medicamentos. Citaremos los fenolatos de Cerio, el ester: del ácido salicílico, ácido diglicólico del fenol, del ácido orto-oxálico del fenol, la fenolftaleína que sirve como purgante y como indicador en las titulaciones ácido-base, y finalmente el ácido p-oxifenilarsinico. En la industria del perfume se utiliza el fenol como materia prima para el aldehído salicílico y para el p-oxibenzaldehido que puede ser tratado además para obtener la cumarina o aldehído anísico y para el éter difenílico. [6]

II.1.3 PRODUCTOS COMPETITIVOS Y SUSTITUTIVOS El empleo de fenol para fines de desinfección, aunque todavía muy importante, va disminuyendo constantemente desde hace algún tiempo, por haberse reconocido que los cresoles, en particular el compuesto meta, tiene mayor poder desinfectante que el mismo fenol con una toxicidad menor. [6] La producción de Caprolactama a partir de fenol, por vía de ciclohexanolciclohexano se ha reducido puesto que el fenol ha sido reemplazado por el ciclohexano como materia prima. [4]

II.1.4 IDIOSINCRACIA DEL USUARIO Para facilitar su manipulación el fenol se transporta y despacha como líquido. [6] Por carretera o rieles en vagones cisterna equipados con serpentines de calefacción. Generalmente se utiliza acero como el material del envase. Para que el fenol permanezca incoloro el mayor tiempo posible, las paredes de los recipientes deberán ser de acero inoxidable. Por consiguiente, el fenol puro se almacena principalmente en depósitos de acero inoxidable, que están aislados para evitar la pérdida de calor. En el almacenamiento de fenol líquido debe garantizarse que la temperatura se mantenga por debajo de 70°C. El límite inferior de explosión para mezclas fenol-aire a 1 atm se alcanza a una temperatura de saturación de 73°C, que corresponde a una fracción de vapor de fenol en la mezcla de 1,36% vol. A temperaturas de almacenamiento menores que 70°C el volumen de gases de los tanques está cubierto con nitrógeno. Pequeñas cantidades de fenol son transportadas en bidones de acero. Si el fenol contiene agua, los bidones de acero no son apropiados debido a que puede producirse la coloración del fenol. En este caso es necesario utilizar bidones de metal galvanizado. [5]. Las especificaciones de comercialización del fenol son las siguientes:

Tabla 3. Especificaciones típicas de grado de comercialización de fenol. [5]

Punto de fusión Color de fundido, Escala Pt/Co Agua, ppm Max Azufre, ppm Max Hierro, ppm Max Oxido de mesitilo, ppm Max Acetofenona, ppm Max 2-Metil Benzofuran, ppm Max α-Metil estireno, ppm Max Hidroxiacetona, ppm Max Total impurezas GLC, ppm Max Residuo de evaporación, ppm Max

40,6-40,85°C 5 max 100-300 ~1 0,5 5 5 15 5 5 100 ~100

II.1.5 PRECIO DEL PRODUCTO Y SU COMERCIALIZACION ACTUAL Actualmente el precio del fenol según CEDROSA (Central de Drogas S.A, México) es de 2,80$/Kg. El precio al cual Venezuela ha importado el fenol, según los datos registrados en los anuarios del Instituto Nacional de Estadísticas se refleja en la siguiente tabla.

Tabla 4. Precios del fenol importado en Venezuela. Año 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006

$/kg 1,06 1,12 1,01 0,96 1,31 1,75 1,75

II.2 ESTUDIO DE LA MATERIA PRIMA II.2.1 PROPIEDADES II.2.1.1 BENCENO. El benceno es un hidrocarburo poliinsaturado de fórmula molecular C6H6, con forma de anillo (se le llama anillo bencénico, o aromático, ya que posee un olor particularmente llamativo para cierto tipo de individuos) y puede considerarse una

forma poliinsaturada del ciclohexano. El benceno es un líquido incoloro de aroma dulce y sabor ligeramente amargo, similar al de la hiel. Se evapora al aire rápidamente y es poco soluble en agua. Es sumamente inflamable, volátil y se forma tanto en procesos naturales como en actividades humanas. Es usado principalmente como materia prima para la producción de estireno, fenol, ciclohexano, anilina, alquilbencenos, y otros compuestos utilizados en la producción de medicinas, insecticidas y plásticos, tintes. El Benceno junto con otros livianos y pesados hidrocarburos aromáticos, tales como xileno y tolueno, es un componente de la gasolina.El Benceno también es utilizado como solvente, pero está siendo reemplazado por solventes más seguros en muchas aplicaciones. [8] 

Estructura.

No fue sino hasta el año de 1931 para que se estableciera una estructura satisfactoria para esta sustancia y tuvieron que pasar 10 años más para que se generalizara su uso entre los químicos orgánicos. La representación de la molécula de benceno ha evolucionado de la fórmula de anillo de Kekulé, a una estructura más realista, en la cual todos los seis enlaces carbono-carbono son idénticos, representada con un hexágono y un círculo en el centro. Todos los átomos de carbono e hidrógeno en la molécula de benceno son coplanares. Los seis átomos de carbono forman un hexágono regular, en el cual cada átomo de carbono está a 0,139 nm de cada átomo de carbono adyacente. Cada átomo de carbono está a 0,108nm de los átomos de carbono, los cuales están enlazados. Además de esto posee tres enlaces enlaces dobles. [8] 

Resonancia.

El benceno es un híbrido de resonancia de las dos estructuras de Kekulé. Esta representación implica que los electrones pi están deslocalizados, con un orden de 1,5 entre los átomos de carbono adyacentes. Las longitudes de los enlaces carbonocarbono del benceno son más cortas que las de los enlaces sencillos y más largas que las de los dobles enlaces. Esta deslocalización por resonancia explica la mayoría de las propiedades estructurales del benceno y sus derivados, los compuestos aromáticos bencenoides. Como los enlaces pi están deslocalizados en el anillo, con frecuencia, en lugar de representar los dobles enlaces, se inscribe un círculo en el hexágono. [4] [7] [8]



Constantes.

Las propiedades más representativas del benceno se muestran en la siguiente tabla.

Tabla 5. Propiedades Físicas del Benceno [4] [9] PROPIEDADES

VALOR

Fórmula química Peso Fórmula Forma y Color Punto de Fusión Punto de Ebullición Gravedad Específica Presión de Vapor a 26,075 °C Índice de Refracción a 25 °C Viscosidad(absoluta) a 20 °C Tensión Superficial a 25 °C Temperatura Crítica Presión Critica

C6 H 6 78,11g Liquido, incoloro 5,533 0C 80,1 0C 0,87920/4 13,33Kpa 1,49792 0,6468 cP 28,18 dinas/cm 289,45 °C 4,924Kpa

Densidad crítica Punto de inflamación 1atm

300Kg/m3 -11.1°C

Temperatura de ignición en el aire Limites de flamabilidad en aire, vol% Calor de fusión Calor de Vaporización a 80,1 °C

538 °C

Calor de combustión a presión constante y 25 °C (Benceno líquido a agua líquida y CO2 gas) Solubilidad en agua a 25 °C Solubilidad en éter Solubilidad en alcohol Solubilidad de agua en benceno a 20°C

41,836 KJ/g

1,5-8,0 9,847 KJ/Kg.mol 33,871 KJ/Kg.mol

0,180 g/100g H2O ∞ soluble 0,05 g/100g C6H6

Las reacciones del benceno son de tres tipos diferentes: sustitución, adición y ruptura del anillo. Todos los tipos son utilizados industrialmente, pero el más importante es el de sustitución. 

Sustitución.

Con condiciones favorables uno o más átomos de hidrógenos del benceno pueden ser reemplazados por átomos tales como los halógenos, o por grupos tales como el nitro o ácido sulfónico. Los agentes de sustitución comunes, tales como el ácido nítrico, el ácido sulfúrico, cloro, bromo, actúan buscando obtener un electrón en su ataque al benceno y son caracterizados como sustancias electrofílicas. Unos pocos derivados

del benceno reaccionan donando electrones, estos últimos son caracterizados como nucleofílicos porque ellos reaccionan con el núcleo del átomo el cual puede aceptar electrones. [4] [8] 

Sustitución electrofílica.

Las reacciones características del benceno son de sustitución, en las que se conserva el sistema anular estabilizado por resonancia. Por encima y por debajo del plano del anillo bencénico tiene una nube electrónica π, se ven involucrados en mantener núcleos de carbono unidos de un enlace doble carbono-carbono. Sin embargo, estos electrones se hallan relativamente sueltos y están disponibles para un reactivo que busca electrones. Por tanto, el anillo bencénico sirve de fuente electrónica, o sea, actúe como una base, dándose reacciones de sustitución electrofílica. Estas reacciones no son solamente típicas del benceno mismo sino del anillo bencénico donde quiera que se encuentre, y, de hecho, de muchos anillos aromáticos. La sustitución electrofílica incluye una amplia gama de reacciones: nitración, halogenación, sulfonación y reacciones de Frieldel-Crafts, a las que se someten casi todos los anillos aromáticos. Desde el punto de vista de la importancia en síntesis, la sustitución aromática electrofílica, probablemente no sea igualada por ninguna otra clase de reacciones orgánicas: constituye la ruta de acceso inicial para prácticamente todos los compuestos aromáticos, pues permite la introducción directa de ciertos grupos sustituyentes que luego pueden convertirse en otros, aunque incluyendo anillos aromáticos adicionales, ya sea por reemplazo o bien por alguna transformación. [4] [9]

II.2.1.2 CLORURO DE HIDROGENO. A temperatura ambiente, el cloruro de hidrógeno es un gas ligeramente amarillo, corrosivo, no inflamable, más pesado que el aire, de olor fuertemente irritante. Cuando se expone al aire, el cloruro de hidrógeno forma vapores corrosivos densos de color blanco. El cloruro de hidrógeno puede ser liberado por volcanes. El cloruro de hidrógeno tiene numerosos usos. Se usa, por ejemplo, para limpiar, tratar y galvanizar metales, curtir cueros, y en la refinación y manufactura de una amplia variedad de productos. El cloruro de hidrógeno puede formarse durante la quema de muchos plásticos. Cuando entra en contacto con el agua, forma ácido clorhídrico. [4] En la siguiente tabla se muestran las propiedades más representativas del cloruro de hidrógeno.

Tabla 6. Propiedades Físicas del Cloruro de Hidrógeno [9] PROPIEDADES Fórmula química Peso Fórmula Forma y Color Índice de Refracción Densidad Relativa 0oC, respecto al aire Punto de Fusión Punto de Ebullición Solubilidad Agua fría 0oC Solubilidad Agua caliente 60oC

VALOR HCl 36,47g Gas, incoloro 1,256 1,268Kg/m3 -111 oC -85 oC 82,3 g/100g de disolvente 56,1 g/100g de disolvente

Acidez (Pka)

8

II.2.1.3 AIRE El aire es una mezcla de gases de composición generalmente uniforme, con la excepción del dióxido de carbono. Casi todas las fuentes comerciales de oxigeno y nitrógeno están basadas en su separación del aire por licuefacción y destilación o por procesos de absorción o adsorción. [5] La composición del aire se muestra en la siguiente tabla.

Tabla 7. Composición del aire seco a nivel del mar. [5] Componente Nitrógeno Oxigeno Argón Dióxido de carbono Hidrogeno Neón Helio Kriptón Xenón

Composición porcentual (volumen) 78,11 20,96 0,93 0,03-0,035 0,5ppm 18ppm 5,3ppm 1,1ppm 0,08ppm

El aire es usado ampliamente en la industria como una fuente de oxígeno en reacciones de combustión y en muchas operaciones unitarias, tales como

humidificación, deshumidificación, secado, entre otras. En los últimos 100 años, el acondicionamiento del aire ha progresado desde sus comienzos en la industria de refrigeración hasta ser un factor indispensable en la sociedad. El acondicionamiento del aire tiene una gran cantidad de aplicaciones desde proveer confort al ser humano hasta el control de condiciones esenciales en la manufactura de muchos productos químicos. [4]

II.3 INGENIERIA DEL PROYECTO II.3.1 DIFERENTES PROCESOS PARA LA OBTENCION DEL PRODUCTO Aún cuando una oxidación directa de benceno a fenol podría ser el camino más económico, hasta ahora sólo se han utilizado los procesos de fabricación indirectos, puesto que se prefiere la oxidación total de fenol a la oxidación parcial del benceno. Además, se forman grandes cantidades de difenilo como subproducto. [13] Para la obtención de fenol se han desarrollado numerosos procesos indirectos y de estos, cinco han alcanzado importancia industrial:

Tabla 8. Vías de obtención de fenol.[13] Precursor 1. Benceno 2. Benceno

Intermediario Acido bencenosulfonico Clorobenceno

3. Tolueno

Acido benzoico

4. Ciclohexano

Ciclohexanociclohexanol Cumeno

5. Benceno/propen o

Proceso Clásico Dow y Bayer (hidrólisis alcalina) Raschig-Hooker (hidrólisis ácida) Dow and California Research Scientific Design Hock

Los dos primeros procesos, prácticamente han desaparecido. El primero opera por la sulfonación del benceno seguido de fusión alcalina del ácido sulfónico formado, y la segunda por la cloración catalítica combinada con la hidrólisis básica del clorobenceno obtenido. Otros dos procesos, que son más recientes, representan sólo una pequeña parte de la producción mundial. El primero utiliza la oxicloración en fase de vapor de benceno, complementado por la hidrólisis (proceso Hooker/Raschig). El segundo convierte el tolueno por oxidación catalítica en fase líquida mediante un complejo mecanismo de reacción (proceso Dow).

La oxidación en fase líquida de ciclohexano, que se sigue en una segunda etapa por la deshidrogenación catalítica de los productos obtenidos (proceso Scientific Design) sólo ha llevado a la construcción de una sola planta, que ahora está cerrada. A pesar del hecho de que es relativamente antiguo, el proceso más popular sigue siendo la oxidación del cumeno, obtenido por la alquilación de benceno con propileno. El hidroperóxido formado se divide en fenol y acetona (proceso Hock).

Además, se han realizado otros proyectos que emplean los siguientes métodos: -

-

La hidroperoxidación del pentilciclohexano, producida por la hidroalquilación del benceno seguida de la división del hidroperóxido en fenol y ciclohexanona (proceso Phillips). Hidrólisis en fenol y acido acético del fenilacetato producido por la acetoxilación del benceno en presencia de aire y acido acético. Oxicloración del benceno en fase líquida, seguida de la hidrólisis del clorobenceno obtenido a fenol (proceso Gulf). Conversión en fase vapor de ácido benzoico a fenol, usando el ácido producido por la oxidación de tolueno en fase líquida (proceso Lummus).

Los últimos dos métodos son variaciones de los métodos Hooker/Raschig y Dow. [14] 1. Síntesis de fenol por sulfonación de benceno: Este proceso, que llegó a la etapa comercial entre 1914 y 1918, es la primera técnica de fabricación de fenol. Su popularidad se debe principalmente a la calidad del fenol obtenido, cuya pureza, que era difícil obtener por los nuevos procesos hasta hace relativamente poco, era muy conveniente para la síntesis de colorantes. El fenol ya no es producido por este proceso, la última planta de fenol en los EE.UU. basada en la sulfonación de benceno se cerró en 1978. [13], [14] El proceso implica las siguientes reacciones:

El proceso transcurre en las etapas siguientes:

a. Sulfonación del benceno por óleum alrededor de 150 ° C en un reactor de hierro fundido. Para mantener la concentración del ácido, el agua se extrae continuamente en la forma de un azeótropo con el benceno añadido en exceso. b. Conversión del ácido benceno sulfónico obtenido en su sal de sodio por medio de sulfito de sodio. El dióxido de azufre que se forma es utilizado para la acidificación posterior de fenato de sodio. El exceso de ácido sulfúrico se neutraliza y el sulfato de sodio formado se elimina por filtración. c. La fusión alcalina del benceno sulfonato de sodio. Esto tiene lugar a 300° C con 40% en peso de sosa cáustica en un reactor de hierro fundido, para producir fenato de sodio. El contenido de agua se mantiene a un nivel tal que el sulfito de sodio se precipita y se pueden separar por centrifugación. d. Tratamiento del fenato de sodio por el dióxido de azufre producido en la neutralización de ácido benceno sulfónico, para liberar el fenol. La fase orgánica obtenida contiene la mayor parte del fenol formado, y se acompaña de una fase acuosa que contiene el sulfito y el resto del fenol, que se utiliza directamente para neutralizar el ácido benceno sulfónico. e. Purificación del fenol por destilación en tres columnas sucesivas. [14]

Figura 1. Síntesis de fenol por sulfonación de benceno. (Proceso Monsanto) [15] Los niveles de rendimiento total están entre 85 y 92% molar en relación con el benceno. Esta técnica ofrece la ventaja de que requiere gastos de capital

moderados y se obtiene un producto muy puro. Sin embargo, la operación continua no es viable, y el consumo de energía y productos químicos, así como los costos laborales son altos. Por otra parte, el exceso de sulfito sodio producido debe ser vendido, y uno de los principales puntos de venta es la industria de la pulpa y papel. Técnicas para la depuración intensiva de fenol han contribuido a la desaparición de las plantas industriales que emplean la sulfonación del benceno.[14] 2. Proceso Dow para la síntesis de fenol a partir de la cloración del benceno. Este proceso, comercializado por primera vez alrededor de 1920, todavía es utilizado industrialmente en unas pocas unidades, en particular en la India. Emplea las siguientes reacciones principales:

Estas reacciones corresponden a las siguientes operaciones químicas: a. Cloración de benceno en fase liquida catalizada por cloruro férrico. La composición de la mezcla obtenida varía en las siguientes proporciones: clorobenceno de 30 a 50%, policlorobencenos de 3 a 12%, benceno no convertido de 30 a 50%. La temperatura se mantiene en 35°C. Los productos son lavados y neutralizados por hidróxido de sodio diluido. b. Purificación del clorobenceno por destilación. c. Hidrólisis del clorobenceno con soda cáustica para producir fenato y cloruro de sodio. La reacción tiene lugar entre 25 y 30 x10 5 Pa absolutos y entre 2 y 2,5 mol de hidróxido de sodio es usado por cada mol de clorobenceno. Difenil éter es producido también en este paso, parte de éste se recircula. d. Liberación del fenol por la reacción del acido clorhídrico con el fenato de sodio. e. Purificación del fenol por destilación fraccionada. [14] El rendimiento total del fenol está entre 75 y 80% molar en relación con el benceno. Los principales producto secundarios formados (paradiclorobenceno, difenil éter, etc) son fáciles de separar y pueden ser vendidos. Esta técnica consume una cantidad considerable y costosa de cloro (alrededor de 1 tonelada / tonelada de fenol). También presenta el inconveniente de provocar la corrosión de la instalación y por consiguiente los gastos de mantenimiento son altos, a menos que se empleen costosos materiales resistentes a la corrosión. [15]

3. Síntesis de fenol a partir de la oxidación del tolueno: La producción de fenol a partir de tolueno comprende dos etapas principales: a. La oxidación del tolueno para formar ácido benzoico, por medio de la técnica clásica en fase líquida desarrollada por Amoco, Dow y SNIA. Esta reacción tiene lugar en fase líquida por un mecanismo en cadena de radicales libres en el cual la etapa de iniciación está basada en la formación previa de benzaldehído y la etapa de propagación en la producción de ácido perbenzoico, de la siguiente manera:

La

reacción

global es:

Además, se producen varias reacciones secundarias. En particular, se produce alcohol bencílico y benzoato de bencilo, los cuales pueden actuar como intermediarios, y algunos subproductos como difenilo, metildifenilo, dióxido de carbono, acido fórmico y acido acético, entre otros. La oxidación del benzaldehído es catalizada por ciertos iones metálicos, incluidos los de los metales de transición (Co, Fe, Ni, Cr, Cu, V, etc) introducidos usualmente en la forma de naftenatos, benzoatos, estearatos, entre otros, a razón de 500 a 1000ppm con relación al tolueno. Ciertos iniciadores, como compuestos bromados, aumentan la velocidad de reacción obtenida con sales metálicas en un factor de 10 a 30. La influencia de la temperatura es decisiva, y la temperatura oscila normalmente entre 140 y 180°C. El efecto de la presión es mucho menos pronunciado, la presión debe ser suficiente para mantener el medio de reacción en fase líquida o entre 0,2 y 1x106 Pa absolutos, dependiendo si en la oxidación se emplea oxígeno o aire. Para alcanzar una selectividad lo suficientemente alta (91 a 93 % molar), la conversión de tolueno está limitada entre 20 y 40%. [13] [14] b. Conversión catalítica del ácido benzoico a fenol. La conversión de ácido benzoico a fenol en presencia de benzoato de cobre ha sido objeto de varias interpretaciones. La más generalizada asume la formación de fenil benzoato como intermediario. El mecanismo general de la reacción en este caso es el siguiente:

El benzoato de cobre se descarboxila térmicamente con la producción de benzoato cuproso y benzoato de fenilo. Este es regenerado por la acción del oxígeno y el ácido benzoico. El fenol es obtenido mediante la hidrólisis con vapor de benzoato de fenilo. [14] La siguiente es la reacción de la oxidación exotérmica

En este mecanismo, el cobre actúa como un catalizador de oxido-reducción. Varios iniciadores se combinan con éste para catalizar la hidrólisis, incluyendo el benzoato de magnesio, o sales de diferentes metales (Li, Na, K, Ba, Co, etc). Las reacciones secundarias más importantes son la descarboxilación del ácido benzoico a benceno, o su degradación completa, y la producción de difenil éter y alquitrán. Estos alquitranes, producidos a expensas de fenol, aparecen principalmente en la fase líquida. Desaceleran la tasa de formación de fenol de forma considerable y hacen que sea necesario extraerlos del medio de reacción lo más rápidamente posible. Por el contrario, el agua ejerce un efecto beneficioso. Aumenta la selectividad sustancialmente con la relación de agua/ácido benzoico, cuyo valor óptimo se encuentra en alrededor de 1,2 y 1,5 en peso. [13] [14]

Figura 2. Síntesis de fenol a partir de la oxidación del tolueno. [15] 4. Síntesis de fenol a partir de la oxidación del ciclohexano. Este método fue desarrollado por Scientific Design para construir una única planta industrial en Australia, la cual operó por un corto período de tiempo, en 1968 cambió el proceso al del cumeno por razones económicas. Utiliza benceno como materia prima y consiste en tres etapas principales: a. Hidrogenación catalítica del benceno a ciclohexano, normalmente en fase líquida, alrededor de 200°C a 4x10 6 Pa absolutos, en presencia de un catalizador a base de platino o níquel, el cual es altamente sensible a la existencia de compuestos sulfurados en la materia prima. b. Oxidación del ciclohexano en presencia de aire para obtener una mezcla de ciclohexanol y ciclohexanona, entre 145 y 175°C y entre 0,8 y 1x10 6Pa absolutos. Esta operación se lleva a cabo en fase líquida de dos maneras: - En presencia de una sal soluble de cobalto como catalizador. En este caso se obtiene una mezcla del alcohol y la cetona en relación molar 1:1. - Con la adición de acido bórico, capaz de esterificar el ciclohexanol formado para así evitar su posterior oxidación. Una vez aislados, los ésteres de boro son fácilmente hidrolizados y el ácido recuperado puede ser reciclado. Para prevenir que esta reacción ocurra dentro del reactor de oxidación, el agua debe ser removida lo más completamente posible, y esto se hace aprovechando el azeótropo entre el agua y el ciclohexano. Este método produce una mezcla de ciclohexanol/ciclohexanona con una relación molar entre 9 y 10/1.

Utilizando sales de cobalto la conversión es 4 a 6% y el rendimiento es cerca de 80 % molar. El uso de acido bórico sirve para elevar estos valores a 10 y 90% respectivamente. c. Deshidrogenación de la mezcla de ciclohexanol y ciclohexanona a fenol. El alcohol forma con el fenol un azeótropo con un alto contenido de fenol. Utilizar la destilación como medio de purificación, significa que la salida del reactor debe tener un contenido de fenol mayor al del azeótropo. En la práctica, la conversión tiene lugar en fase vapor con un catalizador a base de platino depositado sobre alúmina, entre 250 y 350°C. La conversión es prácticamente completa y la selectividad del fenol es 98% molar. El hidrógeno, subproducto formado, puede ser usado para hidrogenar el benceno para formar el ciclohexano. [13] [14] 5. Síntesis de fenol a partir del cumeno: Este método está basado en las investigaciones de Hock y Lang (1944) acerca de la división del hidroperóxido de cumeno en fenol y acetona. Sólo en 1952, después de superar un gran número de problemas técnicos, se construyó la primera planta industrial para producir fenol regularmente por este método. [13] Este método consta de dos etapas: a. Producción de cumeno a partir de la alquilación del benceno con propileno: La reacción que se lleva a cabo es la siguiente Antes de la

alquilación, los butanos y butenos son eliminados de la alimentación de propileno en la columna desbutanizadora. El hervidor de fondos de la columna recupera el calor del efluente del reactor. En el fondo de columna se produce una limpieza de C4 y superiores. El propileno purificado se extrae como líquido desde una toma lateral y es bombeado a los reactores de alquilación. [14]

Figura 3. Síntesis de fenol a partir del cumeno. [14] Las diferentes técnicas para llevar a cabo la alquilación del benceno incluyen varios tipos de catalizadores, como son: cloruro de aluminio, acido fosfórico depositado en un soporte sólido, aluminosilicatos, entre otros. Las corrientes de subproductos son: propano no convertido presente en el propileno de alimentación, y una pequeña corriente de pesados con alto índice de octanos. La pureza del cumeno producido es de 99,97%. b. La conversión del cumeno a fenol y acetona: Este proceso se lleva a cabo en dos etapas principales: 

Oxidación del cumeno a hidroperóxido de cumeno.

Consiste en la oxidación controlada del cumeno para formar hidroperóxido de cumeno. Esta reacción se lleva a cabo en cuatro oxidadores en aire, a media presión. El oxígeno necesario se suministra por medio de aire. La reacción se acelera por el empleo de sosa cáustica como acondicionador del medio. La reacción de oxidación es autocatalítica. La velocidad de oxidación del cumeno aumenta con la temperatura y con la concentración final del mismo. 

Descomposición del hidroperóxido a fenol y acetona.

Después de una serie de etapas intermedias de purificación, concentración, etc, el hidroperóxido de cumeno se separa en medio ácido para formar fenol y acetona. La reacción de descomposición es catalizada por ácido. El exceso de acidez utilizado en la descomposición es necesario para que la reacción sea completa. Esta acidez se elimina de los productos formados (fenol y acetona), haciéndolos pasar por unas cámaras cargadas con resinas. Luego, la purificación del fenol es posible por distintos procesos de separación. Y se puede obtener fenol con una pureza hasta del 99,9% La principal ventaja del método de cumeno es la simplicidad técnica de la operación y el alto rendimiento de fenol en relación con el cumeno. En algunos casos, sin embargo, la co-producción de acetona, puede constituir un obstáculo económico. [13] [14]

II.3.2 DESCRIPCION DEL PROCESO

A. DIAGRAMA DE FLUJO

Figura 4. Síntesis de fenol a partir de la oxicloracion del benceno. (Proceso Hooker/Raschig) Síntesis de fenol por oxicloración de benceno. Esta operación fue llevada a cabo primero en fase vapor mediante la técnica Hooke/Raschig en varias instalaciones industriales de las cuales un número limitado aún están activas, particularmente en Suramérica. Desde entonces se ha propuesto una versión en fase líquida (proceso Gulf) diseñada para superar un número de problemas tecnológicos y para mejorar el rendimiento a mayor temperatura. [14] Proceso Hooker/Raschig: Este proceso involucra cuatro pasos principales. El primero es llevado a cabo a elevada temperatura (230 a 270°C) y consiste en la reacción del benceno en una mezcla de ácido clorhídrico gaseoso y aire en presencia de un catalizador de oxicloración que está formado por cloruros de cobre e hierro en un soporte inerte. La conversión está limitada entre 10 y 15% con el fin de controlar la evolución del calor en el catalizador de lecho fijo y simultáneamente reprimir la formación excesiva de policlorobencenos. Esta conversión es tan alta como 98% en relación al acido clorhídrico. En la oxicloración, la fracción de diclorobencenos está entre 6-

10%, por lo tanto algo más alta que la cloración clásica. Debido a que la reacción es exotérmica el catalizador es distribuido en varios lechos entre los cuales se inyecta benceno a una temperatura menor que la de la corriente de reacción sirviendo de control a la temperatura global. Este paso esta seguido de la purificación del monoclorobenceno por medio de una destilación. En la versión inicial esta operación involucra primero la condensación parcial de los productos de la oxicloración seguido por su introducción en una columna revestida de ladrillo con la separación del azeótropo agua-benceno en el tope, el cual es recirculado al reactor luego de estabilizarse. La mezcla 1:1 de benceno y clorobencenos obtenidos en el fondo es neutralizada con sosa cáustica, lavada con agua y destilada en dos columnas para separar los diclorobencenos, monoclorobencenos y el benceno. Seguido por la hidrólisis entre 450 y 500°C del monoclorobenceno por adición de vapor en relación 1:1 en peso, en presencia de un catalizador de fosfato tricálcico o silica gel, el cual puede ser reactivado periódicamente para reducir los depósitos de carbón. Este ácido clorhídrico gaseoso co-producido es reciclado luego de la absorción, extracción y posible reconcentración en evaporadores. La conversión está alrededor de 10 a 15% y el rendimiento de la hidrólisis está entre 85 y 95% molar. [13] [14] El paso final es la purificación del fenol por extracción con solventes (agua y benceno) y destilación. Las reacciones involucradas son las siguientes: →

C6 H 6 + HCl+1/2O2 ( aire)❑ C 6 H 5 Cl+ H 2 O

ΔH°298= -220 KJ/mol

→

C6 H 5 Cl+ H 2 O ❑ C6 H 5 OH + HCl

ΔH° 298= +12 KJ/mol

La formación de diclorobencenos en la reacción de oxicloración y la de polifenoles durante la hidrólisis reduce el rendimiento total. Las mejoras realizadas al esquema del proceso inicial han tratado con los siguientes aspectos: 1. Manejando el acido clorhídrico en todas sus formas. Por encima de 130°C prácticamente no hay corrosión del acero esté o no presente agua. Por debajo de esta temperatura el material empleado es “karbate”, coque de petróleo impregnado con resinas sintéticas

2. Removiendo el calor. El catalizador de oxicloración es concentrado en una carcasa simple. Los vapores de los reactivos se enfrían a medida que pasan a través del reactor por inyecciones calculadas del mismo vapor, previamente enfriado. 3. Separación y reciclo del benceno. El uso de condensadores de contacto directo facilita y simplifica la recirculación de benceno no convertido a la sección de reacción. A través de un arreglo adecuado de las diferentes columnas de separación antes de que el benceno sea recirculado al reactor de oxicloración, los diferentes efluentes (constituyen azeótropo con agua mezclado con monoclorobencenos) pueden ser usados para facilitar la recuperación del fenol producido posteriormente. 4. Desarrollo de un catalizador de hidrólisis que permita la conversión del diclorobenceno a fenol directamente o a través clorofenoles intermediarios. Sin embargo, la actividad de este tipo de catalizador es reducido por depósitos de materia orgánica. Es necesaria la regeneración con vapor periódicamente requiriendo el uso de una doble serie de hidrolizadores. El uso de este sistema de catálisis evita la purificación del clorobenceno entre las etapas de oxicloración e hidrólisis. El fenol es obtenido en una pureza mayor a 97% en peso. El rendimiento de la operación es relativamente limitada (80 a 90 % en moles). [14] El clorobenceno no es solo una materia prima para el fenol, también sirve para la fabricación de anilina y como un componente clave para gran cantidad de otros intermediarios aromáticos. Por otra parte, clorobenceno es un disolvente importante. Los diclorobencenos son disolventes, desinfectantes utilizados en la fabricación de tintes e insecticidas. [13]

e

intermediarios

II.3.3 VENTAJAS Y DESVENTAJAS DEL PROCESO Este proceso ofrece la ventaja con respecto a la cloración directa del uso de ácido clorhídrico en vez del cloro. Además, este proceso tiene la ventaja económica que el ácido clorhídrico producido en la hidrólisis del clorobenceno es utilizado en la reacción de oxicloración. Sin embargo, los gastos de capital y el consumo de energía son altos debido a la vaporización que se requiere del ácido clorhídrico diluido. Los gastos de mantenimiento que acarrea el manejo de sustancias corrosivas tienen un efecto directo sobre la economía de esta técnica. [13] [14]

CAPITULO III. ESTUDIO DE LA LOCALIZACION Y CAPACIDAD DE LA PLANTA III.1 OFERTA III.1.1 OFERTA INTERNA Actualmente Venezuela no cuenta con plantas de producción de fenol, por lo que no existe oferta interna.

III.1.2 OFERTA EXTERNA A nivel mundial existen varias empresas que producen y venden fenol, tales como: INEOS Phenol con una capacidad de 1870kton/año con plantas en Gladbeck, Alemania; Mobile, USA; además, está negociando una planta en Jiangsu, China, con la cual pretenden alcanzar una producción anual de 2300kton. CEPSA con una planta en Palos de la Frontera, España, con una capacidad de 600kton/año. BOREALIS en su planta ubicada en Porvoo, Finlandia produce 195 kton/año de fenol. Y muchas otras más pequeñas, siendo la capacidad de fenol en el mundo 9044 kton/año y el consumo aparente 8139 kilotoneladas. CMAI fenol (Chemical Market Associates, Inc.) espera que la producción crezca a la par de la demanda mundial, a un promedio de 4%/ año en el período 2008-2012. Sin embargo, la demanda de fenol se ve afectada negativamente por la desaceleración económica general y la recesión en la construcción de viviendas. El sector de la resina fenólica, en particular, ha sido afectada por la caída en los EE.UU. del mercado de la vivienda. La desaceleración de la economía también ha suavizado la demanda de Bisfenol A en todos sus sectores de aplicación. [11] [12]

III.2 DEMANDA III.2.1 DEMANDA INTERNA El fenol utilizado a nivel nacional para cubrir el mercado interno, debido a la falta de plantas de producción nacional es importado desde Suiza, según los datos suministrados por el Instituto Nacional de Estadística (Tabla 10.).

Tabla 9. Importaciones de fenol en Venezuela.

País Suiza Suiza Suiza Suiza Suiza Suiza Suiza

Año 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006

Kg 4069985 3833430 3624771 2140882 2584528 2426611 3960313

Bs 4069,985 3833,43 3624,771 2140,882 2584,528 2426,611 3960,313

Dólar 4315795 4296451 3662357 2059045 3373673 4224876 6912799

Como se observa en la tabla, la cantidad de fenol requerida en el país para diversos usos es importante teniéndose cifras de orden de magnitud de 10 6. A pesar de existir una disminución para los años 2001-2003, a partir de este último se presenta un crecimiento continuo, que va en aumento en los años sucesivos, pudiendo continuar de esta forma hasta el presente. De allí la necesidad de la producción nacional del fenol, de manera que como mínimo se cubra el mercado interno así como su continuo crecimiento a través de los años, y de esta forma fomentar el uso del mismo como producto terminado o como materia prima para muchos otros productos, con un costo menor y un suministro eficiente y continuo del mismo. La demanda se representa gráficamente en la figura 5. 4500 4000 3500 3000 2500 Demanda (ton) 2000 1500 1000 500 0

f(x) = 530.04x + 1452.99 R² = 0.71

1

2

3

4

Año

Figura 5. Demanda de fenol en Venezuela. III.2.2 DEMANDA EXTERNA Venezuela no realiza exportaciones de manera considerable. Las exportaciones que se presentan para los años 2000-2006 son muy bajas, y ellas pueden surgir del deseo de no poseer materia prima en inventario, o como un eventual negocio (negocios de oportunidad), con el vecino país (Colombia) que es

hacia el lugar donde se llevan a cabo la mayor cantidad dichas exportaciones, aunque en el 2006 se exportó hacia las Antillas Holandesas, donde este hecho pudo estar influenciado por los mismos factores anteriormente mencionados. En la tabla 11 se muestra las exportaciones del producto llevadas a cabo notándose los grandes rangos de diferencia con respecto a las importaciones.

Tabla 10. Exportaciones de fenol en Venezuela. País Colombia Colombia Colombia Colombia Ant Holandesas

Año 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006

Kg 234 271 240 0 170 0 167

Bs 315568 440376 511836 1124222 2667245

III.3 LOCALIZACION DE LA PLANTA La ubicación geográfica de la planta se ve influenciada por una amplia cantidad de factores, entre los cuales se encuentran la materia prima, mano de obra, disponibilidad y confiabilidad de sistemas de apoyo (electricidad, agua…) entre otros, que definen la localización final de la misma. Los factores antes mencionados confluyen para determinar la optimización económica de la planta, y de esta manera determinan la conveniencia de unas ubicaciones frente a otras, con la obtención de una mayor rentabilidad. Para la ubicación de la planta de fenol a partir de benceno, se utilizan el método del cribado y el método cualitativo por puntos, los cuales se aplicarán a continuación.

III.3.1 APLICACIÓN DE METODO UTILIZADO III.3.1.1 Método del cribado. Los factores tomados en cuenta para la aplicación de este método son los siguientes:

Dóla 484 597 663 587 124



Disponibilidad de la materia prima: La materia prima principal requerida para la obtención del fenol por el proceso Hooker/Raschig es el benceno. En Venezuela el benceno es producido en la refinería El Palito, ubicada en Puerto Cabello, Estado Carabobo. Este se obtiene mediante el proceso BTX con capacidad de planta instalada de 125mil TMA. El proceso también requiere de ácido clorhídrico, en menor proporción que el benceno, el cual se produce en el Complejo Petroquímico Ana María Campos en el Estado Zulia a razón de 33mil TMA. De esta manera se observa que en el país existe producción de la materia prima necesaria para el proceso. Por lo tanto,los estados Carabobo y Zulia son calificados para ubicar la planta en cuanto a disponibilidad de la materia prima, pero es importante señalar que el estado Carabobo presenta un factor a su favor debido al hecho, de que el benceno se requiere en mayores cantidades y por lo tanto el gasto de transporte puede constituir un factor de peso al momento de la selección fina, puesto que las cantidades de ácido clorhídrico requeridas son menores, y puede obtenerse del Complejo Petroquímico el Tablazo y transportarse a través de cisternas o barcos hasta el estado Carabobo, debido que ambos complejos cuentan en su cercanía con puertos marítimos.



Mano de obra y profesionales calificados. En cuanto a la mano de obra, ambos estados poseen una densidad poblacional elevada, según el censo realizado en el año 1999, encontrándose una alta tasa de desempleo y subempleo, de esta manera la instalación de la planta en esas poblaciones contribuiría a mejorar la condición social de varías familias, a través de los empleos directos que pueden surgir. También se puede destacar que en los estados Carabobo y Zulia, se cuenta con personal calificado a nivel de técnicos, ingenieros, gerentes, puesto que cuentan con importantes centros de estudios universitarios como LUZ, UC, dentro de los mismos estados, y otros cercanos como UCV, ULA, de los cuales constantemente están egresando profesionales en dichas ramas.



Suministro de Agua y servicios. Debido a la localización de ambos estados que cuentan con importantes fuentes de agua, que es un recurso de gran importancia para el funcionamiento de la planta, tanto como agua de proceso como servicio industrial. Dentro de las fuentes de las cuales se puede obtener el agua está el Mar Caribe, el Lago de Maracaibo, y algunas cuencas hidrográficas ubicadas en esta zona norte del país.



Transporte. El transporte es un factor de importancia debido a que está relacionado tanto con la facilidad de la obtención de la materia prima requerida, como con la comercialización del producto terminado. Los estados Carabobo y Zulia cuentan con

puertos cercanos a los complejos petroquímicos que marcan una ventaja en el transporte, aunado a esto también se puede considerar el transporte por carreteras, puesto que tanto materia prima (benceno, acido clorhídrico) como el producto (fenol) puede transportarse en cisternas de características determinadas. 

Características del Sitio. Debido a la topografía y las condiciones climáticas, los estados Carabobo y Zulia son aptos para el establecimiento de la planta, además se cuenta con la presencia previa de importantes zonas industriales y refinerías en ambos estados, siendo este el primer indicador de la factibilidad del sitio.



Suministro de Energía y Combustible. La planta deberá localizarse cerca de centros de energía o que ésta llegue con facilidad como, la electricidad y el combustible (fuel oil), encontrándose que ambos estados Carabobo y Zulia cuentan con dichos servicios. En primer lugar, la electricidad se tiene debido a las redes de distribución en dichos estados, pero que debido a los problemas actuales de déficit de energía eléctrica plantea no sólo un problema para las nuevas plantas sino para las ya instaladas, pero debido a la presencia de refinerías en el sitio, el problema se solucionaría llevando a cabo proyectos de construcción de plantas termoeléctricas para abastecer a las refinerías como a la nueva planta a instalar. Y en segundo lugar el Fuel Oil es obtenido de las refinerías presentes en el país.



Mercado Consumidor. Debido a los usos del fenol, se destacan los centros industriales del país donde se puede llevar a cabo su transformación a otros productos o su directa distribución para ser aplicado como un producto terminado. Dentro de estos centros industriales destacan los estados Carabobo y Zulia nuevamente, así como Distrito Capital, Aragua, Anzoátegui, Lara. Además si en el proceso de expansión de la planta se quiere cubrir el mercado externo, se cuenta con la posibilidad de la salida del producto por vía marítima. Por lo anterior expresado se concluye que los estados que son factibles para la instalación de la planta para la producción de fenol a través de la oxicloración de Benceno son: Carabobo y Zulia, por las características adecuadas que ambos presentan para la ubicación de la planta. III.3.1.2 Método de los factores ponderados. En este método a los estados Carabobo y Zulia que reunieron el mayor número de características positivas mediante el Método del Cribado, se le hace un estudio similar, solo que se establece un peso y una calificación a cada factor considerado en el método anterior, para luego ponderarlo y así obtener un puntaje.

El estado con mayor puntaje será el escogido como el adecuado para ubicar la planta. El peso asignado a cada factor se hace siguiendo las prioridades de los mismos, tomando un rango y la calificación dada es en base a las condiciones que ofrecen cada uno de los estados elegidos por el método del cribado, siendo la máxima calificación escogida diez puntos, esto se muestra especificado en la tabla 11.

Tabla 11. Aplicación del Método de Factores Ponderados para la Localización de la Planta. Factor relevante Disponibilidad de materia prima

Peso Asigna do 35

Calificació n (0-10) 7

Calificación . Ponderada. 245

Calificación . (0-10) 9

Calificación . Ponderada. 315

Suministro de 20 8 160 8 160 agua potable y de servicios Mano de Obra y 5 7 35 8 40 mercados laborales calificados Transporte 7 8 56 9 63 Características 3 8 24 8 24 del sitio Suministro de 20 9 180 10 200 energía y combustible Mercado 10 9 90 10 100 consumidor Total ∑=100 ∑=790 ∑=902 Tomando en consideración las ventajas que presenta cada uno de los estados de acuerdo a las características mostradas en la tabla 12, y dándole su respectiva cuantificación se obtiene que el estado con la mayor calificación ponderada fué el estado Carabobo, por lo tanto la planta se ubicará finalmente en dicha localidad.

III.4 CAPACIDAD DE LA PLANTA A partir de los datos de demanda de fenol en el país, se determinó la ecuación de la recta que la describe en los últimos años. Obteniéndose una recta con tendencia creciente, cuya ecuación es la siguiente:

D=530,04∗θ+1453 Donde D: Demanda (Ton) y θ: Tiempo (Años).

(Ecuación 3)

Se estima como año de arranque el 2013 que corresponde al año número 10. A partir de la ecuación anterior es posible determinar la demanda del producto para el año de arranque, encontrándose que es Do = 6753,4 ton/año La capacidad óptima de la planta, asumiendo una tasa de interés del 17%, se calcula de la siguiente manera: Se determina (Do * i)/a = 2,17 donde a: es la pendiente de la recta, i: tasa de interés y Do: demanda al año de arranque. Con este valor y el factor escalar M = 0,6 y por medio de la figura 6 se calcula (Q* Do )* i/a = 1,56

Figura 6. Sobrediseño para una demanda inicial y linealmente creciente. [17] Se obtiene la capacidad óptima de la planta Q*= 11617,3 ton/año.

III.4.1 TIEMPO DE EXPANSION El tiempo de expansión se calcula a partir de la ecuación de la demanda siendo D la capacidad óptima Q*, encontrándose que la planta necesitará una expansión en el año 20 que corresponde al año 2023.

CAPITULO IV: BALANCE DE MASA Y ENERGIA

IV.1 SISTEMA DE COMPRESION DE AIRE El sistema de compresión para el aire es utilizado para aumentar la presión a la corriente de proceso, desde 1,013bar hasta 5,169bar, siendo este uno de los requerimientos en el reactor, para obtener mayores eficiencias. El aire entra al sistema de compresión a una temperatura de bulbo seco de 35°C y una temperatura de bulbo húmedo de 28°C y presión atmosférica. Dicho aire se asume que está compuesto únicamente por nitrógeno, oxígeno y agua. Se asume que la composición del aire seco es de 21% molar en oxígeno y 79%molar en nitrógeno. A estas condiciones el aire presenta una humedad de 0,0209Kg de agua/Kg de aire seco. Cálculo del número de etapas de compresión

La relación de compresión (r) a través de cada sección de compresión, separada por enfriadores se puede calcular mediante la siguiente ecuación:

r=

[

Pf ∗(1+%N ) Pi

]

1 1+ N

Donde: Pf/Pi, relación de compresión total a través de todo el proceso. %, porcentaje de caída de presión a través de los enfriadores entre etapas, expresado como una fracción decimal. N, número de enfriadores entre etapas. Al evaluar la ecuación anterior se encuentra el valor de r, con una caída de presión a través del interenfriador del 2% de la presión de descarga de la primera etapa y con 1 enfriador entre etapa.

r=

[

5,169 ∗(1+0,02∗1) 1,013

]

1 1+1

=2,2813

La cantidad de etapas que requiere un sistema de compresión, viene expresada por la siguiente ecuación:

(1) Donde: n= Número de etapas. P1 y P2= Presión de entrada y salida, respectivamente. r= Relación de compresión. Despejando n de la ecuación anterior

Con r=2,2813, P1= 1,013bar y P2=5,169bar se obtiene el numero de etapas

( 5,169 1,013 ) =1,97 ≅2

ln ⁡ n=

ln ⁡( 2,2813)

El proceso de compresión requiere dos etapas. Cálculo de la presión inter-etapas En un sistema de compresión de múltiples etapas es necesaria la colocación de un sistema de enfriamiento y de separación gas-líquido entre las mismas, el cual ocasiona una baja caída de presión en el sistema, este valor de caída de presión es del 2%.

Figura 7. Sistema de compresión en múltiples etapas.

En el sistema, la P8 = 1,013bar y P13 = 5,169bar para 2 etapas y conocida la relación de compresión se procede a calcular las presiones inter-etapas: Partiendo con el compresor K-101: La presión del aire a la entrada del compresor es P 8 = 1,013 bar, para calcular la presión de salida del mismo:

P9 =2,2813 P8



P9 = 1,013 bar * 2,284



P9 = 2,31 bar

La presión del aire a la entrada del interenfriador es de 2,31bar y la caída de presión a través del intercambiador es 0,02*2,31=0,0462 bar. P10 = P9 – 0,02*P9



P10 = 2,31 bar – 0,0462 bar



P10 = 2,26 bar

La presión del aire a la salida del intercambiador el 2,26bar. Se puede asumir que el tambor de separación opera a esta presión. P11 = P12 = P10=2,26 bar Utilizando la relación de compresión para el compresor K-102:

P13 =2,2813 P12



P13 = 2,26 bar * 2,2813



P13 = 5,17 bar

Cálculo de la temperatura de salida de los compresores Para el cálculo de las temperaturas de salida de cada compresor se va a emplear el Método de Compresión Politrópica, en el cual se considera que no hay pérdidas de energía desde o hacia el sistema y la trayectoria de la compresión se lleva a cabo mediante u proceso Politrópico, en este método se emplea la siguiente ecuación:

Siendo Donde,

T1 y P1 , Temperatura y Presión de Entrada al Compresor T2 y P2 , Temperatura y Presión de Salida del Compresor K , Coeficiente Isentrópico de Compresión Cp , Capacidad Calorífica a Presión Constante

Cv , Capacidad Calorífica a Volumen Constante

Como se trata de Aire: K = 1,36

Figura 8. Compresor K-101

Tabla 12. Datos para las corrientes del Compresor K-101

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Agua N2 O2

Considerando que:

8 23,11 G 35 0 2,4 2,05 77,38 20,57

23

13 1 60

2 77 20

Luego de la grafica de Relación entre la eficiencia Politrópica y eficiencia Adiabática (Anexa) se determina la eficiencia Politrópica asumiendo una eficiencia adiabática de 0,75 y con

X=

P 2K −1/ K −1=0,244 P1

Resulta una eficiencia Politrópica de: 0,774

Intercambiador de Calor E-102:

Figura 9. Intercambiador de calor E-102 Tabla 13. Datos para las corrientes de Intercambiador E-102

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Agua N2

9 23,11 G 135,2 1,3 38,89

10 23,11 G 45 1,2 16,74

107 29,6 L 32 4,5 6,48

2,05 77,38

2,05 77,38

100 -

O2

20,57

20,57

Balance de Materia: El balance de materia en el intercambiador de calor E-102, queda expresado de la siguiente manera:

, Balance de Energía: El balance de energía queda expresado de la siguiente forma:

La corriente 9 entra al intercambiador a 408,2K y sale del mismo con ΔT de 10º con respecto a la temperatura de alimentación, es decir sale a 318K. Tabla 14. Contantes para calcular en Cp promedio

Compue Masa(Ton sto /h) Aire

22,64

Agua

0,47

23,113 *Cp= Kcal/g.K

X A 0,97953 9,11E53 11 0,02046 1,34E47 10

X*A 8,92E11 2,73E12 9,20E11

B -4,23E08 2,86E09

X*B -4,14E08 5,85E11 -4,14E08

C 2,44E04 4,32E04

X*C 2,39E04 8,84E06 2,48E04

Donde

Cp= A∗T 2+ B∗T +C

n

´ ∑ X i(masa)∗Cpi Cp= i=1

Nota: los valores de los coeficientes para el cálculo de los Cp promedio y entalpias de vaporización fueron tomados de ASPEN PLUS 11.1 en el rango de temperatura y presión de cada sistema.

-

*Se utilizó el Modelo Termodinámico NRTL para la simulación y búsqueda de todas las propiedades de los compuestos involucrados en el proceso. Para la realización de los balances de energía se tomó como referencia temperatura de 25°C y estado líquido.

Tabla 15. Entalpias de vaporización a la Temperatura de referencia. Compue λvap@ sto 25ºC( Kcal/Kg) Aire 0 Agua 581,62 Donde n

∆´H vap=∑ Xi∗λi i=1

T

Q=m∗∫ ( 9,20E-11∗T 2−4,14E-8∗T ❑ +2,48E-4∗dt )∗10E6+ ( 0,02∗581,61 )∗1000=−5,0E5 Kcal /h Tref

Entalpias de las corrientes 9 y 10: 408,2

H 9= ∫ 9,20E-11∗T 2−4,14E-8∗T ❑+ 2,48E-4∗dT∗1000+11,9=38,89 Kcal /Kg Tref

318

H 10= ∫ 9,20E-11∗T 2 −4,14E-8∗T ❑+2,48E-4∗dT∗1000+11,9=16,74 Kcal/ Kg Tref

Agua de Enfriamiento El agua de enfriamiento entra a una temperatura de 32º C (305K) y sale a 50º C (323K) Tabla 16. Capacidad Calorífica para el agua.

Cp (Kcal/g*K) Agua

B 1,73E-06

C 4,04E-04

Entalpias de las corrientes 107 y 108 305,15

H 107 =

∫

1,73E-6∗T ❑ + 4,04∗dT∗1000=6,48 Kcal /Kg

Tref

323,25

H 108 =

∫

1,73E-6∗T ❑ + 4,04∗dT∗1000=23,53 Kcal/ Kg

Tref

Separador V-101

Figura 10. Diagrama del separador líquido-gas Tabla 17. Datos de corrientes en el separador V-101

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Agua N2 O2

10 23,11 G 318 1,2 16,74

11 0

2

-

1

2,05 77,38 20,57

-

2 7 2

Para determinar el agua que debe ser removida en el separador: 1. Se determina la humedad a las condiciones de alimentación al proceso. El Aire entra a:

Temperatura de Bulbo seco: 35ºC Temperatura de Bulbo Húmedo: 28º C

En estas condiciones tiene una humedad de w= 0,0209 Kg agua / Kg Aire seco.

Y =0,0209

Kg Agua ∗22640 Kg aire seco=473,1 Kg Agua Kg aire seco

2. Se determina la humedad a las condiciones de entrada al separador (P=2,26bar y T=45°C), asumiendo humedad relativa de 100%

Y =0,028

Kg Agua ∗22640 Kg aire seco=633,98 Kg Agua Kg aire seco

La máxima cantidad de agua que puede contener el aire es las condiciones de humedad relativa de 100%, por ende al ser la cantidad de agua a esas

condiciones mayor que la humedad que trae la corriente, entonces en el separador no se remueve agua, y el balance queda:

masa10=masa12

Figura 11. Compresor K-102

Tabla 18. Datos para las corrientes del Compresor K-102

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Agua N2 O2

Considerando que:

12 23,11 G 45 1,2 16,74

1 23

2,05 77,38 20,57

2 77 20

14 4 42

Con lo cual se puede calcular T13 Luego de la grafica de Relación entre la eficiencia Politrópica y eficiencia Adiabática (Anexa) se determina la eficiencia Politrópica asumiendo una eficiencia adiabática de 0,75 y con

X=

P 2K −1/ K −1=0,244 P1

Resulta una eficiencia Politrópica de: 0,774

Entalpia de la corriente 13: 421,63

H 13=

∫

Tref

9,20E-11∗T 2 −4,14E-8∗T ❑ +2,48E-4∗dT∗1000+11,9=42,16 Kcal /Kg

IV.2 INTERCAMBIADOR DE CALOR E-101

Figura 12. Diagrama del Equipo E-101 Tabla 19. Datos de las corrientes del intercambiador E-101

Corriente 6 Flujo(t/h) 26,83 Edo Físico L Densidad(Kg/ m^3) 1013,34 Temperatura( ºC) 35 Presión(barg) 4,15 Entalpía(Kcal /Kg) 4,77 Composición( %) Agua 95,42 Acido Clorhídrico 4,58 Dowtherm G -

7 26,83 G

124 84,55 L

151 84,55 L

2,22

772,98

978,74

250 3,95

350 3,5

100 3,1

664,95

259,36

49,82

95,42

-

-

4,58 -

100

100

Debido a los requerimientos de temperatura de la corriente de proceso, se utiliza un intercambiador que tiene como fluido de calentamiento Dowtherm G, para llevar la

corriente hasta una temperatura de 250 ºC, oxicloración.

para ser alimentada al reactor de

Balance de Masa

El flujo másico en la entrada del intercambiador de calor es igual al flujo másico en la salida. m6=m7=26,83

t h

Balance de Energía: A continuación se realizará el balance de energía en la corriente de proceso. Corriente de proceso: Tabla 20. Capacidad calorífica en estado gaseoso de la corriente de proceso (Kcal/gm ºK).

Compue Fracción sto (X) Agua

0,9542

HCl

0,0458

A 1,872E10 -1,402E11

1

X*A

B 6,268E08

C*X 4,2279E1,78E-10 5,98E-08 4,43E-04 04 -6,42E1,7274E13 1,85E-07 8,48E-09 3,77E-04 05 4,4006E1,77E-10 6,83E-08 04

Tabla 21. Calores de Vaporización (Kcal/gm)

Compuesto Agua HCl Promedio

λvap 576,78

X*λvap 550,341341

51,53

2,36240324

Balance de Energía:

522,703

B*X

C

Donde:

Corriente de Servicio de Dowtherm G. Una vez conocida la carga térmica que necesita el proceso, se puede determina el flujo másico de Dowtherm G necesario para cumplir estos requerimientos. Balance de Energía: El balance de energía para la corriente de servicio en el intercambiador de calor E- 102 , queda expresado en función de la masa de Dowtherm G necesaria para llevar la corriente de proceso desde 35ºC hasta 250ºC, el mismo se muestra a continuación: Tabla 22. Capacidad Calorífica del Dowtherm.(Kcal/gm*K)

Compuest o Dowtherm

A 0

B 1,07E-06

C 3,05E-04

, sustituyendo

IV.3 INTERCAMBIADOR DE CALOR E-103

Figura 13. Diagrama del Equipo E-103 Tabla 23. Datos de los compuestos de las corrientes del intercambiador E-103

Corriente Flujo(t/h) Edo Físico Densidad(Kg/ m^3) Temperatura(

13 23,11 G

14 23,11 G

122 2,79 L

153 2,79 L

4,66 148,5

3,26 250

772,98 350

978,74 100

ºC) Presión(barg ) Entalpía(Kcal /Kg) Composición( %) Agua Nitrogeno Oxigeno Dowtherm G

4,15

3,95

3,5

3,1

42,16

66,5

259,36

49,82

2,05 77,38 20,57 -

2,05 77,38 20,57 -

100

100

Con el propósito de llevar la corriente de aire que entra al reactor de oxicloración hasta la temperatura de 250ºC, se utiliza un intercambiador de calor, usando como fluido de calentamiento Downtherm G. Balance de Masa El flujo másico en la entrada del intercambiador de calor es igual al flujo másico en la salida.

m13=m14=23,11

t h

Balance de Energía: A continuación se realizará el balance de energía en la corriente de proceso. Corriente de proceso: Tabla 24. Capacidad calorífica en estado gaseoso de la corriente de proceso (Kcal/gm ºK).

Compues to

A

X*A

AIRE

9,11E-11

8,92E-11

AGUA

1,34E-10

2,73E-12

B -4,23E08 2,86E09

9,20E-11

X*B -4,14E08 5,85E11 -4,14E08

Tabla 25. Entalpia de vaporización a 25 ºC (Kcal/Kg)

Compues to

Fraccio n(X)

λvap@ 25ºC

X*λ35

C 2,44E04 4,32E04

X*C 2,39E04 8,84E06 2,48E04

AIRE

0,9795

0

AGUA

0,0205

581,6193

0 11,902 6 11,902 6

Balance de Energía:

Donde:

Corriente de Servicio de Dowtherm G Balance de Energía: El balance de energía para la corriente de servicio en el intercambiador de calor E- 103, queda expresado en función de la masa de Dowtherm G necesaria para llevar la corriente de proceso desde 148,5ºC hasta 250ºC, el mismo se muestra a continuación: Tabla 26. Capacidad Calorífica del Dowtherm.(Kcal/gm*K)

Compuest o Dowtherm

A 0

B 1,07E-6

C 3,05E-04

, sustituyendo

IV.4 BALANCE EN EL MEZCLADOR DE GASES V-102

Tabla 27. Diagrama del Equipo V-102

Tabla 28. Datos de las corrientes del mezclador de gases.

Corriente Flujo(t/h) Edo Físico Densidad(Kg/m ^3) Temperatura(º C) Presión(barg) Entalpía(Kcal/K g) Composición (%) Agua HCL Nitrógeno Oxígeno Benceno

4 G

7 26,83 G

14 23,11 G

15 49,82 G

4,33

2,22

3,6

2,43

250 1,4

250 3,95

250 3,95

250 3,76

332,78

664,95

66,5

586

100

95,42 4,58 -

2,05 77,38 20,57 -

52,33 2,47 34,67 10,53 -

Este mezclador de gases como su nombre lo indica tiene la finalidad de mezclar las corrientes de ácido clorhídrico y aire provenientes de los tanques de almacenamiento y que luego serán inyectados al reactor de oxicloración. El propósito de llevar a cabo el mezclado de estas corrientes es que exista uniformidad en la alimentación al reactor, para que la reacción ocurra BALANCE DE MASA Balance de masa global

m15=m14 + m7 + m4 t t m15=( 23,11+26,83+0 ) =49,94 h h m4 será utilizada como una corriente de reposición de benceno fresco, en caso de ser necesaria durante el proceso o para el arranque de la planta, pero en este caso el valor de su masa es considerada como cero. Balance en componente agua

agua15=agua14+ agua7 +agua 4 t t agua15=( 0+ 25,6+0 ) =25,6 h h Balance en componente Ácido Clorhídrico

HCL15=HCL14 + HCL7 + HCL4 t t HCL15=( 0,47+1,23+0 ) =1,70 h h Balance en componente Aire

Aire 15=Aire 14 + Aire 7+ Aire 4 t t Aire 15=( 22,64+0+ 0 ) =22,64 h h BALANCE DE ENERGÍA. Tabla 29. Capacidades caloríficas para la corriente 15 (Kcal/gm*K)

COMPONEN TES

X

A

Agua Acido Clorhídrico

0,5126 0,0341

1,87E-10 -1,40E11

Aire

0,4533

1,34E-10

Σ

1

A*X 9,60E11 -4,78E13 6,05E11 1,56E10

B -4,23E08 1,85E07 2,86E09

B*X -2,17E-08 6,31E-09 1,30E-09

C 2,44E04 3,77E04 4,32E04

C*X 1,25E04 1,28E05 1,96E04 3,34E04

C 4,43E-

C*X 4,23E-

-1,41E-08

Tabla 30. Capacidades caloríficas para la corriente 7 (Kcal/gm*K)

COMPONEN TES Agua

X 0,9542

A 1,87E-10

A*X 1,79E-

B 6,27E-

B*X 5,98E-08

Acido Clorhídrico Σ

0,0458

-1,40E11

10

08

04

04

-6,43E13

1,85E07

3,77E04

1,73E05

1,78E10

1

8,48E-09

4,40E04

6,83E-08

Tabla 31. Capacidades caloríficas para la corriente 14 (Kcal/gm*K)

COMPONEN TES Agua Aire Σ

X

A 9,11E-11

A*X 8,92E11

B -4,23E08

0,97954 0,02046

1,34E-10

2,73E12

2,86E09

9,20E11

1

Tabla 32. Entalpias de Vaporización a 25ºC (Kcal/Kg)

COMPONE NTES Agua Acido Clorhídrico Aire Σ

λvap 25ºC(kcal/k g)

λvap*X 2,96E+0 2

576,7834 51,53135

1,75 0 2,97E+0 2

0

B*X -4,14E-08

C 2,44E04

C*X 2,39E04

5,85E-11

4,32E04

8,84E06

-4,14E-08

2,48E04

Balance de Energía:

Donde:

H4=0 debido a que la masa que circula por esta corriente es cero, por lo anteriormente especificado.

Q=−5,35E-5

Kcal h

IV.5 INTERCAMBIADOR DE CALOR E-104

Figura 14. Diagrama del Equipo E-104

Tabla 33. Datos de las Corrientes de intercambiador E-104

Corriente Flujo(t/h) Edo Físico Densidad(Kg/ m^3) Temperatura (ºC) Presión(barg ) Entalpía(Kcal /Kg) Composición (%)

90 97,4 L

16 97,4 G

126 93,4 L

149 93,4 L

826

8,46

772,98

978,74

81,3

250

350

100

3,96

3,76

3,5

3,1

26,1

191,5

259,36

49,82

Benceno Fenol Agua Clorobencen o Dowtherm

96,6 0,15 1,74

96,6 0,15 1,74

-

-

1,48 -

1,48 -

100

100

Se utilizó un intercambiador de calor, para incrementarle la temperatura desde 81,3ºC hasta 250ºC a la corriente de proceso que sale de la columna C-106. Se utilizó como fluido de calentamiento Dowtherm G Balance de Masa

El flujo másico en la entrada del intercambiador de calor es igual al flujo másico en la salida. m90=m16=97,4

t h

Balance de Energía: A continuación se realizará el balance de energía en la corriente de proceso. Corriente de proceso: Tabla 34. Capacidad calorífica en estado gaseoso de la corriente de proceso (Kcal/gm ºK).

COMPUEST O

fraccion masa

AGUA

0,0177

BENCENO CLOROBENC ENO

0,966 0,0148

FENOL

0,0015 1

B (Kcal/gr *K)

C (kcal/gr *K)

A X*A X*B X*C 1,313E- 2,324E10 12 7,81E-08 1,98E-08 4,42E-04 1,12E-04 -7,979E- -7,708E-1,25E-6,11E10 10 1,50E-06 7,31E-07 04 05 -4,764E- -7,051E-4,24E-5,47E10 12 9,67E-07 1,25E-07 05 06 -5,87E- -8,805E-2,88E-2,54E07 10 1,16E-03 1,02E-06 02 05 -1,656E09 1,90E-06 2,00E-05

Tabla 35. Entalpia de vaporización a 25 ºC (Kcal/Kg)

COMPUEST λ25ºC(Kcal O /Kg) X*λ25ºC

AGUA BENCENO CLOROBENC ENO FENOL

581,6193

10,2946

103,206

99,6969

86,49192

1,2801

146,136

0,2192 111,4909

Balance de Energía:

Donde:

Corriente de Servicio de Dowtherm G. Una vez conocida la carga térmica que necesita el proceso, se determina el flujo másico de Dowtherm G necesario para cumplir estos requerimientos. Balance de Energía: El balance de energía para la corriente de servicio en el intercambiador de calor E- 104 , queda expresado en función de la masa de Dowtherm G necesaria para llevar la corriente de proceso desde 81,5ºC hasta 250ºC, el mismo se muestra a continuación: Tabla 36. Capacidad Calorífica del Dowtherm.(Kcal/gm*K)

Compuest o Aire

A 0

B 1,07E-6

, sustituyendo

C 3,05E-04

IV.6 BALANCE EN EL REACTOR DE OXICLORACION R-101

Figura 15. Diagrama del reactor de oxicloración R-101

Tabla 37. Datos de las corrientes de entrada y salida al reactor R-101.

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Densidad (kg/m3) Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpía (Kcal/kg) Composición % Benceno Fenol Agua Clorobenceno Odiclorobenceno Pdiclorobenceno Acido Clorhídrico Nitrógeno Oxígeno Dióxido carbono

15 49,8 2 G

16

17

18

20

22

97,4 G

2,43

8,46

4,64 L 1094,2 9

4,64 L 1094,2 9

4,64 L 1094,2 9

4,64 L 1094,2 9

250 3,76

250 3,76 191, 5

-15,9 3,76

-15,9 3,42

-15,9 3,1

-15,9 2,7

-14,75

-14,75

-14,75

-14,75

296 2,38 308,7 2

96,6 3 0,15

5,02 -

5,02 -

5,02 -

5,02 -

48,72 0,09

1,74 1,48

56,76 5,99

56,76 5,99

56,76 5,99

56,76 5,99

25,29 12,94

-

-

-

-

-

-

0,26

-

-

-

-

-

-

0,61

2,47 34,6 7 10,5 3

-

32,24

32,24

32,24

32,24

0,24

-

-

-

-

-

10,43

-

-

-

-

-

0,81

-

-

-

-

-

-

0,6

586

52,3 3 -

24 165,7 8 G 2,58

de

La primera etapa del proceso de producción de fenol a partir de benceno (Hooker/Raschig) consiste en la reacción del benceno en una mezcla de ácido clorhídrico gaseoso y aire para producir clorobeneceno. La reacción es llevada a cabo a temperaturas entre 250 y 290°C en presencia de un catalizador de oxicloración que consiste en cloruros de cobre e hierro en un soporte inerte (Ejemplo 5 de la US Pat N° 1,963,761). Las reacciones que se llevan a cabo en el reactor son las siguientes:

1¿ C 6 H 6+ 0,5O2 + HCl❑ C6 H 5 Cl + H 2 O ↔

2 ¿C 6 H 5 Cl+ 0,5 O2+ HCl❑ P−C 6 H 4 Cl 2+ H 2 O ↔

3 ¿ C6 H 5 Cl +0,5 O2+ HCl ❑ O−C 6 H 4 Cl 2 + H 2 O ↔

→

4 ¿C 6 H 6+ 7,5O2 ❑ 6CO 2 +3 H 2 O Debido a que la reacción es exotérmica el catalizador es distribuido en cuatro lechos entre los cuales se inyecta benceno a una temperatura menor que la de la corriente de reacción sirviendo de control a la temperatura global. Las conversiones, con respecto al ácido clorhídrico, en cada lecho se reflejan en la Tabla 38[Según US Pat N° 3,644,542 Ejemplo 3] Tabla 38. Conversiones en cada lecho con respecto al HCl

Conversiones en cada lecho con respecto al HCl (%) A B C D Global 25,5 32,763 47,273 88,966 97 La proporción de benceno que reacciona para formar el monoclorobenceno, ortodiclorobenceno, para-diclorobenceno y el dióxido de carbono en cada lecho se encuentran en la Tabla 39 [Según US Pat N° 3,644,542 Ejemplo 3] Tabla 39. Proporción de benceno que reacciona para formar los distintos productos en cada lecho.

Proporción (%) de benceno que reacciona para formar los distintos productos Producto Lecho A Lecho B Lecho C Lecho D C6H5Cl 88,6 91,03 91,38 92,79 C6H4Cl2 10,08 7,76 6,79 4,44 CO2 1,32 1,21 1,83 2,77 Balance de masa:     PRIMER LECHO: Se realizó un sistema de 7 ecuaciones con 7 incógnitas Cálculo del ácido clorhídrico que reacciona en el primer lecho:

HCl∨¿15=49820 Kg/h∗0,0247=1230,55 Kg/h ¿ HCl∨¿17 =4640 Kg/ h∗0,3224=1494,72 Kg / h ¿

HCl reacciona=

25,5∗(1230,55+1494,72) Kg/h =19, 057 Kmol/h 100∗36,46 Kg /Kmol

HClreacciona= X +Y (1) Balance en benceno

C6 H 6 ¿entra =C6 H 6 ¿sale +C 6 H 6 ¿reacciona C6 H 6 ¿entra =C6 H 6 ¿16 +C6 H 6 ¿17

94114,9 Kg/h+232,65 Kg/h =C6 H 6 ¿sale +C 6 H 6 ¿reacciona (2) 78,11 Kg/Kmol A su vez el benceno que reacciona es igual a

C6 H 6 ¿reacciona= X +Z (3) 0,886∗C6 H 6 ¿reacciona= X−Y (4) 0,0132∗C 6 H 6 ¿ reacciona=Z (5) X son los moles de benceno que reaccionan en la primera reacción, Donde:

Y los moles de clorobenceno que reaccionan en la segunda reacción y Z los moles de benceno que reaccionan en la cuarta reacción.

Balance en agua

H 2 O ¿formada = X +Y +3∗Z (6) H 2 O∨¿ 17 H 2 O∨¿16 +¿ H 2 O∨¿15 +¿ H 2 O∨¿entra =¿ ¿ (26073,37+1701,65+2631,38)Kg /h =H 2 O ¿entra =1689,24 Kmol/h 18 Kg/ Kmol H 2 O ¿sale =1689,24 Kmol/h+ X +Y +3∗Z Balance en oxígeno El aire se introduce en una proporción de 0,24 con respecto al benceno alimentado [Según US Pat N° 3,644,542]

Aire∨¿ entra=( 94114,9+232,65 ) Kg/ h∗0,24=22643,4 Kg/h ¿ O2∨¿entra =

0,21∗22643,4 Kg /h =163,97 kmol /h 29 Kg /kmol ¿

O2 ¿ entra=0,5∗X+ 0,5∗Y +7,5∗Z+O2 ¿ sale 163,97 kmol / h=0,5∗X +0,5∗Y +7,5∗Z +O 2 ¿sale (7) Resolviendo el sistema anterior se obtiene: Tabla 40.Resultados del sistema de ecuaciones en el primer lecho

Variable X Y

C6 H 6 ¿reacciona C6 H 6 ¿sale Z

Kmol/h 17,32 1,75 17,57 1190,31 0,22

H 2 O ¿formada O2 ¿ sale

19,73 152,77

Balance en clorobenceno:

sa≤¿ C6 H 5 Cl ¿entra +C 6 H 5 Cl ¿ reacciona=C 6 H 5 Cl ¿¿ C6 H 5 Cl ¿entra =( 1437,54+277,52 ) Kg /h=1715,06 Kg/h C6 H 5 Cl ¿reacciona= X−Y =( 17,32−1,75 ) Kmol/h∗112.56 Kg/ Kmol=1752,58 Kg/h C6 H 5 Cl ¿sale =3467,64 Kg /h Balance en diclorobencenos: Los diclorobencenos formados serían el orto y el para-diclorobencenos en una proporción 30:70 [15].

O−C 6 H 4 Cl 2 ¿ formado =1,75 Kmol/h∗0,3∗147 Kg/ Kmol=77,18 Kg/h P−C 6 H 4 Cl 2 ¿formado =1,75 Kmol/h∗0,7∗147 Kg /Km ol=180,08 Kg /h Balance en dióxido de carbono:

CO2 =6∗0,22 Kmol/h∗44 Kg/Kmol=58,08 Kg /h Balance en nitrógeno:

N 2 ¿ entra=N 2 ¿ sale 5247,02 Kg/h ∗0,79 32 Kg /Kmol N 2 ¿ entra= ∗28 Kg/Kmol=17271,44 Kg/h 0,21

Balance en HCl:

HCl entra −HClreacciona=HCl sale HCl sale =(1230+1494,72) Kg/h− (17,32+1,75 ) Kmol/h∗36,46 Kg/Kmol=2030 Kg/h H 2 O ¿sale=(1689,24+19,73) Kmol/h∗18 Kg/ Kmol=30761,55 Kg/h C6 H 6 ¿sale =1190,31 Kmol/h∗78,11 Kg/ Kmol=92975,11 Kg/h

    SEGUNDO LECHO: Se planteó un sistema de 7 ecuaciones con 7 incógnitas similar al anterior Cálculo del ácido clorhídrico que reacciona en el segundo lecho:

HCl reacciona=

32,763∗(2030+1494,72) Kg/h =31,67 Kmol/h 100∗36,46 Kg / Kmol

HClreacciona= X +Y (1) Balance en benceno

C6 H 6 ¿entra =C6 H 6 ¿sale +C 6 H 6 ¿reacciona 92975,11 Kg /h+ 232,65 Kg /h =C6 H 6 ¿sale +C6 H 6 ¿reacciona (2) 78,11 Kg /Kmol A su vez el benceno que reacciona es igual a

C6 H 6 ¿reacciona= X +Z (3) 0,9103∗C6 H 6 ¿ reacciona= X−Y (4) 0,0121∗C 6 H 6 ¿ reacciona=Z (5) X son los moles de benceno que reaccionan en la primera reacción, Donde:

Y los moles de clorobenceno que reaccionan en la segunda reacción y

Z los moles de benceno que reaccionan en la cuarta reacción.

Balance en agua

H 2 O ¿formada = X +Y +3∗Z (6) (30761,55+2631,38) Kg/h =H 2 O ¿entra 18 Kg /Kmol H 2 O ¿sale =1855,16 Kmol /h+ X +Y +3∗Z Balance en oxígeno

O2 ¿ entra=0,5∗X+ 0,5∗Y +7,5∗Z+O2 ¿ sale 152,77 Kmol/h=0,5∗X + 0,5∗Y +7,5∗Z+O 2 ¿sale (7) Resolviendo el sistema anterior se obtiene: Tabla 41. Resultados del sistema de ecuaciones del segundo lecho.

Variable X Y

Kmol/h 30,28 1,42

C6 H 6 ¿reacciona C6 H 6 ¿sale Z

H 2 O ¿formada O2 ¿ sale

31,71 1161,58 0,37 32,82 134,12

Balance en clorobenceno:

C6 H 5 Cl ¿entra +C 6 H 5 Cl ¿ reacciona=C 6 H 5 Cl ¿ sale C6 H 5 Cl ¿entra =( 3467,64+277,52 ) Kg/h=3745,16 Kg/h

C6 H 5 Cl ¿reacciona= X−Y =( 30,28−1,42 ) Kmol/h∗112,56 Kg/ Kmol=3248,48 Kg/h C6 H 5 Cl ¿sale=6993,76 Kg/h

Balance en diclorobencenos: Los diclorobencenos formados serían el orto y el para-diclorobencenos en una proporción 30:70 [15].

O−C 6 H 4 Cl 2 ¿ formado =1,42 Kmol/h∗0,3∗147 Kg/ Kmol=62,62 Kg/h P−C 6 H 4 Cl 2 ¿formado =1,42 Kmol/h∗0,7∗147 Kg/ Kmol=146,12 Kg/h Balance en dióxido de carbono:

CO2 =6∗0,37 Kmol/ h∗44 Kg/ Kmol=97,68 Kg /h Balance en nitrógeno:

N 2 ¿ entra=N 2 ¿ sale N 2 ¿ entra=17271,44 Kg/h Balance en HCl:

HCl entra −HClreacciona=HCl sale HCl sale =(2030+1494,72) Kg/h− (30,28+ 1,42 ) Kmol/h∗36,46 Kg/ Kmol=2369,8 Kg/h H 2 O ¿sale=(1855,16+32,82) Kmol /h∗18 Kg / Kmol=33983,7 Kg/h C6 H 6 ¿sale =1161,58 Kmol / h∗78,11 Kg/ Kmol=90731 Kg/h

    TERCER LECHO:

Se planteó un sistema de 7 ecuaciones con 7 incógnitas similar al anterior Cálculo del ácido clorhídrico que reacciona en el tercer lecho:

HCl reacciona=

47,273∗(2369,8+ 1494,72) Kg/h =50,10 Kmol /h 100∗36,46 Kg/Kmol

HClreacciona= X +Y (1) Balance en benceno

C6 H 6 ¿entra =C6 H 6 ¿sale +C 6 H 6 ¿reacciona 90731 Kg/h+232,65 Kg/h =C 6 H 6 ¿ sale +C 6 H 6 ¿ reacciona (2) 78,11 Kg/ Kmol A su vez el benceno que reacciona es igual a

C6 H 6 ¿reacciona= X +Z (3) 0,9138∗C6 H 6 ¿reacciona= X−Y (4) 0,0183∗C6 H 6 ¿ reacciona=Z (5) X son los moles de benceno que reaccionan en la primera reacción, Donde:

Y los moles de clorobenceno que reaccionan en la segunda reacción y Z los moles de benceno que reaccionan en la cuarta reacción.

Balance en agua

H 2 O ¿formada = X +Y +3∗Z (6) (33983,71+2631,38)Kg/h =H 2 O¿ entra 18 Kg/ Kmol H 2 O ¿sale =2034,17 Kmol /h+ X +Y +3∗Z

Balance en oxígeno

O2 ¿ entra=0,5∗X+ 0,5∗Y +7,5∗Z+O2 ¿ sale 134,12 Kmol/h=0,5∗X +0,5∗Y +7,5∗Z +O 2 ¿sale (7)

Resolviendo el sistema anterior se obtiene: Tabla 42. Resultados del sistema de ecuaciones en el tercer lecho

Variable X Y

Kmol/h 47.38 2.94

C6 H 6 ¿reacciona C6 H 6 ¿sale Z

H 2 O ¿formada O2 ¿ sale

48.84 1115.34 0.87 52.72 102.56

Balance en clorobenceno:

C6 H 5 Cl ¿entra +C 6 H 5 Cl ¿ reacciona=C 6 H 5 Cl ¿ sale C6 H 5 Cl ¿entra =( 6993,76+277,52 ) Kg /h=7271,28 Kg/h C6 H 5 Cl ¿reacciona= X−Y =( 47,38−2,94 ) Kmol/h∗112,56 Kg/ Kmol=5003 Kg/h C6 H 5 Cl ¿sale=12274,29 Kg/ h

Balance en diclorobencenos: Los diclorobencenos formados serían el orto y el para-diclorobencenos en una proporción 30:70 [15].

O−C 6 H 4 Cl 2 ¿ formado =2,94 Kmol/h∗0,3∗147 Kg/ Kmol=129,66 Kg/h P−C 6 H 4 Cl 2 ¿formado =2,94 Kmol /h∗0,7∗147 Kg/ Kmol=302,53 Kg/h Balance en dióxido de carbono:

CO2 =6∗0,87 Kmol/h∗44 Kg/ Kmol=229,68 Kg/h Balance en nitrógeno:

N 2 ¿ entra=N 2 ¿ sale N 2 ¿ entra=17271,44 Kg/h Balance en HCl:

HCl entra −HClreacciona=HCl sale HCl sale =(2369,8+1494,72) Kg/h− (50,1 ) Kmol/h∗36,46 Kg/Kmol=2037,89 Kg /h H 2 O ¿sale =(2034,17+52,72)Kmol /h∗18 Kg/ Kmol=37564 Kg/h C6 H 6 ¿sale =1115,34 Kmol/h∗78,11 Kg/ Kmol=87148,21 Kg/h

    CUARTO LECHO: Se planteó un sistema de 7 ecuaciones con 7 incógnitas similar al anterior Cálculo del ácido clorhídrico que reacciona en el cuarto lecho:

HCl reacciona=

88,996∗(2037,89+1494,72)Kg /h =86,19 Kmol / h 100∗36,46 Kg/Kmol

HClreacciona= X +Y (1) Balance en benceno

C6 H 6 ¿entra =C6 H 6 ¿sale +C 6 H 6 ¿reacciona 87148,21 Kg/h+232,65 Kg/h =C 6 H 6 ¿ sale +C 6 H 6 ¿ reacciona (2) 78,11 Kg/ Kmol A su vez el benceno que reacciona es igual a

C6 H 6 ¿reacciona= X +Z (3) 0,9279∗C6 H 6 ¿ reacciona= X−Y (4) 0,0277∗C6 H 6 ¿reacciona=Z (5) X son los moles de benceno que reaccionan en la primera reacción, Donde:

Y los moles de clorobenceno que reaccionan en la segunda reacción y Z los moles de benceno que reaccionan en la cuarta reacción.

Balance en agua

H 2 O ¿formada = X +Y +3∗Z (6) (37564+2631,38) Kg /h =H 2 O ¿entra 18 Kg/Kmol H 2 O ¿sale =2233,07 Kmol /h+ X +Y +3∗Z

Balance en oxígeno

O2 ¿ entra=0,5∗X+ 0,5∗Y +7,5∗Z+O2 ¿ sale 102,56 Kmol /h=0,5∗X + 0,5∗Y +7,5∗Z+O 2 ¿sale (7)

Resolviendo el sistema anterior se obtiene: Tabla 43. Resultados del sistema de ecuaciones en el cuarto lecho

Variable X Y

Kmol/h 82,55 3,69

C6 H 6 ¿reacciona C6 H 6 ¿sale Z

H 2 O ¿formada O2 ¿ sale

85,4 1032,59 2,32 93,21 41,96

Balance en clorobenceno:

C6 H 5 Cl ¿entra +C 6 H 5 Cl ¿ reacciona=C 6 H 5 Cl ¿ sale C6 H 5 Cl ¿entra =( 12274,29+277,52 ) Kg /h=12551,81 Kg /h C6 H 5 Cl ¿reacciona= X−Y =( 82,55−3,69 ) Kmol/h∗112,56 Kg/ Kmol=8877,1 Kg/h C6 H 5 Cl ¿sale=21428,92 Kg/ h

Balance en diclorobencenos: Los diclorobencenos formados serían el orto y el para-diclorobencenos en una proporción 30:70 [15].

O−C 6 H 4 Cl 2 ¿ formado =3,69 Kmo l/h∗0,3∗147 Kg/ Kmol=162,73 Kg/h P−C 6 H 4 Cl 2 ¿formado =3,69 Kmol/h∗0,7∗147 Kg /Kmol=379,7 Kg/h Balance en dióxido de carbono:

CO2 =6∗2,32 Kmol/h∗44 Kg /Kmol=612,48 Kg/h Balance en nitrógeno:

N 2 ¿ entra=N 2 ¿ sale N 2 ¿ entra=17271,44 Kg/h Balance en HCl:

HCl entra −HClreacciona=HCl sale HCl sale =(2037,89+1494,72) Kg/h− ( 82,55+ 3,69 ) Kmol /h∗36,46 Kg/ Kmol=389,7 Kg/h

H 2 O ¿sale =(2233,07+ 93,21) Kmol/h∗18 Kg/ Kmol=41873 Kg/h C6 H 6 ¿sale =1032,59 Kmol/h∗78,11 Kg/Kmol=80655,6 Kg/h

Balance de energía Las reacciones que se llevan a cabo en el reactor de oxicloración son exotérmicas, cuyos calores de reacción estándar se reflejan en la Tabla 44. Tabla 45. Calor de reacción estándar para las reacciones que se llevan a cabo en la oxicloración

Reacción

∆Hr° (Kcal/mol) -52,55* -42,54 -40,70 -756,99

1 2 3 4 Valores tomados del simulador ASPEN PLUS 11.1. * Valor tomado de la referencia [14]

Las temperaturas requeridas para las entradas a cada lecho del reactor, así como las temperaturas de las corrientes de salida de los mismos se tomaron de la patente US Pat N° 3,644,542. Tabla 46. Valores de las capacidades caloríficas de los compuestos presentes en el reactor de oxicloración Compues to HCl

A

B

C

1,87E-

-1,42E-

7,24E-

09 H2 O 9,24E10 O2 -9,25E10 N2 2,02E09 C6H6 -5,05E08 C6H5Cl -7,02E08 O-C6H4CL2 -4,86E08 P-C6H4CL2 -4,88E08 CO2 -4,93E09 C6H60H -4,48E08 *Cp= Kcal/mol*K

06 1,64E06 3,45E06 -9,64E07 1,04E04 1,26E04 9,61E05 9,62E05 1,13E05 9,94E05

03 7,37E03 5,93E03 7,04E03 -6,37E03 -9,02E03 3,79E03 3,87E03 6,28E03 -2,46E04

Donde

Cp= A∗T 2+ B∗T +C Tabla 47. Entalpias de vaporización de los componentes de los compuestos presentes en el reactor de oxicloración.

Compuest o

HCl H2O O2 N2 C6 H 6 C6H5Cl

λ @298,15 K (Kcal/mo l) 2,21 10,48 0 0 8,06 9,74

O-C6H4CL2

11,72

P-C6H4CL2

11,46

CO2 C6H60H

1,26 13,75

líquido.

Nota: los valores de los coeficientes para el cálculo de los Cp promedio y entalpias de vaporización fueron tomados de ASPEN PLUS 11.1 en el rango de temperatura y presión de cada sistema. Para la realización de los balances de energía se tomó como referencia temperatura de 25°C y estado



PRIMER LECHO

Q=H 15 + H 16+ H 17−H salida 1−∆ H reaccion

Tabla 48. Valores de las capacidades caloríficas correspondientes a la corriente 15. Compuest o HCl

X*A

X*B

X*C

-2,1E-08

C6H6 C6H5Cl

2,79E11 5,92E10 -6,7E-11 5,51E10 0 0

0 0

0,00010 8 0,00471 4 0,00043 0,00191 9 0 0

C6H4Cl2

0

0

0

O-C6H4CL2

0

0

0

P-C6H4CL2

0

0

0

CO2 C6H60H PROMEDIO

0 0 1,1E-09

0 0 1,01E06

0 0 0,00717 1

H2O O2 N2

1,05E06 2,5E-07 -2,6E-07

Donde n

´ ∑X Cp= i(masa)∗Cpi i=1

Tabla 49. Entalpias de vaporización de los componentes de la corriente 15. Compuest o HCl H2O O2 N2

X16*λ 7,47E02 1,52E+ 01 0 0

C6H6 C6H5Cl

0 0

O-C6H4CL2

0

P-C6H4CL2

0

CO2 C6H60H PROMEDIO

0 0 1,53E+ 1

Donde n

∆´H vap=∑ Xi∗λi i=1

T 16

H 15=m15∗ ∫ ( A∗T 2 + B∗T +C ) dT +m 16∗λvap @ Tref Tref

(¿ 1,1E-9∗T 2 +1,01 E−6∗T −0,0072)dT +2,26∗103∗15,3 523,15 6

H 15=2,26∗10 ∗

∫

¿

298,15

H 15=2,92E+7 kcal/h Tabla 50. Valores de las capacidades caloríficas correspondientes a la corriente 16.

Compuesto HCl H2 O O2 N2 C6H6 C6H5Cl

X*A 0 6,65E-11 0 0 -4,6E-08 -6,8E-10

X*B 0 1,18E-07 0 0 9,57E-05 1,22E-06

X*C 0 0,00053 0 0 -0,00584 -8,8E-05

O-C6H4CL2

0

0

0

P-C6H4CL2

0

0

0

CO2 C6H60H PROMEDIO

0 -5,3E-11 -4,7E-08

0 1,17E-07 9,72E-05

0 -2,9E-07 -0,0054

Donde n

´ ∑X Cp= i(masa)∗Cpi i=1

Tabla 51. Entalpias de vaporización de los componentes de la corriente 16. Compuest o HCl H2O O2 N2 C6H6 C6H5Cl

X17*λ 0 7,54E-01 0 0 7,39 9,46E-02

O-C6H4CL2

0

P-C6H4CL2

0

CO2 C6H60H PROMEDIO

0 1,62E-02 8,26

Donde n

∆´H vap=∑ Xi∗λi i=1

T 16

H 16=m16∗ ∫ ( A∗T 2+ B∗T +C ) dT + m17∗λvap @ Tref Tref

(¿−4,7E-8∗T 2 +9,72E-5∗T −0,0054)dT +1,32∗106∗8,26 523,15 6

H 16 =1,32∗10 ∗

∫

¿

298,15

H 16=1,87 E 7 kcal/h

Tabla 52. Valores de las capacidades caloríficas correspondientes a la corriente 18.

Compues to HCl H2O

X*A

X*B

X*C

4,08E10 6,51E-

-3,1E07 1,15E-

0,00157 8 0,00518

06 0 0 0 9,81E06 0

5 0 0 0 -0,0007

O-C6H4CL2

10 0 0 0 -5,5E09 0

P-C6H4CL2

0

0

0

CO2

0

0

0

C6H60H PROMEDIO

0 -4,4E09

0 1,07E05

0 0,00606

O2 N2 C6H6 C6H5Cl

0

Donde n

´ ∑X Cp= i(masa)∗Cpi i=1

T 17

H 17=m17∗ ∫ ( A∗T 2+ B∗T +C ) dT Tref

(¿−4,4E-9∗T 2 +1,07E-5∗T −0,0061) dT =−68393.68 kcal/h 257.23 6

H 17=0,19∗10 ∗

∫

¿

298,15

T salida 1

H salida 1=m salida 1∗ ∫ ( A∗T 2+ B∗T +C ) dT + m salida1∗λvap @ Tref Tref

Tabla 53. Valores de las capacidades caloríficas correspondientes a la corriente de salida del lecho 1.

Compues to HCl H2 O

X*A

X*B

X*C

2,77E11 4,2E-10

-2,1E08 7,44E07

0,00010 7 0,00334 7

-3,8E11 3,32E10 -1,6E08 -5,8E10 -6,8E12 -1,6E11 -1,8E12 -1,8E11 -1,6E08

O2 N2 C6H6 C6H5Cl O-C6H4CL2 P-C6H4CL2 CO2 C6H60H PROMEDIO

1,4E-07 -1,6E07 3,3E-05 1,03E06 1,34E08 3,13E08 4,01E09 4,1E-08 3,49E05

0,00024 1 0,00115 5 -0,00202 -7,4E-05 5,29E-07 1,26E-06 2,23E-06 -1E-07 0,00276 5

Donde n

´ ∑ X i(masa)∗Cpi Cp= i=1

Tabla 54. Entalpias de vaporización de los componentes de la corriente de salida del lecho 1.

Compuest o HCl H2O O2 N2 C6H6 C6H5Cl

XSalida 1*λ 0,033 4,76 0 0 2,55 0,079

O-C6H4CL2

0,0016

P-C6H4CL2

0,0037

CO2

0,00045

C6H60H PROMEDIO

0,0057 7,44

Donde n

∆´H vap=∑ Xi∗λi i=1

La temperatura de salida del primer lecho es 567.15°K [Según US Pat N° 3,644,542]

(¿−1,6E-8∗T 2+ 3,49E-5∗T −0,0028) dT + 3,76∗10 6∗7,44 567,15 6

H salida1=3,76∗10 ∗

∫

¿

298,15

H salida 1=4,29E+7 kcal/h

ΔH reaccion=n C 6 H 5 Cl∗ΔH °r 1 +n P−C 6 H 4 Cl 2∗ΔH °r 2 +n O−C 6 H 4 Cl 2∗ΔH °r 3 +nC 6 H 6∗ΔH °r 4 ΔH reaccion=17,32∗52,55+ 1,75∗0,7∗42,54+1,75∗0,3∗40,7+0,22∗756,99=1,15 E 6 Kcal /h Qlecho 1=3,7 E 6 Kcal /h Calor desprendido hacia los alrededores, resultado de las reacciones exotérmicas que tienen lugar en el lecho. Punto de mezcla entre lechos 1 y 2:

H 18+ H salida1=H entrada 2 Los valores de las capacidades caloríficas de la corriente 18 son iguales a los de la corriente 17. Tabla 55. Valores de las capacidades caloríficas correspondientes a la corriente de entrada al lecho 2.

Compues to HCl H2 O O2 N2 C6H6 C6H5Cl

X*A

X*B

X*C

4,57E11 4,34E10 -3,6E11 3,16E10 -1,5E08 -5,9E10

-3,5E08 7,68E07 1,33E07 -1,5E07 3,15E05 1,06E06

0,00017 7 0,00345 7 0.00022 9 0.00109 9 0,00192 -7,6E-05

-6,4E12 -1,5E11 -1,7E12 -1,8E11 -1,5E08

O-C6H4CL2 P-C6H4CL2 CO2 C6H60H PROMEDIO

1,27E08 2,98E08 3,82E09 3,9E-08

5,03E07 1,2E-06 2,13E06 -9,6E-08

3,34E05

0,00296 7

Donde n

´ ∑ X i(masa)∗Cpi Cp= i=1

Tabla 56. Entalpias de vaporización de los componentes de la corriente de entrada al lecho 2.

Compuesto HCl H2O O2 N2 C6H6 C6H5Cl O-C6H4CL2 P-C6H4CL2 CO2 C6H60H PROMEDIO Donde

Xentrada 2*λ 0,21 19,44 0 0 9,62 0,32 0,0061 0,014 0,0017 0,021 29,64

n

∆´H vap=∑ Xi∗λi i=1

T 18

H 18=m18∗ ∫ ( A∗T 2 + B∗T +C ) dT Tref

2

(¿−4,4E-9∗T +1,07E-5∗T −0,0061) dT =−68393.68 kcal/h 257.23

∫

6

H 18=0,19∗10 ∗

¿

298,15

H salida 1=4,29E+7 kcal/h

H entrada 2=4,28E+7kcal /h

(¿−1,5E-8∗T 2+ 3,34E-5∗T −0,003)dT + 3,95∗106∗29,64 T 6

H entrada 2=3,95∗10 ∗

∫

¿

298,15

De la ecuación anterior se despeja la temperatura de la corriente de entrada al segundo lecho, obteniéndose un valor de T=533,95°K. 

SEGUNDO LECHO

Q=H entrada 2−H salida2 −∆ H reaccion °

°

°

°

ΔH reaccion=n C 6 H 5 Cl∗ΔH r 1 +n P−C 6 H 4 Cl 2∗ΔH r 2 +n O−C 6 H 4 Cl 2∗ΔH r 3 +nC 6 H 6∗ΔH r 4 ΔH reaccion=30,28∗52,55+1,42∗0,7∗42,54+1,42∗0,3∗40,7+0,37∗756,99=1,93 E 6 Kcal /h Tabla 57. Valores de las capacidades caloríficas correspondientes a la corriente de salida del lecho 2.

Compue sto HCl

X*A

X*B

X*C

3,09E-11

0,00012

H2 O

4,44E-10

O2

-3,2E-11

N2

3,17E-10

-2,3E08 7,85E07 1,18E07 -1,5E07

0,00353 5 0,00020 2 0,00110 4

C6H6

-1,5E-08

C6H5Cl

-1,1E-09

O-C6H4CL2

-1,2E-11

P-C6H4CL2

-2,7E-11

CO2

-4,5E-12

C6H60H

-1,8E-11

PROMEDI O Donde

-1,5E-08

3,08E05 1,99E06 2,32E08 5,41E08 1,03E08 3,92E08 3,36E05

0,00188 0,00014 9,15E07 2,18E06 5,73E06 -9,7E08 0,00295 2

n

´ ∑ X i(masa)∗Cpi Cp= i=1

Tabla 58. Entalpias de vaporización de los componentes de la corriente de salida del lecho 2.

Compue sto HCl H2O O2 N2 C6H6 C6H5Cl OC6H4CL2 P-C6H4CL2 CO2 C6H60H PROMEDI O

X*λ Donde 0,0365 93 5,0298 64 0 0 2,3748 9 0,1538 01 0,0028 28 0,0064 5 0,0011 46 0,0054 23 7,6109 95

n

∆´H vap=∑ Xi∗λi i=1

T salida 2 2 H salida 2=msalida 2∗ ∫ ( A∗T + B∗T +C ) dT + m salida2∗λ vap @Tref Tref

La temperatura de salida del segundo lecho es 564,15°K [Según US Pat N° 3,644,542]

H salida 2=4,51+7 kcal/h

(¿−1,5E-8∗T 2+ 3,36E-5∗T +0.00295)dT +3,93∗106∗7,61 564,15 6

H salida 2=3,93∗10 ∗

∫

298,15

¿

H entrada 2=4,28E+7k cal/h

Qlecho 2=4,18 E 6 Kcal /h Calor desprendido hacia los alrededores, resultado de las reacciones exotérmicas que tienen lugar en el lecho. Punto de mezcla entre lechos 2 y 3:

H 20+ H salida2 =H entrada 3 Los valores de las capacidades caloríficas de la corriente 20 son iguales a los de la corriente 18. Tabla 59. Valores de las capacidades caloríficas correspondientes a la corriente de entrada al lecho 3

Compues to HCl H2 O O2 N2 C6H6 C6H5Cl O-C6H4CL2 P-C6H4CL2 CO2 C6H60H PROMEDIO

X*A

X*B

X*C

4,8E-11

-3,7E08 8,07E07 1,12E07 -1,4E07 2,94E05 1,97E06 2,21E08 5,16E08 9,8E-09

0,00018 6 0,00363 1 0,00019 3 0,00105 3 0,00179 0,00014 8,72E07 2,07E06 5,46E06 -9,2E-08

4,56E10 -3E-11 3,02E10 -1,4E08 -1,1E09 -1,1E11 -2,6E11 -4,3E12 -1,7E11 -1,5E08

3,74E08 3,22E05

0,00313 7

Donde n

´ ∑X Cp= i(masa)∗Cpi i=1

Tabla 60. Entalpias de vaporización de los componentes de la corriente de entrada al lecho 3

Compue sto HCl H2O O2 N2

0,057 5,17 0 0

C6H6

2,27

C6H5Cl

0,15

OC6H4CL2 P-C6H4CL2

0,0027

CO2 C6H60H PROMEDI O Donde

X*λ

0,006 0,0011 0,0052 7,66

n

∆´H vap=∑ Xi∗λi i=1

H entrada 3=(−68393.68+ 4,51+7) kcal/h=4,5 E7 kcal/h (¿−1,5E-8∗T 2+ 3,22E-5∗T −0,0031) dT +3,95∗106∗7,66 T 6

H entrada 3=3,95∗10 ∗

∫

¿

298,15

De la ecuación anterior se despeja la temperatura de la corriente de entrada al tercer lecho, obteniéndose un valor de T=532,1°K. 

TERCER LECHO

Q=H entrada 3 −H salida3 −∆ H reaccion

ΔH reaccion=n C 6 H 5 Cl∗ΔH °r 1 +n P−C 6 H 4 Cl 2∗ΔH °r 2 +n O−C 6 H 4 Cl 2∗ΔH °r 3 +nC 6 H 6∗ΔH °r 4 ΔH reaccion=47.38∗52,55+2.94∗0,7∗42,54+2.94∗0,3∗40,7+0.87∗756,99=3,12 E 6 Kcal /h Tabla 61. Valores de las capacidades caloríficas correspondientes a la corriente de salida del lecho 3.

Compues to HCl H2O O2 N2 C6H6 C6H5Cl O-C6H4CL2 P-C6H4CL2 CO2 C6H60H PROMEDIO

X*A

X*B

X*C

2,55E11 4,7E-10

-1,9E08 8,33E07 8,64E08 -1,4E07 2,84E05 3,32E06 4,68E08 1,09E07 2,41E08 3,76E08 3,26E05

9,87E05 0,00374 8 0,00014 8 0,00105 9 0,00173 0,00024 1,85E06 4,39E06 1,34E05 -9,3E-08

-2,3E11 3,04E10 -1,4E08 -1,9E09 -2,4E11 -5,5E11 -1,1E11 -1,7E11 -1,5E08

0,00310 6

Donde n

´ ∑X Cp= i(masa)∗Cpi i=1

Tabla 62. Entalpias de vaporización de los componentes de la corriente de salida del lecho 3.

Compue sto HCl H2O O2 N2

0,030 5,33 0 0

C6H6

2,19

C6H5Cl

0,26

OC6H4CL2 P-C6H4CL2

0,0057

CO2 C6H60H PROMEDI O Donde

X*λ

0,013 0,0027 0,0052 7,84

n

∆´H vap=∑ Xi∗λi i=1

T salida3

H salida 3=msalida 3∗ ∫ ( A∗T 2 +B∗T + C ) dT +msalida 3∗λ vap @ Tref Tref

La temperatura de salida del tercer lecho es 564,15°K [Según US Pat N° 3,644,542]

(¿−1,5E-8∗T 2+ 3,26E-5∗T +0.0031)dT +4,1∗106∗7,84 564,15

H salida 3=4,1∗106∗

∫

¿

298,15

H salida 3=4,78+ 7 kcal/h H entrada 3=4,5 E 7 kcal/h Qlecho 3=5,83 E 6 Kcal/h Calor desprendido hacia los alrededores, resultado de las reacciones exotérmicas que tienen lugar en el lecho.

Punto de mezcla entre lechos 3 y 4:

H 22+ H salida3=H entrada 4 Los valores de las capacidades caloríficas de la corriente 22 son iguales a los de la corriente 18. Tabla 63. Valores de las capacidades caloríficas correspondientes a la corriente de entrada al lecho 4

Compues to HCl H2 O O2 N2 C6H6 C6H5Cl O-C6H4CL2 P-C6H4CL2 CO2 C6H60H PROMEDIO

X*A 4,22E11 4,81E10 -2,21E11 2,91E10 -1,31E08 -1,81E09 -2,17E11 -5,07E11 -1,01E11 -1,62E11 -1,43E08

X*B -3,21E08 8,51E07 8,25E08 -1,38E07 2,72E05 3,24E06 4,28E08 1,00E07 2,30E08 3,59E08 3,14E05

X*C 1,63E04 3,83E03 1,42E04 1,01E03 -1,66E03 -2,33E04 1,69E06 4,02E06 1,28E05 -8,88E08 3,28E03

Donde n

´ ∑X Cp= i(masa)∗Cpi i=1

Tabla 64. Entalpias de vaporización de los componentes de la corriente de entrada al lecho 4

Compue sto HCl H2O

X*λ 0,05 5,45

O2 N2 C6H6 C6H5Cl

0 0 2,10 0,25

OC6H4CL2 P-C6H4CL2

0,005

CO2

0,0026

C6H60H PROMEDI O Donde

0,005 7,87

0,011

n

∆´H vap=∑ Xi∗λi i=1

H entrada 4 =(−68393.68+4,5+ 7)kcal /h=4,77 E 7 kcal/h 2

6

(¿−1,43E-8∗T + 3,14E-5∗T −0,0033) dT + 4,29∗10 ∗7,87 T 6

H entrada 4=4,29∗10 ∗

∫

¿

298,15

De la ecuación anterior se despeja la temperatura de la corriente de entrada al se lecho, obteniéndose un valor de T=532,8°K. 

CUARTO LECHO

Q=H entrada 4−H salida 4 −∆ H reaccion

°

°

°

°

ΔH reaccion=n C 6 H 5 Cl∗ΔH r 1 +n P−C 6 H 4 Cl 2∗ΔH r 2 +n O−C 6 H 4 Cl 2∗ΔH r 3 +nC 6 H 6∗ΔH r 4 ΔH reaccion=82,55∗52,55+3,69∗0,7∗42,54+ 3,69∗0,3∗40,7+ 2,32∗756,99=6,26 E 6 Kcal /h

Tabla 65. Valores de las capacidades caloríficas correspondientes a la corriente de salida del lecho 4

Compues to HCl H2 O O2 N2 C6H6 C6H5Cl O-C6H4CL2 P-C6H4CL2 CO2 C6H60H PROMEDIO

X*A

X*B

X*C

4,7E-12

-3,6E09 8,95E07 3,41E08 -1,4E07 2,53E05 5,61E06 7,42E08 1,73E07 6,05E08 3,62E08 3,21E05

1,82E05 0,00403

5,06E10 -9,1E12 2,94E10 -1,2E08 -3,1E09 -3,8E11 -8,8E11 -2,6E11 -1,6E11 -1,5E08

5,85E05 0,00102 2 0,00155 -0,0004 2,93E06 6,96E06 3,37E05 -9E-08 0,00322 4

Donde n

´ ∑X Cp= i(masa)∗Cpi i=1

Tabla 66. Entalpias de vaporización de los componentes de la corriente de salida del lecho 4

Compue sto HCl H2O O2 N2 C6H6 C6H5Cl

X*λ 0,005 5,73 0 0 1,96 0,43

OC6H4CL2 P-C6H4CL2

0,009

CO2

0,007

C6H60H

0,005

0,02

8,17

PROMEDI O Donde n

∆´H vap=∑ Xi∗λi i=1

T salida4

H salida 4=m salida4∗ ∫ ( A∗T 2 + B∗T +C ) dT +msalida 4∗λ vap @Tref Tref

La temperatura de salida del cuarto lecho es 569,15°K [Según US Pat N° 3,644,542]

(¿−1,5E-8∗T 2+ 3,21E-5∗T +0.0032)dT +4,25∗106∗8,17 564,15 6

H salida 4=4,25∗10 ∗

∫

¿

298,15

H salida 4=5,12+7 kcal/h H entrada 4 =4,77 E 7 kcal/h Qlecho 4=9,75 E 6 K cal /h Calor desprendido hacia los alrededores, resultado de las reacciones exotérmicas que tienen lugar en el lecho.

IV.7 INTERCAMBIADOR DE CALOR POR AIRE E-105

Figura 16. Diagrama de Equipo E-105 Tabla 67. Datos de las corrientes de intercambiador E-105

Corriente Flujo(t/h) Edo Físico Densidad(Kg/ m^3) Temperatura( ºC) Presión(barg) Entalpía(Kcal /Kg) Composición (%) Benceno Fenol Agua Clorobenceno ODiclorobence no PDiclorobence no Acido Clorhídrico Nitrógeno Oxigeno CO2

24 165,44 G

25 165,44 G-L

94 95 10569,5 10569,5 G G

3,12

28,68

5,39

4,98

296 2,38

40 1,9

35 0

60 0

398

23,6

2,38

8,36

48,72 0,09 25,31 12,89

48,72 0,09 25,31 12,89

-

-

0,27

0,27

-

-

0,63

0,63

-

-

0,24 10,44 0,81 0,61

0,24 10,44 0,81 0,61

76,7 23,3 -

76,7 23,3 -

Este intercambiador de calor es utilizado para enfriar la corriente 25 que sale del reactor de oxicloración con una temperatura de 296 ºC hasta una temperatura de 40ºC, para luego dirigirse a un intercambiador de agua helada. Se utiliza aire como fluido de enfriamiento puesto que permite disminuir en un rango bastante amplio la temperatura de la corriente de proceso, como se puede notar por la diferencia de temperatura entre la entrada y la salida del mismo. Este hecho se puede deber a las grandes cantidades de fluido de enfriamiento que se utilizan, el cual a su vez es muy rentable porque su costo es referido sólo al procesamiento del mismo. Balance de Masa

El flujo másico en la entrada del intercambiador de calor es igual al flujo másico en la salida.

m24=m25=165,44

t h

Balance de Energía: A continuación se realizará el balance de energía en la corriente de proceso. Corriente de proceso COMPUESTO Nitrogeno Oxígeno Dióxido de Carbono Benceno Agua Acido Clorhídrico Clorobenceno oDiclorobencen o pDiclorobencen o

Fracción (X) A 8,44E0,1043 11 5,49E0,0081 11 -2,51E0,0061 10 -7,98E0,4872 10 1,31E0,2531 10 4,08E0,0024 11 -4,76E0,1289 10

X*A 8,80E12 4,45E13 -1,53E12 -3,89E10 3,32E11 9,78E14 -6,14E11

B -4,81E08 2,01E08 4,01E07 1,50E06 7,81E08 -2,79E08 9,67E07

X*B -5,01E09 1,62E10 2,45E09 7,31E07 1,98E08 -6,71E11 1,25E07

C 2,55E04 2,08E04 1,05E04 -1,25E04 4,42E04 1,96E04 -4,24E05

-4,56E10

-1,23E12

7,87E07

2,13E09

-9,47E06

0,0027

-2,88E7,89E12 07 -5,28E1,16EFenol 0,0009 10 03 -9,42EΣ 1,0000 10 Tabla 68. Capacidad calorífica en estado gaseoso de la (Kcal/gm*K) 0,0063

-4,58E10 -5,87E07

Tabla 69. Entalpia de vaporización a 25 ºC (Kcal/Kg)

COMPUESTO

λvap

X*λvap

X*C 2,66E-05 1,68E-06 6,42E-07 -6,11E-05 1,12E-04 4,69E-07 -5,47E-06 -2,56E-08

4,97E-9,22E09 06 -5,81E-08 1,04E-2,88E06 02 -2,59E-05 1,92E4,882E06 05 corriente de proceso

Nitrógeno Oxígeno Dióxido de Carbono Agua Acido Clorhídrico Clorobenceno oDiclorobenceno pDiclorobenceno Fenol

0

0

0

0

28,549

0,1731

103,206 50,2815 581,619

147,205 1

60,727

0,14306 8

86,491

11,1490

79,745

0,2151

77,947

0,4905

Σ

Balance de Energía:

Donde:

0,1289

Corriente de Servicio de Aire. Una vez conocida la carga térmica que necesita el proceso, se puede determina el flujo másico de aire necesario para cumplir estos requerimientos. Se tomó como rango de operación de temperatura para la corriente de servicio valores de 35ºC hasta 60º C con el propósito de tener una temperatura de aproximación mayor a 14ºC, siendo éste el mínimo permitido para el intercambiador de aire. (Perry) Balance de Energía: El balance de energía para la corriente de servicio en el intercambiador de calor E- 105 , queda expresado en función de la masa de aire necesaria para llevar la corriente de proceso desde 296ºC hasta 40ºC, el mismo se muestra a continuación: Tabla 70. Capacidad Calorífica del Aire.(Kcal/gm*K)

Compuest o A B Aire 8,67E-11 -4,39E-08

, sustituyendo

C 2,44E-04

IV.8 INTERCAMBIADOR DE CALOR E-106

Figura 17. Diagrama del Equipo E-106 Tabla 71. Datos de las corrientes del intercambiador E-106

Corriente Flujo(t/h) Edo Físico Densidad(Kg/ m^3) Temperatura( ºC) Presión(barg) Entalpía(Kcal/ Kg) Composición( %) Benceno Fenol Agua Clorobenceno ODiclorobencen o

25 165,44 G-L

26 165,44 G-L

96 303,62 L

97 303,62 L

28,68

25,57

1000

1000

40 2,1

12 1,9

5 4,5

18 4,3

23,6

310

-18,13

-12,61

48,72 0,09 25,31 12,89

48,72 0,09 25,31 12,89

100 -

100 -

0,27

0,27

-

-

PDiclorobencen o Acido Clorhídrico Nitrógeno Oxigeno CO2

0,63

0,63

-

-

0,24 10,44 0,81 0,61

0,24 10,44 0,81 0,61

-

-

Debido a los requerimientos de enfriamiento de la corriente de proceso, se utiliza un intercambiador que tiene como fluido de enfriamiento agua helada, para llevar la corriente hasta una temperatura de 12 ºC, que será alimentada al separador de gases. Balance de Masa El flujo másico en la entrada del intercambiador de calor es igual al flujo másico en la salida.

m25=m26=165,44

t h

Balance de Energía: A continuación se realizará el balance de energía en la corriente de proceso. Corriente de proceso: Tabla 72. Capacidad calorífica en estado gaseoso de la corriente de proceso (Kcal/gm ºK).

COMPUESTO

fraccion (X)

A

Nitrogeno

0,1044

8E-11

Oxígeno Dióxido de Carbono

0,0081 0,0061

5E-11 -2,506E10

X*A 8,3516E12 4,0586E13 -1,52E12

Benceno

0,4872

0

0

Agua Acido Clorhídrico

0,2531

0

0

0,0024

4E-11

Clorobenceno

0,1289

0

B -4,808E08 2,006E08 4,011E07 1,379E06

X*B -5,02E09 1,63E-10 2,43E-09 6,72E-07

1,89E-06 4,78E-07 -1,18E9,44E-14 -5E-09 11 7,782E0 07 1,00E-07

C X*C 2,55E- 2,664E04 05 2,08E- 1,688E04 06 1,05E- 6,381E04 07 -7,12E- -3,468E06 06 3,58E- 9,063E04 05 1,98E- 4,667E04 07 7,09E- 9,144E05 06

oDiclorobenceno pDiclorobenceno Fenol

0,0027

0

0

0,0063

0

0

0,0009

0

0

1

6,225E07 6,121E07 8,539E07

7,33E-12

1,68E-09 3,85E-09 7,53E-10 1,25E-06

8,27E05 8,25E05 1,04E05

2,231E07 5,194E07 9,139E09 1,27E04

Tabla 73. Entalpia de vaporización a 25 ºC (Kcal/Kg)

Compuesto

Λvap

Benceno

103,206

Balance de Energía:

Donde:

Fracción de vapor* λvap 7,44

Corriente de Servicio de Agua helada. Una vez conocida la carga térmica que necesita el proceso, se puede determina el flujo másico de agua helada necesaria para cumplir estos requerimientos. Balance de Energía: El balance de energía para la corriente de servicio en el intercambiador de calor E- 106 , queda expresado en función de la masa de agua necesaria para llevar la corriente de proceso desde 40ºC hasta 12ºC, el mismo se muestra a continuación: Tabla 74. Capacidad Calorífica del Agua Helada.(Kcal/gm*K)

Compuest o Aire

A 0

B 1,49E-06

, sustituyendo

C 4,77E-04

IV. 9 SEPARADOR V-103

Figura 18. Diagrama Equipo V-103 Tabla 75. Datos de las corrientes del separador de gases

Corriente Flujo(t/h) Edo Físico Densidad(Kg/ m^3) Temperatura( ºC) Presión(barg) Entalpía(Kcal/ Kg) Composición( %) Benceno Fenol Agua Clorobenceno ODiclorobence no PDiclorobence

26 165,44 G-L

27 20,01 G

28 145,44 L

25,57

3,32

950,37

12 1,9

12 1,7

12 1,7

310

2610

-6,86

48,72 0,09 25,31 12,89

-

55,42 14,60 28,79 14,66

0,27 0,63

-

0,31 0,72

no Acido Clorhídrico Nitrógeno Oxígeno CO2

0,24 10,44 0,81 0,61

1,95 86,32 6,71 5,02

-

La corriente de proceso antes de ser llevada a la torre de destilación, se hace pasar a través de un separador, con el propósito de eliminar los gases productos de la reacción, el nitrógeno que ingresa al proceso con el aire, así como el exceso de oxígeno y de HCl. Esta separación se lleva a cabo para lograr una mejor separación en la columna de destilación siguiente. Balance de Masa

El flujo másico en la entrada del separador corresponde a la suma de la masa separada, y la que continúa en el proceso. m26=m27+ m28=165,44

t h

X (¿ ¿ O 2 + X N + X CO + X HCL)∗m29 m27=¿ 2

2

t t m27=( 0,0081+0,1044+ 0,0061+ 0,0024 )∗165,44 =20,01 h h t t m28=( 165,44−20,01 ) =145,44 h h Balance de Energía. El balance de energía en el separador se calcula de la siguiente manera:

Q=H 27 + H 28−H 26 Q=(2,61E3−6,86−3,10E2)

kcal kcal =2,30E3 h h

IV.10 INTERCAMBIADOR DE CALOR E-107

Figura 19. Diagrama del Equipo E-107

Tabla 76. Datos de las Corrientes de intercambiador de calor E-107

Corriente Flujo(t/h) Edo Físico Densidad(Kg/ m^3) Temperatura( ºC) Presión(barg) Entalpía(Kcal/ Kg) Composición( %) Benceno Fenol Agua Clorobenceno ODiclorobencen o PDiclorobencen o Acido Clorhidrico Nitrogeno Oxigeno CO2

28 145,44 L

29 145,44 L

128 46,6 L

147 46,6 L

950,37

60,27

772,98

978,74

12 1,7

124,8 1,5

350 3,5

100 3,1

-6,86

916,75

259,36

49,82

55,42 14,60 28,79 14,66

55,42 14,60 28,79 14,66

-

-

0,31

0,31

-

-

0,72

0,72

-

-

-

-

-

-

Dowtherm G

100

100

Se utilizó un intercambiador de calor, para incrementarle la temperatura hasta 124,8ºC a la corriente de proceso que sale del separador V-103. Se utilizó como fluido de calentamiento Dowtherm G Balance de Masa El flujo másico en la entrada del intercambiador de calor es igual al flujo másico en la salida.

m28=m29=145,44

t h

Balance de Energía: A continuación se realizará el balance de energía en la corriente de proceso. Corriente de proceso:

Tabla 77. Capacidad calorífica en estado gaseoso de la corriente de proceso (Kcal/gm ºK).

COMPUEST O AGUA BENCENO CLOROBENC ENO ORTO PARA FENOL

fraccion masa (X) 0,28791385 9 0,55421964 7 0,14663591 4 0,00306810 8 0,00715891 9 0,00100355 3

B

X*B

C

X*C

1,89E-06

5,44E-07

1,38E-06

7,64E-07

3,58E-04 1,03E-04 -7,12E-3,94E06 06

7,00E-07

1,03E-07

7,73E-05 1,13E-05

6,23E-07

1,91E-09

8,27E-05 2,54E-07

6,12E-07

4,38E-09

8,25E-05 5,91E-07

8,54E-07

8,57E-10 1,42E-06

1,04E-05 1,04E-08 1,11E-04

Balance de Energía:

Donde:

Corriente de Servicio de Dowtherm G.

Una vez conocida la carga térmica que necesita el proceso, se puede determina el flujo másico de Dowtherm G necesario para cumplir estos requerimientos. Balance de Energía: El balance de energía para la corriente de servicio en el intercambiador de calor E- 108 , queda expresado en función de la masa de Dowtherm G necesaria para llevar la corriente de proceso desde 12ºC hasta 124,8ºC, el mismo se muestra a continuación: Tabla 78. Capacidad Calorífica del Dowtherm.(Kcal/gm*K) Compuest o Dowtherm

A 0

B 1,07E-6

, sustituyendo

C 3,05E-04

IV.11 COLUMNA DE DESTILACION C-101

Figura 20. Diagrama de Equipo C-101

Tabla 79. Datos de las Corrientes en la Columna C-101

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg)

29 145,44 L 124,8 1,5 60,27

35 122,27 L 121,9 1,4 63,33

39 23,17 L 163,6 1,6 47,87

Composición % Benceno Fenol Agua Clorobenceno O-diclorobenceno P-diclorobenceno Acido Clorhídrico

55,42 0,1 28,79 14,66 0,31 0.72 -

65,92 0 33,9 0,18 0 0 -

En el siguiente sistema de destilación se desea purificar la corriente 29 proveniente del intercambiador E-107, de manera de separar el benceno presente en la corriente para luego usarlo como solvente en una de las torres de extracción. La corriente de alimentación de la columna entra a 2,5 barg y 397,8 K como líquido saturado, con lo cual se asume que entra a su temperatura de burbuja. Balance de Masa Los componentes claves elegidos en la columna C-101 son: agua (clave ligero) y el Clorobenceno (clave pesado) con un porcentaje de recuperación de 99% del alimentado para el agua y 1% del alimentado para el Clorobenceno. Las volatilidades de los compuestos presentes en la columna de destilación, desde el más volátil al menos volátil son: benceno, agua, clorobenceno, P-diclorobenceno, O-diclorobenceno y fenol, por ende al tomar como clave ligero el agua y clave pesado en clorobenceno, todo el benceno presente en la alimentación se encontrará en la corriente de tope de la columna, y todo el O-diclorobenceno, P-diclorobenceno y el fenol en la corriente de fondo.

Tabla 80. Composición de la corriente de alimentación

Compuesto

Flujo (t/h)

PM

Benceno Agua Clorobenceno Odiclobenceno P-diclobenceno Fenol

80,60 41,87 21,32

78,11 18 112,557

0,45 1,05 0,15

147,002 147,002 94,11

Σ

145,44

% Masa 55,42 28,79 14,66 0,31 0,72 0,1 100

0 0,63 1,81 91,1 1,94 4,51 -

Cálculo de la torre de destilación por el método corto (manual): Recuperaciones en tope: -

Clave Ligero: 99% del alimentado

0,99*41,87=41,45 t/h. -

Clave Pesado: 1% del alimentado

0,01*21,32=0,2132 t/h Tabla 81. Flujos En las corrientes de Alimentación, Tope y Fondo

Component e Benceno Agua Clorobencen o ortodiclbenc eno paradiclbenc eno Fenol Σ

(t/h) en (t/h) en tmol/ F tmol/h D h 80,6028 80,6028 78,11 5 1,032 5 1,032 41,8721 41,4534 18 8 2,326 5 2,303 0,21321 112,557 21,3215 0,189 5 0,002 0,45086 147,002 4 0,003 0 0,000 1,04716 147,002 8 0,007 0 0,000 94,11 0,14544 0,002 0 0,000 122,26 3,559 95 3,337 145,44 PM

(t/h) en tmol/ B h 0 0,41872 2 21,1082 9 0,45086 4 1,04716 8 0,14544 23,170 48

0 0,023 0,188 0,003 0,007 0,002 0,223

Las composiciones de las corrientes del tope y fondo son las siguientes:

Tabla 82. Composiciones de las corrientes de tope y fondo.

Component e Benceno

Zi 0,290

Yd 0,309

Xb 0,000

Agua Clorobencen o ortodiclbenc eno paradiclbenc eno Fenol

0,654

0,690

0,105

0,053

0,001

0,843

0,001

0,000

0,014

0,002 0,000

0,000 0,000

0,032 0,007

Distribución de los compuestos en la Columna. La distribución de los compuestos se determina mediante la ecuación de Shiras:

Las volatilidades relativas de cada compuesto se determinan mediante la relación entre el coeficiente de distribución de cada compuesto respecto al clave pesado a las condiciones de la alimentación, si el término Xi·D/Zi·F se encuentra entre 0 y 1, se puede decir que el componente se distribuye, por lo tanto los componentes que no se distribuyen no deben estar en este rango. Con esto se comprueba que la elección de los componentes claves fue la correcta. A continuación se presenta el cálculo de la volatilidad relativa:

Los valores de Ki (Pi/Pt) se calcularon mediante la ecuación de Antoine tomada del simulador ASPEN PLUS 11.1 Ln (Pi) =A+B/(T+C)+D*T+E*LN(T)+F*T^G; donde P= bar y T= K Tabla 83. Valores para la constante de Antoine. Compuest o C6H6 H2O C6H5Cl o-C6H4Cl2 p-C6H4Cl2 C6H5OH

A

B

C

D

E

71,594 1

-6486,2

0

0

62,1361 42,6311 65,5921 76,7971

-7258,2 -6244,4 -8111,1 -8463,4

0 0 0 0

0 0 0

0

-9,2194 -7,3037 -4,5343 -7,8886 -9,6308

83,931 1

-10113

0

0

F

6,98E-06 4,17E-06 4,70E-18 2,73E-06 4,58E-06

-10,09 6,76E-18

G

2 2 6 2 2 6

Tabla 84. Resultados de la Presión de Vapor, Contante de equilibrio y volatilidades relativas para la alimentación. Compuesto

Pi*(bar)

Benceno

3,34

Agua

2,29

Clorobenceno Odiclobenceno Pdiclobenceno

0,83

Fenol

0,16

0,20 0,25

Ki

αi

1,3308634 36 0,9124056 46 0,3291748 06 0,0813865 18 0,0978724 5 0,0617821 83

4,043 2,772 1,000 0,247 0,297 0,188

Para la determinación de la distribución de los compuestos se aplica la ecuación de Shiras a cada componente, lo que resulta:

Agua: Donde; D= 3,337 tmol/h y F= 3,559 tmol/h De igual manera se procede para todos los compuestos. Tabla 85. Resultados para la ecuación de Shiras.

Component e Shiras Benceno 1,69313263 Agua 0,99 Clorobencen o 0,01 Odiclobenceno -0,406357478 Pdiclobenceno -0,378656245 Fenol -0,439298549

Distribución NO SI SI NO NO NO

Cálculo de la Temperatura de Burbuja y Rocío: Temperatura de Rocío: a. Se debe suponer una temperatura. b. Se calcula el Ki correspondiente a cada componente.

c. Calcular Xi, donde Xi = Yi/ Ki. d. Si ΣXi=1, esta es la temperatura de rocío, de lo contrario suponer de nuevo otra temperatura y seguir el paso b.

Tabla 86. Resultados para la Temperatura de Rocío.

Compuesto Benceno Agua Clorobenceno Odiclobenceno Pdiclobenceno Fenol

Yi 0,309 0,690 0,001

Pi*(bar )a 396,1 K 3,21 2,18 0,79

Ki 1,33 0,90 0,33

Xi 0,23221 0,76560 0,00174

αi 4,078 2,760 1,000

0,000

0,19

0,08

0,00000

0,245

0,000 0,000

0,23 0,15

0,10 0,06

0,00000 0,00000

0,295 0,184

Temperatura de Burbuja: a. b. c. d.

Se debe suponer una temperatura. Se calcula el ki correspondiente a cada compuesto. Calcular Yi, donde Yi= Xi*Ki. Si ΣYi= 1, esta es la temperatura de burbuja, de lo contrario suponer otra temperatura y seguir el paso b.

Tabla 87. Resultados para la Temperatura de Burbuja.

Compuesto Benceno Agua Clorobenceno Odiclobenceno Pdiclobenceno Fenol

0,105 0,843

Pi*(bar )a 436,62 K 7,57 6,73 2,22

Ki 2,90 2,58 0,85

0,26932 0,71612

αi 3,411 3,032 1,000

0,014

0,66

0,25

0,00346

0,296

0,032 0,007

0,77 0,59

0,30 0,23

0,00945 0,00158

0,347 0,267

Xi

Yi

Con este procedimiento de determina que la temperatura de tope (antes del intercambiador) es de 396,1 K y la temperatura de fondo es de 436,62 K.

Luego de conocidas las volatilidades del clave ligero en el fondo y en el tope, se halla la volatilidad relativa promedio para dicho compuesto:

Tabla 88. Volatilidades relativas para todos los compuestos. Compuesto

αi F

αi D

αi B

Benceno

4,043

4,078

3,411

Agua Clorobencen o Odiclobenceno Pdiclobenceno

2,772

2,760

3,032

1,000

1,000

1,000

0,247

0,245

0,296

0,297

0,295

0,347

Fenol

0,188

0,184

0,267

αi 3,8312 51 2,8519 01 1 0,2616 84 0,3123 72 0,2098 82

Cálculo del Número Mínimo de etapas: Estas etapas son las requeridas cuando la columna opera a reflujo total, para calcularlas se aplica la ecuación de Fenske.

log N min +1=

[( ) ( ) ] Y CL Y CP

Tope

X CP X CL

log ( α CL , CP )med

Cálculo del Reflujo Mínimo: Las ecuaciones que rigen estos cálculos son: Ecuación de Underwood:

Fondo

αjZjF =¿ ( 1−q ) F α j−θ n

∑¿ i=1

En este caso como la alimentación es líquido saturado, q será igual a 1 y el término de la derecha de la ecuación será igual a cero, y luego se halla el de Ф que satisfaga dicha ecuación

∅=1,0373 El valor de θ se encuentra comprendido, entre los valores de las volatilidades relativas de los componentes claves ligero (2,851) y clave pesado (1) Al tener calculado el valor de Ф se calcula el Rmin:

α jY j =¿ ( R min +1 ) α j−θ ∑¿

Rmin= 0,4935 Se toma una relación de Reflujo de 1,2*Rmin Rop= 1,2*0,4953= 0,5922 A partir de estos valores se pueden definir las corrientes L y V:

Cálculo del Número de etapas teóricas: Para ello se usa la Correlación de Gilliland

Despejando el valor de N tenemos: N = 22,82 ≈ 23 La determinación de la etapa de alimentación se hace mediante la ecuación de Kirkbride, la cual permite calcular el número de etapas por encima (NR) y por debajo (NA) de la etapa de alimentación contando el número de platos desde el tope.

NR= 17, etapas por encima de la alimentación. NA= 6, etapas por debajo de la alimentación.

Tabla 89. Resultados de la columna C-101 Parámetro Valor Rmin Rop

0,49 0,59

Nmin 8,65 Nop 23 La columna de destilación de igual manera fué simulada en ASPEN PLUS 11.1 y los resultados obtenidos fueron los siguientes:

Tabla 90. Resultados por el simulador

Balance de energía en el

Parámetro Valor Rmin Rop Nmin Nop

0,24 0,29 6,57 24

condensador E-108

Del balance de energía se determinar la cantidad de agua de enfriamiento necesaria para la llevar a cabo la condensación, la cual ocurre desde una temperatura de rocío (396,1 K) hasta la temperatura de burbuja (394,94 K) en el condensador.

Tabla 91. Constantes para calcular la capacidad calorífica promedio compuest o

Fraccio n(X)

Agua

0,339

Benceno Clorobence no

0,6592 0,0017

A 8,20E11 -7,60E10 -6,09E10

Σ Cp= Kcal/g*K

A*X

B 1,02E2,78E-11 07 -5,01E- 1,46E10 06 -1,04E- 1,10E12 06 -4,74E10

B*X 3,45E08 9,64E07 1,88E09 1,00E06

C

C*X

4,40E-04 1,49E-04 -1,16E-7,63E04 05 -7,68E-1,31E05 07 7,26E05

Tabla 92. Entalpias de vaporización. compuest λvap(kcal/kg)@39 o 4,94 K Agua 526,7812 Benceno 86,33948 Clorobence no 76,31344 Nota: Los valores de los coeficientes para el cálculo de los Cp promedio y entalpias de vaporización fueron tomados del simulador ASPEN PLUS 11.1 en el rango de temperatura y presión de cada sistema. Entonces se tiene que: Qproceso = -Qagua

Luego se halla la entalpia para la corriente Vapor:

Fluido de Enfriamiento En este caso en el condensador de la torre C-101 se debe enfriar la corriente de proceso desde 396,1 K hasta 394,94 K, con lo cual se debe utilizar como fluido de enfriamiento el Amoniaco ya que al usar agua proveniente de la torre de enfriamiento resultaría una masa de la misma muy elevada, lo que resulta poco práctico a nivel industrial. La entalpia de vaporización del Amoniaco es de 286,257 Kcal/ Kg medida a 112,3 Psig y 293,5K [Perry].

Balance global para hallar el Calor en el Reboiler E-109. Del balance global de la columna de destilación queda: Qr = Hc+ Hr+ Qc- Hf

El Qc se calculó en el paso anterior; Qc= -4,60E7 Kcal/h. Cálculo de Hc: Tabla 93. Contantes para hallar los Cp Promedio

Compuesto

Fracción (X)

Agua

0,339

1,89E-06 6,41E-07

3,58E-04

Benceno

0,6592

1,38E-06 9,09E-07

-7,12E-06

Clorobenceno

0,0017

7,00E-07 1,19E-09 1,55E06

7,73E-05

Promedio Cp= Kcal/gK

B

B*X

C

C*X 1,21E04 -4,69E06 1,31E07 1,17E04

La corriente de tope tiene una temperatura de 394,94 K y además se toma como referencia estado líquido a 25ºC.

La entalpia de la corriente en Kcal/Kg seria:

Calculo de Hr: Tabla 94. Contantes para hallar los Cp promedio.

Compuesto

Fracción (X)

B

X*B

C

Agua

0,018

1,89E-06 3,40E-08

3,58E-04

Clorobenceno

0,9109

7,00E-07 6,38E-07

7,73E-05

C*X 6,45E06 7,04E05

ortodiclbencen o paradiclbencen o Fenol

0,0194

6,23E-07 1,21E-08

8,27E-05

0,0452

6,12E-07 2,77E-08

8,25E-05

0,0062

8,54E-07 5,29E-09 7,17E07

1,04E-05

1,60E06 3,73E06 6,42E08 8,22E05

Cp= Kcal/gK La corriente de fondo se encuentra a una temperatura de 436,62 K y además se toma como referencia estado líquido a 25ºC.

La entalpia de la corriente en Kcal/Kg seria:

Calculo de Hf: Tabla 95. Constantes para hallar los Cp promedio.

Compuesto

Fracción (X)

B

X*B

C

Benceno

0,5542

1,38E-06 7,64E-07

-7,12E-06

Agua

0,2879

1,89E-06 5,44E-07

3,58E-04

Clorobenceno ortodiclbencen o paradiclbencen o Fenol

0,1466

7,00E-07 1,03E-07

7,73E-05

0,0031

6,23E-07 1,93E-09

8,27E-05

0,0072 0,001

6,12E-07 4,41E-09 8,54E-07 8,54E-10

8,25E-05 1,04E-05

C*X -3,94E06 1,03E04 1,13E05 2,56E07 5,94E07 1,04E-

1,4182E -06

08 0,0001 11

Cp= Kcal/gK La corriente de alimentación se encuentra a una temperatura de 397,8 K y además se toma como referencia estado líquido a 25ºC.

La entalpia de la alimentación en Kcal/Kg seria:

Luego se determina el Calor del Reboiler: Qr = Hc+ Hr+ Qc- Hf Qr= (7,74E6+ 1,11E6-7,34E7- 876622,6) Kcal/h= -4,59E7 Kcal/h Masa del Dowtherm-G Para el Reboiler se una como fluido de calentamiento Dowtherm-G, ya que, la transferencia de calor necesaria para dicho intercambiador es mayor que la que el vapor proveniente de la caldera puede proporcionar Las temperaturas de entrada y salida para el Dowtherm-G son de 623K y 373K respectivamente. Tabla 96. Constantes para la Capacidad Calorífica del Dowtherm-G

Cp (Kca/gK) Dowtherm-G

B 1,07E-06

C 3,05E-04

IV. 12 SEPARADOR HORIZONTAL DE REFLUJO.

Figura 21. Diagrama del equipo V-104

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Benceno Fenol Agua Clorobenceno

31 194,68 L 121,9 2,75 65,92

32 194,68 L 121,9 2,75 65,92

65,92 33,9 0,17

65,92 33,9 0,17

Balance de masa El flujo másico en la entrada del separador de reflujo es igual al flujo másico a la salida.

m31=m32=194,68

t/h

IV.13 COLUMNA DE DESTILACION C-102

Figura 22. Diagrama de Equipo C-102 Tabla 97. Datos de las Corrientes de la Columna C-102

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Benceno Fenol Agua Clorobenceno O-diclorobenceno P-diclorobenceno Acido Clorhídrico

40 23,17 L 177,9 2,6 55,04

50 21,33 L 174,7 2,5 52,70

43 1,84 L 210,9 2,7 60,94

0,63 1,81 91,1 1,94 4,51 -

0 1,96 97,99 0 0,05 -

7,89 11,45 24,45 56,21 -

En el siguiente sistema de destilación se desea purificar la corriente 40 proveniente de la columna C-101, de manera de separar el Clorobenceno presente en dicha corriente, el cual luego será utilizado como reactivo en la producción de Fenol en el reactor de Hidrólisis.

La corriente de alimentación de la columna entra a 2,49 barg y 450,95 K como líquido saturado, con lo cual se asume que entra a su temperatura de burbuja. Balance de Masa Los componentes claves elegidos en la columna C-102 son: Clorobenceno (clave ligero) y el P-diclorobenceno (clave pesado) con un porcentaje de recuperación de 99% del alimentado para el Clorobenceno y 1% del alimentado para el Pdiclorobenceno. Las volatilidades de los compuestos presentes en la columna de destilación, desde el más volátil al menos volátil son: agua, clorobenceno, P-diclorobenceno, Odiclorobenceno y fenol, por ende al tomar como clave ligero el clorobenceno y clave pesado el P-doclorobenceno, todo el agua presente en la alimentación se encontrará en la corriente de tope de la columna, y todo el O-doclorobenceno y el fenol en la corriente de fondo. Tabla 98. Composición de la corriente de alimentación

Compuesto

PM

Flujo (t/h)

Agua Clorobencen o Odiclobenceno Pdiclobenceno Fenol

18

0,42

Fracció n másica 0,0181

112,557

21,11

0,911

147,002

0,45

147,002 94,11

1,05 0,14

Σ

23,17

0,0195 0,0452 0,0062 1

Cálculo de la torre de destilación por el método corto (manual): Recuperaciones en tope: -

Clave Ligero: 99% del alimentado

0,99*21,11=20,9 t/h. -

Clave Pesado: 1% del alimentado

0,01*1,05=0,01 t/h Tabla 99. Flujos En las corrientes de Alimentación, Tope y Fondo

Componente PM

(t/h) en tmol/ (t/h) en (t/h) en tmol/ F h D tmol/h B h

Agua Clorobenceno ortodiclbence no paradiclbence no Fenol Σ

18 112,55 7 147,00 2 147,00 2 94,11

0,41872 18 21,1082 89 0,45086 4 1,04716 8 0,14544 23,1704 83

0,023 0,188 0,003

0,41872 2 20,8972 1

0,023 0,186 0,000

0,007 0,002

0 0,01047 2 0

0,223

21,3264

0,209

0,000 0,000

0 0,21108 3 0,45086 4 1,03669 6 0,14544 1,84408 3

0,000 0,002 0,003 0,007 0,002 0,014

Las composiciones de las corrientes del tope y fondo son las siguientes: Componente Zi Yd Agua 0,105 0,111 Clorobenceno 0,843 0,888 ortodiclbence no 0,014 0 paradiclbence no 0,032 0 Fenol 0,007 0 Σ 1,000 1,000 Distribución de los compuestos en la Columna.

Xb 0 0,139 0,227 0,521 0,114 1,000

La distribución de los compuestos se determina mediante la ecuación de Shiras:

Las volatilidades relativas de cada compuesto se determinan mediante la relación entre el coeficiente de distribución de cada compuesto respecto al clave pesado a las condiciones de la alimentación, si el término Xi·D/Zi·F se encuentra entre 0 y 1, se puede decir que el componente se distribuye, por lo tanto los componentes que no se distribuyen no deben estar en este rango. Con esto se comprueba que la elección de los componentes claves fue la correcta. A continuación se presenta el cálculo de la volatilidad relativa:

Los valores de Ki (Pi/Pt) se calcularon mediante la ecuación de Antoine tomada del simulador ASPEN PLUS 11.1

Ln(Pi)=A+B/(T+C)+D*T+E*LN(T)+F*T^G; donde P= bar y T= K Tabla 100. Valores para la constante de Antoine.

Compue sto C6H6 H2O C6H5Cl oC6H4Cl2 pC6H4Cl2 C6H5OH

A 71,594 1 62,136 1 42,631 1 65,592 1 76,797 1 83,931 1

B

C

D

E

F

G

-6486,2

0

0

-9,2194

6,98E-06

2

-7258,2

0

0

-7,3037

4,17E-06

2

-6244,4

0

0

-4,5343

4,70E-18

6

-8111,1

0

0

-7,8886

2,73E-06

2

-8463,4

0

0

-9,6308

4,58E-06

2

-10113

0

0

-10,09 6,76E-18

6

Tabla 101. Resultados de la Presión de Vapor, Contante de equilibrio y volatilidades relativas para la alimentación.

Compuesto Agua Clorobencen o ortodiclbenc eno paradiclbenc eno Fenol

Pi*(bar) 9,51

Ki 2,63

αi 8,570

3,04

0,84

2,742

0,95

0,26

0,857

1,11 0,90

0,31 0,25

1,000 0,814

Para la determinación de la distribución de los compuestos se aplica la ecuación de Shiras a cada componente, lo que resulta: Tabla 102. Resultados para la ecuación de Shiras.

Componente Agua Clorobenceno O-diclobenceno P-diclobenceno Fenol

Shiras 4,26841090 9 0,99 0,07033656 4 0,01 0,09452821

Distribució n NO SI NO SI NO

9 Cálculo de la Temperatura de Burbuja y Rocío: Temperatura de Rocío: e. f. g. h.

Se debe suponer una temperatura. Se calcula el Ki correspondiente a cada componente. Calcular Xi, donde Xi = Yi/ Ki. Si ΣXi=1, esta es la temperatura de rocío, de lo contrario suponer de nuevo otra temperatura y seguir el paso b.

Tabla 103. Resultados para la Temperatura de Rocío.

Compuesto

Yi

Pi*(bar) a 453,88 K

Agua Clorobencen o ortodiclbence no paradiclbenc eno Fenol

0,111

10,17

2,91

0,888

3,24

0,92

0

1,02

0,29

0 0

1,19 0,98

0,34 0,28

Ki

Xi 0,0382 9 0,9608 6 0 0,0010 0 0

αi 8,542 2,717 0,858 1,000 0,823

Temperatura de Burbuja: e. f. g. h.

Se debe suponer una temperatura. Se calcula el ki correspondiente a cada compuesto. Calcular Yi, donde Yi= Xi*Ki. Si ΣYi= 1, esta es la temperatura de burbuja, de lo contrario suponer otra temperatura y seguir el paso b.

Tabla 104. Resultados para la Temperatura de Burbuja.

Compuesto Agua

Xi

Pi*(bar) a 483,99 K

Ki

0,000

19,34

7,13

Yi 0,0000 0

αi 8,311

Clorobencen o ortodiclbenc eno paradiclbenc eno Fenol

0,139

5,80

2,14

0,227

2,02

0,74

0,521

2,33

0,86

0,114

2,11

0,78

0,2959 6 0,1686 6 0,4468 1 0,0886 0

2,491 0,868 1,000 0,905

Con este procedimiento de determina que la temperatura de tope (antes del intercambiador) es de 453,88 K y la temperatura de fondo es de 483,99 K. Luego de conocidas las volatilidades del clave ligero en el fondo y en le tope, se halla la volatilidad relativa promedio para dicho compuesto:

. Tabla 105 Volatilidades Relativas para todos los compuestos.

Compuesto

αi F

αi D

αi B

Agua Clorobencen o ortodiclbence no paradiclbenc eno

8,570

8,542

8,311

2,742

2,717

2,491

0,857

0,858

0,868

1,000

1,000

1,000

Fenol

0,814

0,823

0,905

αi 8,47363 34 2,64748 74 0,86113 55 1 0,84636 25

Cálculo del Número Mínimo de etapas: Estas etapas son las requeridas cuando la columna opera a reflujo total, para calcularlas se aplica la ecuación de Fenske.

log N min +1=

[( ) ( ) ] Y CL Y CP

Tope

X CP X CL

log ( α CL , CP )med

Fondo

Cálculo del Reflujo Mínimo: Las ecuaciones que rigen estos cálculos son: Ecuación de Underwood:

αjZjF =¿ ( 1−q ) F α j−θ n

∑¿ i=1

En este caso como la alimentación es líquido saturado, q será igual a 1 y el término de la derecha de la ecuación será igual a cero, y luego se halla el de Ф que satisfaga dicha ecuación

∅=1,0230 El valor de θ se encuentra comprendido, entre los valores de las volatilidades relativas de los componentes claves ligero (2,647) y clave pesado (1) Al tener calculado el valor de Ф se calcula el Rmin:

α jY j =¿ ( R min +1 ) α j−θ ∑¿

Rmin= 0,56

Se toma una relación de Reflujo de 1,2*Rmin Rop= 1,2*0,56= 0,67 A partir de estos valores se pueden definir las corrientes L y V:

Calculo del Número de etapas teóricas: Para ello se usa la Correlación de Gilliland

Despejando el valor de N se tiene: N = 24,75 ≈ 25 La determinación de la etapa de alimentación se hace mediante la ecuación de Kirkbride la cual permite calcular el número de etapas por encima (NR) y por debajo (NA) de la etapa de alimentación contando el número de platos desde el tope.

NR= 19, etapas por encima de la alimentación. NA= 6, etapas por debajo de la alimentación.

Tabla 106. Resultados de la columna C-102 Parámetro Valor Rmin 0,56 Rop 0,67 Nmin 10 Nop 25 La columna de destilación de igual manera fue simulada en ASPEN PLUS 11.1 y los resultados obtenidos fueron los siguientes:

Tabla 107. Resultados arrojados por el simulador

Balance de energía en el

Parámetro Valor Rmin Rop Nmin Nop

0,29 0,35 9 26

condensador E-110

Del balance de energía se determina la cantidad de agua de enfriamiento necesaria para la llevar a cabo la condensación, la cual ocurre desde una temperatura de rocío (453,88K) hasta la temperatura de burbuja (447,66 K) en el condensador.

Tabla 108.Constantes para determinar los Cp promedios. compuesto Agua Clorobencen o paradiclbenc eno

Fraccion( X) 0,019633 964 0,979875 016 4,91E-04

Σ Cp= Kcal/g*K

A 8,20E11 -6,09E10 4,54E09

A*X B 1,61E12 1,02E-07 -5,97E10 1,10E-06 2,23E12 -3,90E-06 -5,93E10

Tabla 109Entalpias de Vaporización. compuesto Agua Clorobencen

λvap(kcal/kg)@4 47,66K 486,7242 69,60996

B*X C C*X 8,34E18 4,40E-04 8,64E-06 -6,73E-7,68E-7,53E16 05 05 -1,77E14 1,20E-03 5,91E-07 -1,83E-6,60E14 05

o paradiclbenc eno 64,51015 Nota: los valores de los coeficientes para el cálculo de los Cp promedio y entalpias de vaporización fueron tomados del simulador ASPEN PLUS 11.1 en el rango de temperatura y presión de cada sistema. Para determinar el calor en el condensador y la masa de agua necesaria, se realiza el algoritmo de cálculo mostrado en la columna C-101 Entonces se tiene que: Qproceso = -Qagua

Luego se halla la entalpia para la corriente Vapor:

El agua de enfriamiento entra a una temperatura de 32º C (305K) y sale a 50º C (323K) Tabla 110. Capacidad Calorífica para el agua.

Cp (Kcal/g*K) Agua

B

C 1,73E-06

4,04E-04

Balance global para hallar el Calor en el Reboiler E-111. Del balance global de la columna de destilación queda:

Qr = Hc+ Hr+ Qc- Hf El Qc se calculó en el paso anterior; Qc= -2,73E6 Kcal/h. Cálculo de Hc: Tabla 111. Contantes para hallar los Cp Promedio

Compuesto

Fraccion

Agua

0,0196

Clorobenceno Pdiclorobenceno

0,9799 0,0004

Σ Cp= Kcal/gK

B

B*X 3,70E1,89E-06 08 6,86E7,00E-07 07 2,45E6,12E-07 10 7,23E07

C

C*X 7,02E3,58E-04 06 7,57E7,73E-05 05 3,30E8,25E-05 08 8,27E05

La corriente de tope tiene una temperatura de 447,66 K y además se toma como referencia estado líquido a 25ºC.

La entalpia de la corriente en Kcal/Kg seria:

Calculo de Hr: Tabla 112. Contantes para hallar los Cp promedio.

Compuesto

Fraccion

B

Clorobenceno ortodiclbencen o paradiclbencen o

0,1145 7,00E-07

Fenol

0,0789 8,54E-07

0,2445 6,23E-07 0,562 6,12E-07

X*B C C*X 8,02E8,85E08 7,73E-05 06 1,52E2,02E07 8,27E-05 05 3,44E4,64E07 8,25E-05 05 6,74E8,17E08 1,04E-05 07 6,44E7,63E-

07

05

Cp= Kcal/gK La corriente de fondo se encuentra a una temperatura de 436,62 K y además se toma como referencia estado líquido a 25ºC.

La entalpia de la corriente en Kcal/Kg seria:

Calculo de Hf: Tabla 113. Constantes para hallar los Cp promedio.

Compuesto

Fracción

B

Agua

0,2879 1,89E-06

Clorobenceno ortodiclbencen o paradiclbencen o

0,1466 7,00E-07

Fenol

0,0031 6,23E-07 0,0072 6,12E-07 0,001 8,54E-07

X*B C C*X 5,44E1,03E07 3,58E-04 04 1,03E1,13E07 7,73E-05 05 1,93E2,56E09 8,27E-05 07 4,41E5,94E09 8,25E-05 07 8,54E1,04E10 1,04E-05 08 6,54E0,0001 07 153

Cp= Kcal/gK La corriente de alimentación se encuentra a una temperatura de 397,8 K y además se toma como referencia estado líquido a 25ºC.

La entalpia de la alimentación en Kcal/Kg seria:

Luego se determina el Calor del Reboiler: Qr = Hc+ Hr+ Qc- Hf Qr= (1,12E6+ 1,12E6-2,73E6- 1275422,87)Kcal/h= -2,77E6 Kcal/h

Masa del Dowtherm-G Para el Reboiler se una como fluido de calentamiento Dowtherm-G, ya que, la transferencia de calor necesaria para dicho intercambiador es mayor que la que el vapor proveniente de la caldera puede proporcionar Las temperaturas de entrada y salida para el Dowtherm-G son de 623K y 373K respectivamente. Tabla 114. Constantes para la Capacidad Calorífica del Dowtherm-G

Cp (Kca/gK) Dowtherm-G

B 1,07E-06

C 3,05E-04

IV. 14 SEPARADOR HORIZONTAL DE REFLUJO V-105.

Figura 23. Diagrama del equipo V-105

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Agua Clorobenceno P-diclorobenceno Balance de masa

46 35,62 L 174,7 2,5 52,7

47 35,62 L 174,7 2,5 52,7

1,96 97,99 0,05

65,92 97,99 0,05

El flujo másico en la entrada del separador de reflujo es igual al flujo másico a la salida.

m46=m47=35,62

t/h

IV. 15 HORNO F-101

Figura 24. Diagrama del horno F-101.

Tabla 115. Datos de las corrientes en el horno

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Benceno Fenol Agua Clorobenceno O-diclorobenceno P-diclorobenceno Acido Clorhídrico Fuel Oil N2 O2 CO2

52 43,8 G 35 0,7 2,41

53 46,41 G 1798 0 9607,5

158 2,61 L 35 3,5 609,9

55 132,69 L-G 161,0 3,1 179,64

56 132,69 G 450 2,9 287,78

1,99 75,17 22,83 -

7 71 4 18

-

0,65 7,61 9,95 81,79 0,01 -

0,65 7,61 9,95 81,79 0,01 -

100 -

En el siguiente sistema se utiliza el Horno F-101, para calentar la corriente de proceso proveniente del intercambiador E-112 la cual debe ser calentada hasta una temperatura de 450 ºC, ya que, esta corriente se dirige al Reactor de Hidrólisis, y dicha temperatura es una condición necesaria para que se lleven a cabo las reacciones para formar Fenol. Balance en la corriente de Proceso Se debe hacer el balance de Energía correspondiente a la corriente de proceso de manera de determinar el calor que debe suministrarse al horno para mantener la temperatura de 450ºC.

entra−¿ H Sale Q=∆ H =H ¿ Tabla 116. Constantes para calcular los Cp promedios de la corriente de Proceso.

Compuest o AGUA

ton/ h 13,2

% masa 0,10

A X*A 3,257E- 3,239E-

B 1E-07

X*B C 9,9451E- 0,00040

X*C 4E-05

CLOBENCE NO FENOL BENCENO Pdiclorobenc eno

0 108, 52 10,1 0

0,82

0,86

0,01

0,08

0,02 0,0001 132, 69 1

11 -3,36E10 -4,07E10 -4,34E10

12 -2,75E10 -3,1E11 -2,8E12

09 7,62E- 6,2289E07 07 9,71E- 7,3838E07 08 1,08E- 6,9607E06 09

25 3,033E05 2,389E05 -2,73E06

-2,15E10

-3,12E- 5,13E- 7,4463E14 07 11 -3,05E7,137E10 07

6,939E05

2,48E05 1,82E06 -1,8E08 1,01E08 6,66E05

*Cp: Kcal/ gK referencia.

Tabla 117. Entalpias de Vaporización a la Temperatura de

Compuesto Hvap 25C AGUA 581,62 CLOBENCENO 86,49 FENOL 146,14 BENCENO 103,21 Pdiclorobenceno 77,95 NOTA: los valores para los Cp y las entalpias de Vaporización, fueron tomadas del simulador ASPEN PLUS 11.1 para el rango de Temperaturas del proceso.

H entra

: La corriente 55 entra al Horno a 434,9 K, y se toma como referencia el

estado líquido a 25ºC

−3,05E-10∗T 2 +7,13E-7∗T ❑+6,66E-5 ( ¿ ¿ dT )∗10E6+ ( 0,10∗581,61+0,82∗86,49+ 0,08∗146,1+ 0,86∗103,2+0,0001∗77,94 )∗1000 434,9

∫

¿=1,31E7 Kcla/h

Tref

H entra=m∗¿ H sale

: La corriente 56 sale del horno a 450ºC, y se toma como referencia el

estado liquido a 25ºC.

2

❑

−3,05E-10∗T +7,13E-7∗T +6,66E-5 ( ¿ ¿ dT )∗10E6+ ( 0,10∗581,61+0,82∗86,49+ 0,08∗146,1+ 0,86∗103,2+0,0001∗77,94 )∗1000 723

∫ ¿=3,82E7 Kcal /h

Tref

H sale =m∗¿

Q=3,82E7−1,31E7=2,51E7 Kcal /h Para suministrar el calor al horno, se quema el combustible Fuel Oil Nº6 el cual tiene la siguiente composición Tabla 118. Datos del Combustible Fuel Oil Nº6

Combustibl e API Elemento Carbono Hidrogeno Oxigeno Nitrógeno Azufre Poder Calorífico Kcal/ Kg

Masade combustible=

Masa de combustible=

Fuel Oil N°6 (bajo en S) 12,6 Composición % masa 87,69 10,542 0,643 0,281 0,844 9600

Q PCI combustible

2,51E7 =2612,97 Kg/h 9600

Se asume Combustión completa para las siguientes reacciones :

C+O2 ❑ CO 2 →

H 2+ 0,5 O2❑ H 2 O →

S +O2 ❑ S O2 →

Para calcular el oxígeno necesario para quemar el combustible, se busca el oxígeno teórico requerido neto y se toma, para el caso del Fuel Oil, un 20% en exceso. O2 TRQ=∑

%w i ∗mcombustible∗PM O PM i

2

0,10542 0,8769 0,00844 ∗1/2 kgmol O2 ∗1kgmol O 2 ∗1 kgmol O 2 2 kg H 2 /kgmol H 2 12 kgC /kgmolC 32 kgS /kgmolS O2 TRQ= + + ∗2612, 1 kgmolC 1kgmolS 1 kgmol H 2

(

O2 TRQ=8335,90

)

kg O2 h

O2 TRQ neto=O2 TRQ −O2 entra

O2 TRQ neto=8335,90

kg O2 Kg −0,00643∗2612,97 h h

O2 TRQneto =8319,09

kg O2 h

Cálculo de gases de Chimenea Producidos:

O2 q reacciona=8319,09

kg h

O2 q entra=O2 TRQ neto∗(1+ exceso )=8319,09

kg ∗(1+ 0,2 ) h

O2 q entra=10019,88

kg h

10019,88 ∗1 O2 q entra 32 kg O2 /kgmol O2 ∗1 ∗29 kgAire PM O 0,21 Aire= ∗PM aire = O2 kgmolAire 2

Aire=43240,55

kg h

O2 q sale=O2 q entra−O 2 q reacciona O2 q sale=10019,88

N 2 q sale=

kg kg kg −8335,9 =1683,98 h h h

maire ∗ N 2∗PM N + N 2∗mcombustible PM aire 2

kg h ∗0,79∗28 kg N 2 29 kg /kgmol Kg N 2 q sale= +0,0028∗2612,97 kgmol N 2 h 43081,01

N 2 q sale=32934,15

CO2 q sale=

Kg h

wC ∗mcombustible∗PM CO PM C

2

Kg ∗44 kg 0,8769 h Kg C O2 q sale= ∗2612,97 =8401,49 12 kg /kgmol kgmol h

H 2 O q sale=

%w H 2 ∗m combustible∗PM H PM H

2

O

2

Kg ∗18 kg 0,10542 h 0,0209 Kgdeagua Kg H 2 O q sale= ∗2612,97 + ∗43240,55 Kgde aireseco=3350,43 2 kg/kgmol kgmol Kgdeaireseco h

SO 2 q sale=

%w S ∗mcombustible∗PM SO PM S

2

Kg ∗64 kg 0,00844 h Kg SO 2 q sale= ∗2612,97 =44,11 32 kg/kgmol kgmol h

Tabla 119. Composición de los gases de Chimenea

Compuesto CO2 H2O O2 N2 SO2 TOTAL

Masa (Kg) 8401,49 3350,43 1683,98 32934,15 44,11 46414,15

% Masa 18,10 7,22 3,63 70,96 0,10 100

Balance de Energía Para conocer la temperatura de llama a diabática en los gases de combustión se debe hacer un balance de energía, asumiendo que no hay pérdidas, entonces la entalpia de la llama es igual a la entalpia de las entradas al sistema.

H aire + H combustible =H llama

Combustible: En nuestro caso el Combustible se va a almacenar a 35ºC, por lo tanto se encuentra a esa temperatura.

H Combustible =m∗PCI + M∗cp∗(T −T ref ) H combustible =2612,97∗9600+2612,97∗0,9935∗(308−298 ) =2,52E7 Kcal /h Aire: T

H Aire =m∗∫ Cp∗dT Tref

Tabla 120. Constantes para calcular el Cp promedio.

Compue sto N2 O2 Agua

% Masa 0,751733 273 0,228374 665 0,019892 062

A -1,06E11 -2,69E11 -1,40E11

1

X*A -7,93E12 -6,15E12 -2,79E13 -1,44E11

B 6,36E08 9,45E08 1,85E07

X*B 4,78E08 2,16E08 3,68E09 7,31E08

C 2,25E04 1,92E04 3,77E04

C*X 1,69E04 4,39E05 7,50E06 2,21E04

308

H Aire =43801,18∗∫ −1,44E-11∗T 3 +7,31E-8 T 2+2,21E-4∗dT =−1,06E5 Kcal /h 298

Gases de Chimenea: Tabla 121. Constantes para Calcular el Cp promedio

Compuest o % Masa CO2

0,18

H2O

0,07

O2 N2

0,04 0,71

A -5,72E11 -1,40E11 -2,69E11 -1,06E-

X*A -1,04E-11 -1,01E-12 -9,77E-13 -7,49E-12

B 1,94E07 1,85E07 9,45E08 6,36E-

X*B 3,51E08 1,34E08 3,43E09 4,51E-

C 1,58E04 3,77E04 1,92E04 2,25E-

C*X 2,85E05 2,72E05 6,98E06 1,60E-

SO2

0,00

11 -4,29E11

1,00

-4,07E-14 -1,99E11

08 1,27E07

08 1,21E10 9,71E08

04 1,20E04

T

Qgases =H Aire + H combustible =m∗ ∫ −1,99E-11∗T 3 +9,71E-8∗T 2 +2,24E-4∗dT Tref

Despejando el Valor de T, resulta la temperatura de llama adiabática. T= 2070,96 K

IV. 16 REACTOR DE HIDRÓLISIS R-102

Figura 25. Diagrama del reactor de hidrólisis R-102

04 1,14E07 2,22E04

Tabla 122. Datos de las corrientes de entrada y salida al reactor R-102

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Densidad (kg/m3) Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpía (Kcal/kg) Composición % Benceno Fenol Agua Clorobenceno O-diclorobenceno P-diclorobenceno Acido Clorhídrico

56 132,69 G 3,48 450 2,9 287,78

57 132,69 G 3,10 441,3 2,7 279,01

0,65 7,61 9,95 81,79 0,01 -

0,65 19,23 7,72 67,88 0,01 4,50

La hidrólisis del monoclorobenceno por adición de vapor, en relación 0,76 moles de agua por cada mol de clorobenceno, se lleva a cabo a 450°C y en presencia de un catalizador de fosfato tricálcico o sílica gel, el cual puede ser reactivado periódicamente para reducir los depósitos de carbón. La reactivación del catalizador se lleva a cabo con aire caliente a 475°C. La conversión por paso de monoclorobenceno en fenol es de 17%. [Según US Pat N° 2,988,573]. La reacción que se lleva a cabo es la siguiente: →

C6 H 5 Cl+ H 2 O ❑ C6 H 5 OH + HCl

ΔH° 298= +12 KJ/mol

Balance de masa: Cálculo del clorobenceno que reacciona:

C6 H 5 Clentra =

81,79∗132690 kg /h =108520 kg /h 100

C6 H 5 Clreacciona =

0,17∗108520 kg /h =160 kmol /h 112,56 kg/kmol

Como los coeficientes estequiométricos en la reacción de hidrólisis tienen un valor de 1 para cada componente, reacciona:

H 2 Oreacciona =160 kmol/h HCl forma=160 kmol/h C6 H 6forma =160 kmol /h Balance en clorobenceno:

C6 H 5 Clentra + C6 H 5 Cl reacciona=C 6 H 5 Cl sale C6 H 5 Clsale =

108520 kg/h −160 kmol/h=800,22 kmol / h∗112,56 kg/kmol=90072,69 kg / h 112,56 kg/kmol

Balance en agua:

H 2 Oentra + H 2 Oreacciona =H 2 Osale H 2 O sale =

13200 kg /h −160 kmol /h=569,21 kmol /h∗18 kg /kmol=10245,85 kg/h 18 kg/kmol

Balance en ácido clorhídrico:

HCl entra + HCl reacciona =HClsale HCl sale =0+ 160 kmol/h=160 kmol /h∗36,46 kg /kmol=5975,81 kg/h Balance en fenol:

C6 H 5 OH entra + C6 H 5 OH reacciona=C 6 H 5 OH sale C6 H 5 OH sale=

10095,23 kg / h −160 kmol/h=271,17 kmol / h∗94,11 kg /kmol=25519,9 kg /h 94,11 kg / kmol

Balance de energía:

H entra −H sale =∆ H reaccion

Tabla 123. Capacidad calorífica promedio de la corriente que entra al reactor R-102

Compuesto Agua Clorobenceno Fenol Benceno HCl Odiclorobenceno Pdiclorobenceno Promedio

A 3,26E11 -3,36E10 -4,07E10 -4,34E10 3,48E11 0

X*A 3,24E12 -2,75E10 -3,10E11 -2,80E12 0

-2,15E10

-3,12E14 -3,05E10

0

B 1,00E07 7,62E07 9,71E07 1,08E06 -1,80E08 0

X*B 9,95E09 6,23E07 7,38E08 6,96E09 0

5,13E07

7,45E11 7,14E07

0

C 4,03E04 3,03E05 2,39E05 -2,73E06 1,92E04 0

X*C 4,00E05 2,48E05 1,82E06 -1,76E08 0

6,94E05

1,01E08 6,66E05

0

*Cp= Kcal/g*K Donde

Cp= A∗T 2+ B∗T +C

n

´ ∑ X i(masa)∗Cpi Cp= i=1

Nota: los valores de los coeficientes para el cálculo de los Cp promedio y entalpias de vaporización fueron tomados de ASPEN PLUS 11.1 en el rango de temperatura y presión de cada sistema. Para la realización de los balances de energía se tomó como referencia temperatura de 25°C y estado líquido.

2

(¿−3,05E-10∗T + 7,14E-7∗T +6,66E-5)dT =1,96E7 kcal/h 298,15 6

H entrada=132,69∗10 ∗

∫

723,15

¿

∆ H reaccion =2,866 kcal/mol∗163900,34 mol /h=4,7E5 kcal/h H sale =1,91E7 kcal/h

Tabla 124. Capacidad calorífica promedio de la corriente que sale del reactor R-102

Compuesto Agua Clorobenceno Fenol Benceno HCl Odiclorobencen o Pdiclorobencen o Promedio

A 3,26E11 -3,36E10 -4,07E10 -4,34E10 3,48E11 0

X*A 2,51E12 -2,28E10 -7,82E11 -2,80E12 1,57E12 0

B 1,00E07 7,62E07 9,71E07 1,08E06 -1,80E08 0

X*B 7,72E09 5,17E07 1,87E07 6,96E09 -8,11E10 0

C 4,03E04 3,03E05 2,39E05 -2,73E06 1,92E04 0

X*C 3,11E05 2,06E05 4,59E06 -1,76E08 8,64E06 0

-2,15E10

-3,12E14

5,13E07

7,45E11

6,94E05

1,01E08

-3,05E10

7,18E07

6,49E05

*Cp= Kcal/g*K

(¿−3,05E-10∗T 2+ 7,18E-7∗T +6,49E-5)dT =1,91E7 kcal/h T 6

H salida =132,69∗10 ∗

∫

¿

298,15

De la ecuación anterior se despeja la temperatura de salida del reactor, obteniéndose una temperatura de 441,3°C.

IV.17 INTERCAMBIADOR DE CALOR E-112

Figura 26. Diagrama del intercambiador E-112

Tabla 125. Datos de las corrientes de entrada y salida del intercambiador E112

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Benceno Fenol Agua Clorobenceno O-diclorobenceno P-diclorobenceno Acido Clorhídrico

57 132,69 G 441,3 2,7 279,01

59 132,69 G 225,64 2,5 195,61

54 132,69 L 89,5 3,3 157,73

55 132,69 L/G 161,90 3,1 179,64

0,65 19,23 7,72 67,88 0,01 4,50

0,65 19,23 7,72 67,88 0,01 4,50

0,65 7,61 9,95 81,79 0,01 0

0,65 7,61 9,95 81,79 0,01 0

Debido a los requerimientos de enfriamiento de la corriente de proceso, se utiliza un intercambiador que tiene como fluido de enfriamiento la corriente de proceso que sale de la extracción C-104, para llevar la corriente hasta una temperatura de 225,6 ºC, que será alimentada a la columna de destilación C-103. Balance de Masa

El flujo másico en la entrada del intercambiador de calor es igual al flujo másico en la salida m57=m59=132,69

t h

m54=m55=132,69

t h

Balance de Energía: A continuación se realizará el balance de energía en las corrientes 57 y 59. Tabla 126. Capacidades caloríficas de la corrientes 57 y 59 (Kcal/g.K) Compuesto Agua Monoclorobenc eno Fenol Benceno Acido Clorhídrico Pdiclorobenceno Promedio *Cp= Kcal/g*K Donde 2

Cp= A∗T + B∗T +C

A 3,26E11 -3,36E10 -4,07E10 -4,34E10 3,48E11 -2,15E10

X*A 2,51E12 -2,28E10 -7,82E11 -2,80E12 1,57E12 -3,12E14 -3,05E10

B 1,00E-07 7,62E-07 9,71E-07 1,08E-06 -1,80E08 5,13E-07

X*B 7,72E09 5,17E07 1,87E07 6,96E09 -8,11E10 7,45E11 7,18E07

C 4,03E04 3,03E05 2,39E05 -2,73E06 1,92E04 6,94E05

X*C 3,11E05 2,06E05 4,59E06 -1,76E08 8,64E06 1,01E08 6,49E05

n

´ ∑X Cp= i(masa)∗Cpi i=1

Nota: los valores de los coeficientes para el cálculo de los Cp promedio y entalpias de vaporización fueron tomados de ASPEN PLUS 11.1 en el rango de temperatura y presión de cada sistema. Para la realización de los balances de energía se tomó como referencia temperatura de 25°C y estado líquido.

Qcedido=∆ H −3,05E-10∗T 2+7,18E-7∗T +6,49E-5 (¿)dT 498,8

Qcedido=132,69∗10 ∗ ∫ ¿ 6

714,4

Qcedido=1,11E7 Kcal/h

Qcedido=Qabsorbido=H 55−H 54 Tabla 127. Capacidades caloríficas del líquido de la corriente 54.

Compuesto Agua

B 4,43E-06

X*B 4,41E-07

Monocloroben ceno Fenol

9,73E-07

7,95E-07

1,09E-06

8,30E-08

Benceno

2,04E-06

1,32E-08

-

-

6,40E-07

9,29E-11

Acido Clorhídrico Pdiclorobencen o Promedio

1,33E-06

C -1,81E04 2,82E06 9,47E05 -2,42E04 -

C*X -1,8E-05

7,22E05

1,05E08

2,31E06 7,2E-06 -1,6E-06 -

-1E-05

*Cp= Kcal/g*K Donde

Cp=B∗T +C

362,7

H 54=132,69∗106∗

∫

( 1,33E-6∗T −1E-5 ) dT =3,68E6 kcal/h

298,15

H 55=1,47E7 Kcal /h Tabla 128. Capacidades caloríficas de la corriente 55. Compuesto Agua Monocloroben ceno Fenol Benceno Acido Clorhídrico Pdiclorobencen o Promedio

A 3,26E11 -3,36E10 -4,07E10 -4,34E10 3,48E11 -2,15E10

X*A 3,24E12 -2,75E10 -3,10E11 -2,80E12 0 -3,12E14 -3,1E10

B 1,00E07 7,62E07 9,71E07 1,08E06 -1,8E08 5,13E07

X*B 9,95E09 6,23E07 7,38E08 6,96E09 0 7,45E11 7,14E07

C 0,0004 03 3,03E05 2,39E05 -2,7E06 0,0001 92 6,94E05

X*C 4E-05 2,48E05 1,82E06 -1,8E08 0 1,01E08 6,66E05

*Cp= Kcalkg*K

Tabla 129. Entalpia de vaporización de la corriente 55 (Kcal/kg)

Compuesto

Hvap

Agua Monocloroben ceno Fenol Benceno Acido

581,62 86,49

X*Hva p 57,84 70,74

146,14 103,21 60,73

11,12 0,67 0

Clorhídrico Pdiclorobencen o Promedio *Cp= Kcal/kg

77,95

0,01

140,34

Donde n

∆´H vap=∑ Xi∗λi i=1

6

[(

H 55=132,69∗10 ∗

T

∫

)

0,6∗( 1,33E-6∗T −1E-5 ) dT +

298,15

T

∫

0,4∗( −3,1E-10∗T 2+7,14E-7∗T +6,66E-5 ) dT +

298,15

Se despeja la temperatura de la corriente 55 y se obtiene que esta tiene un valor de 161,90°C.

IV.18 PUNTO DE MEZCLA 1

Figura 27. Diagrama del punto de mezcla de la corriente 36

Esta corriente es el resultado de la mezcla entre la corriente 35 la salida del tope de la columna de destilación C-101 con la corriente 3 que es la alimentación fresca de Benceno que entra al proceso.

Tabla 130. Masa de las Corrientes que entran al punto de mezcla de la corriente 36

Compuesto

35

3 (tn/h)

0,4∗14 100

Agua Benceno Clorobenceno TOTAL

(t/h) 41,45 80,60 0,21 122,27

19,83 19,83

Balance de masa. Balance de masa Global

m36=m3+ m35 t t m36=( 19,83+122,27 ) =142,1 h h Balance en componente Agua

agua36=agua3 +agua35 t t agua36=( 0+41,45 ) =41,45 h h Balance en componente Clorobenceno

Clorobenceno36=Clorobenceno3 +Clorobenceno35 t t Clorobenceno36=( 0+ 0,21 ) =0,21 h h Balance en componente Benceno

Benceno 36=Benceno3 +Benceno 35 t t Benceno 36=( 19,83+80,60 ) =100,43 h h Tabla 131. Flujo de la corriente 36 que sale del punto de mezcla

Compuesto Agua

36(t/h) 41,45

Fracción Másica(X) 0,29

Benceno Clorobenceno TOTAL

100,43 0,21 142,1

0,71 0,002 1

Balance de energía Tabla 132. Capacidades Caloríficas para la corriente 35 (Kcal/gm*K)

Compuest Fracción o (X)

B 2,37E06 1,45E06 8,49E07

X*B C X*C 8,04E1,96E- 6,65EAgua 0,3390 07 04 05 9,56E- -2,94E- -1,94EBenceno 0,6592 07 05 05 Clorobence 1,48E4,68E- 8,16Eno 0,0017 09 05 08 1,76E4,72ETOTAL 1 06 05 Nota: los valores de los coeficientes para el cálculo de los Cp promedio y entalpias de vaporización fueron tomados de ASPEN PLUS 11.1 en el rango de temperatura y presión de cada sistema. Para la realización de los balances de energía se tomó como referencia temperatura de 25°C y estado líquido.

Tabla 133. Capacidades Caloríficas para la corriente 3 (Kcal/gm*K)

Compue Fracción sto (X) B Benceno

1

C -2,94E1,45E-06 05

Tabla 134. Capacidades Caloríficas para la corriente 36 (Kcal/gm*K)

Compues Fracción to (X) Agua 0,2917

B 2,37E-

X*B 6,91E-

C 1,96E-

X*C 5,72E-

Benceno Clorobenc eno

0,7068 0,0015

TOTAL

06 1,45E06 8,49E07

1

07 1,02E06 1,27E09 1,72E06

04 -2,94E05 4,68E05

05 -2,08E05 7,02E08 3,65E05

Para el cálculo de la temperatura de salida del punto de mezcla, se expresa el balance de energía

∑ H salen=∑ H entran

Se calcula la H36 por el balance de energía

( 7,79E6+ 8,13E4 ) H 36=

Con

142,01

kg h

kcal h h

=64,40 kcal/ kg

Entonces se obtiene que

T=

H 36 = Cp 36

64,40 =386,69 K=113,54 ° C 2 2 1,72E-6∗(T −298,15 ) 3,65E-5∗( T −298,15 )+ 2

IV.19 PUNTO DE MEZCLA 2

Figura 28. Diagrama del punto de mezcla 2

Tabla 135. Datos de las corrientes en el punto de mezcla 2

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Benceno Fenol Agua Clorobenceno O-diclorobenceno P-diclorobenceno Acido Clorhídrico

58 120,69 L 107,7 3,3 29,4

168 12 L 35 3,3 11,62

54 132,69 L 89,5 3,3 157,73

0,71 8,37 0,99 89,92 0,02 -

100 -

0,65 7,61 9,95 81,78 0,02 -

En este punto de mezcla se introduce al proceso el agua necesaria para la reacción de hidrólisis, la cual proviene del tratamiento de agua. Balance de masa:

m58+ m71=m54 m54=120,69 t /h+ 12t /h=132,69 t /h Balance de energía:

H 58+ H 71=H 54 Tabla 136. Capacidad calorífica promedio de la corriente 58

Compuesto AGUA CLOBENCENO FENOL BENCENO P-C6H4Cl2 Promedio *Cp= Kcal/g*K

B 4,43E-06 9,73E-07 1,09E-06 2,04E-06 6,40E-07

X*B 4,39E-08 8,75E-07 9,13E-08 1,45E-08 1,02E-10 1,02E-06

C -1,81E-04 2,82E-06 9,47E-05 -2,42E-04 7,22E-05

C*X -1,79E-06 2,54E-06 7,92E-06 -1,72E-06 1,15E-08 6,96E-06

Donde

Cp=B∗T +C

n

´ ∑ X i(masa)∗Cpi Cp= i=1

Nota: los valores de los coeficientes para el cálculo de los Cp promedio y entalpias de vaporización fueron tomados de ASPEN PLUS 11.1 en el rango de temperatura y presión de cada sistema. Para la realización de los balances de energía se tomó como referencia temperatura de 25°C y estado líquido. ❑

1,02E-6∗T +6,96E-6 (¿)dT =3,54E6 kcal/h 380,85 6

H 58=120,69∗10 ∗

∫

¿

298,15

4,43E-6∗T ❑−1,81E-4 (¿)dT =1,39E5kcal /h 308,15

H 71=12∗106∗

∫

¿

298,15

Tabla 137. Capacidad calorífica promedio de la corriente 54

Compuesto AGUA CLOBENCENO FENOL BENCENO P-C6H4Cl2 Promedio *Cp= Kcal/g*K Donde

Cp=B∗T +C

B 4,43E-06 9,73E-07 1,09E-06 2,04E-06 6,4E-07

X*B 4,41E-07 7,95E-07 8,3E-08 1,32E-08 9,29E-11 1,33E-06

C -0,00018 2,82E-06 9,47E-05 -0,00024 7,22E-05

C*X -1,8E-05 2,31E-06 7,2E-06 -1,6E-06 1,05E-08 -1E-05

n

´ ∑X Cp= i(masa)∗Cpi i=1

H 54=3,68E6 kcal/h 1,33E-6∗T −1E-5 (¿)dT T 6

H 54=132,69∗10 ∗

∫

¿

298,15

Se despeja la temperatura de la corriente 54 y se tiene un valor de 89,5°C.

IV.20 PUNTO DE MEZCLA 3

Figura 29. Diagrama del punto de mezcla 3. Tabla 138. Datos de las corrientes en el punto de mezcla 3

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico

50 21,33 L

59 132,69 G

60 154,02 G

Temperatura (°C) 174,51 225,6 185,2 Presión (barg) 2,5 2,5 2,5 Entalpia (Kcal/kg) 52,73 195,61 174,69 Composición % Benceno 0,65 0,56 Fenol 19,23 16,56 Agua 1,96 7,72 6,92 Clorobenceno 97,99 67,88 72,1 O-diclorobenceno P-diclorobenceno 0,05 0,02 Acido Clorhídrico 3,88 En este punto de mezcla se une la corriente proveniente del tope de la torre de destilación C-102 con la corriente que sale del reactor de hidrólisis R-102, para alimentar la columna de destilación C-103. Balance de masa:

m50+ m59=m60 m54=21,33 t /h+ 132,69t /h=154,02t /h

Balance de energía:

H 50+ H 59 =H 60

Tabla 139. Capacidad calorífica promedio de la corriente 50

Compuesto Agua Clorobence no Pdiclbencen o Promedio *Cp= Kcal/g*K Donde

Cp=B∗T +C

B 1,89E06 7E-07 6,12E07

C 0,00035 8 7,73E05 8,25E05

X*B 3,71E08 6,86E07 3,01E10

X*C 7,03E06 7,57E05 4,05E08

7,24E07

8,28E05

n

´ ∑X Cp= i(masa)∗Cpi i=1

Nota: los valores de los coeficientes para el cálculo de los Cp promedio y entalpias de vaporización fueron tomados de ASPEN PLUS 11.1 en el rango de temperatura y presión de cada sistema. Para la realización de los balances de energía se tomó como referencia temperatura de 25°C y estado líquido.

7,24E-7∗T ❑ +8,28E-5 (¿)dT =1,12E6 kcal/h 447,7 6

H 50=21,33∗10 ∗

∫

¿

298,15

Tabla 140. Capacidad calorífica promedio de la corriente 59 Compuesto Agua Monocloroben ceno Fenol Benceno

Acido Clorhidrico Pdiclorobencen o Promedio

A 1,31E10 -4,8E10 -5,6E10 -8E-10

B 7,81E08 9,67E07 1,14E06 1,5E06

4,08E11 -4,6E10

-2,8E08 7,89E07

*Cp= Kcal/g*K , Donde 2

Cp= A∗T + B∗T +C

C 0,0004 42 -4,2E05 -2,5E05 0,0001 3 0,0001 96 -9,2E06

A*X 1,01E11 -3,2E10 -1,1E10 -5,2E12

B*X 6,03E09 6,57E07 2,2E07 9,69E09

C*X 3,42E05 -2,9E05 -4,8E06 -8,1E07

1,84E12 -6,6E14

-1,3E09 1,15E10

8,81E06 -1,3E09

-4,2E10

8,91E07

8,59E06

n

´ ∑ X i(masa)∗Cpi Cp= i=1

−4,2E-10∗T 2 +8,91E-7∗T + 8,59E-6 ( ¿)dT =2,58E7 kcal /h 225,6

H 59=132,69∗106∗

∫

¿

298,15

Tabla 141. Capacidad calorífica promedio de la corriente 60

Compuesto Agua Monocloroben ceno Fenol Benceno

A 1,31E10 -4,8E10 -5,6E10 -8E-10

Acido Clorhidrico Pdiclorobencen o promedio *Cp= Kcal/g*K Donde

Cp= A∗T 2+ B∗T +C

n

´ ∑ X i(masa)∗Cpi Cp= i=1

H 60=2,69E7 kcal/h

4,08E11 -4,6E10

B 7,81E08 9,67E07 1,14E06 1,5E06 -2,8E08 7,89E07

C 0,00044 2 -4,2E-05 -2,5E-05 0,00013 0,00019 6 -9,2E-06

A*X 9,09E12 -3,4E10 -9,3E11 -4,4E12 1,58E12 -8,8E14

B*X 5,4E09 6,97E07 1,89E07 8,34E09 -1,1E09 1,52E10

C*X 3,06E05 -3,1E05 -4,1E06 -7E-07

-4,3E10

8,99E07

2,85E06

7,59E06 -1,8E09

2

−4,3E-10∗T +8,99E-7∗T + 2,85E-6 (¿)dT T

H 60=154,02∗106∗

∫

¿

298,15

Se despeja la temperatura de la ecuación anterior y se tiene un valor de 185,2°C.

IV.20 COLUMNA DE DESTILACION C-103

Figura 30. Diagrama de Equipo C-103 Tabla 142. Datos de las Corrientes para la columna-103

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Benceno Fenol Agua Clorobenceno O-diclorobenceno P-diclorobenceno Acido Clorhídrico

60 154,02 G 185,2 2,5 43,01

66 18,50 L -15,9 2,4 346,97

69 135,52 L 192 2,6 57,32

0,56 16,56 6,92 72,1 3,88

4,63 0 57,07 6 32,3

0 18,83 0,08 81,07 0

En el siguiente sistema de destilación se desea purificar la corriente 60 proveniente del Punto de Mezcla 3, de manera de separar el Acido Clorhídrico presente en la corriente para luego ser usado como reactivo en el Reactor de Oxicloración. La corriente de alimentación de la columna C-103 entra a 2,5 barg y 458,21 K como Vapor saturado, con lo cual se asume que entra a su temperatura de Rocío. Balance de Masa Los componentes claves elegidos en la columna C-101 son: agua (clave ligero) y el Clorobenceno (clave pesado) con un porcentaje de recuperación de 99% del alimentado para el agua y 1% del alimentado para el Clorobenceno. Las volatilidades de los compuestos presentes en la columna de destilación, desde el más volátil al menos volátil son: Acido Clorhídrico, benceno, agua, clorobenceno, P-diclorobenceno y fenol, por ende al tomar como clave ligero el agua y clave pesado en clorobenceno, todo el Acido clorhídrico y el benceno presente en la alimentación se encontrará en la corriente de tope de la columna, y todo el Pdiclorobenceno y el fenol en la corriente de fondo.

Tabla 143. Composición de la corriente de alimentación

Compuesto Acido Clorhidrico Benceno Agua Clorobencen o paradiclbenc eno Fenol

PM

Flujo (t/h)

% Masa

36,46 78,11 18,00

5,98 0,86 10,66

0,04 0,01 0,07

112,56

110,97

0,72

147,00 94,11

0,03 25,52

0,00 0,17

Cálculo de la torre de destilación por el método corto (manual): Recuperaciones en tope: -

Clave Ligero: 99% del alimentado

0,99*10,66=10,55 t/h. -

Clave Pesado: 1% del alimentado

0,01*110,97=1,11 t/h

Tabla 144. Flujos En las corrientes de Alimentación, Tope y Fondo

Compuesto Acido Clorhídrico Benceno

PM

(t/h) en F

tmol/h

(t/h) en D

tmol/h

36,46 78,11

5,98 0,86

0,16 0,01

5,976 0,857

0,164 0,011

10,66

0,59

10,558

0,587

110,97

0,99

1,110

0,010

0,03 25,52

0,00 0,27

0,000 0,000

0,000 0,000

154,02

2,02

18,500

0,771

Agua 18,00 Clorobencen o 112,56 Pdiclobenceno 147,00 Fenol 94,11 Σ

(t/h) en B tmol/h 0 0 0,10664 5 109,860 1

0,000 0,000 0,006 0,976

0,0297 0,000 25,5198 0,271 135,516 2 1,253

Las composiciones de las corrientes del tope y fondo son las siguientes: Compuesto Acido Clorhídrico Benceno Agua Clorobencen o Pdiclobenceno Fenol

Zi

Yd

Xb

0,081 0,005 0,293

0,213 0,014 0,760

0,000 0,000 0,005

0,487

0,013

0,779

0,000 0,134

0,000 0,000

0,000 0,216

Distribución de los compuestos en la Columna. La distribución de los compuestos se determina mediante la ecuación de Shiras:

Las volatilidades relativas de cada compuesto se determinan mediante la relación entre el coeficiente de distribución de cada compuesto respecto al clave pesado a las condiciones de la alimentación, si el término Xi·D/Zi·F se encuentra entre 0 y 1, se puede decir que el componente se distribuye, por lo tanto los componentes que no se distribuyen no deben estar en este rango. Con esto se comprueba que la elección de los componentes claves fue la correcta.

A continuación se presenta el cálculo de la volatilidad relativa:

Los valores de Ki (Pi/Pt) se calcularon mediante la ecuación de Antoine tomada del simulador ASPEN PLUS 11.1 Ln (Pi) =A+B/(T+C)+D*T+E*LN(T)+F*T^G; donde P= bar y T= K

Tabla 145. Valores para la constante de Antoine.

Compue sto C6H6 H2O C6H5Cl oC6H4Cl2 pC6H4Cl2 C6H5OH

A 71,594 1 62,136 1 42,631 1 65,592 1 76,797 1 83,931 1

B

C

D

E

F

G

-6486,2

0

0

-9,2194

6,98E-06

2

-7258,2

0

0

-7,3037

4,17E-06

2

-6244,4

0

0

-4,5343

4,70E-18

6

-8111,1

0

0

-7,8886

2,73E-06

2

-8463,4

0

0

-9,6308

4,58E-06

2

-10113

0

0

-10,09 6,76E-18

6

Tabla 146. Resultados de la Presión de Vapor, Contante de equilibrio y volatilidades relativas para la alimentación.

Compuesto Pi(bar) Acido Clorhídrico 877,00 Benceno 11,19 Agua 11,22 Clorobencen o 3,54 Pdiclobenceno 1,32 Fenol 1,10

Ki 250,5 7 3,20 3,21

Xi 0 0 0,09

αi 247,8 5 3,16 3,17

1,01

0,48

1,00

0,38 0,32

0 0,42

0,37 0,31

Para la determinación de la distribución de los compuestos se aplica la ecuación de Shiras a cada componente, lo que resulta:

Acido Clorhídrico: Donde; D= 0,771 tmol/h y F= 2,02 tmol/h De igual manera se procede para todos los compuestos.

Tabla 147. Resultados para la ecuación de Shiras.

Componente Acido clorhidrico Benceno Agua Clorobenceno P-diclobenceno Fenol

Shiras 111,37 1,69 0,99 0,01 -0,27 -0,30

Distribuc ion NO NO SI SI NO NO

Cálculo de la Temperatura de Burbuja y Rocío: Temperatura de Rocío: i. j. k. l.

Se debe suponer una temperatura. Se calcula el Ki correspondiente a cada componente. Calcular Xi, donde Xi = Yi/ Ki. Si ΣXi=1, esta es la temperatura de rocío, de lo contrario suponer de nuevo otra temperatura y seguir el paso b.

Tabla 148. Resultados para la Temperatura de Rocío.

Compuesto Acido Clorhidrico Benceno Agua Clorobenceno

Yi

Pi(bar) a 404,67 K

Ki

Xi

αi

0,21 0,01 0,76 0,01

361,72 3,91 2,82 1,00

103,62 1,12 0,81 0,29

0,002 0,012 0,940 0,044

361,30 3,91 2,82 1,00

Temperatura de Burbuja: i. j. k. l.

Se debe suponer una temperatura. Se calcula el ki correspondiente a cada compuesto. Calcular Yi, donde Yi= Xi*Ki. Si ΣYi= 1, esta es la temperatura de burbuja, de lo contrario suponer otra temperatura y seguir el paso b.

Tabla 149. Resultados para la Temperatura de Burbuja. Compuesto Acido Clorhídrico Benceno Agua Clorobenceno Pdiclobenceno Fenol

Xi

Pi*(bar) a 465

Ki

Yi

αi

0 0 0 0,78

979,34 12,55 13,04 4,06

279,57 3,58 3,72 1,16

0 0 0,02 0,90

241,51 3,09 3,22 1,00

0 0,22

1,54 1,32

0,44 0,38

0 0,08

0,38 0,33

Con este procedimiento de determina que la temperatura de tope (antes del intercambiador) es de 404,67 K y la temperatura de fondo es de 465 K. Luego de conocidas las volatilidades del clave ligero en el fondo y en le tope, se halla la volatilidad relativa promedio para dicho compuesto:

Tabla 150

. Volatilidades relativas Compuesto Acido Clorhídrico

αi F

αi D

247,854 361,298

αi B 241,505

Benceno

3,161

3,910

3,094

Agua Clorobenceno Pdiclobenceno

3,172 1,000

2,819 1,000

3,216 1,000

0,373

0,307

0,381

αi 278,60 94 3,3694 22 3,0637 04 1 0,3518 55

Fenol

0,312

0,201

0,326

0,2734 77

Cálculo del Número Mínimo de etapas: Estas etapas son las requeridas cuando la columna opera a reflujo total, para calcularlas se aplica la ecuación de Fenske.

log N min +1=

[( ) ( ) ] Y CL Y CP

Tope

X CP X CL

Fondo

log ( α CL , CP )med

Cálculo del Reflujo Mínimo: Las ecuaciones que rigen estos cálculos son: Ecuación de Underwood:

αjZjF =¿ ( 1−q ) F α j−θ n

∑¿ i=1

En este caso como la alimentación es Vapor saturado, q será igual a 0 y el término de la derecha de la ecuación será igual a 1, y luego se halla el de Ф que satisfaga dicha ecuación

∅=2,90 El valor de θ se encuentra comprendido, entre los valores de las volatilidades relativas de los componentes claves ligero (3,06) y clave pesado (1) Al tener calculado el valor de Ф se calcula el Rmin:

α jY j =¿ ( R min +1 ) α j−θ ∑¿

Rmin= 13,78 Se toma una relación de Reflujo de 1,2*Rmin Rop= 1,2*13,78= 16,54 A partir de estos valores se pueden definir las corrientes L y V:

Calculo del Número de etapas teóricas: Para ello se usa la Correlación de Gilliland

Despejando el valor de N tenemos: N = 17,21 ≈ 18 La determinación de la etapa de alimentación se hace mediante la ecuación de Kirkbride, la cual permite calcular el número de etapas por encima (NR) y por debajo (NA) de la etapa de alimentación contando el número de platos desde el tope.

NR= 8, etapas por encima de la alimentación. NA= 10, etapas por debajo de la alimentación.

Tabla 151. Resultados de la columna C-103 Parámetro Valor Rmin 13,78 Rop 16 Nmin 9 Nop 18 La columna de destilación de igual manera fué simulada en ASPEN PLUS 11.1 y los resultados obtenidos fueron los siguientes:

Tabla 152. Resultados arrojador por el simulador. Parámetro Valor Rmin Rop Nmin Nop

2,24 2,7 6 12

Balance de energía en el condensador E-113. Del balance de energía se determina la cantidad de agua de enfriamiento necesaria para llevar a cabo la condensación, la cual ocurre desde una temperatura de rocío (404,67K) hasta la temperatura de burbuja (257,08 K) en el condensador.

Tabla 153. Constantes para determinar el Cp promedio. Compuest Fracció o n(X) Acido Clorhídrico 0,32 Agua

0,57

Benceno Clorobence no

0,05

Σ Cp= Kcal/g*K

0,06

A 3,14E11 8,20E11 -7,60E10 -6,09E10

1,00

A*X 1,02E-11

B -2,01E08

B*X -6,48E-09

4,68E-11 1,02E-07 5,80E-08 -3,52E11 1,46E-06 6,77E-08 -3,66E11 1,10E-06 6,62E-08 1,481E1,8549E11 07

C 1,94E04 4,40E04 -1,16E04 -7,68E05

C*X 6,27E-05 2,51E-04 -5,36E-06 -4,61E-06 0,00030 372

Tabla 154. Entalpias de vaporización. compuesto Acido Clorhidrico Agua Benceno Clorobencen o

λvap(kcal/kg)@25 7,08K 84,00097 600,1601 109,2742 90,24145

Nota: Los valores de los coeficientes para el cálculo de los Cp promedio y entalpias de vaporización fueron tomados del simulador ASPEN PLUS 11.1 en el rango de temperatura y presión de cada sistema. Entonces se tiene que: Qproceso = -Qagua

Luego se halla la entalpia para la corriente Vapor:

Fluido de Enfriamiento En este caso en el condensador de la torre C-103 se debe enfriar la corriente de proceso desde 404,67 K hasta 257,08 K, con lo cual se debe utilizar como fluido de enfriamiento el Amoniaco ya que el agua proveniente de la torre de enfriamiento no suministra el enfriamiento necesario. La entalpia de vaporización del Amoniaco es de 286,257 Kcal/ Kg medida a 112,3 Psig y 293,5K [Perry].

Balance global para hallar el Calor en el Reboiler E-114. Del balance global de la columna de destilación queda: Qr = Hc+ Hr+ Qc- Hf El Qc se calculó en el paso anterior; Qc= -1,41E8 Kcal/h. Cálculo de Hc:

Tabla 155. Contantes para hallar los Cp Promedio

Compuest Fracci o ón Acido Clorhídrico 0,32 Benceno

0,57

Agua Clorobence no

0,05 0,06

A 3,14E11 8,20E11 -7,60E10 -6,09E10

Σ Cp= Kcal/gK

A*X 1,02E-11 4,68E-11 -3,52E11 -3,66E11 -1,48E11

B -2,01E08 1,02E07 1,46E06 1,10E06

B*X -6,48E09 5,80E08 6,77E08 6,62E08 1,85E07

C 1,94E04 4,40E04 -1,16E04 -7,68E05

C*X 6,27E-05 2,51E-04 -5,36E06 -4,61E06 3,04E04

Tabla 156. Entalpias de Vaporización.

Compuesto Acido Clorhidrico Benceno Agua Clorobencen o

λvap(kcal/kg)@29 8,15K 60,72795 581,6193 103,206 86,49192

La corriente de tope tiene una temperatura de 257,08 K y además se toma como referencia estado líquido a 25ºC.

La entalpia de la corriente en Kcal/Kg seria:

Calculo de Hr: Tabla 157. Contantes para hallar los Cp promedio.

Compuesto

Fracci on

Agua

0,0008

B 1,89E06

X*B 1,51E-09

C 3,58E04

C*X 2,86E07

Clorobenceno 0,8107 paradiclbenc eno 0,0002 Fenol

0,1883

7,00E07 6,12E07 8,54E07

5,68E-07 1,22E-10 1,61E-07

7,73E05 8,25E05 1,04E05

7,30E-07

6,27E05 1,65E08 1,95E06 6,49E05

Cp= Kcal/gK La corriente de fondo se encuentra a una temperatura de 465 K y además se toma como referencia estado líquido a 25ºC.

La entalpia de la corriente en Kcal/Kg seria:

Cálculo de Hf: Tabla 158. Constantes para hallar los Cp promedio.

Compuesto Acido Clorhidrico Benceno Agua Clorobencen

Fracci ón 0,0388 0,0055 62 0,0692 43 0,7205

A 3,14E11 8,20E11 -7,60E10 -6,09E-

A*X 1,22E12 4,56E13 -5,26E11 -4,39E-

B -2,01E08 1,02E07 1,46E06 1,10E-

B*X -7,78E10 5,66E10 1,01E07 7,95E-

C 1,94E04 4,40E04 -1,16E04 -7,68E-

C*X 7,53E-06 2,45E-06 -8,02E06 -5,53E-

o 07 paradiclbenc 0,0001 eno 93 0,1656 Fenol 95

10 4,54E09 -5,60E10

Σ Cp= Kcal/gK

10 8,75E13 -9,28E11 -5,82E10

06 -3,90E06 1,14E06

07 -1,77E14 1,89E07 1,09E06

05 1,20E03 -2,48E05

05 2,32E-07 -4,11E06 -5,73E05

La corriente de alimentación se encuentra a una temperatura de 458,21 K y además tomamos como referencia estado líquido a 25ºC.

La entalpia de la alimentación en Kcal/Kg seria:

Luego se determina el Calor del Reboiler: Qr = Hc+ Hr+ Qc- Hf Qr= (6,42E6 + 7,77E6 -1,41E8 – 6,62E6) Kcal/h= -4,33E8 Kcal/h Masa del Dowtherm-G Para el Reboiler se una como fluido de calentamiento Dowtherm-G, ya que, la transferencia de calor necesaria para dicho intercambiador es mayor que la que el vapor proveniente de la caldera puede proporcionar Las temperaturas de entrada y salida para el Dowtherm-G son de 623K y 373K respectivamente.

Tabla 159. Constantes para la Capacidad Calorífica del Dowtherm-G

Cp (Kca/gK) Dowtherm-G

B 1,07E-06

C 3,05E-04

IV. 21 SEPARADOR HORIZONTAL DE REFLUJO.

Figura 31.Diagrama del equipo V-106

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Benceno Agua Clorobenceno Acido Clorhídrico Balance de masa

62 305,99 L -15,9 2,4 346,97

63 305,99 L -15,9 2,4 346,97

4,63 57,07 6 32,3

4,63 57,07 6 32,3

El flujo másico en la entrada del separador de reflujo es igual al flujo másico a la salida.

m62=m63 =305,99

t/h

IV. 22 COLUMNAS DE EXTRACCIÓN LÍQUIDO-LÍQUIDO

Figura 32. Diagrama del Equipo C-104

Tabla 160. Datos de las Corrientes de la Columna C-104

Corriente

70

71

72

77

Flujo(t/h) Edo Físico Densidad(Kg/ m^3) Temperatura( ºC) Presión(barg) Entalpía(Kcal /Kg) Composición( %) Benceno Fenol Agua Clorobenceno oDiclorobence no pDiclorobence no

135,52 L

120,69 L

170,02 L

155,03 L

942,8

1013,6

908,62

523,2

192 1,29

107,8 1,49

123,3 1,49

107,4 1,49

40,2

23,6

83,2

77,5

0,03 18,83 0,08 81,07

0,71 8,37 0,99 89,92

9,09 90,12 0,78

0,53 99,47 -

-

-

0,01

-

0,02

0,02

-

-

Figura 33. Diagrama del Equipo C-105 Tabla 161. Datos de las Corrientes de la columna C-105

Corriente Flujo(t/h) Edo Físico Densidad(Kg/ m^3) Temperatura( ºC) Presión(barg) Entalpía(Kcal /Kg) Composición( %) Benceno Fenol Agua Clorobenceno oDiclorobence no

73 170,02 L

74 142,1 L

75 193,83 L

79 118,29 L

908,62

901

909,3

801,29

123,3 1,49

113,5 1,4

107,8 1,49

123 1,49

83,2

52,4

77,5

35,8

9,09 90,12 0,78

70,68 29,17 0,15

0,5 99,5 -

84,09 13,06 1,54 1,3

0,01

-

-

-

Balance de masa. El balance de masa para las columnas C-104 y C-105 se realizó en conjunto, puesto que eran interdependientes porque la salida de fondo de la segunda torre es reciclada a la primera, de manera que sirva como agente extractante. Las composiciones de todas las corrientes son tomadas del programa ASPEN PLUS, donde se simuló el sistema debido a los reciclos que se presentan, permitiendo encontrar una columna con un número de platos apropiado, y con la mayor

separación posible. Estos valores son corroborados luego de varias iteraciones en el mismo sistema hasta que las composiciones se mantienen constantes. Tabla 162. Fracciones Másicas para las corrientes de la columna C-104

COMPUESTO Agua Clorobenceno Fenol Benceno Acido Clorhídrico oDiclorobencen o pDiclorobencen o

77 0,9947

0,0053

70 0,0008 0,8105 0,1883 0,0003

71 0,0099 0,8992 0,0837 0,0071

72 0,9012 0,0078 0,0909

0,0001

1

0,0002 1

0,0002 1

1

Tabla 163. Fracciones Másicas para las corrientes de la columna C -105

COMPUESTO Agua Clorobenceno Fenol Benceno Acido Clorhidrico odiclorobencen o pDiclorobencen o

73

74

75

79

0,9012 0,0078 0,0909

0,2917 0,0015

0,9947

0,7068

0,0053

0,0154 0,0130 0,1306 0,8409

1

1

1

0,0001

1

Los balances llevados a cabo para encontrar los flujos de cada una de las corrientes se presentan a continuación: 

Balance en componente fenol entre ambas columnas.

X 74∗m74 + X 70∗m70=X 71∗m71 + X 79∗m79 + X 78∗m78 Despejando la masa de la corriente 79 nos queda:

m79=

X 74∗m74 + X 70∗m70− X 71∗m71−X 78∗m78 X 79

Sustituyendo en la ecuación anterior se encuentra el valor de la masa de la corriente 79

m79= 

0,1883∗135,52−0,0836∗120,688 t =118,3 0,1306 h Balance global en ambas torres

m74+ m70 =m71 +m79+ m78 Despejando la masa de la corriente 74 queda:

m74=m71+ m79 +m78−m70 

Balance en componente agua en ambas torres

X 74∗m74 + X 70∗m70=X 71∗m71 + X 79∗m79 + X 78∗m78 Sustituyendo la masa de la corriente 74 despejada del balance global en ambas torres, se puede calcular el valor de la masa de la corriente 78, y por ende el flujo de la corriente 74

m 78=

X 70∗m 70 + X 74∗(m 71+ m79−m70 )−X 71∗m71 −X 79∗m 79 X 78− X 74

m78=

0,0008∗135,52+0,2917∗(120,69+118,29−135,52)−0,0099∗120,69−0,0154∗118,29 0,9947−0,2917

m78=32,73

t h

m74=120,69+118,29+38,73−135,68 m74=142,03 

t h

Balance global en la columna C-104

m77+ m70=m71 +m72 Despejando la masa de la corriente 84

m72=m77+ m70−m71 

Balance en componente fenol en la columna C-104

X 77∗m77 + X 70∗m70=X 71∗m71 + X 72∗m72

Sustituyendo la masa de la corriente 72 y despejando la masa de la corriente 77 quedaría

m X 71 m71− X 70 m 70+ X 72

¿(¿ ¿ 70+ m71) X 77− X 72

m77=¿ Evaluando la ecuación anterior se tiene

m77=

0,0837∗120,69−0,1883∗135,68+ 0,0908∗(135,52−120,69) 0−0,0908

m77=155,03

t h

Se calcula el flujo de la corriente 72

m72=155,03+135,68−120,69 m72=170,02

t h

Balance de Energía. Tabla 164. Capacidades Caloríficas de la Corriente que entran a la columna C104 (Kcal/gm*K)

COMPUESTO

CP(Kcal/g m*K) B

Agua

3,51E-06

Clorobenceno

9,78E-07

Fenol

-1,08E-06

C -2,53E04 -4,10E06 9,69E05

CORRIE NTE 77 X*B 3,49E-06

X*C -2,52E04

0

0

0

0

CORRIE NTE 70 X*B 2,75E-09 7,92E-07 -2,04E07

X*C -1,99E07 -3,32E06 1,82E05

Benceno Acido Clorhídrico oDiclorobenceno pDiclorobenceno

1,88E-06 5,79E-09 6,09E-07 6,32E-07

-1,96E04 1,89E04 8,81E05 7,43E05

9,95E-09

-1,04E06

4,91E-10

-5,14E08

0

0

0

0

0

0

0

0

0 -2,53E04

1,01E-10

0 1,19E08 1,47E05

3,50E-06

5,92E-07

Tabla 165. Capacidades Caloríficas de la Corriente que salen de la columna C104 (Kcal/gm*K)

COMPUESTO

CP(Kcal/gm *K) B

Agua

3,51E-06

Clorobenceno

9,78E-07

Fenol

-1,08E-06

Benceno Acido Clorhídrico oDiclorobenceno pDiclorobenceno

1,88E-06 5,79E-09 6,09E-07 6,32E-07

C -2,53E04 -4,10E06 9,69E05 -1,96E04 1,89E04 8,81E05 7,43E05

CORRIE NTE 71 X*B

1,33E-08

X*C -2,51E06 -3,68E06 8,11E06 -1,39E06

0

0

0

0

0 1,19E08 5,34E07

9,05E-11

3,47E-08 8,79E-07 -9,04E08

1,01E-10 8,37E-07



Balance de Energía C-104

Q= Δ H=H salen −H entran

H entra =H 70+ H 77

CORRIE NTE 72 X*B

7,63E-09 -9,83E08

X*C -2,28E04 -3,20E08 8,81E06

0

0 0 1,31E08

3,16E-06

0 3,07E-06

0 -2,19E04

H sale =H 71 +H 72

Q= Δ H=( 83,2+23,6 ) −( 40,2+ 76,89) Q=−10,4



kcal h

Balance de Energía C-105

Tabla 166. Capacidades Caloríficas de la Corriente que entran a la columna C105 (Kcal/gm*K)

COMPUESTO

CP(Kcal/g m*K) B

5,79E-09

C 1,96E04 -4,10E06 9,69E05 4,68E05 1,89E04

CORRIE NTE 73 X*B 2,14E06 7,63E09 -9,83E08 0,00E+0 0 0,00E+0 0

Agua

2,37E-06

Clorobenceno

9,78E-07

Fenol

-1,08E-06

Benceno Acido Clorhídrico oDiclorobencen o pDiclorobencen o

8,49E-07

6,09E-07

8,81E05

9,05E11

X*C 1,77E04 -3,20E08 8,81E06 0,00E+ 00 0,00E+ 00

CORRIE NTE 74 X*B 6,91E07 1,47E09 0,00E+0 0 6,00E07 0,00E+0 0

X*C 5,72E05 -6,15E09 0,00E+ 00 3,31E05 0,00E+ 00

1,31E- 0,00E+0 0,00E+ 08 0 00

7,43E- 0,00E+0 0,00E+ 0,00E+0 0,00E+ 05 0 00 0 00 6,87E2,05E- 1,85E1,29E- 9,02E4,36E-06 04 06 04 06 05

6,32E-07

Tabla 167. Capacidades Caloríficas de la Corriente que salen de la columna C105 (Kcal/gm*K)

COMPUESTO Agua

CP(Kcal/gm *K) B

Clorobenceno

2,37E-06

Fenol

9,78E-07

Benceno Acido Clorhídrico oDiclorobenceno pDiclorobenceno

-1,08E-06 8,49E-07 5,79E-09 6,09E-07 6,32E-07 4,36E-06

CORRIEN TE 75 X*B

C 1,96E04 2,36E-06 -4,10E06 0 9,69E05 0 4,68E05 4,51E-09 1,89E04 0 8,81E05 0 7,43E05 0 6,87E04 2,36E-06

X*C 0,0001 95

CORRIEN TE 79 X*B

7,14E-07

X*C 3,02E06 -5,33E08 1,27E05 3,94E05

0

0

0

0

0

0

0 0,0001 95

0

0

0 0 2,48E07

3,65E-08 1,27E-08 -1,41E07

6,22E-07 5,5E-05

Q= Δ H=H salen −H entran

H entra =H 73+ H 74

H sale =H 75 + H 79

Q= Δ H=( 83,2+52,4 )−(77,3+ 35,8)

Q=−22,4

kcal h

IV.23 COLUMNA DE DESTILACION C-106

Figura 34. Diagrama de Equipo C-106 Tabla 168. Datos para las corrientes de la columna C-106

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg)

81 118,29 L 166,6 2,5

87 102,98 L 129,2 2,4

93 15,32 L 235,6 2,6

Entalpia (Kcal/kg) Composición % Benceno Fenol Agua Clorobenceno O-diclorobenceno P-diclorobenceno Acido Clorhídrico

60,05

51,66

60,94

84 13 2 1 -

96,6 0,15 1.77 1,45 -

0 99,9 0 0,1 -

En el siguiente sistema de destilación se desea purificar la corriente proveniente del intercambiador E-115, de manera de separar el Fenol, el cual es el producto deseado. La corriente de alimentación de la columna C-106 entra a 4,613 barg y 439,62 K como líquido saturado, con lo cual se asume que entra a su temperatura de burbuja. Balance de Masa Los componentes claves elegidos en la columna C-101 son: clorobenceno(clave ligero) y el Fenol (clave pesado) con un porcentaje de recuperación de 99% del alimentado para el agua y 1% del alimentado para el Clorobenceno. Las volatilidades de los compuestos presentes en la columna de destilación, desde el mas volátil al menos volátil son: benceno, agua, clorobenceno y fenol, por ende al tomar como clave ligero el clorobenceno y clave pesado el fenol, todo el benceno y el agua presente en la alimentación se encontrara en la corriente de tope de la columna.

Tabla 169. Composición de la corriente de alimentación

Compuesto Benceno Agua Clorobencen o Fenol

PM 78,11 18,00

Flujo (t/h) 99,48 1,82

(X) másica 0,84 0,02

112,56 94,11

1,54 15,45

0,01 0,13

Cálculo de la torre de destilación por el método corto (manual):

Recuperaciones en tope: -

Clave Ligero: 99% del alimentado

0,99*15,45=15,295 t/h. -

Clave Pesado: 1% del alimentado

0,01*1,54=0,015 t/h Tabla 170. Flujos En las corrientes de Alimentación, Tope y Fondo.

Compuesto (t/h) en F Benceno 99,48 Agua 1,82 Clorobenceno 1,54 Fenol 15,45 Σ 118,29

tmol/h 1,27 0,10 0,01 0,16 1,55

(t/h) en D 99,48 1,82 1,52 0,15 102,98

tmol/h 1,274 0,101 0,014 0,002 1,39

(t/h) en B 0 0 0,02 15,29 15,31

tmol/h 0,000 0,000 0,000 0,163 0,163

Las composiciones de las corrientes del tope y fondo son las siguientes: Tabla 171. Composiciones de tope y fondo de la columna.

Compuesto Benceno Agua Clorobenceno Fenol

Zi 0,82 0,07 0,01 0,11

Yi 0,916 0,073 0,010 0,001

Xi 0,000 0,000 0,001 0,999

Distribución de los compuestos en la Columna. La distribución de los compuestos se determina mediante la ecuación de Shiras:

Las volatilidades relativas de cada compuesto se determinan mediante la relación entre el coeficiente de distribución de cada compuesto respecto al clave pesado a las condiciones de la alimentación, si el término Xi·D/Zi·F se encuentra entre 0 y 1, se puede decir que el componente se distribuye, por lo tanto los componentes que no se distribuyen no deben estar en este rango. Con esto se comprueba que la elección de los componentes claves fue la correcta. A continuación se presenta el cálculo de la volatilidad relativa:

Los valores de Ki (Pi/Pt) se calcularon mediante la ecuación de Antoine tomada del simulador ASPEN PLUS 11.1 Ln (Pi) =A+B/(T+C)+D*T+E*LN(T)+F*T^G; donde P= bar y T= K Tabla 172. Valores para la constante de Antoine.

Compue sto C6H6 H2O C6H5Cl oC6H4Cl2 pC6H4Cl2 C6H5OH

A 71,594 1 62,136 1 42,631 1 65,592 1 76,797 1 83,931 1

B

C

D

E

F

G

-6486,2

0

0

-9,2194

6,98E-06

2

-7258,2

0

0

-7,3037

4,17E-06

2

-6244,4

0

0

-4,5343

4,70E-18

6

-8111,1

0

0

-7,8886

2,73E-06

2

-8463,4

0

0

-9,6308

4,58E-06

2

-10113

0

0

-10,09 6,76E-18

6

Tabla 173. Resultados de la Presión de Vapor, Contante de equilibrio y volatilidades relativas para la alimentación.

Compuesto Benceno Agua Clorobencen o Fenol

Pi*(bar) 8,02 7,25

Ki 2,23 2,01

αi 12,33 11,16

2,38 0,65

0,66 0,18

3,66 1,00

Para la determinación de la distribución de los compuestos se aplica la ecuación de Shiras a cada componente, lo que resulta:

Benceno: Donde; D= 1,39 tmol/h y F= 1,55 tmol/h

De igual manera se procede para todos los compuestos. Tabla 174. Resultados para la ecuación de Shiras.

Componente Shiras 4,190816 Benceno 35 3,757366 Agua 22 Clorobenceno 0,99 paradiclbence 0,358901 no 1 Fenol 0,01

Distribucion NO NO SI NO SI

Calculo de la Temperatura de Burbuja y Rocío: Temperatura de Rocío: m. n. o. p.

Se debe suponer una temperatura. Se calcula el Ki correspondiente a cada componente. Calcular Xi, donde Xi = Yi/ Ki. Si ΣXi=1, esta es la temperatura de rocío, de lo contrario suponer de nuevo otra temperatura y seguir el paso b.

Tabla 175. Resultados para la Temperatura de Rocío.

Yi

Pi*(bar) a 404,25 K

Ki

Benceno

0,916

3,88

1,08

Agua Clorobencen o

0,073

2,79

0,78

0,010

0,99

0,28

Fenol

0,001

0,20

0,06

Compuesto

Temperatura de Burbuja: m. Se debe suponer una temperatura.

Xi 0,8494 1 0,0939 2 0,0353 8 0,0213 9

αi 19,529 14,036 4,985 1,000

n. Se calcula el ki correspondiente a cada compuesto. o. Calcular Yi, donde Yi= Xi*Ki. p. Si ΣYi= 1, esta es la temperatura de burbuja, de lo contrario suponer otra temperatura y seguir el paso b. Tabla 176. Resultados para la Temperatura de Burbuja.

Compuesto Benceno Agua Clorobencen o Fenol

Xi 0,000 0,000

Pi*(bar) 24,42 30,82

Ki 6,74 8,51

Yi 0,00000 0,00000

αi 6,746 8,515

0,001 0,999

8,83 3,62

2,44 1,00

0,00205 0,99802

2,440 1,000

Con este procedimiento se determina que la temperatura de tope (antes del intercambiador) es de 396,1 K y la temperatura de fondo es de 436,62 K. Luego de conocidas las volatilidades del clave ligero en el fondo y en el tope, se halla la volatilidad relativa promedio para dicho compuesto:

Tabla 177

. Volatilidades relativas de todos los compuestos.

Compuesto

αi F

αi D

αi B

αi

Benceno

12,333

19,529

6,746

Agua Clorobencen o Fenol

11,158

14,036

8,515

11,75635 15 11,00699 43

3,657 1,000

4,985 1,000

2,440 1,000

3,542981 1

Cálculo del Número Mínimo de etapas: Estas etapas son las requeridas cuando la columna opera a reflujo total, para calcularlas se aplica la ecuación de Fenske.

log N min +1=

[( ) ( ) ] Y CL Y CP

Tope

X CP X CL

Fondo

log ( α CL , CP )med

Calculo del Reflujo Mínimo: Las ecuaciones que rigen estos cálculos son: Ecuación de Underwood:

αjZjF =¿ ( 1−q ) F α j−θ n

∑¿ i=1

En este caso como la alimentación es líquido saturado, q será igual a 1 y el término de la derecha de la ecuación será igual a cero, y luego se halla el de Ф que satisfaga dicha ecuación

∅=1,107 El valor de θ se encuentra comprendido, entre los valores de las volatilidades relativas de los componentes claves ligero (3,54) y clave pesado (1) Al tener calculado el valor de Ф se calcula el Rmin:

α jY j =¿ ( R min +1 ) α j−θ ∑¿

Rmin= 0,095 Tomamos una relación de Reflujo de 1,2*Rmin Rop= 1,2*0,095= 0,114 A partir de estos valores se pueden definir las corrientes L y V:

Calculo del Número de etapas teóricas: Para ello se usa la Correlación de Gilliland

Despejando el valor de N tenemos: N = 24,27 ≈ 25

La determinación de la etapa de alimentación se hace mediante la ecuación de Kirkbride, la cual permite calcular el número de etapas por encima (NR) y por debajo (NA) de la etapa de alimentación contando el número de platos desde el tope.

NR= 12, etapas por encima de la alimentación. NA= 13, etapas por debajo de la alimentación.

Tabla 178. Resultados de la torre C-106 Parámetro Valor Rmin 0,095 Rop 0,114 Nmin 8 Nop 25 La columna de destilación de igual manera fué simulada en ASPEN PLUS 11.1 y los resultados obtenidos fueron los siguientes: Tabla 179. Resultados arrojados por el simulador

Balance de energía en el

Parámetro Valor Rmin Rop Nmin Nop

0,015 0,06 6 55

condensador E-116.

Del balance de energía se determina la cantidad de agua de enfriamiento necesaria para la llevar a cabo la condensación, la cual ocurre desde una temperatura de rocío (404,25K) hasta la temperatura de burbuja (402,23 K) en el condensador.

Tabla 180. Constantes para determinar los Cp promedios.

Compuest Fraccio o n(X) Agua

0,017

Benceno Clorobence no

0,996

Fenol

0,001

0,015

A 8,20E11 -7,60E10 -6,09E10 -5,86E10

Σ Cp= Kcal/g*K

A*X 1,39E-12 -7,57E10 -9,14E12 -5,86E13 -7,66E10

B 1,02E07 1,46E06 1,10E06 1,17E06

B*X C C*X 1,73E09 4,40E-04 7,48E-06 1,46E- -1,16E-1,15E06 04 04 1,66E- -7,68E-1,15E08 05 06 1,17E- -2,91E-2,91E09 05 08 1,48E-1,09E06 04

Tabla 181. Entalpías de vaporización. Compuest λvap(kcal/kg)@40 o 2,23K Agua 521,7669 Benceno 84,84853 Clorobence no 75,44697 Fenol 128,3672 Nota: Los valores de los coeficientes para el cálculo de los Cp promedio y entalpias de vaporización fueron tomados del simulador ASPEN PLUS 11.1 en el rango de temperatura y presión de cada sistema. Entonces se tiene que: Qproceso = -Qagua

Luego se halla la entalpia para la corriente Vapor

Agua de Enfriamiento El agua de enfriamiento entra a una temperatura de 32º C (305K) y sale a 50º C (323K) Tabla 182. Capacidad Calorífica para el agua.

Cp (Kcal/g*K) Agua

B

C 1,73E-06

4,04E-04

Balance global para hallar el Calor en el Reboiler E-117. Del balance global de la columna de destilación queda: Qr = Hc+ Hr+ Qc- Hf El Qc se calculó en el paso anterior; Qc= -4,60E7 Kcal/h. Cálculo de Hc: Tabla 183. Contantes para hallar los Cp Promedio

Compuesto Agua Benceno Clorobencen o Fenol Σ Cp= Kcal/gK

Fracció n 0,017

B 1,89E-06

B*X 3,21E-08

0,996

1,38E-06

1,37E-06

0,015 0,001

7,00E-07 8,54E-07

1,05E-08 8,54E-10 1,42E-06

C 3,58E-04 -7,12E06 7,73E-05 1,04E-05

C*X 6,09E-06 -7,09E-06 1,16E-06 1,04E-08 1,68E-07

La corriente de tope tiene una temperatura de 402,23 K y además tomamos como referencia estado líquido a 25ºC.

La entalpia de la corriente en Kcal/Kg seria:

Cálculo de Hr: Tabla 184. Contantes para hallar los Cp promedio.

Compuesto

Fracción

B

X*B

Clorobenceno

0,001

7,00E-07

7,00E-10

0,999

8,54E-07

8,53E-07 8,54E-07

Fenol Σ Cp= Kcal/gK

C 7,73E05 1,04E05

C*X 7,73E-08 1,03E-05 1,04E-05

La corriente de fondo se encuentra a una temperatura de 508,59 K y además tomamos como referencia estado líquido a 25ºC.

La entalpia de la corriente en Kcal/Kg seria:

Cálculo de Hf: Tabla 185. Constantes para hallar los Cp promedio.

Fracci Compuesto ón

B

Benceno

0,84

1,38E-06

Agua Clorobencen o

0,02

1,89E-06

0,01

7,00E-07

X*B 1,16E06 3,78E08 7,00E09

C -7,12E06 3,58E04 7,73E05

C*X -5,98E06 7,16E-06 7,73E-07

Fenol

0,13

8,54E-07

1,11E07 1,31E06

1,04E05

1,35E-06 3,30E06

Cp= Kcal/gK La corriente de alimentación se encuentra a una temperatura de 439,62 K y además tomamos como referencia estado líquido a 25ºC.

La entalpia de la alimentación en Kcal/Kg seria:

Luego se determina el Calor del Reboiler: Qr = Hc+ Hr+ Qc- Hf Qr= (5,32E6 + 1,14E6 + 1,09E7 – 8,17E6) Kcal/h= -1,26E7 Kcal/h Masa del Dowtherm-G Para el Reboiler se una como fluido de calentamiento Dowtherm-G, ya que, la transferencia de calor necesaria para dicho intercambiador es mayor que la que el vapor proveniente de la caldera puede proporcionar Las temperaturas de entrada y salida para el Dowtherm-G son de 623K y 373K respectivamente. Tabla 186. Constantes para la Capacidad Calorífica del Dowtherm-G

Cp (Kca/gK) Dowtherm-G

B

C 1,07E-06 3,05E-04

IV. 24 SEPARADOR HORIZONTAL DE REFLUJO V-107.

Figura 35.Diagrama del equipo V-107 Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Benceno Fenol Agua Clorobenceno Balance de masa

83 114,72 L 129,2 2,4 51,66

84 114,72 L 129,2 2,4 51,66

96,6 0,15 1,77 1,45

96,6 0,15 1,77 1,45

El flujo másico en la entrada del separador de reflujo es igual al flujo másico a la salida.

m83=m84=114,72

t/h

IV.25 BALANCE EN EL PUNTO DE SEPARACION LUEGO DE LA COLUMNA DE DESTILACIÓN C-106

Figura 36. Diagrama del punto de mezcla de la corriente 87

Esta corriente es el resultado de la separación hecha a la corriente 87, la cual sale por el tope de la columna de destilación C-106 con el fin de obtener la corriente 88, con el flujo másico apropiado para ser separado de la corriente 89, y que luego será recirculada al reactor de oxicloración. Tabla 187. Masa de la Corriente 87 que entra al punto de separación.

Compues Masa(t/ to h) Benceno 99,48 Fenol 0,15 Agua 1,82 Clorbence no 1,52 Total 102,98

X másica 0,966 0,0015 0,017 0,0148 1

Tabla 188. Masa de la corriente 89 que sale hacia el reactor de oxicloración.

Compues to Masa(t/h) Benceno 94,09 Fenol 0,15 Agua 1,66 Clorbence no 1,44 Total 97,4 Balance de masa.

X másica 0,966 0,0015 0,017 0,0148 1

Balance de masa Global

m88=m87−m89

t t m88=( 102,98−97,4 ) =5,58 h h Como en el punto de separación las composiciones permaneces constantes, entonces se obtienen las masas de los compuestos que se encuentran en la corriente 88 Tabla 189. Masa de la corriente 88

Compues to Benceno Fenol Agua Clorbence no Total

Masa(t/h) 5,3903 0,0084 0,0949 0,0826 5,58

X másica 0,966 0,0015 0,017 0,0148 1

Balance de Energía. En un punto de separación los valores de las entalpias específicas para todas las corrientes es igual, debido a que se encuentran en el mismo estado termodinámico, las composiciones de las corrientes son las mismas, la temperatura y presión también son iguales, por tanto se tendría que

Tabla 190. Capacidades caloríficas para las corrientes del punto de separación

Compuest fracción o masa Agua

0,0177

Benceno Clorobence no

0,9660

Fenol

0,0015 1

0,0148

B (Kcal/gr *K)

C (kcal/gr *K)

A X*A X*B 1,31E10 2,32E-12 7,81E-08 1,98E-08 0,00044 -7,98E10 -7,71E-10 1,50E-06 7,31E-07 -0,00013 -4,76E10 -7,05E-12 9,67E-07 1,25E-07 -0,00004 -5,87E07 -8,81E-10 1,16E-03 1,02E-06 -0,02880 -1,65E-09 1,89E-06

X*C 0,0001119 4 -6,11E-05 -5,47E-06 -2,54E-05 1,99E-05

1,89E-6 1,89E-6 ^ H =1,99E-5∗( 354,94−298,1 )+ ∗( 354,42−298,12 ) + ∗( 354,43−298,13 ) =¿ 2 2 kcal ^ H =26,1 kg

Δ H =H 87−H 88−H 89=0 Donde

^ ( m 87−m88−m89 ) Δ H =H∗

Δ H =26,1∗( 102,98−5,58−97,4 )=0

CAPITULO V: SERVICIOS INDUSTRIALES

V.1 TORRE DE ENFRIAMIENTO CT-201

Figura 37.Diagrama de la torre de enfriamiento CT-201.

Tabla 191. Datos de las corrientes en la torre de enfriamiento

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Agua Oxígeno Nitrógeno

101 30,19 L 32 1,5 6,48

102 1058,51 G 35 0,1 21,22

103 1081,32 G 38,5 1,5 35,62

104 1,66 L 32 0,2 6,48

105 829,5 L 32 0,2 6,48

117 829,5 L 50 4,1 23,53

100 -

2,05 74,71 23,24

4,11 73,67 22,22

100 -

100 -

100 -

El enfriamiento del agua de servicio, proveniente de los diferentes intercambiadores de calor se realiza por medio del uso de una torre de enfriamiento, esta es una operación de suma importancia en una planta industrial. El agua que ingresa al equipo se encuentra a 50°C, se enfría al ponerlo en contacto con aire húmedo de menor temperatura. El flujo másico que se desea enfriar es de 829,5 t/h, el mismo debe ser enfriado hasta 32°C para llevarlo nuevamente al sistema de servicio de agua de enfriamiento. El proceso de enfriamiento del agua se basa en que parte del agua caliente se difunde en el aire, este proceso sucede por contacto directo entre el aire y el agua de mayor temperatura. Con las condiciones de entrada del aire (Tbs=35°C, Tbw=28°C), se calcula la humedad absoluta del aire por medio de un diagrama psicrométrico a estas condiciones.

Y =0,0209 KgAgua / KgAS H G 1=( 0,24 +0,46∗0,0209 )∗35+ 597,2∗0,0209=21,22 Kcal /kgAS Cálculo de la entalpia del aire a la salida de la torre:

H G 2=

∗( T ( L∗Cp G )

L2

−T L 1 ) + H G 1

La cantidad de aire empleado en el proceso de enfriamiento se puede estimar suponiendo valores para la relación aire-agua en masa, que varia normalmente entre 1 y 1,5KgAS/kg agua, con un valor típico de 1,25. Se despeja entonces, a partir de la siguiente relación:

G=1,25∗L Donde G es el caudal de aire seco. L es la cantidad de agua de enfriamiento que circula en el proceso.

G=1,25∗829,5 t /h=1036,8 t /h Se calcula la entalpia del aire a la salida

H G 2=

∗( 50−32 )+ 21,22 kcal/h=35,62 kcal/h ([ 829,5∗1 ] 1036,8 )

Conociendo los valores de entalpías de la corrientes de aire y las temperaturas de entrada y salida del agua, se grafica la curva de operación del sistema. 120 100 80 Entalpia (kcal/kg)

60

Equilibrio Aire/Agua 40

Linea de Operacion

20 0 0

10

20

30

40

50

60

70

Temperatura (°C)

Figura 38. Línea de equilibrio para el sistema agua /aire y línea de operación.

Para calcular la temperatura del aire a la salida se realiza el trazado de Mickley, para ello es necesario conocer la línea de unión, que en este caso se asume quela resistencia se encuentra en la fase gas.

El trazado se realizó en la figura ANEXA, obteniéndose una temperatura de bulbo seco de 38,5°C. Cálculo del agua de reposición: El agua de reposición está establecida como la sumatoria de las pérdidas de agua por evaporación, por arrastre y por purga.

W reposicion =W evaporada +W purga +W arrastre Donde Wreposicion es el agua total de reposición Wevaporada corresponde a las perdidas por evaporación Warrastre corresponde a perdidas por arrastre de agua por la corriente de aire Wpurga es el agua descartada en la purga

 Pérdidas por evaporación: Las pérdidas por evaporación de calculan de la siguiente manera:

W evaporacion =

( Ts−Te )∗C 1000

Donde Ts corresponde a la temperatura de salida del agua (°F) Te es la temperatura de entrada del agua a la torre (°C) C es el caudal del agua que circula por la torre (gal/min)

W evaporacion =

( 122−89,6 )∗3652,05 =118,32 gal/ min 1000

 Pérdidas por arrastre: Las perdidas por arrastre representan entre 0,1% a 0,2% del agua recirculada. Se puede considerar pérdidas por arrastre de 0,2%

W arratre =

0,2∗3652,05 =7,3 gal/min 100

 Purga: Para calcular un aproximado de este valor, se puede asumir que las pérdidas por purga corresponden a un 0,2% del agua que circula en la torre obteniéndose

W purga =

0,2∗3652,05 =7,3 gal/min 100

El agua de reposición total sería:

W reposicion =118,32+7,3+7,3=132,93 gal/min W reposicion =30,19 t/h

V.2 COLUMNA DE DEIONIZACION C-301 Las columnas de deionización se utilizan para purificar el agua que se utiliza en el proceso, con el fin de eliminar algunos iones que se encuentran disociados en ella con el fin de prevenir cualquier reacción indeseada de los mismos en cualquier etapa del proceso. Para ello se utilizarán resinas de intercambio aniónico y catiónico. [Chopey, Handbook of Chemical Engineering Calculations]

Figura 39. Diagrama de columna de deionización. Tabla 192. Datos de corrientes en la columna de deionización C-301.

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Entalpia (Kcal/kg) Composición % Agua Cationes Aniones

161 34,99 L 35 2,5 9,29

163 34,99 L 35 2,3 9,29

165 34,99 L 35 2,1 9,29

100 150ppm 150ppm

100 200ºF



-

Si Toperación < 200ºF



-

Si Toperación es Criogénica



Cálculo del Espesor del Tanque El espesor del tanque se calcula según la siguiente ecuación:

En donde: e

Espesor del recipiente (pulg)

D

Diámetro externo del recipiente (pulg)

P

Presión de diseño (psig)

E

Factor de soldadura, con un valor típico de 0,85. Ver Anexo IX.4.

S Anexo IX.3.

Esfuerzo permisible del material a la temperatura de diseño. Ver

C carbono

Factor de Corrosión, con valores típicos de 1/8 y

1

/16 para el acero al

En caso de ser necesario un aislante para mantener la temperatura dentro del tanque, el espesor del mismo se puede calcular a partir de la siguiente ecuación.

Donde: r2

Es el radio del tanque con aislante.

K2

Es la conductividad térmica del aislante, 0,024 Btu/h·ft·ºF

Antes de calcular el espesor del aislante requerido, se calcula el calor perdido a través de la pared del tanque, sin el aislante, utilizando la ley de Fourier. Se asume que el aislante sólo deja disipar un cierto porcentaje del calor que se puede transferir sin la presencia del mismo, obteniéndose el calor transferido, el cual se sustituye en la ecuación anterior y se despeja r2 que sería el radio del tanque con el aislante.

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Composición % Benceno VI. 1 TANQUE DE ALMACENAMIENTO DE BENCENO T-101

1 19,83 L 35 1 100

Figura 41. Tanque de almacenamiento de benceno T-101 El tanque de almacenamiento T-101 cumple la función de mantener la alimentación del proceso almacenada a la presión de 1 atmósfera, en estado líquido y a la temperatura de 35°C. El tiempo de almacenamiento establecido para la materia prima es de 28 días. Las características del tanque se presentan en la Tabla 202. Tabla 202. Dimensiones y características del tanque de benceno T-101. Benceno Especificaciones del fluido y sus constantes de Antoine Flujo másico (kg/h) 4957,5 A Densidad (kg/h) 862,91 B Temp. Almacenamiento (ºC) 35 C Tiempo de residencia (h) 672 Presión de vapor (mmHg) Especificaciones del Tanque Tipo de Tanque G1 Virolas y Chapas 3 Capacidad requerida (m ) 3860,70

71,5941 -6486,2 0 147,829

Capacidad real (m3) Diámetro (m) Altura del Tanque (m) Superficie de fondo (m2)

4520 20 14,4 314,16

Altura de una chapa (m) Largo de una chapa (m) Número de virolas Nº de chapas por virola

1,8 2π 8 10

Forma del techo

cónico, pendiente : 1/16 100x100x10

Nº total de chapas

80

Estructura

con

Angulares de Cabeza

pie

derechos Especificaciones de Diseño Tiempo máximo de 786,76 retención (h) Presión de diseño (psig) 35,54 Temperatura de Diseño (ºF) 250

Material del tanque Esfuerzo permisible (psig)

Acero al carbono 14057,49

%Sobrediseño Especificaciones del Aire Coeficiente de Convección Natural del Aire 2 (kcal/m .h.ºC) Temperatura Ambiente (ºC) Coeficiente de Convección Natural del Fluido (kcal/m2.h.ºC)

17,08

11,36

35 161,444

Debido a la gran cantidad de benceno a almacenar, se requieren de 4 tanques con las especificaciones anteriormente presentadas. Si se requiere disminuir la cantidad de tanques es factible disminuir el tiempo de almacenamiento del compuesto, sin embargo este tiempo será definido por la provisión de materia prima a la planta. VI. 2 TANQUE DE ALMACENAMIENTO DE LA SOLUCION DE ACIDO CLORHIDRICO T-102 Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Composición % Agua Acido Clorhídrico

167 22,99 L 35 2,8

5 26,83 L 35 3,05

100 -

95,42 4,58

Figura 42. Tanque de almacenamiento de la solución de acido clorhídrico T-102.

Balance de masa:

t /h∗4,58 =1,23 t /h 100 HCl∨¿entra =¿ ¿

HCl∨¿ sale =26,83 En HCl:

Solución de HCl al 32%:

En Agua:

sol HCl 32 =

1,23 t /h =3,84 t /h 0,32

Agua=( 26,83−3,84 )=22,99 t /h

El tanque de almacenamiento T-102 cumple la función de mantener la alimentación del proceso almacenada a la presión de 1 atmósfera, en estado líquido y a la temperatura de 35°C. El tiempo de almacenamiento establecido para la materia prima es de 30 días. Las características del tanque se presentan en la Tabla 203. Tabla 203. Dimensiones y características del tanque de acido clorhídrico diluido T-102. ACIDO CLORHIDRICO Especificaciones del fluido y sus constantes de Antoine Flujo másico (kg/h) 5366 A Densidad (kg/h) 1013,28 B Temp. Almacenamiento 35 C (ºC) Tiempo de residencia (h) 720 Presión de vapor (mmHg) Especificaciones del Tanque Tipo de Tanque G1 Virolas y Chapas Capacidad requerida (m3) 381,87 Capacidad real (m3) Diámetro (m) Altura del Tanque (m) Superficie de fondo (m2)

4520 20 14,4 314,16

Altura de una chapa (m) Largo de una chapa (m) Número de virolas Nº de chapas por virola

Forma del techo Angulares de Cabeza

cónico, pendiente :1/16 100x100x10

Nº total de chapas Estructura

Tiempo máximo de retención (h) Presión de diseño (psig)

Especificaciones de Diseño 853,53 %Sobrediseño 36,62

62.1361 -7258,2 0 44,166

1,8 6,28 8 10 80 con pies derechos 18,55

Especificaciones del Aire

Temperatura de Diseño (ºF) Material del tanque Esfuerzo permisible (psig)

250

Acero inoxidable carpenter 20 15943,45

Coeficiente de Convección Natural del Aire (kcal/m2.h.ºC)

11,36

Temperatura Ambiente (ºC) Coeficiente de Convección Natural del Fluido (kcal/m2.h.ºC)

35

Al igual que con el tanque de benceno, para almacenar la solución de acido clorhídrico de alimentación al reactor de oxicloración por 30 días son necesarios 5 tanques, con las especificaciones presentadas anteriormente. Al igual que en el caso anterior el tiempo de almacenamiento dependerá de la disponibilidad de la materia prima requerida. VI. 3 TANQUE DE ALMACENAMIENTO DE DICLOROBENCENO T-103 Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Composición % Fenol Clorobenceno O-diclorobenceno

44 1,84 L 35 3 7,89 11,45 24,45

p-diclorobenceno

56,21

Figura 43. Tanque de almacenamiento de diclorobenceno T-103.

174,94

El tanque de almacenamiento T-103 se destinará a mantener el subproducto principal de la reacción de oxicloración, diclorobencenos, almacenado a la presión de 1 atmósfera, en estado líquido y a la temperatura de 35°C. El tiempo de almacenamiento establecido para los productos es de 15 días. Las características del tanque se presentan en la tabla 204. Tabla 204. Dimensiones y características del tanque de diclorobenceno T103 DICLOROBENCENO Especificaciones del fluido y sus constantes de Antoine Flujo másico 920 Se calculó la presion parcial de cada componente (kg/h) utilizando la ecuacion de antoine y la sumatoria del Densidad 1031,28 producto entre la presion parcial y la fraccion molar (kg/h) es la presion de vapor de la mezcla Temp. 35 Almacenamie nto (ºC) Tiempo de 365 Presión de vapor (mmHg) 5,21 residencia (h) Especificaciones del Tanque Tipo de G1 Virolas y Chapas Tanque Capacidad 325,61 requerida (m3) Capacidad 360 Altura de una chapa (m) 1,80 real (m3) Diámetro (m) 8 Largo de una chapa (m) 2π Altura del 7,2 Número de virolas 4 Tanque (m) Superficie de 50,2 Nº de chapas por virola 4 2 fondo (m ) Forma del cónico, Nº total de chapas 16 techo pendiente : 1/16 Angulares de 80x80x8 Estructura con pies Cabeza derechos Especificaciones de Diseño Tiempo 403,54 %Sobrediseño 10,56 máximo de retención (h) Presión de 25,67 Especificaciones del Aire diseño (psig)

Temperatura de Diseño (ºF) Material del tanque Esfuerzo permisible (psig)

250

Coeficiente de Convección Natural del Aire (kcal/m2.h.ºC)

11,36

Acero inoxidable carpenter 20 15943,45

Temperatura Ambiente (ºC)

35

Coeficiente de Convección Natural del Fluido (kcal/m2.h.ºC)

262,40

Se requieren 2 tanques para almacenar los diclorobencenos formados por 15 días.

VI. 4 TANQUE DE ALMACENAMIENTO DE RESIDUOS DEL SISTEMA T-104

Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Composición % Agua Benceno

78 38,73 L 107,4 1,49 99,47 0,53

Figura 44. Tanque de almacenamiento de residuos del proceso T-104. Tanque para el almacenamiento de una corriente de purga del proceso, se almacenará a presión atmosférica y una temperatura de 35°C, por lo que podría requerir ciclos de refrigeración. Debido a que se trata de una corriente de residuos que en su mayoría es agua se asume un tiempo de almacenamiento más corto, 7 días. Las características del tanque se presentan en la Tabla 205.

Tabla 205. Dimensiones y características de tanques de almacenamiento de residuos de proceso T-104

Flujo másico (kg/h) Densidad (kg/h) Temp. Almacenamiento (ºC) Tiempo de residencia (h) Tipo de Tanque Capacidad requerida (m3) Capacidad real (m3)

PURGA Especificaciones del fluido 12910 Se calculó la presión de vapor como la sumatoria de las presiones 523,3 de vapor de cada componentes por 35 su respectiva fracción en la mezcla 160 Presión de vapor 42,36 (mmHg) Especificaciones del Tanque G1 Virolas y Chapas 3947,26 4520

Diámetro (m)

20

Altura del Tanque (m) Superficie de fondo (m2) Forma del techo

14,4 314,16

Angulares de Cabeza

Tiempo máximo de retención (h) Presión de diseño (psig) Temperatura de Diseño (ºF)

Material del tanque Esfuerzo (psig)

permisible

cónico, pendiente : 1/16 80x80x8

Altura de una chapa (m) Largo de una chapa (m) Número de virolas Nº de chapas por virola Nº total de chapas

1,8

Estructura

con pies derechos

Especificaciones de Diseño 183,22 %Sobrediseño 26,54 250

Acero inoxidable carpenter 20 15943,45

2π 8 10 80

14,51

Especificaciones del Aire Coeficiente de Convección Natural del Aire 2 (kcal/m .h.ºC) Temperatura Ambiente (ºC) Coeficiente de Convección Natural del Fluido (kcal/m2.h.ºC)

11,36

35 125,73

Se requieren de 3 tanques con características y dimensiones presentadas anteriormente.

VI. 5 TANQUE DE ALMACENAMIENTO DE RESIDUOS DEL SISTEMA T-105 Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Composición % Benceno Fenol Agua Clorobenceno

88 5,58 L 129,2 2,4 96,6 0,15 1,77 1,45

Figura 45. Tanque de almacenamiento de residuos de proceso T-105. Tanque para el almacenamiento de una corriente de residuos del proceso, se almacenará a presión atmosférica y una temperatura de 35°C, por lo que podría requerir ciclos de refrigeración. Debido a que se trata de una corriente de flujo no muy elevado de residuos se utilizó 15 días de almacenamiento. Las características del tanque se presentan en la Tabla 206. Tabla 206. Dimensiones y características de tanque de residuos de proceso T-105

Flujo másico (kg/h) Densidad (kg/h) Temp. Almacenamiento (ºC) Tiempo de residencia (h) Tipo de Tanque Capacidad requerida (m3) Capacidad real (m3)

RESIDUOS Especificaciones del fluido 5580 Se calculó la presión de vapor como la sumatoria de las presiones 826 de vapor de cada componentes 35 por su respectiva fracción en la mezcla 360 Presión de vapor 138,82 (mmHg) Especificaciones del Tanque G1 Virolas y Chapas 2431,96 2900

Diámetro (m)

16

Altura del Tanque (m) Superficie de fondo (m2) Forma del techo

14,4 201

Angulares de Cabeza

Tiempo máximo de retención (h) Presión de diseño (psig) Temperatura de Diseño (ºF) Material del tanque Esfuerzo (psig)

permisible

cónico, pendiente : 1/16 80x80x8

Altura de una chapa (m) Largo de una chapa (m) Número de virolas Nº de chapas por virola Nº total de chapas

1,8

Estructura

con pies derechos

1,5π 8 8 64

Especificaciones de Diseño 429,28 %Sobrediseño

19,25

34,61

Eficiencia de la junta

0,85

250

Factor de Corrosión (pulg) Espesor del tanque (pulg) Conductividad térmica del material (kcal/m.h.ºC)

0,0625

Acero inoxidable carpenter 20 15943,45

0,87 14,9

El almacenamiento se lleva a cabo en un tanque único con las características anteriormente descritas, no requiere aislante. VI. 6 TANQUE DE ALMACENAMIENTO DE FENOL T-106 Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Composición % Fenol Clorobenceno

93 15,32 L 235,6 2,6 99,9 0,1

Figura 46. Tanque de almacenamiento de fenol T-106 Tanque para el almacenamiento de una corriente del producto principal, se almacenará a presión atmosférica y una temperatura de 50°C, para asegurar que permanezca en estado líquido. Debido a que se trata de una corriente de producto se requiere un almacenamiento de 15 días en promedio. Las características del tanque se presentan en la Tabla 207. Tabla 207. Dimensiones y características del tanque de almacenamiento de fenol T-106

Flujo másico (kg/h) Densidad (kg/h) Temp. Almacenamiento (ºC) Tiempo de residencia (h) Tipo de Tanque Capacidad requerida (m3) Capacidad real (m3)

FENOL Especificaciones del fluido 7660 Se calculó la presión de vapor como la sumatoria de las presiones de vapor 1049,53 de cada componentes por su 50 respectiva fracción en la mezcla 360 Presión de vapor 4,98 (mmHg) Especificaciones del Tanque G1 Virolas y Chapas 2627,46 2900

Diámetro (m)

16

Altura del Tanque (m) Superficie de fondo (m2) Forma del techo

14.4 201

Angulares de Cabeza

Tiempo máximo de retención (h) Presión de diseño

cónico, pendiente : 1/16 80x80x8

Altura de una chapa (m) Largo de una chapa (m) Número de virolas Nº de chapas por virola Nº total de chapas

1,8

Estructura

con pies derechos

Especificaciones de Diseño 397,34 %Sobrediseño 36,60

Especificaciones del Aire

2π 8 8 64

10,37

(psig) Temperatura de Diseño (ºF) Material del tanque Esfuerzo permisible (psig)

250 Acero inoxidable carpenter 20 15943,45

Coeficiente de 9,76 Convección Natural del Aire (kcal/m2.h.ºC) Temperatura 35 Ambiente (ºC) Coeficiente de 142,27 Convección Natural del Fluido (kcal/m2.h.ºC) Especificaciones del Aislante

Conductividad térmica del material (kcal/m.h.ºC) Eficiencia de la junta

14,9 0,85

Material de aislamiento

Factor de Corrosión (pulg)

0,0625

Espesor del tanque (pulg)

0,91

Conductividad térmica del aislante (kcal/m.h.ºC) Espesor del aislante (pulg)

Manta de fibra de vidrio de densidad 48kg/m3 0,023 1,35

Este almacenamiento requiere de dos tanques, de modo de no sobrepasar los 20m de diámetro. Al igual que en los casos anteriores el numero de tanques disminuye de acuerdo a la disponibilidad de ventas del producto. Además, se requiere de un aislante tipo manta de fibra de vidrio, con un recubrimiento de espesor de 1,35pulg para mantener el fenol a 50°C.

VI. 7 TANQUE DE ALMACENAMIENTO DE AGUA DE REPOSICION T-201 Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Composición % Agua

100 128,28 L 35 1 100

Figura 47. Tanque de almacenamiento de agua de reposición T-201 El tanque T-201 es el tanque de almacenamiento del agua de reposición a la torre de enfriamiento de agua, para reponer pérdidas por evaporación, purga y arrastre de la torre, cuya función es enfriar agua para ser utilizada como corriente de servicio para enfriar corrientes de proceso que se encuentran a temperaturas medias y elevadas. El almacenamiento se lleva a cabo a temperatura ambiente 35°C con un tiempo de almacenamiento de 2 días, es corto el tiempo debido a que el proceso consume gran cantidad de agua y es necesario reponer cierta cantidad de agua cada hora. Las características del tanque se presentan en la Tabla 208. Tabla 208. Dimensiones y características del tanque de almacenamiento del agua de reposición T-201 AGUA DE REPOSICION Especificaciones del fluido y sus constantes de Antoine Flujo másico (kg/h) 64140 A Densidad (kg/h) 1000 B Temp. Almacenamiento (ºC) 35 C Tiempo de residencia (h) 48 Presión de vapor (mmHg) Especificaciones del Tanque Tipo de Tanque G1 Virolas y Chapas Capacidad requerida (m3) 3078,72 Capacidad real (m3) Diámetro (m) Altura del Tanque (m) Superficie de fondo (m2) Forma del techo Angulares de Cabeza

Tiempo máximo de retención (h) Presión de diseño (psig)

3390 20 10,8 314,16 cónico, pendiente : 1/16 100x100x10

Altura de una chapa (m) Largo de una chapa (m) Número de virolas Nº de chapas por virola

1,8 2π 6 10

Nº total de chapas

60

Estructura

Especificaciones de Diseño 52,85 %Sobrediseño 31,18

62,14 -7258,2 0 42,23

con pies derechos 10,11

Especificaciones del Aire

Temperatura de Diseño (ºF)

250

Material del tanque

Acero al carbono

Esfuerzo permisible (psig)

14057,49

Coeficiente de Convección Natural del Aire (kcal/m2.h.ºC) Temperatura Ambiente (ºC) Coeficiente de Convección Natural del Fluido (kcal/m2.h.ºC)

11,36

35 140,07

El almacenamiento del agua de reposición requiere de dos tanques con las dimensiones anteriormente especificadas en la tabla anterior.

VI. 8 TANQUE DE ALMACENAMIENTO DE DOWTHERM G T-301 Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Composición % Dowtherm G

119 1168,83 L 100 1,8 100

Figura 48. Tanque de almacenamiento de Dowtherm T-301 El tanque T-301 es el tanque de almacenamiento del fluido de calentamiento, en este caso Dowtherm G, cuya función es ser utilizado como corriente de servicio para calentar y/o vaporizar corrientes de proceso. El almacenamiento se lleva a cabo a temperatura ambiente 100°C con un tiempo de almacenamiento de 1,4h debido a que se supone que el Dowtherm tarda aproximadamente 15min en regresar al tanque, por lo que tomar un tiempo de almacenamiento demasiado grande implica tener un volumen muerto elevado que se traduce en costos de construcción innecesarios. Las características del tanque se presentan en la Tabla 209.

Tabla 209. Dimensiones y características del tanque de almacenamiento del Dowtherm T-301

Flujo másico (kg/h) Densidad (kg/h) Temp. Almacenamiento (ºC) Tiempo de residencia (h) Tipo de Tanque Capacidad requerida (m3) Capacidad real (m3)

DOWTHERM Especificaciones del fluido 1168830.00 978.74 100.00 1.30

Presión de vapor (mmHg) Especificaciones del Tanque G1 Virolas y Chapas 1552,49

Despreciable

1810

Altura de una chapa (m) Largo de una chapa (m) Número de virolas Nº de chapas por virola Nº total de chapas

1,80

Estructura

Con pies derechos

%Sobrediseño

16,59

Diámetro (m)

16

Altura del Tanque (m) Superficie de fondo (m2) Forma del techo

9 201

Angulares de Cabeza

cónico, pendiente : 1/16 80x80x8

Especificaciones de Diseño Tiempo máximo de 1,52 retención (h) Presión de diseño 27,53 (psig) Temperatura de 262 Diseño (ºF) Material del tanque Esfuerzo permisible (psig)

Conductividad térmica del material (kcal/m.h.ºC)

Acero al carbono 14057,49

44,64

2π 5 8 40

Especificaciones del Aire Coeficiente de 9,76 Convección Natural del Aire (kcal/m2.h.ºC) Temperatura Ambiente 35 (ºC) Coeficiente de 7,42 Convección Natural del Fluido (kcal/m2.h.ºC) Especificaciones del Aislante

Eficiencia de la junta

0,85

Material de aislamiento

Factor de Corrosión (pulg)

0,06

Espesor del tanque (pulg)

0,79

Conductividad térmica del aislante (kcal/m.h.ºC) Espesor del aislante (pulg)

Manta de fibra de vidrio de densidad 48kg/m3 0,02

1,96

Para mantener la temperatura dentro del tanque en 100°C se empleará un recubrimiento del tipo manta de fibra de vidrio, con un espesor de 1,96pulg. Se requiere de 1 tanque para el almacenamiento.

VI. 9 TANQUE DE ALMACENAMIENTO DE FUEL OIL T-302. Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Composición % Fuel Oil

Figura 49. Tanque de almacenamiento de Fuel Oil T-302

155 28,12 L 35 1,8 100

El tanque T-302 es el tanque de almacenamiento del combustible (Fuel Oil) que consume tanto el horno para el calentamiento del Dowtherm, como el horno de proceso para llevar la corriente a la temperatura requerida en la reacción de hidrólisis. El Fuel Oil se almacena a 35°C en estado líquido, con un tiempo de almacenamiento de 7 días, ya que el Fuel-Oil no se repone. Las características del tanque se presentan en la Tabla 210. Tabla 210. Dimensiones y características del tanque de almacenamiento del Fuel Oil T-302

Flujo másico (kg/h) Densidad (kg/h) Temp. Almacenamiento (ºC) Tiempo de residencia (h) Tipo de Tanque Capacidad requerida (m3) Capacidad real (m3)

FUEL OIL Especificaciones del fluido 14060 981,95 35 160

Presión de vapor (mmHg) Especificaciones del Tanque G1 Virolas y Chapas 2290,95

Despreciabl e

2530

Altura de una chapa (m) Largo de una chapa (m) Número de virolas Nº de chapas por virola

1,80

Nº total de chapas

70

Estructura

con pies derechos

Diámetro (m)

20

Altura del Tanque (m) Superficie de fondo (m2)

12,60 314,16

Forma del techo

cónico, pendiente :1/16 100x100x10

Angulares de Cabeza

Tiempo máximo de retención (h) Presión de diseño (psig) Temperatura de Diseño (ºF)

Especificaciones de Diseño 176,7 %Sobrediseño 32,60 250

Material del tanque

Acero al carbono

Esfuerzo (psig)

14057,49

permisible

2π 7 10

10,43

Especificaciones del Aire Coeficiente de 11,36 Convección Natural del Aire (kcal/m2.h.ºC) Temperatura Ambiente 35 (ºC) Coeficiente de 155,81 Convección Natural del Fluido (kcal/m2.h.ºC)

De acuerdo a la cantidad de combustible requerido en el proceso, se necesitan dos tanques para almacenarlo. VI. 10 TANQUE DE ALMACENAMIENTO DE AGUA PARA PURIFICACION T-303. Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Composición % Agua

159 34,99 L 35 1,5 100

Figura 50. Tanque de almacenamiento de Agua para purificación T-303 Tanque para el almacenamiento del agua necesaria en el proceso, que será purificada por medio de un sistema de intercambio iónico. Se almacenará a presión atmosférica y una temperatura de 35°C. Se utilizará un tiempo de almacenamiento de 10 días. Las características del tanque se presentan en la Tabla 211. Tabla 211. Dimensiones y características del tanque de almacenamiento de Agua T-303 AGUA proceso Especificaciones del fluido y sus constantes de Antoine Flujo másico (kg/h) 11663,33 A Densidad (kg/h) 1000 B Temp. Almacenamiento (ºC) 35 C Tiempo de residencia (h) 250 Presión de vapor (mmHg) Especificaciones del Tanque Tipo de Tanque G1 Virolas y Chapas 3 Capacidad requerida (m ) 2915,83 Capacidad real (m3) Diámetro (m) Altura del Tanque (m)

3390,00 20,00 10,80

Altura de una chapa (m) Largo de una chapa (m) Número de virolas

62,14 -7258,20 0 42,23

1,8 2π 6

Superficie de fondo (m2)

314,16

Nº de chapas por virola

10

Forma del techo

conico, pendiente : 1/16 100x100x10

Nº total de chapas

60

Estructura

con derechos

Angulares de Cabeza

Tiempo máximo de retención (h) Presión de diseño (psig) Temperatura de Diseño (ºF)

Material del tanque Esfuerzo permisible (psig)

Especificaciones de Diseño 290,65 %Sobrediseño

16,26

31,18 250

Aire 11,36

Acero al carbono 14057,49

Especificaciones del Coeficiente de Convección Natural del Aire 2 (kcal/m .h.ºC) Temperatura Ambiente (ºC) Coeficiente de Convección Natural del Fluido (kcal/m2.h.ºC)

35 140,07

El almacenamiento requiere de 3 tanques para cumplir con la especificación de diseño de tanques con diámetros menores a 20m.

VI. 11 TANQUE DE ALMACENAMIENTO DE SOLUCION DE ACIDO SULFURICO T-304. Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Composición % Agua H2SO4

Figura 51. solución de ácido sulfúrico T-304

162 0,3 5 L 35 1,5

96 4

Tanque de almacenamiento de

Tanque para almacenamiento de la solución de ácido sulfúrico 4% que se utilizará para regenerar la resina de intercambio de cationes, en el proceso de purificación de agua. Se almacenará la solución a presión atmosférica y a temperatura ambiente, 35°C. Con un tiempo de almacenamiento de 10 días. Las características del tanque se presentan en la tabla 212.

pie

Tabla 212. Dimensiones y características del tanque de solución de H 2SO4 T-304 SOLUCION H2SO4 Especificaciones del fluido y sus constantes de Antoine Flujo másico (kg/h) 353,65 A Densidad (kg/h) 1023,32 B Temp. Almacenamiento 35 C (ºC) Tiempo de residencia (h) 240 Presión de vapor (mmHg) Especificaciones del Tanque Tipo de Tanque G1 Virolas y Chapas 3 Capacidad requerida (m ) 82,94

62,14 -7258,20 0 43,92

Capacidad real (m3) Diámetro (m) Altura del Tanque (m) Superficie de fondo (m2)

100 6 3,6 28,3

Altura de una chapa (m) Largo de una chapa (m) Número de virolas Nº de chapas por virola

1,8 1,5π 2 4

Forma del techo Angulares de Cabeza

cónico, pendiente :1/16 70x70x7

Nº total de chapas Estructura

8 sin pies derechos

%Sobrediseño

20,57

Especificaciones de Diseño Tiempo máximo de 289,36 retención (h) Presión de diseño (psig) 21,09 Temperatura de Diseño 250 (ºF) Material del tanque Esfuerzo permisible (psig)

Acero inoxidable carpenter 20 15943,45

Especificaciones del Aire Coeficiente de Convección 11,36 Natural del Aire (kcal/m2,h.ºC) Temperatura Ambiente 35 (ºC) Coeficiente de Convección 207,29 Natural del Fluido (kcal/m2.h.ºC)

Se requiere de un sólo tanque para el almacenamiento de la solución para regeneración de la resina.

VI. 11 TANQUE DE ALMACENAMIENTO DE SOLUCION DE HIDROXIDO DE SODIO T-305. Corriente Flujo(t/h ) Edo Físico Temperatura (°C) Presión (barg) Composición % Agua NaOH

164 0,2 4 L 35 1,5

96 4

Figura 52. solución de hidróxido de sodio T-305

Tanque de almacenamiento de

Tanque para almacenamiento de la solución de hidróxido de sodio 4% que se utilizará para regenerar la resina de intercambio de aniones, en el proceso de purificación de agua. Se almacenará la solución a presión atmosférica y a temperatura ambiente, 35°C. Con un tiempo de almacenamiento de 10 días. Las características del tanque se presentan en la tabla 213. Tabla 213. Dimensiones y características del tanque de solución de NaOH T-305 SOLUCION NaOH Especificaciones del fluido y sus constantes de Antoine Flujo másico (kg/h) 240,39 A Densidad (kg/h) 1040,09 B Temp. Almacenamiento 35 C (ºC) Tiempo de residencia (h) 240 Presión de vapor (mmHg) Especificaciones del Tanque Tipo de Tanque G1 Virolas y Chapas 3 Capacidad requerida (m ) 55,47 Capacidad real (m3) Diámetro (m) Altura del Tanque (m) Superficie de fondo (m2)

60 4,5 3,6 15,9

Altura de una chapa (m) Largo de una chapa (m) Número de virolas Nº de chapas por virola

62,1361 -7258,2 0 43.92

1,8 1,5π 2 3

Forma del techo Angulares de Cabeza

Tiempo máximo de retención (h) Presión de diseño (psig) Temperatura de Diseño (ºF) Material del tanque Esfuerzo permisible (psig)

cónico, pendiente :1/16 70x70x7

Nº total de chapas Estructura

Especificaciones de Diseño 259,6 %Sobrediseño 21.177 250

Acero carpenter 20 15943,45

inoxidable

6 sin pie derechos 8,2

Especificaciones del Aire Coeficiente de Convección 11,36 Natural del Aire 2 (kcal/m .h.ºC) Temperatura Ambiente 35 (ºC) Coeficiente de Convección 278,64 Natural del Fluido (kcal/m2.h.ºC)

Se requiere de un sólo tanque para el almacenamiento de la solución para regeneración de la resina.

BIBLIOGRAFÍA [1] TYMAN, J. (1996) “Synthetic and Natural Phenols”. Editorial El Server. [2] SNEADER, W. (2005)“Drug Discovery a History”. (1era Edición) Editorial Wiley. [3]MEYERS, R. (2008) “Manual de Procesos de Producción de Petroquímicos” Tomo I. México. Mc Graw Hill [4] KIRK-OTHMER . (1952) “Encyclopedia of Chemical Tecnology”. (3ra Edición). Volumen 1, 3 y 17. Estados Unidos. Editorial Board. [5] McKETTA, J. (1990) “Encyclopedia of Chemical Processing and Design”. Volumen 31 y 35. Estados Unidos. Marcel Dekker, Inc. [6] ULLMANN`S FRITZ. “Enciclopedia de Química Industrial”. España. Editorial Gustavo Gili, S.A. [7] WADE,L. (2003) “Química Orgánica”. (5ta Edición). España. Editorial Pearson. [8] MORRISON,B. (1976) “Química Orgánica”. (3ra Edición). Estados Unidos. Fondo Educativo Interamericano. [9] PERRY,J. (2001)“Manual del Ingeniero Químico”. (7ma Edición). Volumen I. España. McGraw-Hill. [10] RIEGEL, E. (1974) “Handbook of Industrial Chemestry”. New York. Van Nostrand Reinhold Company. [11] ICB Química Perfil, 17 de noviembre de 2008; 2008. [12]CMAI Conferencia Mundial de la Petroquímica, 26-27 de marzo de 2008, Houston Texas. [13] WEISSERMEL, K. (1997) “Industrial Organic Chemistry”. (3ra Edición). Weinheim. Wiley Company. [14] CHAUVEL, A. (1989) “Petrochemical Processes”. Volumen 2. Francia. Institut francais du petrole publications. [15] H-G FRANCK. J. (1988) “Industrial Aromatic Chemistry”. Alemania. SpingerVerlag Heidelberg. [16] Ministerio de energía y petróleo: Petroquímica de Venezuela S.A. (Marzo de 2007) Corporación petroquímica de Venezuela. Caracas.

[17] RUDD, D. WATSON,C.(1968) “Strategy of process engineering”. Estados Unidos. John Wiley & Sons, Inc. [18] DURAN, L. “Teoría y calculo de equipos de proceso en diseño de plantas”. Universidad de Los Andes. Mérida. 2005