Albán Duque Molina Rodríguez Tonato Tarea10072021

Universidad de las Fuerzas Armadas
Extensión Latacunga
Petroquímica
Plantas Petroquímicas (4969)
Integrantes:
Fecha: 16-07-21
✔ Albán Liliana
✔ Duque Jorge
✔ Molina Vanesa
✔ Rodríguez Danny
✔ Tonato Brayan
Tarea 10072021
7.1.- Realice un diseño modificado para el convertidor de amoníaco del ejemplo 7.3,
consistente en tres secciones de lecho de reactor diabático, cada una de ellas de 2 m de
diámetro y 2 m de longitud (observe que la longitud total del lecho es la misma que
antes). Suponiendo que la temperatura de entrada al reactor es la misma, 270 °C,
calcule las temperaturas óptimas de los derechos de calor y del efluente para cada lecho,
de manera que la fracción molar de amoníaco del efluente del reactor sea máxima.
Trace la trayectoria de composición de la temperatura para el diseño modificado del
convertidor y compárela con el diseño de tres lechos en frío del ejemplo 7.3.
Resolución.
1) Colocar los componentes hidrogeno, amoniaco, nitrógeno, metano y argón.
˃˃Properties
˃˃ Components
Figura 7.1.1
Componentes seleccionados para la resolución del problema 7.1.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9
2) Seleccionar el Paquete termodinámico
Aplicación de paquete termodinámico CHAO-SEA
˃˃Methodos
˃˃Specifications
˃˃Global
Figura 7.1.2
Paquete termodinámico seleccionado para la resolución de la simulación.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9
3) Una vez establecido el método y los componentes procedemos a realizar el diagrama del
problema propuesto 7.3 y realizar una optimización sujeta a tres restricciones de temperatura
quedando de la siguiente manera.
Figura 7.1.3
Diagrama de flujo empleado para resolver el ejercicio 7.1.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9.
4) Para determinar la temperatura optima trazamos el grafico de contornos e identificamos el
valor de 0.15531 para el amoniaco, dando un valor de 553 K como se observa en la figura
7.1.4.
Código empleado en Matlab.
y=[0:0.01:0.2];
T=[523:10:723];
[YY,TT]=meshgrid(y,T);
E=(52200.*YY-600)./(1+YY);
PN2=((12800-0.5.*E)./(52200-E)).*150;
PH2=((38800-1.5.*E)./(52200-E)).*150;
PNH3=((600+E)./(52200-E)).*150;
Ra=1e4.*exp(-91000./(8.314.*TT)).*(PN2.^0.5).*(PH2.^1.5)-1.3e10.*exp(140000./(8.314.*TT)).*PNH3;
contour(YY,TT,Ra,600,'ShowText','on')
title('Autores:Alban,Duque,Molina,Rodriguez,Tonato')
xlabel('NH3 Conc. (mol%)')
ylabel('Temperatura (°C)')
Figura 7.1.4
Grafico de contornos para el amoniaco.
Nota. Fuente MATLAB R2016a.
Figura 7.1.5
Gráfico de composición molar vs la longitud del reactor para todos los componentes en el
reactor 1.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9.
Figura 7.1.6
Gráfico de composición molar vs la longitud del reactor para todos los componentes en el
reactor 2.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9.
Figura 7.1.7
Gráfico de composición molar vs la longitud del reactor para todos los componentes en el
reactor 3
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9.
7.2. Un Sistema de 3 reacciones en paralelo
Donde las reacciones son de orden cero, primer orden y segundo orden,
respectivamente con k1=0.025 mol/L-min, k2=0.2 min-1 y k3=0.4 L/mol-min,
concentración de CA0=1mol/L. Use el algoritmo de región alcanzable para encontrar la
red de reactores que maximiza la selectividad de C de A.
Datos
𝒌𝟏 = 𝟎. 𝟎𝟐𝟓 𝒎𝒐𝒍/𝑳 − 𝒎𝒊𝒏
𝒌𝟐 = 𝟎. 𝟐 𝒎𝒊𝒏 − 𝟏
𝒌𝟑 = 𝟎. 𝟒 𝑳/𝒎𝒐𝒍 𝒎𝒊𝒏
𝑪𝑨𝟎 = 𝟏𝒎𝒐𝒍/𝑳
Resolución
Paso 1. Perfil de concentración para el PFR
Velocidades de reacción
Para A
Orden cero
𝑟𝐴1 = −𝑘1
Orden uno
𝑟𝐴2 = −𝑘2 𝐶𝐴
Orden dos
𝑟𝐴3 = −𝑘3 𝐶𝐴2
Estequiometria
−𝑟𝐴2 𝑟𝐶
=
−𝑎
𝑐
Para C
𝑟𝐶 = 𝑘2 𝐶𝐴
Ecuación de diseño para un PFR
𝑑𝐹𝐴
= 𝑟𝐴
𝑑𝑉
𝑣𝑜 𝑑𝐶𝐴
= −𝑘1 − 𝑘2 𝐶𝐴 − 𝑘3 𝐶𝐴2
𝑑𝑉
Para A
𝑑𝐶𝐴
= −𝑘1 − 𝑘2 𝐶𝐴 − 𝑘3 𝐶𝐴2
𝑑𝜏
Para C
𝑑𝐶𝐶
= 𝑘2 𝐶𝐴
𝑑𝜏
Código en Matlab
function dY=FuncionDeber72(tau,Y)
dY=zeros(2,1);
k1=0.025;%mol/L-min
k2=0.2;%min^-1
k3=0.4;%L/mol min
dY(1)=-k1-k2.*Y(1)-k3.*(Y(1)^2);
dY(2)=k2.*Y(1);
Ventana de comandos
[tau,Y]=ode45('FuncionDeber72',[0:0.01:7.9],[1 0]);
plot(Y(:,1),Y(:,2))
title('Concentracion PFR Autores: Alban, Molina, Duque,
Tonato, Rodriguez');
xlabel('C_A [mol/L]'); ylabel('C_C [mol/L]')
Figura 7.2.1
Perfil de concentración para un PFR
Nota. Matlab R2017B
Paso 3. Perfil de concentración para el CSTR
Ecuación de diseño para un CSTR
𝑉=
𝐹𝐴0 − 𝐹𝐴
−𝑟𝐴
Para A
𝑉=
𝑣𝑜 (𝐶𝐴0 − 𝐶𝐴 )
𝑘1 + 𝑘2 𝐶𝐴 + 𝑘3 𝐶𝐴2
𝜏=
𝐶𝐴0 − 𝐶𝐴
𝑘1 + 𝑘2 𝐶𝐴 + 𝑘3 𝐶𝐴2
(𝑘1 + 𝑘2 𝐶𝐴 + 𝑘3 𝐶𝐴2 )𝜏 = 𝐶𝐴0 − 𝐶𝐴
(𝑘1 + 𝑘2 𝐶𝐴 + 𝑘3 𝐶𝐴2 )𝜏 − 1 + 𝐶𝐴 = 0
Para C
𝑉=
𝐹𝐶0 − 𝐹𝐶
−𝑟𝐶
𝑉=
−𝑣𝑜 𝐶𝐶
−𝑘2 𝐶𝐴
𝜏=
𝐶𝐶
𝑘2 𝐶𝐴
𝑘2 𝐶𝐴 𝜏 = 𝐶𝐶
𝑘2 𝐶𝐴 𝜏 − 𝐶𝐶 = 0
Código en Matlab
Function F=FuncionDeber72CSTR(Y)
global tau
k1=0.025;%mol/L-min
k2=0.2;%min^-1
k3=0.4;%L/mol min
F=[(k1+k2.*Y(1)+ k3.*Y(1).^2).*tau1+Y(1);(k2.*Y(1).*tau-Y(2))];
Ventana de comandos
Y0=[1;0];
global tau
tau=0;
i=0;
for tau=0:0.1:40
i=i+1;
A(i,:)=fsolve(@FuncionDeber72CSTR,[Y0]);
end
plot(A(:,1),A(:,2),'r')
title('Concentracion CSTR Autores: Alban, Molina, Duque,
Tonato, Rodriguez');
xlabel('C_A [mol/L]'); ylabel('C_C [mol/L]')
Figura 7.2.2
Perfil de concentración para un CSTR
Nota. Matlab R2017B
Paso 4. Eliminar la región de no convexidad mediante el trazado de una recta (CSTR con
bypass)
Pendiente de la recta
𝑚=
𝑚=
𝑦2 − 𝑦1
𝑥2 − 𝑥1
0.3711 − 0
= −0.499
0.2577 − 1
Para x=1
𝑦−0
= −0.499
0−1
𝑦 − 0 = −0.499(0 − 1)
Ecuación de la recta
𝑦 = −0.499𝑥 + 0.499
Código de Matlab
A=[0.2577:0.0001:1];
B=-0.499.*A+0.499;
hold on
plot(A,B)
Figura 7.2.2
Perfil de concentración para un CSTR con línea de tendencia
Nota. Matlab R2017B
Paso 5. Perfil de concentración del producto para el PFR a partir del extremo superior de la
recta que elimino la región de no convexidad para el CSTR.
Código en Matlab
[tau,Y]=ode45('FuncionDeber72',[0:0.01:7],[0.2577
0.3711]); %nuevos limites
plot(Y(:,1),Y(:,2))
title('Concentracion PFR no convexo Autores: Alban,
Molina, Duque, Tonato, Rodriguez');
xlabel('C_A [mol/L]'); ylabel('C_C [mol/L]')
legend('PFR','CSTR')
%Ec de la recta
A=[0.2577:0.0001:1];
B=-0.499.*A+0.499;
hold on
plot(A,B)
Figura 7.2.3
Perfil de concentración para un PFR seguido de un CSTR con bypass
Nota. Matlab R2017B
Para maximizar el producto C de 0.4 mol/L a 0.45 mol/L se debe configurar las 3 reacciones
a la siguiente red de reactores:
1. CSTR con bypass
2. CSTR
3. PFR
7.3. Repita el ejercicio 7.2, tomando las dos primeras reacciones como primero y la
última como segundo orden, con k1=0.02 min-1, k2=0.2 min-1 y k3=2.0 L/mol-min, con
una concentración inicial de CA=1mol/L. Utilice el método de la región alcanzable para
encontrar la red de transalquilación del reactor que maximiza la selectividad de C de
A.
Datos
𝑘1 = 0.02 𝑚𝑖𝑛 − 1
𝑘2 = 0.2 𝑚𝑖𝑛 − 1
𝑘3 = 2 𝐿/𝑚𝑜𝑙 𝑚𝑖𝑛
𝐶𝐴0 = 1𝑚𝑜𝑙/𝐿
Resolución
Paso 1. Perfil de concentración para el PFR
Velocidades de reacción
Para A
Orden uno
𝑟𝐴1 = −𝑘1 𝐶𝐴
Orden uno
𝑟𝐴2 = −𝑘2 𝐶𝐴
Orden dos
𝑟𝐴3 = −𝑘3 𝐶𝐴2
Estequiometria
−𝑟𝐴2 𝑟𝐶
=
−𝑎
𝑐
Para C
𝑟𝐶 = 𝑘2 𝐶𝐴
Ecuación de diseño para un PFR
𝑑𝐹𝐴
= 𝑟𝐴
𝑑𝑉
𝑣𝑜 𝑑𝐶𝐴
= −𝑘1 𝐶𝐴 − 𝑘2 𝐶𝐴 − 𝑘3 𝐶𝐴2
𝑑𝑉
Para A
𝑑𝐶𝐴
= −𝑘1 𝐶𝐴 − 𝑘2 𝐶𝐴 − 𝑘3 𝐶𝐴2
𝑑𝜏
Para C
𝑑𝐶𝐶
= 𝑘2 𝐶𝐴
𝑑𝜏
Código en Matlab
function dY=FuncionDeber73(tau,Y)
dY=zeros(2,1);
k1=0.02;%min^-1
k2=0.2;%min^-1
k3=2;%L/mol min
dY(1)=-k1.*Y(1)-k2.*Y(1)-k3.*(Y(1)^2);
dY(2)=k2.*Y(1);
Ventana de comandos
[tau,Y]=ode45('FuncionDeber73',[0:0.01:20.9],[1 0]);
plot(Y(:,1),Y(:,2))
title('Concentracion PFR Autores: Alban, Molina, Duque,
Tonato, Rodriguez');
xlabel('C_A [mol/L]'); ylabel('C_C [mol/L]')
legend('PFR')
Figura 7.3.1
Perfil de concentración para un PFR
Nota. Matlab R2017B
Paso 3. Perfil de concentración para el CSTR
Ecuación de diseño para un CSTR
𝑉=
𝐹𝐴0 − 𝐹𝐴
−𝑟𝐴
Para A
𝑉=
𝑣𝑜 (𝐶𝐴0 − 𝐶𝐴 )
𝑘1 𝐶𝐴 + 𝑘2 𝐶𝐴 + 𝑘3 𝐶𝐴2
𝜏=
𝐶𝐴0 − 𝐶𝐴
𝑘1 𝐶𝐴 + 𝑘2 𝐶𝐴 + 𝑘3 𝐶𝐴2
(𝑘1 𝐶𝐴 + 𝑘2 𝐶𝐴 + 𝑘3 𝐶𝐴2 )𝜏 = 𝐶𝐴0 − 𝐶𝐴
(𝑘1 𝐶𝐴 + 𝑘2 𝐶𝐴 + 𝑘3 𝐶𝐴2 )𝜏 − 1 + 𝐶𝐴 = 0
Para C
𝑉=
𝐹𝐶0 − 𝐹𝐶
−𝑟𝐶
𝑉=
−𝑣𝑜 𝐶𝐶
−𝑘2 𝐶𝐴
𝜏=
𝐶𝐶
𝑘2 𝐶𝐴
𝑘2 𝐶𝐴 𝜏 = 𝐶𝐶
𝑘2 𝐶𝐴 𝜏 − 𝐶𝐶 = 0
Código en Matlab
function F=FuncionDeber73CSTR(Y)
global tau
k1=0.02;%min^-1
k2=0.2;%min^-1
k3=2;%L/mol min
F=[(k1.*Y(1)+k2.*Y(1)+ k3.*Y(1).^2).*tau1+Y(1);(k2.*Y(1).*tau-Y(2))];
Ventana de comandos
Y0=[1;0];
global tau
tau=0;
i=0;
for tau=0:10:4500
i=i+1;
A(i,:)=fsolve(@FuncionDeber73CSTR,[Y0]);
end
plot(A(:,1),A(:,2),'r')
title('Concentracion CSTR Autores: Alban, Molina, Duque,
Tonato, Rodriguez');
xlabel('C_A [mol/L]'); ylabel('C_C [mol/L]')
legend('CSTR')
Figura 7.3.2
Perfil de concentración para un CSTR
Nota. Matlab R2017B
Paso 4. Eliminar la región de no convexidad mediante el trazado de una recta (CSTR con
bypass)
Pendiente de la recta
𝑚=
𝑚=
Para x=1
𝑦2 − 𝑦1
𝑥2 − 𝑥1
0.9 − 0
= −0.9009
0.001 − 1
𝑦−0
= −0.9009
0−1
𝑦 − 0 = −0.9009(0 − 1)
Ecuación de la recta
𝑦 = −0.9009𝑥 + 0.9009
Código de Matlab
A=[0.001:0.0001:1];
B=-0.9009.*A+0.9009;
hold on
plot(A,B)
legend('CSTR','Pendiente')
Figura 7.3.3
Perfil de concentración para un CSTR con línea de tendencia
Nota. Matlab R2017B
Paso 5. Perfil de concentración del producto para el PFR a partir del extremo superior de la
recta que elimino la región de no convexidad para el CSTR.
Código en Matlab
[tau,Y]=ode45('FuncionDeber73',[0:0.01:20.9],[0.001
0.9]); %nuevos limites
plot(Y(:,1),Y(:,2))
title('Concentracion PFR no convexo Autores: Alban,
Molina, Duque, Tonato, Rodriguez');
xlabel('C_A [mol/L]'); ylabel('C_C [mol/L]')
%Ec de la recta
A=[0.001:0.0001:1];
B=-0.9009.*A+0.9009;
hold on
plot(A,B)
legend('PFR','CSTR')
Figura 7.3.3
Perfil de concentración para un CSTR con bypass
Nota. Matlab R2017B
Para maximizar el producto C de 0.4 mol/L a 0.9 mol/L se debe configurar las 3 reacciones
a un CSTR con bypass.
7.4. Para el sistema de reacciones:
Donde 𝒓𝟏 = 𝒌𝟏 𝑪𝟐𝑨 , 𝒓𝟐 = 𝒌𝟐 𝑪𝑪 , 𝒓𝟑 = 𝒌𝟑 𝑪𝑨 , 𝒓𝟒 = 𝒌𝟒 𝑪𝑨 .
Las constantes
k1=3 m3/kmol-min, k2=10 min-1, k3=0.5 min-1, k4=1.5 min-1 con una concentración
inicial de CA=1 kmol/ m3. Utilice el método de la región alcanzable para encontrar la
red de reactores que maximiza la selectividad de C de A.
Datos
𝒌𝟏 = 𝟑 𝒎𝟑 /𝒌𝒎𝒐𝒍 𝒎𝒊𝒏
𝒌𝟐 = 𝟏𝟎 𝒎𝒊𝒏 − 𝟏
𝒌𝟑 = 𝟎. 𝟓 𝒎𝒊𝒏 − 𝟏
𝒌𝟒 = 𝟏. 𝟓 𝒎𝒊𝒏 − 𝟏
𝑪𝑨𝟎 = 𝟏𝒌𝒎𝒐𝒍/𝒎𝟑
Resolución
Paso 1. Perfil de concentración para el PFR
Velocidades de reacción
Para A
−𝑟𝐴1 = 𝑘1 𝐶𝐴2
−𝑟𝐴2 = 𝑘2 𝐶𝐶
−𝑟𝐴3 = 𝑘3 𝐶𝐴
−𝑟𝐴4 = 𝑘4 𝐶𝐴
𝑟𝐴 = −𝑘1 𝐶𝐴2 − 𝑘2 𝐶𝐶 − 𝑘3 𝐶𝐴 − 𝑘4 𝐶𝐴
Estequiometria
−𝑟𝐴1 𝑟𝐶
=
−1
1
Para C
𝑟𝐶 = 𝑘1 𝐶𝐴2 − 𝑘2 𝐶𝐶
Ecuación de diseño para un PFR
𝑑𝐹𝐴
= 𝑟𝐴
𝑑𝑉
𝑣𝑜 𝑑𝐶𝐴
= −𝑘1 𝐶𝐴2 − 𝑘2 𝐶𝐶 − 𝑘3 𝐶𝐴 − 𝑘4 𝐶𝐴
𝑑𝑉
Para A
𝑑𝐶𝐴
= −𝑘1 𝐶𝐴2 − 𝑘2 𝐶𝐶 − 𝑘3 𝐶𝐴 − 𝑘4 𝐶𝐴
𝑑𝜏
Para C
𝑑𝐶𝐶
= 𝑘1 𝐶𝐴2
𝑑𝜏
Código en Matlab
function dY=FuncionDeber74(tau,Y)
dY=zeros(2,1);
k1=3;%m^3/kmol min
k2=10;%min^-1
k3=0.5;%min^-1
k4=1.5;%min^-1
dY(1)=-k1.*(Y(1)^2)-k2.*Y(2)-k3.*Y(1)-k4.*Y(1);
dY(2)=k1.*(Y(1)^2)-k2.*Y(2);
Ventana de comandos
[tau,Y]=ode45('FuncionDeber74',[0:0.0001:0.285],[1 0]);
plot(Y(:,1),Y(:,2))
title('Concentracion PFR Autores: Alban, Molina, Duque,
Tonato, Rodriguez');
xlabel('C_A [mol/L]'); ylabel('C_C [mol/L]')
legend('PFR')
Figura 7.4.1
Perfil de concentración para un PFR
Nota. Matlab R2017B
Para maximizar el producto C se debe configurar las 3 reacciones a un PFR.
7.5 En el ejemplo 7.5, elija metano e hidrógeno como componentes independientes.
Derivar relaciones para los números molares de los componentes restantes en términos
de metano e hidrógeno.
𝐶𝐻4 + 2𝐻2 𝑂 ↔ 𝐶𝑂2 + 4𝐻2
𝐶𝐻4 + 𝐻2 𝑂 ↔ 𝐶𝑂 + 3𝐻2
𝐶𝑂 + 2𝐻2 𝑂 ↔ 𝐶𝑂2 + 𝐻2
Número de moles de metano inicial =5 mol
Número de moles de monóxido de carbono =3 mol
Temperatura = 1050 K
Desarrollo

Balance atómico
Especies químicas en la reacción del reformado del metano con vapor de agua: CO, H2O,
CO2, CH4 y H2.
CO, H2O, CO2, CH4, H2
C: 1∆𝑛𝐶𝑂 + 1∆𝑛𝐶𝑂2 + 1∆𝑛𝐶𝐻4 = 0
H: 2∆𝑛𝐻2𝑂 + 4∆𝑛𝐶𝐻4 + 2∆𝑛𝐻2 = 0
O: 1∆𝑛𝐶𝑂 + 1∆𝑛𝐻2𝑂 + 2∆𝑛𝐶𝑂2 = 0

Expresión de las variables dependientes en términos de las variables
independientes.
Matriz de variables dependientes e independientes
1 0
[0 2
1 1
1 1 0
0 4 2]
2 0 0
∆𝑛𝐶𝑂
1 0 1 −1 1
[∆𝑛𝐻2𝑂 ]: − [0 2 0] [4
∆𝑛𝐶𝑂2
1 1 2
0
Matlab
A=[1 0 1; 0 2 0; 1 1 2];
B=-inv(A);
0 ∆𝑛
2] [ 𝐶𝐻4 ]
∆𝑛𝐻2
0
C=B*[1 0; 4 2; 0 0];
Respuesta.
∆𝑛𝐶𝑂
1 0 1 −1 1
[∆𝑛𝐻2𝑂 ]: − [0 2 0] [4
∆𝑛𝐶𝑂2
1 1 2
0
0 ∆𝑛
−4 −1
2] [ 𝐶𝐻4 ] = [ −2 −1]
∆𝑛𝐻2
0
3
1
Asumiendo la cantidad de moles para ΔnCH4=-5mol y ΔnH2=2mol
Matlab
A=[1 0 1; 0 2 0; 1 1 2];
B=-inv(A);
C=B*[1 0; 4 2; 0 0];
D=C*[-5; 2];
Respuesta:
Se obtiene ΔnCO=18mol, ΔnH2O=8mol, ΔnCO2=-13mol
7.6 Proceso de cumeno con corrientes de arrastre (purga) En la Sección 7S.1, se describe
un proceso para producir cumeno mediante la alquilación de benceno con propileno. La
hoja de flujo del proceso se muestra en la Figura 7S.1. Sin embargo, esa hoja de flujo no
proporciona la eliminación de agua, etano, isobutano, MCP, MCH, tolueno,
npropilbenceno, t-BB y p-cimeno. Para su eliminación, se propone agregar dos corrientes
de arrastre (purga) a la hoja de flujo, una del destilado de la columna de recuperación de
benceno, C2, y la otra de los fondos de la columna de recuperación de cumeno, C3.
Además, la hoja de flujo de la Figura 7S.1 no proporciona una salida para los productos
pesados producidos en los reactores de alquilación y transalquilación en el caso de que
sus cantidades sean demasiado grandes para ser incluidas en la impureza permitida en el
producto de cumeno. Por tanto, puede ser necesario añadir una cuarta columna de
destilación, C4, después de C3, con el destilado de C4 alimentado al reactor de
transalquilación y las colas de C4 siendo un producto pesado. Si es así, los pesos pesados
no deben contener más del 5% de los DIPB y más livianos que ingresen a C4. La mayoría
de los datos del proceso de cumeno se dan en la Sección 7S.1. Sin embargo, faltan las
distribuciones de productos para los dos reactores. Estos son los siguientes de estudios de
laboratorio:
Nótese, nuevamente, que la conversión de DIPB en el reactor de trans-alquilación es solo
del 50%. Utilizando los datos anteriores y los datos de la Sección 7S.1, revise la hoja de
flujo de la Figura 7S.1 y produzca un balance de materiales completo con las tasas de
flujo de los componentes en lbmol / h para cada corriente en su hoja de flujo. Intente
maximizar la producción de cumeno. Asegúrese de agregar dos corrientes de arrastre para
eliminar los subproductos y una cuarta columna de destilación, si es necesario. Calcule el
porcentaje total de conversión de benceno en cumeno y la producción anual de cumeno
en lb / año si el factor operativo es 0,95. Si se produce un producto pesado, ¿para qué se
podría utilizar?
Los datos para la realización del ejercicio 7.6 se encuentran en el Ejemplo 8-7, página
225, del libro proporcionado por el docente.
8.7 Un ejemplo más complejo es la fabricación de cumeno (isopropilo benceno) por la
alquilación de benceno con propileno tomado de la 1997 Concurso Nacional de Diseño
de Estudiantes de la AIChE. El cumeno se usa ampliamente para fabricar acetona y fenol.
Las corrientes de alimentación del proceso son benceno casi puro, y se utiliza un corte de
refinería de una mezcla de propileno propano en lugar de una alimentación más cara de
propileno casi puro.
La reacción principal conducida con un catalizador es:
𝑃𝑟𝑜𝑝𝑖𝑙𝑒𝑛𝑜 + 𝐵𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛𝑜 → 𝐼𝑠𝑜𝑝𝑟𝑜𝑝𝑖𝑙𝑏𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛𝑜 (𝑐𝑢𝑚𝑒𝑛𝑜)
Varias reacciones secundarias indeseables que involucran a los principales reactivos,
también ocurren incluyendo:
𝑃𝑟𝑜𝑝𝑖𝑙𝑒𝑛𝑜 + 𝑏𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛𝑜 → 𝑛 − 𝑝𝑟𝑜𝑝𝑖𝑙𝑏𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛𝑜
𝐶𝑢𝑚𝑒𝑛𝑜 + 𝑝𝑟𝑜𝑝𝑖𝑙𝑒𝑛𝑜 → 𝑚 − 𝐷𝑖𝑖𝑠𝑜𝑝𝑟𝑜𝑝𝑖𝑙𝑏𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛𝑜 (𝑚 − 𝐷𝐼𝑃𝐵𝑠)
𝐶𝑢𝑚𝑒𝑛𝑜 + 𝑝𝑟𝑜𝑝𝑖𝑙𝑒𝑛𝑜 → 𝑝 − 𝐷𝑖𝑖𝑠𝑜𝑝𝑟𝑜𝑝𝑖𝑙𝑏𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛𝑜 (𝑝 − 𝐷𝐼𝑃𝐵𝑠)
Otras reacciones de alquilación que producen moléculas largas.
Todas las impurezas en las corrientes de alimentación frescas de propileno y benceno,
incluidas la gran cantidad de propano en la alimentación de propileno, son esencialmente
inertes con la excepción de 1-Buteno, que entra en las siguientes reacciones secundarias
indeseables:
1 − 𝑏𝑢𝑡𝑒𝑛𝑜 + 𝑏𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛𝑜 → 𝑏𝑢𝑡𝑖𝑙𝑏𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛0 (𝑡 − 𝐵𝐵)
1 − 𝑏𝑢𝑡𝑒𝑛𝑜 + 𝑏𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛𝑜 → 1 − 𝑖𝑠𝑜𝑝𝑟𝑜𝑝𝑦𝑙, 4 𝑚𝑟𝑡𝑖𝑙𝑏𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛𝑜 (𝑝 − 𝐶𝑖𝑚𝑒𝑛𝑜)
Los productos y subproductos potenciales incluyen cumeno, propano, DIPB, t-BB, pcimeno, hidrocarburos ligeros inertes, aromáticos compuestos y agua. Un objetivo
principal del proceso es maximizar la producción de cumeno y minimizar las cantidades
de subproductos y corrientes de desechos. El producto cumeno debe cumplir las
siguientes especificaciones:
El subproducto del propano se utiliza como gas combustible o GLP. Por tanto, puede
contener agua e hidrocarburos ligeros. Sin embargo, el contenido aromático no puede
exceder el 0,01% en peso.
Los datos experimentales de alquilación muestran que las dos reacciones que producen
DIPB pueden resultar en una pérdida importante (> 10%) del producto cumeno potencial.
Para reducir esta pérdida, se aplican dos remedios, el primero de los cuales está
relacionado con la Heurística 2 en la Tabla 6.2: (1) el uso de un gran exceso de benceno
en la alimentación combinada al reactor de alquilación, por ejemplo, una relación molar
de 4.0 de benceno a propileno para reducir las reacciones de formación de DIPB y (2) la
adición de un reactor de trans-alquilación
donde los DIPB reaccionan con benceno para producir cumeno de acuerdo con la
reacción:
𝐷𝐼𝑃𝐵 + 𝐵𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛𝑜 → 2 𝑐𝑢𝑚𝑒𝑛𝑜
Botón properties>>Carpeta
Components>>Subcarpeta
Specifications>>Pestaña Selection
Figura 7.6.1
Ventana de componentes
Nota. Elaborado en Aspen Plus 10
Botón properties>>Carpeta
Methods>>Pestaña Global
Figura 7.6.2
Selección del paquete termodinámico
En el reactor tienen lugar dos reacciones: la reacción principal de alquilación de benceno
para producir cumeno y la reacción secundaria de polialquilación entre propileno y
cumeno para producir DIPB. La reacción tendrá lugar en un reactor adiabático de tipo
PFR. Las dimensiones elegidas para el reactor aconsejadas son 8 metros de longitud y 1.5
metros de diámetro. (Ramos, 2017). En relación a las condiciones de entrada, la
alimentación de ambas corrientes al reactor presentará 25°C y 35.5 bares de presión.
Cinética del proceso
Según Ramos, (2017), la primera reacción que tiene lugar es la alquilación del propileno
con benceno para producir cumeno (IPB), es la reacción favorecida. La reacción
secundaria produce diisopropilbenceno (DIPB) en pequeñas cantidades. Ambas
reacciones son irreversibles y sus datos cinéticos se presentan en la siguiente figura:
Figura 7.6.3
Datos cinéticos de las reacciones
Nota. Obtenida de Ramos, (2017)
En relación al proceso de destilación según Ramos, (2017), menciona que la corriente de
salida del reactor está formado por cumeno, DIPB y compuestos que no reaccionaron
como el propano introducido como impureza, que debe ser retirado del proceso, para ellos
se analizan los puntos de ebullición de los compuestos.
La diferencia en los puntos de ebullición entre los componentes clave es 112,2∘C
(volatilidad relativa> 10). Después del despropaizador hay una columna de destilación de
recuperación de benceno, C2, donde se elimina el benceno, una parte se recicla al reactor
de alquilación y el resto se envía al reactor de transalquilación. La principal separación
es entre benceno y cumeno con una diferencia de punto de ebullición de 72,3 ° C
(volatilidad relativa> 5). Finalmente, el producto de cumeno se recupera como destilado
en la columna de destilación, C3, donde el producto de colas, compuesto por DIPB, se
envía al reactor de transalquilación para convertirlo en cumeno.
Figura 7.6.4
Compuestos con puntos de ebullición.
Nota. Obtenida del Ejemplo 8-7, página 225, del libro proporcionado por el docente.
Botón properties>>Carpeta
Methods>>Pestaña Global
Figura 7.6.5
Diagrama de flujo de la producción de cumeno ejercicio 7.6
Nota. Elaborado por Aspen Plus 10
Figura 7.6.6
Estequiometria en el reactor PFR
Nota. Elaborada por Aspen Plus 10
Figura 7.6.7
Tabla de resultados a la salida del reactor
Nota. Elaborada por Aspen Plus 10
El proceso de resolución presenta varias inconsistencias debido a la falta de
disponibilidad de datos en referencia a condiciones de operación en los reactores, y
separadores, sin embargo en el primer separador se retira el flujo total de propano, en el
segundo separador se retira la corriente de benceno, la cual se divide en un porción de
purga para evitar la acumulación en el sistema y recircular el flujo restante al reactor de
alquilación PFR, el tercer separador se deberían retirar las corrientes pesadas DIPB para
que posteriormente ingresen al reactor de hidroalquilación, sin embargo no existen datos
que permitan la simulación.
Referencias
Ramos, C. C. (2017). Diseño y control de un proceso de producción de cumeno
Seider, W., Seader, J., Lewin, D., & Widagdo, S. (2009). Product and Process Design
Principles: Synthesis, Analysis and Evaluation (3rd ed.). John Wiley & Sons, Inc.
Retrieved from http://library1.nida.ac.th/termpaper6/sd/2554/19755.pdf
7.7. La alimentación a un proceso de isomerización de pentano consiste en 650 kmol/h
de n-pentano y 300 kmol / h de isopentano. El efluente del reactor de isomerización
catalítica contendrá 6,5 moles de isopentano por cada mol de n-pentano. El catalizador
evita la formación de neopentano. Si el producto de isopentano, producido separando
el isopentano del n-pentano por destilación, va a contener solo 2% en peso de n-pentano
y el sistema de separación debe colocarse antes del reactor, calcule el caudal total y la
composición del efluente del reactor, la alimentación combinada al reactor y el
producto de colas de la columna de destilación. Diseñe la columna de destilación. Repita
los cálculos de balance de materiales y el diseño de la columna de destilación si el sistema
de separación se coloca después del reactor. Con base en sus resultados y sin determinar
ningún costo de capital u operación, ¿qué ubicación del sistema de separación se
prefiere?
1. Colocar los componentes n-pentano e i-pentano.
˃˃Properties
˃˃ Components
Figura 7.7.1
Ingreso de los componentes de entrada para la simulación.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
2. Seleccionar el Paquete termodinámico
Aplicación de paquete termodinámico PENG-ROB.
˃˃Methodos
˃˃Specifications
˃˃Global
Figura 7.7.2
Ingreso del paquete termodinámico para la simulación
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
3. Realizar la simulación con el proceso de separación antes del reactor:
˃˃Simulation
˃˃ Columna DSTW
˃˃Reactor de Equilibrio
Figura 7.7.3
Simulación del proceso
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
4. Colocar las condiciones en la corriente de alimentación, que consiste en 650 kmol/h
de n-pentano y 300 Kmol/h de i-pentano.
˃˃ Aliment
˃˃ Mixed
Figura 7.7.4
Ingreso de condiciones para la corriente de alimentación.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
5. Colocar condiciones para la columna “DSTW”.
˃˃ Specifications
Figura 7.7.5
Ingreso de condiciones para DSTW.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
6. Colocar la reacción en el reactor de equilibrio.
˃˃ Reactions
Figura 7.7.6
Ingreso de condiciones para el reactor
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
7. Finalmente
˃˃ Run
8. Resultados
Figura 7.7.7
Valores calculados del proceso
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
1. Realizar la simulación con el proceso de separación después del reactor:
˃˃Simulation
˃˃ Columna DSTW
˃˃Reactor de Equilibrio
Figura 7.7.8
Simulación del proceso
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
2. Colocar las condiciones en la corriente de alimentación, que consiste en 650 kmol/h
de n-pentano y 300 Kmol/h de i-pentano.
˃˃ Aliment
˃˃ Mixed
Figura 7.7.9
Ingreso de condiciones para la corriente de alimentación.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
3. Colocar la reacción en el reactor de equilibrio.
˃˃ Reactions
Figura 7.7.10
Ingreso de condiciones para el reactor
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
4. Colocar condiciones para la columna “DSTW”.
˃˃ Specifications
Figura 7.7.11
Ingreso de condiciones para DSTW.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
5. Finalmente
˃˃ Run
6. Resultados
Figura 7.7.12
Valores calculados del proceso
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
5.2. Se desea evaluar el diseño de un reactor para la producción de cloruro de alilo
según la reacción principal.
𝑪𝒍𝟐 + 𝑪𝟑 𝑯𝟔 → 𝑪𝑯𝟐 = 𝑪𝑯𝟐 𝑪𝒍 + 𝑯𝑪𝒍
Y la reacción secundaria produce 1,2-dicloropropano.
𝑪𝒍𝟐 + 𝑪𝟑 𝑯𝟔 → 𝑪𝑯𝟐 𝑪𝒍 − 𝑪𝑯𝑪𝒍 − 𝑪𝑯𝟑
La mezcla de reacción contiene 4 moles de propileno por mol de cloro y entra en el
reactor a 𝟑𝟗𝟐 𝑭 a una velocidad de 𝟎, 𝟖𝟓 𝒍𝒃𝒎𝒐𝒍 / 𝒉. La presión de operación se
puede asumir constante e igual a la alimentación con un valor de 𝟐𝟗, 𝟒 𝒑𝒔𝒊𝒂.
Inicialmente se espera utilizar un reactor tubular con 2 pulgadas de diámetro
interior, encamisado y trabajando con etilenglicol hirviendo como refrigerante, de
modo que la temperatura interior se vuelve constante a 𝟑𝟗𝟐 𝑭. El coeficiente de
transferencia de calor en el interior es de 5 𝑩𝒕𝒖 / 𝒉 𝒇𝒕𝟐 𝑭. Las ecuaciones de
velocidad de las dos reacciones, expresadas en 𝒍𝒃𝒎𝒐𝒍 / 𝒉 𝒇𝒕𝟑 , son:
𝒓𝟏 = 𝟐𝟎𝟔𝟎𝟎𝟎𝒆
𝒓𝟐 = 𝟏𝟏, 𝟕𝒆
−𝟐𝟕𝟐𝟎𝟎
𝑹𝑻
−𝟔𝟖𝟔𝟎
𝑹𝑻
𝑷𝑪𝟑𝑯𝟔 𝑷𝒍𝟐
𝑷𝑪𝟑𝑯𝟔 𝑷𝒍𝟐
Reacción principal.
Reacción secundaria.
Reacción secundaria La la energía de activación está en 𝑩𝒕𝒖 / 𝒍𝒃𝒎𝒐𝒍 y la presión
parcial en atm.
(a) Simule el funcionamiento del reactor utilizando etilenglicol como refrigerante en
la conversión y determine cómo varía la conversión según la longitud del reactor.
(b) Simule el funcionamiento adiabático del reactor y determine cómo varía la
conversión según la longitud del reactor.
(c) Compare los resultados obtenidos previamente con los resultados que se
obtendrán en un reactor CSTR de 0.83 ft3
1. Colocar los componentes
˃˃Properties
˃˃ Components
Figura 5.2.2
Ingreso de los componentes de entrada para la simulación.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
2. Seleccionar el Paquete termodinámico
Aplicación de paquete termodinámico Chao-Seader.
˃˃Methodos
˃˃Specifications
˃˃Global
Figura 5.2.3
Ingreso del paquete termodinámico para la simulación.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
3. Realizar la simulación para distribución óptima del bypass en un convertidor de
síntesis de amoníaco de tres lechos y de tiro frío.
Figura 5.2.4
Simulación del proceso
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
4. Colocar las condiciones en la corriente de alimentación.
˃˃ Aliment
˃˃ Mixed
Figura 5.2.5
Ingreso de condiciones para la corriente de alimentación.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
5. Colocar condiciones en el reactor PFR con refrigerante.
˃˃ Specifications
Figura 5.2.6
Especificaciones para reactor PFR con refrigerante.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
˃˃ Configuration
Figura 5.2.7
Configuración para reactor PFR con refrigerante.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
6. Colocar la reacción en Reaccion.
˃˃ Reactions
>>R-1
>>Rx Nº1
Figura 5.2.8
Reacción Primaria.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
Figura 5.2.9
Cinética de la reacción primaria.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
>>R-1
>>Rx Nº2
Figura 5.2.10
Reacción secundaria.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
Figura 5.2.11
Cinética de la reacción secundaria.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
7. Colocar condiciones para PFR adiabático.
˃˃ Specifications
Figura 5.2.12
Especificaciones para reactor PFR adiabático.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
˃˃ Configuration
Figura 5.2.13
Configuración para reactor PFR adiabático.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
˃˃ Reactions
Figura 5.2.14
Reacción para PFR adiabático.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
8. Colocar condiciones para CSTR.
>>Specification
Figura 5.2.15
Ingreso de condiciones para CSTR.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
˃˃ Reactions
Figura 5.2.16
Reacción para CSTR.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
9. Hacer un análisis de sensibilidad para ver cómo cambia el flujo molar de los
reactores en función de la longitud de los reactores PFR.
˃˃ Model Analysis Toold
>>Sensitivity
>>Vary
Figura 5.2.17
Definir la variable independiente.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
>>Define
Figura 5.2.18
Definir las variables dependientes
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
10. Resultados
Figura 5.2.19
Grafica de la longitud de los diferentes reactores
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
Se puede observar que la longitud del reactor influye en el reactor PFR con refrigerante,
mientras que en el reactor PFR adiabático y el CSTR la longitud del reactor no influye ya
que la molaridad del cloruro de alilo permanece constante.
5.3.- Adaptado de (Froment y Bischoff 1990). La reacción de oxidación del o-xileno para
producir anhídrido ftálico es altamente exotérmica y se lleva a cabo en un reactor PFR
utilizando una sal fundida como refrigerante (NaNO3). El o-xileno se mezcla con aire
antes de entrar en el reactor procurando que haya cantidades muy pequeñas de aceite
en la mezcla. En estas condiciones hay un gran exceso de oxígeno que hace que la
reacción sea de pseudo primer orden con respecto a la concentración de o-xileno.
donde A, B, C y D representan el o-xileno, el oxígeno, el anhídrido ftálico y el agua,
respectivamente.
Se alimenta una mezcla de 6900 kg/h con 1,4 % mol de o-xileno, 20,8 % molar de
oxígeno y 77,8 % molar de nitrógeno. La presión de alimentación es de 1 atm y la
temperatura de 625 K. La reacción se lleva a cabo en fase de vapor, en un reactor con
3000 tubos de 1 pulgada de diámetro y 2 m de longitud. En el reactor no hay caída de
presión y el coeficiente de transferencia de calor es U= 77,37 kcal/ h*m2*K. Se utiliza
nitrato de sodio (NaNO3) como refrigerante que se alimenta en contracorriente a 30
kg/s, con una presión de 1 atm y una temperatura de 620 K. Para acelerar la reacción
se utiliza pentóxido de vanadio V2O5 como catalizador con un diámetro de partícula de
3 mm y una densidad de 1300 kg/m3. La reacción cinética de pseudo-primer orden
reportada por Froment obedece a la expresión:
𝒓𝑨 = 𝒌 ∗ 𝒑𝑨 ∗ 𝒑𝑩
𝟏𝟑𝟔𝟑𝟔
𝑳𝒏(𝒌) = 𝟏𝟗. 𝟖𝟑𝟕 − (
)
𝑻 (𝑲)
expresado en kmol/kg de catalizador atm2*h
Realice la simulación en Aspen Plus® y Aspen HYSYS®. A continuación, realice un
análisis de sensibilidad en Aspen Plus® variando el flujo de refrigerante entre 10 y 60
kg/s. Por último, comparar los resultados operando el reactor con el refrigerante
alimentado en concurrencia y en contracorriente.
Resolución.
1) Colocar los componentes que se implementaran en la resolución del ejercicio 5.3.
˃˃Properties
˃˃ Components
Figura 5.3.1
Componentes seleccionados para la resolución del problema 5.3.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9
2) Seleccionar el Paquete termodinámico
Aplicación de paquete termodinámico RK-Soave
˃˃Methodos
˃˃Specifications
˃˃Global
Figura 5.3.2
Paquete termodinámico seleccionado para la resolución de la simulación.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9
3) Para la resolución del ejercicio 5.3 es necesario calcular los parámetros de 𝑘𝑜 y 𝐸𝑎.
Para 𝑘𝑜
𝐿𝑛(𝑘𝑜 ) = 19.837
𝑘𝑜 = 𝑒 19.837
𝑘𝑜 = 412192074.9
𝑘𝑚𝑜𝑙
∗
1ℎ
∗
(1 atm)2
𝑘𝑔𝑐𝑎𝑡𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜𝑟 𝑎𝑡𝑚2 ℎ 3600𝑠 (101325 Pa)2
𝑘𝑜 = 1.115228635 ∗ 10−5
𝑘𝑚𝑜𝑙
𝑘𝑔𝑐𝑎𝑡𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜𝑟 𝑃𝑎2 ∗ 𝑠
Para 𝐸𝑎
𝐸𝑎
= 13636
𝑅
𝐸𝑎 = 13636 ∗ 𝑅
𝑅 = 8.314
𝐽
𝑚𝑜𝑙
𝐸𝑎 = 13636 ∗ 8.314
𝐸𝑎 = 113369.704
𝐽
𝑚𝑜𝑙
𝐽
1𝑘𝐽
1𝑘𝐽
∗
= 113.369704
𝑚𝑜𝑙 1000 𝐽
𝑚𝑜𝑙
Figura 5.3.3
Diagrama de flujo empleado para resolver el ejercicio 5.3.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9
Figura 5.3.4
Gráfico de Temperatura vs flujo de refrigerante, para la especificación del reactor que no
trabaja en contracorriente.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9
Figura 5.3.5
Gráfico de Temperatura vs flujo de refrigerante, para la especificación del reactor que
trabaja en contracorriente.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9
Como se observa en la figura 5.3.4 para la reacción de oxidación de o-xileno cuando se
trabaja en un PFR utilizando el NaNO3 como refrigerante en co-curriente (no trabaja a
contracorriente) se observa que se tiene una disminución en la corriente de salida al aumentar
el flujo de NaNO3, a diferencia que cuando se trabaja en contracorriente como se observa en
a figura 5.3.5 se tiene un aumento en la temperatura de la corriente de salida al aumentar el
flujo de NaNO3.
Figura 5.3.6
Gráfico de composición molar vs la longitud del reactor para todos los componentes, para
la especificación del reactor que no trabaja en contracorriente.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9
Figura 5.3.7
Gráfico de composición molar vs la longitud del reactor para todos los componentes, para
la especificación del reactor que trabaja en contracorriente.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V9
5.4 Adaptado de (Fogler 2008). El estireno se puede producir a partir de etilbenceno
mediante la siguiente reacción:
Ethylbenzene  Styrene + H2
Sin embargo, también ocurren varias reacciones secundarias irreversibles:
Ethylbenzene  Benzene + Ethylene
Ethylbenzene + H2  Toluene + Methane
Se alimenta etilbenceno a razón de 0,00344 kmol / s en un reactor de PFR de 10 m3 con
vapor de agua inerte a una presión total de 2,4 atm. La relación molar de vapor /
etilbenceno es al principio [de modo que las partes (a) y (b)] 14.5: 1, pero puede variar.
Dados los siguientes datos, determine las tasas de flujo de salida molar de estireno,
benceno y tolueno a las siguientes temperaturas de entrada cuando el reactor funciona
adiabáticamente
(a) 800 K
(b) 930 K
(c) 1100 K
(d) Encuentre la temperatura ideal de entrada para la producción de estireno con una
proporción de vapor de agua / etilbenceno de 58: 1.
(e) Determine el radio ideal de vapor de agua / etilbenceno para producir estireno a
900K.
Información Adicional:
𝜌 = 2137
𝑘𝑔
𝑐𝑎𝑡𝑎𝑙𝑦𝑠𝑡 𝑝𝑒𝑙𝑙𝑒𝑡
𝑚3
∅ = 0.4
𝐾𝑝𝑙 = 𝑒𝑥𝑝 { 𝑏1 +
𝑏2
+ 𝑏3 𝑙𝑛𝑇 + [(𝑏4 𝑇 + 𝑏5 )𝑇 + 𝑏6 ] 𝑇 } 𝑎𝑡𝑚
𝑇
𝑏1 = −17.34
𝑏2 = −1.302 × 104
𝑏3 = 5.051
𝑏4 = −2.314 × 10−10
𝑏5 = 1.302 × 10−6
𝑏6 = −4.931 × 10−3
La ley de velocidad para la formación de estireno (Es), benceno (B) y tolueno (T),
respectivamente, es la siguiente. (Etilbenceno = Eb)
r1Es = ρ(1 − ∅)exp (0.08539 −
10925
PEs PH2
) (PEB −
) (kmol/m3 s)
T
K pl
r2B = ρ(1 − ∅)exp (13.2392 −
r3T = ρ(1 − ∅)exp (0.2961 −
25000
) (PEB ) (kmol/m3 s)
T
1100
) (PEB PH2 ) (kmol/m3 s)
T
Desarrollo.
Se alimenta etilbenceno a razón de 0,00344 kmol / s La relación molar de vapor /
etilbenceno es 14.5: 1
𝐹𝑉𝑎𝑝𝑜𝑟
𝐹𝐸𝑡𝑖𝑙𝑏𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛𝑜
=
𝐹𝑉𝑎𝑝𝑜𝑟
14.5
=
𝑘𝑚𝑜𝑙
1
0,00344 𝑠
𝐹𝑉𝑎𝑝𝑜𝑟 = (14.5) (0,00344
𝑘𝑚𝑜𝑙
𝑘𝑚𝑜𝑙
) = 0.04988
𝑠
𝑠
𝐫𝟏𝐄𝐬 = 𝛒(𝟏 − ∅)𝐞𝐱𝐩 (𝟎. 𝟎𝟖𝟓𝟑𝟗 −
𝟏𝟎𝟗𝟐𝟓
) (𝐏𝐄𝐁 ) (𝐤𝐦𝐨𝐥/𝐦𝟑 𝐬)
𝐓
10925
kmol
r1Es = ρ(1 − ∅)exp(0.08539)exp (
) (𝐏𝐄𝐁 ) ( 3
)
T
m s atm
r1Es = [(2137)(1 − 0,4)exp(0.08539)] [exp (
10925
kmol
)] (𝐏𝐄𝐁 ) ( 3
)
T
m s atm
10925
kmol
r1Es = (1396.4975) [exp (
) ] (𝐏𝐄𝐁 ) ( 3
)
T
m s atm
1396.4975
kmol
1 atm
kmol
×
= 0.01378235 3
3
m s atm 101325 Pa
m s Pa
𝐸
= 10925
𝑅
𝐸 = 10925𝑅 = 10925(8.314) = 90830.45 kJ
𝐫𝟐𝐁 = 𝛒(𝟏 − ∅)𝐞𝐱𝐩 (𝟏𝟑. 𝟐𝟑𝟗𝟐 −
𝟐𝟓𝟎𝟎𝟎
) (𝐏𝐄𝐁 ) (𝐤𝐦𝐨𝐥/𝐦𝟑 𝐬)
𝐓
25000
r2B = ρ(1 − ∅) exp(13.2392) exp (
) (PEB ) (kmol/m3 s)
T
r2B = [(2137)(1 − 0.4) exp(13.2392)] [exp (
r2B = (720555234.3) [exp (
720555234.3
25000
)] (PEB ) (kmol/m3 s)
T
25000
)] (PEB ) (kmol/m3 s)
T
kmol
1 atm
kmol
×
= 7111.32 3
3
m s atm 101325 Pa
m s Pa
𝐸
= 25000
𝑅
𝐸 = 10925𝑅 = 25000(8.314) = 207850 kJ
𝐫𝟑𝐓 = 𝛒(𝟏 − ∅)𝐞𝐱𝐩 (𝟎. 𝟐𝟗𝟔𝟏 −
𝟏𝟏𝟎𝟎
) (𝐏𝐄𝐁 𝐏𝐇𝟐 ) (𝐤𝐦𝐨𝐥/𝐦𝟑 𝐬)
𝐓
1100
r3T = ρ(1 − ∅)exp(0.2961)exp (
) (PEB PH2 ) (kmol/m3 s)
T
r3T = [(2137)(1 − 0.4)exp(0.2961)] [exp (
r3T = (1724.05) [exp (
1100
)] (PEB PH2 ) (kmol/m3 s)
T
1100
)] (PEB PH2 ) (kmol/m3 s)
T
kmol
1 atm2
kmol
1724.05 3
×
= 1.67925 × 10−7 3
2
2
m s atm
(101325 Pa)
m s Pa2
𝐸
= 1100
𝑅
𝐸 = 10925𝑅 = 1100(8.314) = 9145.4 kJ
Simulación en Aspen Plus
1) Colocar los componentes etanol, iso-buteno y ETBE.
˃˃Properties
˃˃ Components
Figura 5.4.1
Componentes seleccionados para la resolución del problema 5.4.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
2) Seleccionar el Paquete termodinámico
Aplicación de paquete termodinámico Peng Robinson
˃˃Methodos
˃˃Specifications
˃˃Global
Figura 5.4.2
Paquete termodinámico seleccionado para la resolución de la simulación.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
Figura 5.4.3
Ventana de Main Flowsheet de la simulación
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
a) Para 800K
Figura 5.4.4
Ventana de resultados de todas las corrientes correspondiente al literal a.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
b) Para 930K
Figura 5.4.5
Ventana de resultados de todas las corrientes correspondiente al literal b.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
c) Para 1100K
Figura 5.4.6
Ventana de resultados de todas las corrientes correspondiente al literal c.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
d) Encuentre la temperatura ideal de entrada para la producción de estireno con
una proporción de vapor de agua / etilbenceno de 58: 1.
𝐹𝑉𝑎𝑝𝑜𝑟
𝐹𝐸𝑡𝑖𝑙𝑏𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛𝑜
=
𝐹𝑉𝑎𝑝𝑜𝑟
58
=
𝑘𝑚𝑜𝑙
1
0,00344 𝑠
𝐹𝑉𝑎𝑝𝑜𝑟 = (58) (0,00344
𝑘𝑚𝑜𝑙
𝑘𝑚𝑜𝑙
) = 0.19952
𝑠
𝑠
Figura 5.4.7
Ventana de resultados de todas las corrientes correspondiente al literal d.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
Respuesta: Se obtiene el mayor flujo de estireno a la salida a una temperatura aproximada
a 1005.26K
e) Determine la relación ideal de vapor de agua/etilbenceno para producir estireno
a 900K.
Figura 5.4.8
Ventana de resultados de todas las corrientes correspondiente al literal e.
Nota. Fuente ASPEN PLUS V10
Respuesta: La relación de vapor de agua/etilbenceno ideal para producir mayor estureno es
de 0/1 es decir sin ingresar inerte de vapor de agua.