Contenido

...................................................................................................................................1

OBJETIVOS DEL
PROYECTO...............................................................................................................4

ESPECIFICACIONES DEL
PROYECTO...............................................................................................................4

ESPECIFICACIONES DE
LA PLANTA................................................................................................................5

INTRODUCCIÓN.......................................................................................................5
Barajas Jonathan
MATERIAS PRIMAS..............................................................................................6
Diaz Uriel
Marrufo Aldair
MARCO TEÓRICO....................................................................................................6
Puga Saul
ANILINA.....................................................................................................................6

Usos de la anilina.......................................................................................................7

Nitrobenceno..............................................................................................................7

Rutas de Areacción
ANILINA PARTIR para la
DE NITROBENCENO
obtención de Diseño de procesos
18 anilina...................................................................................................9
de marzo de 2020

Hidrogenación catalítica............................................................................................9

Aminación del fenol..............................................................................................10

Reducción del
nitrobenceno con hierro
y sales de hierro...................................................................................................11

Elección de la ruta de
reacción................................................................................................................12

Análisis económico
(breve)..................................................................................................................13

METODOLOGÍA......................................................................................................14
 Mecanismo y cinética de la reacción...................................................................14

OPERACIONES DEL REACTOR............................................................................15

ESPECIFICACIONES DE VOLUMEN Y CATALIZADORES..................................16

Análisis económico de los catalizadores.............................................................16

Comparación de catalizadores y explicación del uso del reactor multitubular....16

Hidrogenación de Nitrobenceno. Caracterización y condiciones de operación:. 17

Influencia de la temperatura de reacción.............................................................17

Influencia de la presión........................................................................................18

Argumentación de los cambios realizados al diagrama de proceso...................18

FLUJOS ENTRADA Y SALIDA................................................................................19

ECONOMIC DATA...................................................................................................19

INTERCAMBIADORES DE CALOR........................................................................20

SISTEMA DE ENFRIAMIENTO...............................................................................24

DISEÑO PROCESO................................................................................................26

Balance de Materia y energía (Iterativo, para la resolución de recirculaciones)....27

Diseño del Reactor..................................................................................................28

Código principal....................................................................................................28

Resultados...............................................................................................................31

Actividades Restantes.............................................................................................34

.................................................................................................................................34

REFERENCIAS.......................................................................................................35
OBJETIVOS DEL PROYECTO
Diseñar una planta industrial sostenible para cierta producción de anilina a partir
de la hidrogenación de nitrobenceno. En este proyecto se facilitarán los
documentos pertinentes para la compresión del diseño de los equipos,
funcionamiento de la planta y el análisis económico del mismo.

ESPECIFICACIONES DEL PROYECTO

 Preparar un balance de materia por hora para el proceso en unidades de
peso.
 Preparar un balance de energía para los equipos que lo requieran (reactor,
condensador y evaporador)
 Dibujar un diagrama de flujo de proceso para la planta que muestre todos
los elementos de los equipos, así como su dimensionamiento a escala y en
la elevación adecuada. El catalizador se debe señalar en el reactor.
 Diseño de ingeniería química.
A. Evaporador
Proporciona el diseño detallado y las razones para usar el equipo, así
como el método de control.
B. Reactor
Proporcionar el diseño detallado para reactor de lecho fluidizado, el
equipo para la transferencia de calor y el fluido que se utilizará
explicando las razones de su elección.
C. Método de separación
Especificar la altura, el diámetro y las dimensiones del equipo, el método
de control de nivel de interfaz propuesto
D. Decantador
Proporcionar el diseño de la columna.
 Preparar un diseño mecánico completo para el reactor. Presentar un boceto
adecuado para una presentación. Debe incluir detalles de los distribuidores
y mostrar cómo se organizará la superficie de transferencia de calor.
  Preparar un cronograma de equipos que detalle todos los elementos
principales del equipo, incluyendo tanques y bombas. Un cálculo del
 tamaño de tubería de muestra para la entrada del reactor. Los materiales
de construcción deben ser especificados.
 Describa brevemente cómo se iniciaría y cerraría la planta, y discuta
aspectos de seguridad de la operación.
 Escriba una breve discusión, tratando particularmente los aspectos menos
firmes del diseño e indicando el trabajo técnico semántico que es deseable.

ESPECIFICACIONES DE LA PLANTA
 20000 toneladas al año de anilina refinada.
 El periodo de operación de la planta al año es de 7500 horas.

INTRODUCCIÓN
La anilina es una amina aromática que se utiliza como materia prima en la
industria química para la síntesis orgánica de numerosos productos como tintes y
colorantes, isocianatos, productos fitosanitarios (herbicidas y fungicidas),
farmacéuticos, explosivos o de química fina. Esta sustancia también se usa en la
industria de los polímeros para la fabricación de intermedios en la síntesis de los
poliuretanos, así como en la industria del caucho como antioxidante y acelerador
de vulcanización. Además, la anilina se emplea como disolvente en la elaboración
de perfumes, barnices y resinas. En el ambiente laboral se halla principalmente en
estado vapor. La anilina es un líquido aceitoso e incoloro a temperatura ambiente
que tiende a oscurecer con la exposición al aire o la luz. En condiciones de
presión y temperatura normales es un producto estable, altamente soluble en agua
y miscible con la mayoría de los disolventes orgánicos. Fue aislada por primera
vez a principios del siglo XIX, concretamente en 1826 mediante la destilación seca
del añil. En 1840 el mismo líquido aceitoso fue obtenido calentando el añil con
potasa, y se obtuvo la anilina actualmente conocida. La estructura de la anilina fue
finalmente establecida en 1843 por W. Von Hoffmann con la demostración que
podría ser obtenida por la reducción del nitrobenceno.
El primer proceso técnicamente aplicable para la producción de anilina (proceso
Bechamp) fue desarrollado en 1854. Durante los siguientes 145 años la anilina ha
llegado a ser uno de los bloques de construcción más importantes en la química.
La anilina se usa como intermediario en diferentes campos de aplicación como,
por ejemplo, isocianatos, tintes y pigmentos, compuestos químicos agrícolas o
farmacéuticos, etc.

MATERIAS PRIMAS
La síntesis de anilina más usada comercialmente comienza en el benceno. Existe

bibliografía sobre la aminación directa del mismo, pero las altas temperaturas y

presiones requeridas, así como la necesidad de usar un gran exceso de amonio

no han permitido el desarrollo de un proceso económico.

Hasta ahora, todas las técnicas aplicadas en la síntesis de anilina usan una vía

indirecta para su producción a partir del benceno. En todos los casos, una clase
de

derivación se incluye como paso intermedio. En esta etapa se forma uno de los
dos

precursores directos de la anilina: nitrobenceno o fenol.

MARCO TEÓRICO
Estudios previamente realizados presentan un marco teórico bastante completo
acerca de lo que rodea a la producción de anilina y las formas de obtención de
esta presentada a continuación:

ANILINA
La anilina (bencenamina)C 2 H 5 NH 2, fue obtenida por primera vez en la destilación
cálcica del indigo natural por el farmacéutico Unverdorben (1826). En 1834 la
detectó G.F. Runge en la reacción del cloruro de cal con el alquitrán de hulla. Más
tarde, Fritsche (1841) la descubrió en los productos de ruptura del indigo (en árabe
annil, añil) del que driva el nombre anilina. La anilina recién destilada es un aceite
incoloro, de olor desagradable y p.e.180°C (457 K), que al aire se colorea
rápidamente de color pardo a causa de su auto oxidación. Es casi insoluble en
agua, pero se puede arrastrar con vapor de agua. Sus vapores son tóxicos y
producen sensación de mareo(Beyer & Walter, 1987,606).

Usos de la anilina
La anilina se utiliza en la gran industria quimico-organica como producto
intermedio en amplios sectores de la fabricación de colorantes y preparados
farmacéuticos. Es un toxico sanguíneo y nervioso, que el organismo absorbe tanto
por via respiratoria como a través de la piel.

La anilina se utiliza en la preparación de analgésicos, antipiréticos, antialérgicos y

vitaminas. Se espera un crecimiento seguro en la demanda de este tipo de
substancias durante los próximos cinco años, en contraposición con la disminución
del uso a a favor de la tecnología de la fermentación.

La anilina se utiliza en la gran industria químico-orgánica como producto

intermedio en amplios sectores de la fabricación de colorantes farmacéuticos es
un tóxico sanguíneo y nervioso, que el organismo absorbe tanto por vía
respiratoria como a través de la piel de la anilina para la producción de vitaminas
(Mayer, 1987).

Nitrobenceno
Se menciona al como nitrobenceno una sustancia química industrial, un líquido
amarillo aceitoso, de olor parecido a almendras. Es poco soluble en agua y la
mayor parte se evaporará al aire. Es producido en grandes cantidades para uso en
la industria. La mayor parte del nitrobenceno producido es usado para
manufacturar anilina. El nitrobenceno también es usado para producir aceites
lubricantes como aquellos usados en motores y en maquinarias. Una pequeña
cantidad de nitrobenceno es usada en la manufactura de colorantes,
medicamentos, pesticidas y goma sintética. El nitrobenceno es un compuesto de
partida importante en la síntesis de diversos productos orgánicos como la anilina,
la benzidina, el trinitrobenceno, el ácido nitrobenzolsulfónico, la fuchsina, la
quinolina o fármacos como el acetaminofen. A veces se utiliza también como
disolvente, como componente de lubricantes o como aditivo en explosivos.

Antiguamente se utilizaba también con el nombre de "Aceite Mirban" en

formulaciones de perfumes. Hoy estas aplicaciones están prohibidas debido a la
elevada toxicidad y el peligro que supone para el medio ambiente (Berney et al.,
2007,13).

El nitrobenceno se fabrica comercialmente por la nitración directa del benceno en

fase líquida usando una mezcla de ácido nítrico y sulfúrico. Hay básicamente dos
vías para la nitración del benceno: reacción isotérmica y reacción adiabática. En el
proceso isotérmico, la nitración del benceno tiene lugar en una reacción en
cascada en reactores cilíndricos con agitación o bien reactores tubulares, a
temperaturas desde 50ºC hasta 100ºC y a presión atmosférica. La temperatura se
mantiene mediante un enfriamiento interno y/o externo con agua. Una ventaja del
proceso isotérmico es la mínima formación de subproductos, debido a la baja
temperatura de reacción. La mezcla ácida necesaria para la nitración está formada
por ácido sulfúrico humeante y ácido nítrico concentrado.

En el proceso adiabático, la nitración tiene lugar en una cascada de reactores

agitados a temperaturas de 90 a 100ºC y presión atmosférica. Como mezcla ácida
se utiliza un gran volumen con un 65 a 85 % de ácido sulfúrico y también ácido
nítrico concentrado(Berney et al., 2007,16).
Rutas de reacción para la obtención de anilina.

Hidrogenación catalítica
La hidrogenación catalítica del nitrobenceno es una reacción de importancia
industrial para la producción de anilina. Aproximadamente el 85% de la anilina
global se produce por rutas catalíticas. La anilina se utiliza principalmente para la
síntesis del metileno-difenil-diisocianato (MDI), y como aditivo para el
procesamiento del caucho. También se ha utilizado como plaguicida y herbicida.
Los metales soportados se utilizan generalmente como catalizadores para las
reacciones de hidrogenación. Se sabe que los metales nobles soportados en los
portadores básicos poseen propiedades catalíticas inusuales. Los hidróxidos
dobles estratificados de tipo hidrotalcita, de naturaleza básica, presentan una
estructura laminar formada por capas tipo brucita y aniones compensadores. Estas
hidrotalcitas (HT) han sido probados como soportes para la dispersión de metales
nobles como el paladio, el platino y rodio. En los tratamientos térmicos
controlados, la HT se descompone en óxidos mixtos MII(MIII)O, exhibiendo así
una alta superficie, una dispersión homogénea y efectos sinérgicos entre los
elementos. Se utilizaron carbones activos como soportes para paladio en el medio
líquido hidrogenación del nitrobenceno a anilina.

Se ha observado que la dispersión de Pd en el carbono sigue siendo apreciable

incluso después del tratamiento oxidante del carbono activo; el 5% de Pd
impregnado de carbono activo exhibió alta actividad. La hidrogenación del
nitrobenceno se llevó a cabo sobre tres catalizadores Pd/Carbono utilizando
metanol e isopropanol como disolventes.

Se ha informado de que la hidrogenación se produce más rápidamente en el

metanol que en el isopropanol. Se estudió la hidrogenación en fase líquida del
nitrobenceno sobre el catalizador amorfo Pd B/Sio2. El efecto promotor del apoyo
Sio2 se atribuyó principalmente a la estabilización de la estructura amorfa Pd B y a
la dispersión del metal activo Pd. Los complejos metálicos de anclaje polimérico
de catalizadores Pd(II) se sintetizaron utilizando copolímero de estireno-divinilo
con un 2% y un 8% de unión cruzada, y se probaron para la hidrogenación del
nitrobenceno. El catalizador con 8% de unión cruzada mostró alta actividad debido
a la dispersión de más iones metálicos en la superficie del polímero. Se han
empleado catalizadores Pt/ C en dióxido de carbono

supercrítico y etanol para la hidrogenación del nitrobenceno y se han estudiado los

efectos de la presión, el disolvente y el tamaño de partículas metálicas. La
actividad catalítica en el dióxido de carbono supercrítico es mayor que en el
etanol. Se ha observado que la hidrogenación general del nitrobenceno es
sensible a la estructura del etanol, en el que la frecuencia de recambio tiende a
disminuir con un aumento del grado de dispersión de Pt. Por el contrario, es
insensible a la estructura en el dióxido de carbono supercrítico (Sangeetha,
Shanthi, Rao, Viswanathan, & Selvam, 2009).

La hidrogenación catalítica del nitrobenceno (Figura 1) es una reacción exotérmica

que puede llevarse a cabo tanto en fase vapor como en fase líquida, en los
procesos usados comercialmente. Hay reacciones secundarias involucradas que
generan productos no deseados en los que sobresale la ciclo hexamina.

Figura 1. Reacción catalítica principal para la producción de anilina.

Aminación del fenol.

En la ruta comercial del fenol desarrollada por Halcon (Figura 2), el fenol se amina
en fase vapor usando amonio en presencia de un catalizador de silica-alumina. La
reacción es medianamente exotérmica y reversible por lo que la alta conversión
solo se obtiene con el uso de un exceso de amonio a razón molar de 20:1 y una
baja temperatura de reacción, la cual reduce también la disociación del amonio.
Se producen impurezas que incluyen difenilamina, trifenilamina y carbazole
aunque su formación se ve inhibida con el uso de un exceso de amonio.
Figura 2. Reacción de aminación catalítica

La aminación de fenol con amoníaco es generalmente realizado sobre

catalizadores ácidos tales como alúmina o sílice-alúmina bajo alta presión y a altas
temperaturas de aproximadamente 450 °C, y el proceso industrial utilizando un
catalizador de tipo ácido Lewis ha sido desarrollado. En el caso de aminación de
alcoholes, aunque el catalizador ácido sólido puede ser metales usados en
cooperación con hidrógeno puede ser una mejor alternativa como catalizador, ya
que la reacción puede llevarse a cabo a muchas temperaturas más bajas.

La deshidrogenación de alcoholes en cetonas es el paso determinante de la

velocidad, en el que los catalizadores metálicos juegan un papel decisivo. los
pasos posteriores, aminación de cetona en amina, son reacciones bastante
fáciles. Desde que la hidrogenación de fenol da ciclohexanona, una cetona, son
buenos catalizadores de hidrogenación como los metales y podrían ser efectivos
para la aminación de fenol en presencia de hidrógeno. De hecho, se reportó que el
fenol está aminado sobre el paladio soportado en carbono en presencia de
ciclohexanona o ciclohexanol, un agente de transferencia de hidrogeno. (Ono &
Ishida, 1981) muestra que el paladio compatible con alúmina puede convertir fenol
en anilina en presencia de amoníaco e hidrógeno. La reacción procede bajo
presión atmosférica a temperatura mucho más baja (aprox. 25O°C) que las
temperaturas a las cuales se lleva a cabo la aminación catalizada por ácidos. Las
propiedades catalíticas del paladio se mejoran haciendo una aleación con oro o
soportando cationes metálicos trivalentes.

Reducción del nitrobenceno con hierro y sales de hierro.

Este proceso tiene más de cien años, pero todavía se usa en dos plantas de
anilina Bayer (Figura 3). Hoy en día el producto de interés no es tanto la anilina si
no los pigmentos coloreados de hierro que se forman como subproductos.
Figura 3. Reacción de reducción del nitrobenceno.

Elección de la ruta de reacción

En base a la información recabada se escoge el mecanismo de la nitración del
benceno para la producción de anilina. Los métodos anteriores no son factibles
porque en el caso de la reducción del nitrobenceno a partir de hierro, se forman
subproductos que tienen más valor comercial que la misma anilina, además, de
todos los reactivos que se alimentan al reactor se produce cerca del 40% en
anilina y el resto son los derivados del hierro. El catalizador es más costoso para
ese proceso.

En el caso de la aminación del nitrobenceno, se forman varias reacciones

secundarias que nos dan productos sin algún valor comercial, además de que la
información acerca de este proceso no está muy investigada ni fundamentada.

En cambio, la nitración del benceno es un proceso estudiado y hay información

sobre los datos cinéticos y termodinámicos para poder realizar el proceso.
Además de que es el más recomendado cuando se quiere producir anilina.
Análisis económico (breve)
Usando los siguientes precios se calculó el análisis

1 ton Nitrobenceno = 511 dólares

1 ton Hidrogeno = 2000 dólares

1 ton Anilina =1600 dólares.

1 ton ammonia= 1500 dolares

1 ton Fenol= 1600 dolares

1 ton Fe3O4=500 dolares

1 ton Fe= 1000 dolares

1 ton de Hidrogeno = 2000

Y se usara la ecuación (1) para su cálculo, a continuación, los resultados de los

casos de análisis.

∑ Precio de producto∗kilogramos de producto−∑ Precio del reactivo∗kilogramos(de reactivo

1)
Caso 1 Hidrogenación catalítica.

MG = (93*1.6) – (123*0.5) – (6*2)

MG = 75 $/KG

Caso 2 Aminación del fenol

MG = (93.3*1.6) – (94.11*1.6) – (17.03 *1.5)

MG = -26.83 $/kg

Caso 3 Reducción de nitrobenceno con hierro

MG = (694.65*1.6) + (373.2*1.6) – (492*.5) - (302*1)

MG = 1160.36 $/kg
METODOLOGÍA
Mecanismo y cinética de la reacción
La reacción de hidrogenación del nitrobenceno tiene lugar en fase gas, en
presencia de un catalizador sólido de paladio sobre carbono y con exceso de
hidrógeno. El hidrógeno es recirculado con el fin de tener la máxima conversión.

Esta reacción es muy exotérmica, y se debe eliminar el calor producido para no

llegar a temperaturas muy elevadas en el reactor porque pueden desactivar el
catalizador y por lo tanto disminuir la velocidad de reacción. Este se va a mantener
a una temperatura de 250°C.

El calor de reacción se eliminará con un aceite que no propicia el cambio de fase

dentro de los tubos.

El reactor que se recomienda utilizar para este proceso es un reactor catalítico

isotérmico de lecho fijo; sin embargo, en este trabajo se presentarán otros tipos de
reactores para validar el volumen y tiempo de residencia con el que compete cada
uno.

El catalizador de paladio es óptimo para el proceso porque solamente forma el

producto deseado y agua; en cambio, si se usa el catalizador de cobre sobre gel
de sílica se produce un tercer producto que es la ciclohexilamina.

La reacción es la siguiente:

C 6 H 5 N O2 +3 H 2 → C 6 H 5 N H 2+2 H 2 O

La cinética de la reacción es de primer orden respecto a la presión parcial de

hidrógeno y respecto la concentración de nitrobenceno varía entre 0 y 1,
dependiendo de la concentración del catalizador. La cinética para este caso es:

r =K∗Pb ( atm
min )
(2)

K= K 0∗exp ( −E
R∗T )
a −1
( min ) (3)
Pb= X i∗PT (atm) (4)
OPERACIONES DEL REACTOR
Antes de poner en marcha una planta de producción se necesita establecer bien
los valores, variables y sobre todo el diseño del reactor a utilizar con el objetivo de
tener una planta capaz de alcanzar el estado estacionario, esto nos permite
mantener el funcionamiento de la planta y controlarla automáticamente, aunque
cabe aclarar que estas simulaciones efectuadas para este proyecto se tienen que
realizar de manera manual. Esta planta de producción de Anilina durante un año
solo tendrá 2 paros, una en invierno y otra en verano con esto se tratará de evitar
pérdidas de costos de energía muy elevadas.

Para la producción de Anilina se escogió un reactor catalítico isotérmico de lecho

fijo, a una presión de 3. atm y una temperatura inicial de 270°C, esta última
variable se tendrá que mantener a una temperatura de 250°C porque la ruta de
reacción presentada en el documento anterior es muy exotérmica y con esto se
logrará eliminar el calor producido para no afectar tanto al catalizador de paladio
como la velocidad de reacción[1–2].

A continuación, se presentan los datos y condiciones de operación del reactor la

cual fue recabada en la literatura:

 Presión (P) = 40 atm.

 Constante de los gases ideales (R) = 0.082; atm*m3/K*kmol, para el cálculo
de la constante de equilibrio.
 Constante de los gases ideales (Rk) = 1.987; %cal/mol*k, para uso en los
balances de energía.
 Temperatura de referencia (Trx) = 543.15 K (270ºC).
 k0 = 793 con catalizador de paladio sobre carbono.
 Energía de activación (Ea) = 9700 cal/mol, con catalizador de paladio sobre
carbono.
 Calor de Reacción (AHrx) = -544 kj/mol.
 Coeficiente total de transferencia de calor (U) = 2600 Kj/h*m2*K
(suponemos este valor a partir de datos bibliográficos).
 Cpgas = 0.0452 KJ/mol*k.
ESPECIFICACIONES DE VOLUMEN Y CATALIZADORES
El volumen de este reactor debe de ser capaz de producir 20000 toneladas al año
de anilina refinada cabe mencionar que el periodo de operación de la planta al año
es de 7500 horas.

Análisis económico de los catalizadores

Comparación de catalizadores y explicación del uso del reactor multitubular
Como hemos visto la anilina es un intermedio orgánico atractivo que se aplica
ampliamente en la síntesis de varios productos químicos finos, como poliuretanos,
aditivos de caucho, colorantes, pesticidas, productos farmacéuticos, etc.
(Fujita,2011. Sun,2010. Boymans,2014). La reducción catalítica de nitrobenceno
(NB) en AN bajo diversos sistemas catalíticos ha sido ampliamente informado
(Begum,2016). En comparación con las otras técnicas de producción de AN, la
hidrogenación catalítica de NB ha recibido una atención considerable, debido a las
ventajas combinadas de la economía, bajo costo y respeto al medio ambiente
(Meng,2009. Fan,2010). Con respecto a este proceso, la elección de
catalizadores, así como las condiciones de reacción de hidrogenación son Los
factores clave para obtener un alto rendimiento y una selectividad superior para
AN (Torres,2013).

Un punto importante es que para la mayoría catalizadores metálicos soportados

sintetizados por métodos de impregnación, la adhesión débil entre los soportes por
lo que las partículas metálicas pueden verse afectadas gravemente en su
rendimiento como catalizadores (Fan,2014). En la Tabla 1 se analiza el
desempeño de los catalizadores y porque la elección del Pd (Huang,2017).
Tabla 1. Condiciones de reacción: 10 mmol NB,0.03g, 123.3 ML H2O, T 45°C; P 3 MPA; t 2h. Cantidad de
precursores metálicos: 2

Por lo tanto, es difícil avanzar aún más en términos de la estabilidad de los

catalizadores de Pd soportados (Chinayon,2008). El agua es la más abundante,
además de barata y benigna, media o solvente. que es beneficioso para varias
reacciones químicas orgánicas, especialmente para hidrogenación (Rideout,1980.
Chanda,2009. Cheng,20013).

Hidrogenación de Nitrobenceno. Caracterización y condiciones de

operación:
De las condiciones de operación: estas quedaron fijadas en 270°C y 3.4023atm

Influencia de la temperatura de reacción

Al aumentar la temperatura de 25 a 90 C, la conversión NB aumentó del 22.13 al
99.88%. La tendencia estuvo de acuerdo con lo informado por Vattikonda Venkat
Rao y col (Harikrishna,2015). Los resultados pueden atribuirse al aumento
constantes de velocidad de reacción de hidrogenación cuando la temperatura de
reacción aumenta (Liu,2013) También se puede observar que la conversión de NB
aumentó significativamente a 99.40% cuando la temperatura era de 60 ° C Al
aumentar aún más la temperatura a 90 ° C, solo se encontró una conversión de
NB ligeramente mayor. El fenómeno puede explicarse por la temperatura más alta
resulta en una mayor presión de vapor de agua.
Eso correspondientemente disminuyó la presión parcial de hidrógeno (Min,2008).
por lo tanto, el aumento en la conversión de NB no fue obvio. Como resultado, la
temperatura de 60 C fue seleccionado para llevar a cabo los siguientes
experimentos.

Influencia de la presión
la influencia de la presión de hidrógeno en la conversión de NB. El NB la
conversión aumentó significativamente de 30.88 a 78.90% cuando el hidrógeno la
presión aumentó de 0.5 a 2.0 MPa. Por debajo de 3.0 MPa, la conversión NB
podría alcanzar 99,40%. Esto probablemente se debió al hecho de que cuanto
mayor es la presión de hidrógeno, se adsorbieron más moléculas de hidrógeno en
los sitios activos de los NP de Pd, que podría provocar la hidrogenación de NB.
Considerando los resultados experimentales anteriores, las condiciones

Optimizadas son las siguientes: 10 mmol de NB, catalizador de 0.02 mmol de Pd

NPs, 3 ml de agua, T = 60 C, P = 3.0 MPa, y t = 1 h. En estas condiciones, el NB
La conversión alcanzó el 99,40%.

Argumentación de los cambios realizados al diagrama de proceso

De las rutas de reacción para la obtención de Anilina, se optó por la
hidrogenación, con anterioridad el proceso consistía en una evaporación inicial
para el cambio de fase seguido del reactor y dos purgas, una de exceso de
hidrógeno y una de purificación, sin embargo, nuevas holísticas han sugerido una
mejora en el sistema de recirculación de reactivos con el sobrante de la
conversión después de etapas de separación y se ha optado por intercambiadores
de calor el lugar de un evaporador, esto por las implicaciones económicas y la
facilidad de las operaciones con las ecuaciones de diseño, además de solo tener
una purga de hidrógeno y la obtención final de Anilina.
TUBOS DEL REACTOR

Para determinar el número total de tubos se ha dividido el caudal volumétrico total

entre el caudal volumétrico que pasa por cada tubo.

Ql total = Obtenida del balance de materia posteriormente realizado.

Ql tubo = Fijada por el usuario para la representación en MATLAB

N tubos = Ql total / Ql tubo

El caudal volumétrico que pasa por cada tubo se fija a través de las
representaciones graficas obtenidas en MATLAB con los flujos y condiciones de
operación especificadas, ya que el caudal es función de la conversión; entonces,
se puede fijar un caudal volumétrico para obtener una conversión alrededor del
95%.

FLUJOS ENTRADA Y SALIDA

Como se podrá observar en la siguiente imagen, se encuentra señalado donde
está ubicado el reactor a diseñar el cual tiene una entra y una salida, la presión es
de 3.4023 atm

Figura 4. Posición del reactor dentro del proceso de producción de anilina.

ECONOMIC DATA

Se utilizo el aspen economics para poder calcular el total anual de lo que costaría
la instalación de la planta y el costo operativo de esta, como podemos observar
lainversion inicial seria mas grande que el costo de operación debido al gran
tamaño de nuestro reactor, de igual manera se puede observar que nuestro ocsto
de operación es alto debido a que trabajamos con 3 destiladores y una bomba los
cuales están trabajando constatemenete para poder mantener el nivel de pureza
que queremos obtener en nuestro producto

INTERCAMBIADORES DE CALOR
Para la elaboración de los intercambiadores de calor de coraza y haz de tubos sin
cambio de fase para este proceso se usó el Método Kern. Para hacer este diseño
se uso la implementación de Excel. Los valores de tablas que se mencionaran
durante el diseño fueron tomados de nuestra referencia [19]

Se define en el intercambiador de calor B15 como un intercambiador de calor de

envolvente y tubos sin cambio de fase

Donde se requiere calentar el hidrogeno alimentado con los gases recirculados del
reactor, en la coraza pasará el fluido frio y en los tubos el fluido caliente. Se
calcula el balance de energía el cual es requerido para calentar nuestro fluido de
hidrogeno, posteriormente se calcula la masa que recircula de nuestro proceso.
Para obtener el coeficiente Y es necesario establecer el numero de pasos tanto en
la coraza como en los tubos, este factor de corrección nos servirá más adelante.
Para determinar dicho factor es importante establecer los parámetros de Z y X en
base a las temperaturas.

Para suponer el coeficiente de transferencia de calor es necesario establecer los

coeficientes aproximados de película el cual se encuentra en un rango de 15 a 250
kcal/hm2°C, se calcula la diferencial de temperatura media logarítmica, cabe
mencionar que la circulación de nuestro fluido es en contracorriente. Para calcular
el área supuesta (As) se toma en cuenta el balance de Energía se divide entre la
multiplicación del coeficiente de transferencia de calor, la diferencial de
temperatura media logarítmica y el factor de corrección. Se calcula el numero de
tubos y se redonda al número más cercano.

Al encontrar el numero de tubos se puede definir el numero de pasos por los tubos
y con eso se determina el diámetro Ds, esto se calcula en base a tablas. Para el
numero de mamparas es necesario establecer la longitud de tubo y el
espaciamiento entre mamparas (n=L/B)
Para el área de flujo por los tubos es necesario calcular el área de flujo por tubo el
cual se encuentra en tablas posteriormente se realiza at=(NT*Af)/N. Como
siguiente paso se calcula la masa de velocidad (Gt) y Reynolds (Re tubos).

Se calcula el coeficiente interno, haciendo los cálculos anteriores pertinentes.

Para el cálculo de factor de fricción por los tubos (fD) es necesario conocer
previamente el numero de Re para encontrar el factor de fricción (fD) el valor 144
es para obtener un factor adimensional el cual debe de multiplicarse. Se registran
los datos para encontrar la caída de presión en los tubos y presión en los retornos.

Al obtener las caídas de presión en retornos y en los tubos se procede a una caída
de presión total. Se procede a calcular el área de flujo en la envolvente (as) para
arreglo triangular as=(Ds*C*B)/Pt
Se calcula el diámetro equivalente del lado de la envolvente considerado el arreglo
triangular. Este valor nos servirá para calcular el coeficiente externo.

Se procede a calcular la caída de presión en la coraza, conociendo la mayoría de

los valores calculados con anterioridad.

Al conocer la mayoría de los valores se puede conocer un coeficiente de

transferencia de calor real.
Al conocer nuestro nuevo coeficiente de calor real se realiza el área del
intercambiador real (Acal=Q/(Ucal*DTML )). Si nuestra Acal es igual al Asup se termina las
iteraciones

Se realizaron 3 iteraciones seguidas para conseguir el Acal la cual se necesita

conocer para calentar el hidrogeno que se alimentara a nuestro proceso.

2556705.
Q(Kcal/hr) 13
Ucal(kcal/hm2 610.1323
°C) 39
19.75863
Acal(m) 1
212.0800
DT(°C) 16
SISTEMA DE ENFRIAMIENTO
El área de intercambio se obtendrá a partir del área de intercambio de un tubo y

multiplicado por el número de tubos:

Ab = Área intercambio de un tubo = Pi * L * D

Donde, L = longitud del reactor = 4 m

D = diámetro exterior de los tubos

A = Área de intercambio = Ab * Ntubs

Donde, Ntubs = número total de tubos

Estos datos serán obtenidos de la simulación en MATLAB dado que el volumen

del reactor aún es muy grande, de igual manera se calculará el calor
intercambiado con el flujo de refrigeración.

Para este cálculo se utilizará la siguiente ecuación:

Q=U∗A∗DTML

Donde, U = Coeficiente global de transferencia de calor = 3600 KJ / h * m2 * ºC.

Este valor se ha fijado a partir de datos bibliográficos.

A = Área de intercambio calculada en el apartado anterior, en m2.

DTML = incremento de temperatura media logarítmica, en ºC.

( T F −T ) −( T F 0−T )
DTML=
T F −T
ln ( T F 0 −T )
Donde, T = temperatura media en el interior del reactor.

TF = temperatura de salida del fluido de refrigeración

TF0 = temperatura de entrada del fluido de refrigeración

Si TF > TF0, el reactor pierde calor y el líquido de refrigeración (agua) se calienta.

Sustituyendo se obtendrá el flujo de calor que es capaz de intercambiar nuestro
sistema. Después es necesario comprobar si nuestro sistema es capaz de
intercambiar toda la energía generada por la reacción. Entonces se hace un
balance de energía en el reactor en condiciones isotermas y se calcula el calor, y
si este valor es menor al calculado anteriormente quiere decir que el sistema está
sobredimensionado, y que por tanto tenemos un área de intercambio suficiente:

Según el balance de energía:

Q ’=flujo de calor de entrada – flujo de calor de salida+calor generada por la reacción

Finalmente, se obtiene un flujo de calor a intercambiar.

Y si Q > Q’, el sistema estará sobredimensionado.

Ahora será necesario calcular el caudal de agua de refrigeración necesario Para

realizar este cálculo se hace un balance de energía en el agua de refrigeración,
teniendo en cuenta que entra agua líquida a 25ºC y sale vapor de agua a una T en
función del cálculo anterior.

Q ’=m∗Cp 1∗ΔT 1+ m∗λ vap+m∗Cp 2∗ΔT 2

Donde, m = caudal de agua de refrigeración (Kg / h)

Cp1 = calor específico medio en el intervalo de temperatura entre 25 y 100 ºC

ΔT1 = incremento de temperatura entre 25 y 100 ºC

Cp2 = calor específico medio en el intervalo de temperatura entre 100 y T ºC

ΔT2 = incremento de temperatura entre 100 y T ºC

λvap = calor latente de vaporización del agua a 100 ºC

Resolviendo, se obtiene un caudal de agua de refrigeración.

DISEÑO PROCESO
Después de establecer todos los datos y variables necesarios para la planta de
producción de Anilina se procede a la simulación para el diseño del Reactor donde
se usaron la ayuda de 3 programas para dicho diseño, “Excel” “MATLAB” y “Aspen
Plus V9”.

Para llevar a cabo el diseño del reactor, se procede a conocer las composiciones
de cada compuesto, para el cálculo de cada compuesto es necesario llevar acabo
el Balance de Materia y Energía con ayuda del Excel.

Balance de Materia y energía (Iterativo, para la resolución de recirculaciones)

Al terminar la iteración #31 se procede a registrar los datos, para el diseño del
reactor catalítico:

Flujo de entrada del nitrobenceno: 3628.60143 kmol/h

Flujo de entrada del hidrogeno: 8698.07778 kmol/h

Dando un total de flujo de entrada de 12326.6792 kmol/h

Diseño del Reactor

Para el diseño del reactor se utilizó la herramienta MATLAB para simular el reactor
catalítico multitubular de lecho fijo utilizando un catalizador de paladio sobre
carbono apoyándose del balance de materia previamente realizado en EXCEL y
las condiciones de operación de este mismo, el código utilizado para obtener los
resultados fue el siguiente:

Código principal
%Diseño del reactor de flujo en pistón isotermo
function fisoterm
%Caudales molares de entrada al reactor
molar_nitro = 3246.45808; %kmol/h
molar_hidrog = 8785.18171; %kmol/h
molar_total = molar_nitro+molar_hidrog; %kmol/h
%Presión y temperatura de la corriente de entrada
P = 40; %atm
T0 = 543.15; %k (270ºC)

%Cálculo de los caudales volumétricos de entrada al reactor

R = 0.082; %atm*m3/ºk*kmol
QL_nitro = (molar_nitro*R*T0) /P; %m3/h
QL_hidrog = (molar_hidrog*R*T0) /P; %m3/h
QL_total = QL_nitro+QL_hidrog; %m3/h

%Cálculo de las concentraciones iniciales de los reactivos

C0_nitro = molar_nitro/QL_total; % concentración inicial de nitrobenceno, kmol/m3
C0_hidrog = molar_hidrog/QL_total; % concentración inicial de hidrogeno,
kmol/m3

%Cálculo de las presiones parciales iniciales

Pa0 = C0_nitro*R*T0; %atm
Pb0 = C0_hidrog*R*T0; %atm
Pc0 = 0; %atm
Pd0 = 0; %atm

%Resolución del sistema de ecuaciones diferenciales

I = 0:0.05:5;
[z,y] = ode45('isoterm',I,[Pa0 Pb0 Pc0 Pd0 T0]);
Pa = y(:,1);
Pb = y(:,2);
Pc = y(:,3);
Pd = y(:,4);
T = y(:,5);
Ca = Pa/(R*T);
Cb = Pb/(R*T);
Cc = Pc/(R*T);
Cd = Pd/(R*T);

%Concentraciones finales de los productos

C_nitro_final = Ca(end); %conc00p0entración final de nitrobenceno, kmol/m3
C_hidrog_final = Cb(end); %concentración final de hidrogeno, kmol/m3
C_anilina_final = Cc(end); %concentración final de anilina, kmol/m3
C_agua_final = Cd(end); %concentración final de agua, kmol/m3

%Representación de los resultados obtenidos

figure(1)
plot(z,Ca,'r',z,Cb,'b',z,Cc,'g',z,Cd,'k')
legend('Cnitrobenzeno','Chidrogeno','Canilina','Cagua')
figure(2)
plot(z,T)
legend('Temperatura')

Código de la función
%Definimos el sistema de 5 ecuaciones diferenciales
function isoterm = isoterm(~,y)
isoterm = zeros(5,1);
%Caudales molares de entrada al reactor
molar_nitro = 3246.45808; %kmol/h
molar_hidrog = 8785.18171; %kmol/h

%Presión y temperatura de la corriente de entrada

P =40; %atm
T0 = 543.15; %k (270ºC)
R = 0.082; %atm*m3/ºk*kmol

%Cálculo de los caudales volumétricos de entrada al reactor

QL_nitro=(molar_nitro*R*T0)/P; %m3/h
QL_hidrog=(molar_hidrog*R*T0)/P; %m3/h
QL_total=QL_nitro+QL_hidrog; %m3/h
Pb=y(2);T=y(5);

%Datos y condiciones de operación

P = 40; %atm
R = 0.082; %atm*m3/ºk*kmol
Rk = 1.987; %cal/mol*k
Trx = 543.15; %k (270ºC)
k0 = 793; %con catalizador de paladio sobre carbono
Ea = 9700; %cal/mol, con catalizador de paladio sobre carbono
AHrx = -544; %Kj/mol ref. US-5877350, pag. 4.+
U = 2600; %kj/h*m2*ºk (suponemos este valor a partir de datos bibliográficos)
Cpgas = 0.0452; %KJ/mol*k

%Cálculo de la densidad molar del gas

dens_molar_gas = (P/(R*Trx))*1000; %mol/m3

%Fijamos el caudal volumétrico que pasa por cada tubo

Qtub =0.68; %m3/h

%Fijamos un diámetro de tubo

Dtub = 0.19; %m

%Cálculo de la superficie de los tubos

Stub = (pi/4)*Dtub^2; %m2

%Cálculo de la velocidad superficial del gas

vsupf = Qtub/Stub; %m/h
%Cálculo del número total de tubos necesarios
Numerotubs = QL_total/Qtub;

%Constantes cinéticas
kminuts = k0*exp(-Ea/(Rk*T)); %(min-1)
k = kminuts*60; %(h-1)

%Velocidades de reacción
ra = -k*Pb; %atm/h
rb = -3*k*Pb; %atm/h
rc = k*Pb; %atm/h
rd = 2*k*Pb; %atm/h

%Suponemos un incremento de temperatura del fluido refrigerante

DT = 225;

%Ecuaciones del balance de materia

isoterm(1) = (1/vsupf)*ra;
isoterm(2) = (1/vsupf)*rb;
isoterm(3) = (1/vsupf)*rc;
isoterm(4) = (1/vsupf)*rd;

%Ecuación del balance de energía

isoterm(5) =
ra*AHrx/(vsupf*dens_molar_gas*Cpgas*R*T+(4/Dtub)*U*(DT)/(vsupf*dens_molar_
gas*Cpgas));

%Valor de la longitud de los tubos obtenida a partir de la simulación

L = 2; %m

%Cálculo del número de tubos de cada reactor isotermo

Num_tubs = Numerotubs/2

%Cálculo del volumen total de los tubos de cada reactor isotermo

Volum_total = (pi/4)*(Dtub^2)*L*Num_tubs %m3

%Cálculo del diámetro de los reactores isotermos

D_RCFP_isoterm = ((Volum_total*4)/(pi*L))^0.5 %m

%Cálculo del tiempo de residencia de los reactores isotermos

Temps_residencia = (Volum_total/(0.5*QL_total))*60 %min

Resultados
Como podemos observar en la Error: Reference source not found, el reactor en
efecto tiene un comportamiento isotérmico variando la temperatura a lo largo del
reactor por solo un poco, también se puede observar en la Figura 6 el cambio de
las concentraciones a lo largo del reactor.

Figura 5. Cambio de la temperatura a lo largo del reactor.

Figura 6. Cambio de las concentraciones a lo largo del reactor.

Sin embargo, al realizar el diseño del reactor se pudo obtener sus características

Numero de tubos = 9850.5

Volumen total = 558.5816

Diámetro del reactor = 18.8575

Tiempos de residencia = 5.0034

Por lo que pudimos notar que el reactor quedaría muy grande con las
especificaciones dadas, al resolver el reactor con un flujo de entrada
estequiometrico podemos comprobar la funcionalidad del diseño obteniendo
valores adecuados al reactor

Numero de tubos = 222.6915

Volumen total = 0.2186

Diámetro del reactor = 0.3731

Tiempos de residencia = 5.8905

Figura 7. Temperatura a lo largo del reactor con alimentación estequiometrica.

Figura 8. Concentraciones a lo largo del reactor con alimentación estequiometrica.

Se trabajará con las condiciones de operación y flujos de alimentación para

obtener un tamaño de reactor adecuado para la producción requerida, de igual
manera se utilizará este diseño para hacer funcionar el mismo en ASPEN.
Actividades Restantes
REFERENCIAS
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