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UNIVERSIDAD NACIONAL DE TRUJILLO
FACULTAD DE INGENIERÍA QUÍMICA
ESCUELA PROFESIONAL DE INGENIERÍA QUÍMICA
“Simulación del efecto de la presión en la síntesis y purificación
de Etilbenceno de alta pureza usando software libre”
TESIS
Para optar el Título Profesional de
Ingeniero Químico
AUTOR:
Br. Valdivia Laiche, Marcos Javier
ASESOR:
Dr. Loyola Carranza, Wilber Alamiro
TRUJILLO - PERÚ
2019
Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación
Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
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DEDICATORIA
A Dios por haberme permitido llegar hasta este
punto y haberme dado salud para lograr mis
objetivos.
A mi madre -------- y a mi padre ---- por
haberme apoyado en todo momento, por sus
consejos, sus valores, por la motivación
constante que me ha permitido ser una persona
de bien, pero más que nada por su amor.
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ÌNDICE
ÌNDICE ii
ÍNDICE DE TABLAS iv
ÍNDICE DE FIGURAS v
RESUMEN vii
ABSTRACT viii
I. INTRODUCCIÓN 1
1.1 REALIDAD PROBLEMÁTICA 1
1.2 ANTECEDENTES Y FUNDAMENTACIÓN CIENTÍFICA 2
1.3 MARCO TEÓRICO 8
1.3.1 Proceso de obtención del etilbenceno 8
1.3.2. Reactor de conversión fija del software COCO 11
1.3.3 Destilación contínua 15
1.3.4 Modelado de una columna de destilación multicomponente 16
1.3.5 Simulador Chemsep CAPE OPEN 23
1.3.6 Arquitectura secuencial - modular de los simuladores 26
1.3.7 Grados de libertad para una corriente de proceso 27
1.3.8 Simulador COCO V3.3 28
1.4 Justificación 30
1.5 PROBLEMA 30
1.6 HIPÓTESIS 30
1.7 OBJETIVO GENERAL 30
1.7.1 Objetivos específicos 31
II. MATERIALES Y MÉTODOS 32
2.1 MATERIAL DE ESTUDIO 32
2.1.1 Variables de estudio 32
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2.2 METODOLOGÍA DE TRABAJO 32
2.2.1 Configuración del primer reactor 33
2.2.2 Configuración del segundo reactor 34
2.2.3 Configuración de la primera columna 34
2.2.4 Configuración de la segunda columna 37
2.2.5 Configuración del flowsheet general 39
III. RESULTADOS Y DISCUSIÓN 41
3.1 RESULTADOS DEL EQUILIBRIO DE FASES 41
3.2 RESULTADOS DEL PRIMER REACTOR 42
3.3 RESULTADOS DEL SEGUNDO REACTOR 42
3.4 RESULTADOS DE LA PRIMERA COLUMNA DE DESTILACIÓN 43
3.5 RESULTADOS DE LA SEGUNDA COLUMNA DE DESTILACIÓN 46
3.6 ANÁLISIS PARAMÉTRICO 48
3.6.1. Presión de corriente de benceno y requerimiento de calor en R1 48
3.6.2 Ubicación del plato de alimentación a la primera columna y RR 49
3.6.3 Presión en corriente de etileno y RR de la primera columna 50
3.6.4 Número de etapas sobre RR de la segunda columna 50
IV. CONCLUSIONES 52
V. RECOMENDACIONES 53
VI. REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS 54
ANEXOS 56
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ÍNDICE DE TABLAS
Tabla 1. Resumen de variables para el modelo de una etapa de equilibrio 18
Tabla 2. Modelos de ChemSep para el cálculo de propiedades termodinámicas 26
Tabla 3. Cálculo de los grados de libertad para una corriente de proceso 28
Tabla 4. Resultados del primer reactor de conversión fija 42
Tabla 5. Resultados del segundo reactor de conversión fija 42
Tabla 6. Resultados de primera columna de destilación 43
Tabla 7. Resultados de segunda columna de destilación 46
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ÍNDICE DE FIGURAS
Figura 1. Proceso Mobile – Badger de etilbenceno (Lewis F. Hatch and Sami Matar, 1978) 4
Figura 2. Diagrama del proceso de producción real de etilbenceno (Ali Nejad et al., 2011) 6
Figura 3. Diagrama del proceso de producción de etilbenceno (Al´Nejat et al. 2011) 7
Figura 3.1. Reacciones de alquilación de benceno (elaboración propia) 9
Figura 4. Reactor de conversión fija (fuente simulador coco) 11
Figura 5. Flujograma para el modelado del reactor de conversión fija COCO (fuente el autor) 13
Figura 6. Columna de destilación contínua 16
Figura 7. Modelo de una etapa de equilibrio (fuente Seader and Henley, 1998) 17
Figura 8. Balance de materia (fuente: elaboración propia) 19
Figura 9. Estructura de una simulación (fuente: Cubillo, F., s/f) 26
Figura 10. Corrientes de procesos y equilibrio de fases (fuente; Cubillo, F., s/f) 28
Figura 11. Categorías de Flowsheet (fuente: Coco Simulator) 29
Figura 12. Selección de los componentes (fuente: COCO V3.3) 32
Figura 13. Configuración de estequiometria de las reacciones (fuente: COCO V3.3) 33
Figura 14. Características de operación del primer reactor a 2,3 atm (COCO V3.3) 33
Figura 15. Conversión en el primer reactor a la presión de 2,3 atm (COCO V3.3) 33
Figura 16. Características de operación del segundo reactor a 2,1 atm(COCO V3.3). 34
Figura 17. Conversión en el segundo reactor a la presión de 2,1 atm. 34
Figura 18. Configuración de la primera columna de destilación (Chemsep V8.1) 35
Figura 19. Especificaciones corriente de alimentación primera columna (Chemsep V8.1) 36
Figura 20. Seleccion de modelos termodinámicos de columnas de destilación (Chemsep V8.1) 36
Figura 21. Configuración de la segunda columna de destilación (Chemsep V8.1) 38
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Figura 22. Especificaciones corrientes de alimentación segunda columna (Chemsep V8.1) 38
Figura 23. Flowsheet para obtención de etilbenceno a partir de benceno y etileno (COCO V3.3) 39
Figura 24. Diagrama Txy para el sistema etilbenceno-dietilbencenop a 0,1 atm 41
Figura 25. Diagrama Txy para el sistema benceno-etilbenceno a 0,1 atm 41
Figura 26. Perfil de temperatura de la primera columna (Chemsep V8.1) 44
Figura 27. Perfiles de flujo de líquido y vapor de la primera columna (Chemsep V8.1) 44
Figura 28. Eficiencia de etapas de la primera columna (Chemsep V8.1) 45
Figura 29. Perfil de volatilidad relativa primera columna (Chemsep V8.1) 45
Figura 30. Perfil de temperatura de segunda columna (Chemsep V8.1) 46
Figura 31. Perfiles de flujo segunda columna (Chemsep V8.1) 47
Figura 32. Perfil de volatilidad relativa segunda columna (Chemsep V8.1) 47
Figura 33. Eficiencia de etapas de la segunda columna (Chemsep V8.1) 48
Figura 34. Presión de la corriente de benceno frente al requerimiento de calor en reactor R1 49
Figura 35. Ubicación del plato de alimentación y su efecto sobre la relación de reflujo 49
Figura 36. Efecto de la presión de la corriente de etileno sobre la RR de la primera columna 50
Figura 37. Efecto del número de platos sobre la RR de la segunda columna 51
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RESUMEN
En la presente tesis se analizó el efecto de la presión en la síntesis y purificación de
etilbenceno de alta pureza usando el software COCO V.3.3. Para tal estudio se usaron
dos reactores de conversión fija, con una conversión de 73,5% mol de etileno a
etilbenceno y de etileno a dietilbenceno de 25,5%; a la presión de 2,3 atm en el primer
reactor y una conversión de 22,13 % mol de dietilbenceno a etilbenceno, y de etileno a
etilbenceno de 97 % a la presión de 2,1 atm en el segundo reactor.
Para la separación de la mezcla resultante, se configuraron dos columnas de destilación
en serie, mediante Chemsep CAPE OPEN. Ambas columnas usaron el modelo de Chao
Seader para el cálculo del coeficiente de actividad y para el equilibrio de fases; y
entalpias de exceso para los balances de energía. La primera de veinte platos a 0,3 atm y
con relación de reflujo de 2,512; permitió obtener un destilado con 99,88 % mol de
benceno con un consumo de calor en el calderin de 4,4 MW y un producto de fondo con
69,07% mol de etilbenceno. La segunda columna de veinticuatro platos a 0,1 atm y con
relación de reflujo de 0,432, permitió la recuperación del etilbenceno en el destilado con
una pureza de 99,9% mol y dietilbenceno con 99,9% mol como producto de fondo, con un
consumo de calor de 7,83 MW. La mejor ubicación de alimentación a la primera columna
fue el décimo plato, y para la segunda el quince avo plato. A partir de estos valores, la
relación de reflujo aumenta significativamente.
El consumo de calor en el calderin de la segunda columna fue mayor en 3.43 MW
respecto a la primera.
Palabras claves: síntesis etilbenceno, benceno, dietilbenceno, efecto de la presión, software libre
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ABSTRACT
In this thesis, the effect pressure on the synthesis and purification of high purity
ethylbenzene was analyzed using COCO V.3.3 software. For this study, two fixed
conversion reactors were used with a conversion of 73,5% mol of ethylene to
ethylbenzene and ethylene to diethylbenzene of 25,5%; at the pressure of 2,3 atm in the
first reactor and a conversion of 22,13 mol% of diethylbenzene to ethylbenzene, and of
ethylene to ethylbenzene of 97% at the pressure of 2,1 atm in the second reactor.
For the separation of the resulting mixture, Chemsep CAPE OPEN configured two
distillation columns in series. Both columns used the Chao Seader model for the activity
coefficient calculation and for the phase equilibrium; and enthalpies of excess for energy
balances. The first of twenty step at 0,3 atm and with reflux ratio of 2,512; allowed to
obtain a distillate with 99,88% mol of benzene mol with a heat consumption in the boiler of
4,4 MW and a bottom product with 69,07% mol of ethylbenzene. The second column of
twenty-four steps at 0,1 atm and with a reflux ratio of 0,432; allowed the recovery of
ethylbenzene in the distillate with a purity of 99.9% mol and diethylbenzene with 99.9%
mol as the bottom product, with a heat consumption of 7,83 MW. The best-feed location to
the first column was the tenth step, and for the second the fifteenth avo step. From these
values, the reflux ratio increases significantly.
The heat consumption in the boiler of the second column was greater by 3.43 MW
compared to the first.
Keywords: synthesis ethylbenzene, benzene, diethylbenzene, pressure effect, free software
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I. INTRODUCCIÓN
1.1 REALIDAD PROBLEMÁTICA
Las principales investigaciones respecto a la influencia de las diferentes variables
sobre la obtención de etilbenceno de elevada pureza, donde más del 90% es
sintetizado por la reacción de alquilación entre benceno y etileno, bajo las condiciones
de operación son las siguientes:
Temperatura: 40 - 100°C, presión: 30 psig (2,1atm) a 100 psig (7 atm), catalizador:
AlCl3/complejo de hidrocarburo, rendimiento cerca del 100%.
Producto de la alquilación también se forman dietilbenceno y bencenos alquilados
superiores, estos son reciclados y de alquilados a etilbenceno. El etileno alimentado
puede variar entre 10 y 100% de concentración de etileno, debido a que no existen
otros hidrocarburos no saturados.
Otro proceso como el de etileno Mobile - Badger en fase de vapor, donde las
condiciones de reacción son:
Temperatura : 420°C, Presión : 13,61 – 20,41atm; Catalizador : zeolita de aluminosilicato cristalino, Conversión : 85 - 90%
Consiguieron rendimiento entre 98 y 100%, considerando una relación mol benceno/
etileno de 7,5 a 1, usando dos reactores, uno sobre la corriente y el otro en
regeneración. Los reactores se alimentan con etileno grado polímero y una corriente
de reciclo que contiene benceno fresco, benceno y polietilbenceno (PEB) son
reciclados.
Un estudio sobre optimización de alquilación de benceno en una unidad real de
producción de etilbenceno-EB, concluye que la unidad real no funciona en las
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condiciones optimizadas y al reducir la relación de reflujo de benceno, la temperatura a
través de los reactores de alquilación aumentó. Para trabajar a condiciones óptimas y
controlar la temperatura de los reactores, la cantidad del etileno inyectado, la corriente
de reciclaje de benceno y la temperatura de los reactores fueron optimizadas
simultáneamente.
Finalmente, otro estudio para optimizar el proceso de producción de etilbenceno-EB
concluye que, en la unidad de fraccionamiento, el consumo de energía del calderin y
condensador se reducen, lo cual se interpreta como ahorro de energía y también la
corriente reciclada de benceno, la energía requerida para el bombeo y la energía
consumida en los intercambiadores de calor se reducen significativamente.
Por todo ello, en la presente tesis se plantea el estudio mediante simulación usando el
software libre COCO V.3.3 a efectos de analizar la influencia de las variables
fundamentales sobre la síntesis de etilbenceno de alta pureza, entre las que tenemos -
valores de la presión en los reactores para obtener mayor conversión, configuración de
los reciclos para aumentar la conversión, valores de los reflujos en las torres - que
permitan obtener la mayor pureza del etilbenceno.
1.2 ANTECEDENTES Y FUNDAMENTACIÓN CIENTÍFICA
Lewis F. Hatch (1978), afirma que más del 90% es sintetizado por la reacción de
alquilación entre benceno y etileno.
Una pequeña cantidad de etilbenceno, C6H5-CH2-CH3, es obtenido por fraccionamiento
intensivo de reformado y otras corrientes de refinerías.
6 6 2 4 8 1 0
B e n c e n o E ti le n o E ti lb e n c e n o
C H C H C H
Muchos catalizadores están disponibles para esta reacción con el muy flexible y
confiable AlCl3*HCl-complejo de hidrocarburo.
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El cloruro de etilo CH3CH2Cl, puede ser sustituido por cloruro de hidrógeno sobre una
relación molar. El proceso de alquilación con cloruro de aluminio, ha sido revisado por
Mac Farlane, respecto al proceso etilbenceno de Monsanto. Un complejo BF3, es
también un catalizador viable para alquilación de benceno.
Las condiciones para la reacción catalizada con AlCl3 son:
Temperatura: 40 - 100°C, presión: 30 a 100 psig, catalizador: AlCl3/complejo de
hidrocarburo, rendimiento cerca del 100%.
También se forman dietilbenceno y bencenos alquilados superiores, estos son
reciclados y dealquilados a etilbenceno. El etileno alimentado puede variar entre 10 y
100% de concentración de etileno, debido a que no existen otros hidrocarburos no
saturados (Lewis F. Hatch and Sami Matar, 1978).
Lewis F and Sami Matar (1978) afirma que el proceso de etileno Mobile - Badger en
fase de vapor de la Figura 1, ha recibido mucha aceptación hasta la década de los
años 90. Las condiciones de reacción son:
Temperatura : 420°C, Presión : 13,61 – 20,41atm; Catalizador : zeolita de aluminosilicato cristalino, Conversión : 85-90% , Rendimiento : 98 – 100%.
La relación mol de benceno a etileno es 7,5 a 1, se usan dos reactores, uno sobre la
corriente, mientras el otro se encuentra en regeneración.
Así, en el proceso Mobil – Badger, el etilbenceno (EB) que se produce de acuerdo con
el esquema de la Figura 1, se usa dos reactores iguales y una serie de columnas. Los
reactores pueden trabajar en paralelo o individual (cuando uno opera el otro está en
regeneración).
En este proceso, el cuello de botella respecto a la capacidad de la instalación será el
reactor, en caso contrario sería la capacidad de la sección de destilación. Los
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reactores se alimentan con etileno grado polímero y una corriente de reciclo que
contiene benceno fresco, benceno reciclado y polietilbenceno (PEB) reciclado.
La reacción es exotérmica y se lleva a cabo en presencia de un catalizador, que
proporciona una buena eficiencia y selectividad en la formación de EB (los
subproductos son impurezas, pesados, ligeros y PEB ).
En el flowsheet de la Figura en mención, se observa que el reciclo se precalienta
primero en un intercambiador con las corrientes de salida del reactor y posteriormente
en un horno; finalmente se mezcla con la alimentación fresca.
El calor de la reacción exotérmica, se recupera y aplica en el intercambiador
mencionado y a la generación de vapor.
El efluente del reactor, se alimenta a una columna denominada de pre
fraccionamiento, que separa por el tope, parte del benceno contenido en dicha
corriente. El producto de cabeza o tope, en parte se recicla y en parte se envía al
scrubber; que efectúa el lavado con el aporte de benceno fresco de alimentación a la
unidad. Los fondos se envían a la sección de recuperación de benceno, etilbenceno y
dietilenceno.
Figura 1. Proceso Mobile – Badger de etilbenceno (Lewis F. Hatch and Sami Matar, 1978)
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En este proceso, es muy importante la relación benceno / etileno alimentado a los
reactores, en el flujo de benceno debería considerarse tanto el fresco como el
reciclado. Cuando crece esta relación, disminuyen los subproductos y el PEB, pero se
incrementa la carga a la sección de recuperación al horno; por lo que existe un óptimo
que ha de mantenerse.
También debe controlarse la temperatura media del reactor, a mayor temperatura más
impurezas y menos PEB, es decir; mediante la temperatura media se infiere la
especificación del producto, lo cual infiere un control de calidad.
Se busca maximizar la capacidad de producción de EB, para ello debe mantenerse la
carga del scrubber al límite de sus posibilidades (máxima pérdida de carga).
La operación debe tratar de mantener la presión en el pre fraccionador, tan baja como
sea posible, para descargar la sección de recuperación (al reciclar más benceno
directamente desde la pre fraccionadora). En consecuencia, deberá mantenerse un
control de presión de la pre fraccionadora.
La carga térmica del hervidor de la pre fraccionadora, puede estimarse mediante la
entalpía de la alimentación a la misma. Por las mismas razones anteriores, ésta
debería mantenerse tan alta como sea posible; pero limitada por la posibilidad de
inundación de dicha columna.
La capacidad de funcionamiento en paralelo de los reactores, es definida por la
capacidad de la sección de recuperación, que se manifiesta en la proximidad a la
inundación de dos columnas (de benceno y de etilbenceno) existentes. Esta
dependencia se refleja en el diagrama de la Figura 1 (Lewis F. Hatch and Sami
Matar, 1978).
Ali Nejad Ebrahimi et al. En otro proceso sobre el estudio de modificación y
optimización de alquilación de benceno, una unidad real de producción de etilbenceno
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– EB de la Figura 2, fue simulada y los resultados se verificaron con datos
experimentales de cinco días y concluyen que:
La unidad real no funciona en las condiciones optimizadas, existe una cantidad de
reciclaje óptima en el diseño real con (R = 3,57) donde la selectividad de EB podría
maximizarse, sin considerar una restricción de la temperatura.
Al reducir la relación de reflujo de benceno, la temperatura a través de los reactores de
alquilación aumentó. Para trabajar a condiciones óptimas y controlar la temperatura de
los reactores, la cantidad del etileno inyectado, la corriente de reciclaje de benceno y
la temperatura de los reactores son optimizadas simultáneamente.
Ali Nejad et al. (2011), para el proceso que se muestra en la Figura 3, para optimizar el
proceso de producción de etilbenceno-EB concluyen que:
En la unidad de fraccionamiento, el consumo de energía del calderin y condensador se
reducen. Asimismo, la corriente reciclada de benceno se reduce a R = 1,87 y la
energía requerida para el propósito de bombeo y la energía consumida en los
intercambiadores de calor, se reducen significativamente.
Figura 2. Diagrama del proceso de producción real de etilbenceno (Ali Nejad et al., 2011)
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Cada uno de los reactores de alquilación de lecho doble es equivalente a dos
reactores de lecho individuales separados.
La selectividad de EB aumenta, y si la pureza obtenida después de T-3 fuera
aceptable para su futuro uso, el reactor R-3 podría también omitirse en este nuevo
modelo (Ali Nejad Ebrahimi, Ashkhan Zolfaghari Sharak,Seyyed Abbas Mousavi, 2011)
Luyben, L (2010) en su estudio Design and Control of the Ethyl Benzene Process,
concluye que: el diseño y control de un proceso de varias unidades con dos reactores,
dos columnas, dos-reciclos (2R-2C-2REC), presentan problemas desafiantes y lo más
inusual, es el reciclaje hasta la extinción de un subproducto no deseado que es el
dietilbenceno - DEB.
Soluciones de diseño significativas, entre el tamaño del reactor y velocidades de flujo
de reciclaje, requieren un análisis económico detallado; para encontrar el diseño
óptimo y así equilibrar los efectos de competencia de las variables de optimización.
Figura 3. Diagrama del proceso de producción de etilbenceno (Ali Nejad et al., 2011)
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La estructura directa que simplemente relaciona el reciclo total de benceno, a la
corriente de alimentación de etileno, conduce a cambios muy grandes en el reciclo del
DEB.
De todos estos antecedentes, se concluye que la topología; es decir la ubicación y el
número de unidades de síntesis y purificación y la influencia de la presión,
temperatura, número de reciclos a los reactores y valores de reflujo o relación de
reflujo en las torres de destilación, son las variables claves del proceso (L.Luyben,
2010).
1.3 MARCO TEÓRICO
1.3.1 Proceso de obtención del etilbenceno
La producción comercial de etilbenceno-EB, se lleva a cabo mediante la
alquilación de benceno con etileno. El proceso es bastante versátil y permite ser
llevado a cabo en fase líquida, fase vapor o en equilibrio líquido-vapor, consta de
dos etapas principales, la de reacción y la de purificación (María Paula Tolosa,
Cristian Felipe Ríos, Juan Álvaro León, Alan Didier Pérez, s/a).
a. Cuando se lleva a cabo en fase líquida, se utiliza un catalizador de cloruro de
aluminio; que es altamente corrosivo, e involucra un complejo proceso de
recuperación y altos costos de tratamiento de residuos contaminados con
aluminio.
b. El proceso en fase gaseosa se lleva a cabo en un reactor Plug Bulk Reactor -
PBR, con zeolitas como catalizador, que garantizan alta selectividad del proceso
y menores costos en lo referente al catalizador. En la literatura se reportan
condiciones de operación de 425ºC y presiones entre 1 y 2 atm, usando benceno
en exceso.
La etapa b, se considera como la alternativa de producción más favorable.
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Para la alquilación de benceno, se pueden utilizar diversas materias primas para
la obtención de etilbenceno tales como:
Benceno
El benceno comercial refinado, no contiene sulfuro de hidrógeno, ni dióxido de azufre;
pero contiene un máximo de 1 ppm de tiofeno y un máximo de 0,15% de no
aromáticos. El benceno de grado de nitración, sin sulfuro de hidrógeno y dióxido de
azufre, también se encuentra disponible comercialmente sin tiofeno al 99% mol.
Etileno
La mayor parte del etileno producido mundialmente, se obtiene por craqueo con vapor
de hidrocarburos de refinería (etano, propano, nafta y gasóleo, principalmente).
También se obtiene el etileno a partir del reformado catalítico de naftas, o a partir de
gas natural - OxidativeCoupling of Methane, OCM.
En laboratorios de química orgánica, puede obtenerse mediante la oxidación de
alcoholes.
El etileno, es un gas que se almacena y transporta con dificultad en condiciones
criogénicas, por lo que su producción y consumo, se realiza dentro de grandes
Figura 3.1. Reacciones de alquilación de benceno (elaboración propia)
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complejos industriales, en los que se encuentra integrada la refinería petroquímica y
las plantas de productos de derivados.
Es un producto altamente reactivo, participa en reacciones de oxidación,
polimerización, halogenación, alquilación, etc.
Etilbenceno
Es un líquido inflamable, incoloro, de olor similar a la gasolina. El uso principal del
etilbenceno, es para fabricar otro producto químico, el estireno y otros usos son como
solvente, en combustibles, y en la manufactura de otros productos químicos.
El etilbenceno pasa fácilmente del agua al aire y al suelo. En el aire, el etilbenceno se
demora aproximadamente 3 días en degradarse a otros productos químicos.
El etilbenceno puede ser liberado en desagües industriales, o por escapes de tanques
de almacenaje subterráneos.
En aguas superficiales, este compuesto se degrada al reaccionar con otras sustancias
químicas normalmente presentes en el agua, y en el suelo; es degradado por bacterias
del suelo.
Hay poca información acerca de los efectos del etilbenceno sobre la salud de seres
humanos. En gente expuesta a altos niveles en aire, la información disponible describe
mareo, irritación de garganta y los ojos, opresión en el pecho.
El etilbenceno, se absorbe con facilidad por vía oral o cutánea o por inhalación, se ha
descrito su acumulación en el tejido adiposo, donde este se transforma casi
completamente en metabolitos solubles, que se excretan rápidamente por la orina. Su
toxicidad aguda por vía oral es baja.
El requerimiento de calidad del producto, es de una pureza mínima del 95,95% mol.
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1.3.2. Reactor de conversión fija del software COCO
El reactor de conversión fija de la Figura 4, es un modelo de reactor simplificado,
para el que se especifica la conversión de una reacción. Tiene una entrada y una
salida. Antes de correr el reactor de conversión fija, debe conocerse las
reacciones. Por lo tanto, cuando se simula a este reactor debe asignársele un
archivo con las reacciones.
Para un conjunto de reacciones, el reactor de conversión fija, considera dos
escenarios: se supone que las reacciones pueden ser en serie A B C ó en
paralelo .
1. Reacciones en paralelo
Para reacciones en paralelo, se especifican las conversiones ζi, j del
componente i para la reacción j. Usando esta definición, la conversión general
del componente i, puede calcularse mediante la Ec. (1).
, ,
,
1 ,
R
i in in i o u t o u t
i j
j i in in
x L x L
x L
(1)
Donde Lin y Lout, son las corrientes de entrada y salida. Es suficiente especificar
solo una conversión por reacción, ya que esto fija la velocidad efectiva de la
reacción rj mediante la Ec. (2).
,
,
,
i j
j i in in
i j
r x L
, donde
,i j es coeficiente estequiométrico (2)
Fixed Conversion Reactor 1
27
Figura 4. Reactor de conversión fija (fuente simulador coco)
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La definición anterior requiere entradas consistentes; solo se permite una sola
conversión por reacción. La conversión inconsistente, puede producir
composiciones negativas y la unidad responderá con un error.
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Figura 5. Flujograma para el modelado del reactor de conversión fija COCO (fuente el autor)
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2. Reacciones en serie
La conversión para reacciones en serie se define por las Ecs. (3-.5).
, ,1 1
,
,
i in in i
i j
i in in
x L x L
x L
(3)
…..
, 1 1 ,
,
, 1 1
m j j m j j
m j
m j j
x L x L
x L
(4)
---
, 1 1 ,
,
, 1 1
k R R k o u t o u t
k R
k R R
x L x L
x L
(5)
Donde, los caudales totales intermedios Li, se obtienen a partir de un balance de
masa total. Estas ecuaciónes, se evalúan secuencialmente, en el mismo orden en
que aparecen las reacciones en la pestaña "reacciones" de la ventana de
configuración de la unidad.
3. Balance de energía
El reactor de conversión fija, puede modelarse como un proceso isotérmico o
como un proceso con calentamiento o enfriamiento externo. En el primer caso, se
especifica la temperatura de salida. En caso de servicio por calentamiento o
enfriamiento especificado, la temperatura del reactor se calcula a partir del
balance de energía, Ec.(6).
,( )
in in o u t o u t j j rH F H F Q r H (6)
Donde H, denota la entalpía de la mezcla, Q el trabajo térmico especificado, rj las
velocidades de reacción y (-ΔHR, j) el calor de reacción para la j - ésima reacción.
El requerimiento de calor puede especificarse directamente, o mediante de una
corriente de entrada de energía. Si el servicio de calor no se especifica a través de
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una corriente de entrada de energía, se puede conectar un flujo de salida de
energía que transportará el servicio de calor desde el reactor.
Para el balance de entalpía, hay tres opciones disponibles: usar entalpía F, usar
entalpía y calor de reacción, o usar entalpía y no usar calor de reacción.
La caída de presión también se puede especificar, y puesto que se especifican las
conversiones, esta no influye en las velocidades de reacción o equilibrio.
1.3.3 Destilación continua
La destilación separa los componentes térmicamente estables de una mezcla
líquida, basados en las diferencias de sus puntos de ebullición y que tengan una
volatilidad relativa de 1,5 o más, es el proceso básico para la industria de procesos
químicos.
La destilación es una separación de equilibrio líquido - vapor (ELV) fundamento
básico para el diseño de las columnas de destilación. La presión de vapor es la
diferencia principal en que se basa la separación. Normalmente, la destilación
puede diseñarse usando solamente propiedades físicas y datos de ELV.
En una columna de destilación como la que muestra la Figura 6, las fases de vapor
y líquido fluyen en contracorriente dentro de una zona de transferencia de masa. La
columna es equipada con platos o empaques, para maximizar el contacto entre las
dos fases.
Para mejorar la operación, algo de la corriente del tope se retorna como reflujo
líquido (L0). La relación de reflujo (R), se define como la razón de L0 a producto del
tope (D).
Donde:
R : razón (o relación) de reflujo externo, adimensional
L0 (L) : cantidad de líquido retornado como reflujo a la columna, mol /
tiempo
D : cantidad de producto del tope, mol / tiempo
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Para la simulación, el software COCO V3.3 hace uso del software Chemsep
CAPE OPEN para el cálculo de los módulos de destilación.
1.3.4 Modelado de una columna de destilación multicomponente
La Figura 7, representa un modelo de etapa de equilibrio de una columna de
destilación. El modelo matemático de esta etapa de equilibrio, se conoce con el
nombre de ecuaciones MESH, donde las letras M, E, S, y H corresponden a los
términos masa, equilibrio de fases, sumatoria de fracciones molares y al término
entalpía, respectivamente (Seader y Henley, 1998).
Para C componentes, se tendrán C ecuaciones de balance de materia.
, , 1 1 , 1 1 , , ,( ) ( ) 0
i j i j j i j j i j j j j i j j j i jM x L y V z F L U x V W y
(7)
La ecuación de equilibrio liquido - vapor de cada componente (C ecuaciones)
, , , ,0
i j i j i j i jE y K x (8)
Las ecuaciones (9) y (10), corresponden a sumatorias de fracciones molares para
cada fase.
Figura 6. Columna de destilación contínua (COCO)
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Fase líquida: ,
1
( ) 1 .0 0
C
i j
i
S x j x
(9)
Fase de vapor: ,
1
( ) 1 .0 0
C
i j
i
S y j y
(10)
La ecuación para el balance de entalpia, Ec. (11).
1 , 1 1 , 1 , , ,( ) ( ) 0
j j L j j v j j F j j j L j j j v j jH L H V H F H L U H V W H Q
(11)
Adicionalmente, se tienen las ecuaciones (12, 13 y 14) para la constante de
equilibrio de fases y las entalpias de líquido y vapor, respectivamente.
( , , , ; 1, 2 , 3, ... )ij ij j j ij ij
K K T P x y i c (12)
( , , ; 1, 2 , 3, ... )L j L j j j ij
H H T P x i c (13)
( , , ; 1, 2 , 3, ... )V j V j j j ij
H H T P x i c (14)
Figura 7. Modelo de una etapa de equilibrio (fuente Seader and Henley, 1998)
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Si las tres ecuaciones últimas, son excluidas en el conteo de variables y ecuaciones
del modelo, el modelo matemático de una etapa ideal de equilibrio consistirá en
(2c+3) ecuaciones MESH, donde c indica el número de componentes.
El modelo de etapa antes considerado, se puede extender para una columna de N
etapas de equilibrio. Un resumen de variables se presenta en la Tabla 1.
Tabla 1. Resumen de variables para el modelo de una etapa de equilibrio
Plato de alimentación Vapor que sale del plato
Líquido que sale del plato
Zij( c) Fj TFj PFj
yij( c) Vj Wj
xij( c) Lj Uj
Tj Pj Qj N
Se tendrían N(3c+10)+1 variables, donde el valor uno, representa a la variables
número de etapas. Por lo tanto:
Grados de libertad = Número de variables - Número de ecuaciones
= [N(3c+10)+1] - N(2c+3) = [N(c+7)+1] (15)
Si las variables de la alimentación, primera columna de la Tabla 1 son conocidas y
aceptando como lógico, el fijar las corrientes laterales de materia y energía, última
fila de las columnas 2 y 3 de la misma Tabla; donde también se especifica N. Los
grados de libertad quedan fijados y las N(2c+3) ecuaciones pueden evaluar las
variables restantes: xij, yij, Lj, Vj y Tj.
No es la única opción la alternativa descrita, se pueden generar otras
especificaciones, lo cual depende de las variables especificadas.
A. Balance de materia para columnas en serie
Usando la nomenclatura de la Figura 8, balances totales y por componente para
cada columna y para todo el sistema se puede escribir como (Abu-Elshah, Samir
I., William L. Luyben, 1984):
Balance en la primera columna
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2 1 1 F D D B (16)
2 2 1 1 1 1F D D BF Z D X D X B X (17)
Balance para la segunda columna.
1 2 2D D B (18)
1 1 2 2 1 2D D BD X D X B X (19)
Balance para todo el sistema:
1 2F B B (20)
1 1 2 2F B BF Z B X B X (21)
Y combinando las ecuaciones 20 y 21, se obtiene la ecuación para el cálculo del
producto de fondo, Ec. (22).
2
1
2 1
B F
B B
X ZB F
X X
(22)
Figura 8. Balance de materia (fuente: elaboración propia)
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Combinando las ecuaciones 18 y 19 se obtiene, la ecuación para el cálculo del
destilado de la segunda columna, Ec.(23).
1 2
2 1
2 2
D B
D B
X ZD D
X X
(23)
Ahora, sustituyendo las ecuaciones 22 y 23 en la ecuación (17), se obtiene la
ecuación de cálculo del destilado para la primera columna, Ec. (24).
1 2 2
1
2 1 2 1
( )( )
( )( )
F B D B
B B D D
Z X X XD F
X X X X
(24)
Para productos muy puros, XB1=0 y XB2=1, lo cual reduce la ecuación 24 a
la forma:
2
1
1 2
1D
F
D D
XD F Z
X X
(25)
Y la ecuación (23) a
1
2
1 2
1D
F
D D
XD F Z
X X
(26)
B. Modelos de equilibrio liquido – vapor
La destilación es probablemente el proceso de separación y purificación más
importante usado en la industria química, y son necesarios datos (ELV) confiables,
para estimar el número de etapas teóricas requeridas en determinada operación.
Una medida de la tendencia del componente i a vaporizarse es el valor K. Si su
valor es alto, el componente tiende a concentrarse en el vapor; si es bajo, tiende a
concentrarse en el líquido. Si el valor K es la unidad, el componente se dividirá
igualmente entre el vapor y el líquido, Ec. (27).
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El valor K, es una función de la temperatura, presión y composición. En el
equilibrio, si se fijan dos de estas tres variables, se fija la tercera. Entonces el
valor K, puede considerarse como una función de la presión y composición, o
temperatura y composición (o temperatura y presión).
m o l d e l c o m p o n e n te i e n la fa se v a p o r
m o l d e l c o m p o n e n te i e n la fa se líq u id a
i
i
i
F ra cc ió n yK
F ra cc ió n x (27)
La volatilidad relativa de componentes i, j; se define como la razón de los valores
K del componente más volátil al menos volátil, por lo cual; la volatilidad relativa
siempre será mayor o igual a la unidad, Ec. (28).
K d e l co m p o n en te i
i j
V a lo r
V a lo r K d e l co m p o n en te j (28)
La destilación, es una técnica para separar componentes de acuerdo a su
volatilidad relativa, la cual es una medida de la facilidad de separación; y está
dada por la razón entre la tendencia a vaporizar de dos componentes.
Si la volatilidad relativa es elevada, un componente tiene tendencia mucho mayor
a vaporizar (es más volátil) que el otro, y será fácil separarlos uno del otro,
mediante la destilación. Por otro lado, cuando la tendencia a vaporizar de los
componentes es similar, la volatilidad relativa se acercará a la unidad y será difícil
separar los componentes por destilación. Si la volatilidad relativa es la unidad,
cada componente es tan volátil como el otro, y no pueden separarse por
destilación.
Para un sistema binario, y2 = (1 – y1), x2 = (1 – x1), además de las ecuaciones (27)
y (28) se tiene:
1 1 1
1 2
2 1 1
(1 )
(1 )
K y x
K x y
(29)
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22
1 ,2 1
1
1 ,2 1
)
1 ( 1)
xy
x
(30)
La Ec.(30), expresa la fracción molar del componente más volátil (CMV) en el
vapor, como función de la fracción mol del CMV en el líquido y la volatilidad
relativa.
Sistemas Ideales y no ideales.
Una solución ideal, obedece la ley de Raoult; la cual establece que la presión
parcial de un componente en la solución, es igual al producto de su fracción molar
y la presión de vapor del componente puro, Ec. (31).
v
i i ip P x (31)
Una mezcla ideal de gases obedece la ley de Dalton, Ec. (32).
pi = yiP , donde p es la presión parcial (32)
De las ecuaciones (31 y 32) y la definición de los valores K.
v
i i
i
i
y PK
x P (33)
Para sistemas no ideales, la fugacidad del componente i en el vapor y en el
líquido, juega el mismo rol que la presión parcial del componente en el vapor y la
presión de vapor del componente en el líquido. La fugacidad puede ser
considerada como una presión termodinámica.
En el equilibrio, la fugacidad del vapor es igual a la fugacidad del líquido, Ec. (34)
v L
i if f (34)
La fugacidad del vapor, puede definirse como una presión parcial corregida, dada
por la Ec. (35).
( )v v
i i if P y (35)
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Igualmente, la fugacidad del líquido puede definirse como una presión de vapor
corregida, dada por la Ec. (36).
( )L L v
i i i i i if x P (36)
Donde:
v
i = Coeficiente de fugacidad del vapor, explica el efecto de la no-idealidad del vapor sobre
la fugacidad del mismo. Es usualmente estimado a partir de una ecuación de estado y
está basado en la temperatura, presión y fracción molar del sistema.
L
i = Coeficiente de fugacidad del líquido, explica el efecto de la no-idealidad del vapor
sobre la fugacidad del líquido. Este coeficiente es estimado de manera similar al
coeficiente de fugacidad del vapor, pero está basado en la temperatura del sistema y
en la presión de vapor del componente puro.
i = Factor de corrección de Poynting, explica el efecto de la presión sobre la fugacidad del
líquido. Como L
i es evaluado a la presión de vapor del componente puro, ψi es
usado para corregir la diferencia entre la presión de vapor del componente puro y la
presión de la mezcla. Este efecto es pequeño y puede ser despreciado a bajas
presiones, pero es importante a presiones elevadas.
i = Coeficiente de actividad del líquido, corrige la fugacidad del líquido para los efectos de
composición. Este valor depende de cuan similar sean los componentes. Para dos
componentes similares, tal como una mezcla de i-butano y n-butano, el coeficiente de
actividad del líquido es cercano a la unidad. Si los componentes son diferentes, el
coeficiente de actividad se desvía de la unidad.
Combinando las Ecs. (33), (34), (35) y (36) se obtiene la Ec. (37).
L v
i i i i
i v
i i
y PK
x P
(37)
1.3.5 Simulador Chemsep CAPE OPEN
ChemSep, es un simulador de columnas para operaciones de destilación, absorción
y extracción, tuvo su inicio en 1988 en la Delft Technology de la ciudad de Delft en
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los países bajos, por Harry Kooijman y Ross Taylor. Desde ese momento, han
estado en constante desarrollo y evolución, tanto así; que ahora es posible utilizar
el programa dentro de herramientas de diagramas de flujo tales como Aspen Plus,
PRO/II y COCO v.3.3 (que son softwares capaces de modelar plantas industriales
completas) (Kooijman & Taylor, 2006).
a. Algunas características de ChemSep
Su base de datos está compuesta de aprox, 400 compuestos químicos, y se
pueden resolver problemas con mezclas de hasta 40 componentes y 300 etapas de
equilibrio.
Ofrece una amplia gama de opciones en los paquetes termodinámicos y de
propiedades físicas.
Ofrece datos de salida tanto en tablas como en gráficas, que pueden ser
exportadas a Excel.
Es un programa con una interfaz relativamente sencilla, ideal para estudiantes e
ingenieros que no estén muy relacionados con la simulación de procesos.
Es un software libre, lo que permite a los investigadores trabajar sin restricciones
vinculadas a los derechos de autor.
b. Propiedades termodinámicas en ChemSep
ChemSep, establece cinco propiedades termodinámicas para la solución de
problemas: valor de K, ecuación de estado (EdE), coeficiente de actividad, presión
de vapor y entalpia. Existe una serie de modelos termodinámicos escogidos por los
creadores del software, que buscan englobar los modelos más completos y
versátiles existentes (Kooijman & Taylor, 2006).
Las propiedades termodinámicas son resueltas gracias a los modelos
termodinámicos, puesto que no existe una sola ecuación para describir el
comportamiento del equilibrio entre fases para cualquier tipo de mezclas, y con
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cualquier tipo de componentes. Estos modelos son parciales, sólo pueden
aplicarse a clases específicas de mezclas y componentes.
Para tener una simulación exitosa, es indispensable seleccionar los modelos más
adecuados según un criterio de selección establecido (Gómez, 2007). Para la
selección de modelos termodinámicos adecuados, es necesario que el usuario
disponga de bases teóricas y experiencia sobre la termodinámica de soluciones,
así como del comportamiento de los modelos. Es aquí, donde radica el núcleo de
esta investigación, puesto que se brinda una forma de discriminar los modelos
basados en la teoría y en un análisis estadístico de los resultados experimentales,
comparándolo con los modelados.
Existen simuladores como Chemcad, que disponen de un asistente o experto para
la selección de modelos termodinámicos (Gómez, 2007). Sin embargo, esto no
ocurre en ChemSep, lo cual implica una limitante para el usuario.
A continuación, se detalla las propiedades termodinámicas que ChemSep
establece y los modelos termodinámicos disponibles para su resolución.
c. Modelos termodinámicos disponibles en ChemSep
La Tabla 2, muestra los modelos termodinámicos que dispone ChemSep para
calcular cada una de las propiedades termodinámicas.
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Tabla 2. Modelos de ChemSep para el cálculo de propiedades termodinámicas
Valores de K EdE Coeficiente de actividad
Presión de vapor
Entalpia
Ley de Raoult Ideal gas law Solución ideal Antoine none Ecuacion de estado(EdE)
Hayden o’Connel Solución regular Antoine extendida
excess
Gamma-Phi Tsonopolous margules Correlacion T Soave-RK Dechema Chemical theory Van laar Lee Kesler API-SRK
Chaoo-seader Redlich-kwong wilson Riedel Peng-Robinson 76
Polinomial K Soave-Rk NRTL Twu SRK-UMR Liquido-liquido API-SRK UNIQUAC PR-UMR Prausnitz Peng-Robinson 76 UNIQUAC Q’ Peng-
Robinson 78
wilson SRK-UMR UNIFAC Predictive PR 78
Volatilidad relativa
PR-UMR ASOG Predictive SRK
Peng-Robinson 78 UNIFAC modificada (D) Polynomial H
(Fuente software chemsep)
1.3.6 Arquitectura secuencial - modular de los simuladores
La Figura 9, estructura típica de un programa de simulación y su inter relación entre
el usuario y las diferentes subrutinas, base de datos con el programa principal de un
simulador y de este con el usuario mediante las interfaces.
Figura 9. Estructura de una simulación (fuente: Cubillo, F., s/f)
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Los cálculos se realizan secuencialmente, unidad por unidad, los procesos con
reciclos deben ser descompuestos en varias secuencias de cálculo, hasta lograr
convergencia usando los balances de masa y energía, como criterio para terminar
el cálculo. Esta estrategia de cálculo es utilizada en la mayoría de los simuladores
de estado estacionario como: Aspen, Chemcad, ProVision, Hysys, Prosim, Winsim
El elemento básico es el modelo de operación unitaria, el cual es construido a
partir de balances de masa, energía y momentum, hasta obtener un conjunto de
ecuaciones algebraicas no – lineales, Ec. (38).
( , , , ) 0f u x d p (38)
Donde:
u: Variable de entrada o salida
x: estado interno de la variable, temperatura, presión, concentración, et.
d: variable dependiente de la geometría, como volumen, área de
intercambio de calor, etc
p: variables que definen propiedades físicas, como entalpías específicas,
valores de K, etc.
1.3.7 Grados de libertad para una corriente de proceso
Los grados de libertad, permiten determinar el número de variables a ser
especificadas en una simulación. El número de grados de libertad se calcula
mediante la Ec. (39).
v eqD O F N N (39)
Donde:
Nv número de variables y Neq número de ecuaciones independientes
Para un proceso batch o continuo con corrientes de flujo y determinado número de
fases a las condiciones de P y T dadas, como el que se muestra en la Figura 10, se
presenta una relación del número de variables (Nv) y número de ecuaciones (Neq)
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en la cuarta y quinta columna de la Tabla 3. Asimismo, en la misma tabla se
muestra el resultado final obtenido aplicando la Ec. (39).
(fuente: Cubillos, F.s/f)
1.3.8 Simulador COCO V3.3
El simulador COCO V.3.3, es un conjunto de softwares, que permite la
implementación de simulaciones de diagramas de flujo de ingeniería química en
estado estacionario y se compone de 4 componentes principales. El diagrama de
flujo CAPE-OPEN se denomina COFE, el sistema termodinámico TEA
(termodinámica para aplicaciones de ingeniería), la colección de operaciones
unitarias que viene con COCO, se denomina COUSCOUS y finalmente el paquete
CAPE-OPEN Reaction Numerics, representado por las siglas CORN.
Estos 4 componentes principales permiten configurar los cálculos del diagrama de
flujo, la implementación de COCO también incluye la versión LITE de ChemSep
CAPE OPEN.
Figura 10. Corrientes de procesos y equilibrio de fases (fuente; Cubillo, F., s/f)
Tabla 3. Cálculo de los grados de libertad para una corriente de proceso
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Hay muchas categorías de Flowsheet en estado estacionario y de flujo dinámico
disponibles, según se muestra en la Figura 11. Con diagramas de flujo dinámico, la
solución depende del tiempo, pero en la presente tesis nos enfocamos en
simulaciones de estado estacionario.
Finalmente, se presenta los diagramas de flujo modulares, frente a diagramas de
flujo basado en ecuaciones.
Para diagramas de flujo basados en ecuaciones, todo el diagrama de flujo se
traduce en un conjunto de ecuaciones que se resuelven simultáneamente.
En el enfoque modular, cada submodelo en el proceso, por ejemplo. Una
operación unitaria, se considera una caja negra, y los reciclos se resuelven
mediante un procedimiento reiterativo.
Los diagramas de flujo modular, se pueden dividir en dos categorías más:
secuenciales y no secuenciales. El diagrama de flujo general COFE del simulador
COCO, es un sistema de diagrama de flujo modular secuencial en estado
estacionario.
Figura 11. Categorías de Flowsheet (fuente: Coco Simulator)
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1.4 Justificación
El estudio del efecto de la presión en la síntesis y purificación del etilbenceno a partir de
benceno y etileno se justifica, puesto que permite analizar las variables dependientes de
esta y su efecto en la configuración de las unidades de reacción como son los reactores y
de torres de destilación los equipos de separación.
Asimismo, este estudio permite obtener valores óptimos a considerar en ejemplos de
diseño de equipos de proceso, puesto que de los antecedentes se desprende que los
reactores pueden trabajar a elevada presión, pudiendo llegar hasta aproximadamente 65
atm.
1.5 PROBLEMA
¿Qué efecto tiene la presión sobre la síntesis y el proceso de separación secuencial,
mediante torres de destilación con diferentes números de etapas y ubicación de
alimentación junto a las relaciones de reflujo y reciclaje; en el proceso de obtención de
etilbenceno de alta pureza?
1.6 HIPÓTESIS
Fijando la presión en los reactores estequiométricos y en las torres de destilación, se
obtienen elevados rendimientos y purificaciones; lo cual permite obtener etilbenceno de
alta pureza.
1.7 OBJETIVO GENERAL
Analizar el efecto de la presión sobre la síntesis y la separación de etilbenceno de alta
pureza mediante la simulación con software libre.
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1.7.1 Objetivos específicos
Instalar el software libre COCO V.3.3 que permita configurar diferentes
topologías de síntesis y separaciones cuyo ambiente o entorno se
denomina COFE.
Consultar el sistema termodinámico-TEA (termodinámica para
aplicaciones de ingeniería, incluido en software COCO. V.3.3.
Activar la colección de operaciones unitarias que viene con COCO y recibe
el nombre de COUSCOUS. Se fijarán los valores de los coeficientes de
reacción del sistema de alquilación del benceno con etileno, en el paquete
CAPE-OPEN Reaction Numerics, denominado - CORN.
Configurar los cálculos del diagrama de flujo, la implementación de COCO
V.3.3 y la versión LITE de ChemSep CAPE OPEN.
Estudiar diferentes configuraciones y condiciones de síntesis y separación
del producto principal junto a sus componentes que lo acompañen.
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II. MATERIALES Y MÉTODOS
2.1 MATERIAL DE ESTUDIO
El material de estudio estuvo constituido por la obtención del etilbenceno a partir de
benceno y etileno en fase liquida, a condiciones de presión y temperatura establecidas
tanto en el reactor, como en las configuraciones de columnas de destilación en serie.
2.1.1 Variables de estudio
Variables independientes: presión de la corriente de benceno, ubicación
de alimentación a la primera columna, efecto de la presión de la corriente
de etileno, efecto del número de platos de la segunda columna.
Variables dependientes: requerimiento de calor en el primer reactor,
relación de reflujo en primera columna, relación de reflujo de la segunda
columna.
2.2 METODOLOGÍA DE TRABAJO
La metodología implementada usando el simulador de procesos químicos COCO V.3.3,
consistió en la selección de los componentes tal como se muestra en la Figura 12.
Asimismo, se configuró la estequiometria de las reacciones, tal como se aprecia en la
Figura 13.
Figura 12. Selección de los componentes (fuente: COCO V3.3)
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2.2.1 Configuración del primer reactor
La configuración del primer reactor de conversión fija, consistió en una operación
isotérmica a la temperatura de 434 K y presión de 2,3 atm, Figura 14. Asimismo,
una conversión de 73,5% mol de etileno a etilbenceno y de etileno a dietilbenceno
de 25,5%, tal como se muestra en la Figura 15.
Figura 14. Características de operación del primer reactor a la presión de 2,3 atm (COCO V3.3)
Figura 13. Configuración de estequiometria de las reacciones (fuente: COCO V3.3)
Figura 15. Conversión en el primer reactor a la presión de 2,3 atm (COCO V3.3)
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2.2.2 Configuración del segundo reactor
Para este reactor de conversión fija, se consideró una operación isotérmica a la
temperatura de 432 K, una caída de presión de 0.2 atm y presión de operación de
2,1 atm, Figura 16.
Asimismo, una conversión de 22,13 % mol de dietilbenceno a etilbenceno, y de
etileno a etilbenceno de 97 %, tal como se muestra en la Figura 17.
2.2.3 Configuración de la primera columna
Para la configuración de esta columna, el análisis de grados de libertad se
determinó mediante ChemSep CAPE OPEN el cual requiere se especifique lo
siguiente:
- El número de etapas (1), ubicación de todas las alimentaciones (1),
ubicación de todas las corrientes laterales (0).
- Para cada corriente de alimentación se debe especificar:
Figura 16. Características de operación del segundo reactor a la presión de 2,1 atm (COCO V3.3).
Figura 17. Conversión en el segundo reactor a la presión de 2,1 atm.
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Flujo de componentes (4) y dos cualquiera de las variables T, P y fracción
de vapor (2)
- La presión en cada etapa (18)
- El requerimiento de calor en cada etapa excepto reboiler y condensador
(18), tal requerimiento será asumido como (0) salvo se especifique algo
diferente.
- La presión en el condensador (1)
- Para el condensador debe seleccionar una variable a especificar (1)
- La presión en el reboiler (1)
- Para el reboiler se debe seleccionar una variable a especificar (1)
El resultado de esta configuración, muestra que el número de grados de libertad
es 48.
La configuración de esta columna de destilación mediante el simulador Chemsep
CAPE OPEN, se realizó, considerando operación simple, es decir sin corrientes laterales;
condensador total o el destilado como una corriente en fase liquida; una fracción mol del
etilbenceno de 1E-3 y un reboiler o hervidor parcial con producto de fondo en fase líquida,
y una relación de benceno/etilbencneo de 5E-4.
Asimismo, para esta columna se consideró 20 platos, con alimentación al décimo plato al
46,16% mol como vapor, a la temperatura de 432 K procedente del segundo reactor,
Figura 18.
Figura 18. Configuración de la primera columna de destilación (Chemsep V8.1)
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La Figura 19, presenta especificaciones adicionales, en las que podemos observar que la
mayor concentración, corresponde al benceno de 26,9% mol y un flujo total de 0,5231
Kmol/s (1883,28 Kmol/h) a la presión de 0,3 atm.
Para los modelos termodinámicos, se seleccionó el modelo de Chao – Seader y el
modelo de entalpia de exceso, Figura 20.
Figura 20. Seleccion de los modelos termodinámicos de las columnas de destilación (Chemsep V8.1)
Figura 19. Especificaciones de la corriente de alimentación de la primera columna (Chemsep V8.1)
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2.2.4 Configuración de la segunda columna
Para la configuración, el análisis de grados de libertad se siguió el mismo
procedimiento de la primera columna, fijando lo siguiente:
- El número de etapas (1), ubicación de todas las alimentaciones (1),
ubicación de todas las corrientes laterales (0).
- Para cada corriente de alimentación se debe especificar:
Flujo de componentes (4) y dos cualquiera de las variables T, P y fracción
de vapor (2)
- La presión en cada etapa (22)
- El requerimiento de calor en cada etapa excepto reboiler y condensador
(22), tal requerimiento será asumido como (0) salvo se especifique algo
diferente.
- La presión en el condensador (1)
- Para el condensador debe seleccionar una variable a especificar (1)
- La presión en el reboiler (1)
- Para el reboiler se debe seleccionar una variable a especificar (1)
El resultado de esta configuración, muestra que el número de grados de libertad
es de 56.
Adicionalmente, en el simulador Chemsep CAPE OPEN, se seleccionó columna con
operación simple, es decir sin corrientes laterales, condensador total como una corriente
en fase liquida, una fracción mol de dietilbencneo de 5E-4 y un reboiler o hervidor parcial,
con producto de fondo en fase líquida y fracción mol de etilbenceno de 1E-3, Figura 21.
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Asimismo, a esta columna de 24 platos, con alimentación al quince avo plato, procedente
del fondo de la primera columna de destilación, a la presión de 0,1 atm al 12,8% mol en
fase de vapor, ingresa un flujo de 0,2535 Kmol/s (912,45 Kmol/h) como se muestra en la
Figura Figura 22.
Para los modelos termodinámicos, se seleccionó el modelo de Chao – Seader y el
modelo de entalpia de exceso, semejante a la selección de la primera columna.
Figura 21. Configuración de la segunda columna de destilación (Chemsep V8.1)
Figura 22. Especificaciones corrientes de alimentación segunda columna (Chemsep V8.1)
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2.2.5 Configuración del flowsheet general
En el Flowsheet de la Figura 23, la corriente de benceno en fase liquida ingresa al
sistema a la temperatura de 320K y presión de 1 atm, para mezclarse con la
corriente de reciclo número 2 a 317,35 K y presión de 0,3 atm y en fase líquida,
constituida por el destilado de la primera columna de destilación. Esta mezcla sale
como corriente número 7 a la temperatura de 318,15K en fase líquida, y se mezcla
con la alimentación fresca de etileno que ingresa a 1 atm y 320K en fase de vapor.
Los productos de ambas mezclas, constituyen la corriente número 3 a la presión
de 0,3 atm, 288,56K al 63% en fase liquida, y es bombeada con una eficiencia
adiabática del 75% al primer reactor de conversión fija a la presión de 2,3 atm,
temperatura de 310,97K y al 89,7% en fase liquida, denominada corriente número
15; que ingresa al primer reactor isotérmico de conversión fija. Este reactor opera
a 434K con una conversión de 73,5% mol de etileno a etilbenceno y 25,5% mol de
etileno a dieteilbenceno.
Figura 23. Flowsheet para la producción de etilbenceno a partir de benceno y etileno (COCO V3.3)
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La corriente número 4 en fase liquida, constituye la salida de este reactor, se
mezcla con lal corriente número 16, producto del bombeo de la corriente de
fondos de la segunda columna de destilación, a la presión de 2,3 atm y 434 K en
fase liquida y muy rica en dietilbenceno.
El resultado de esta mezcla, constituye la corriente número 9, la cual ingresa a un
segundo reactor isotérmico de conversión fija; que opera a 431,41K, bajo una
conversión de 22,13%mol de dietilbenceno a etilbenceno y de 97% mol de etileno
a etilbenceno.
La corriente de salida número 10 del segundo reactor, a la presión de 1,1 atm y
432K reduce su presión a 0,3 atm mediante una válvula de reducción de presión;
para su ingreso a la primera columna de destilación, configurada por 20 platos y
que opera a relación de reflujo de 2.512; obteniendo como destilado, una mezcla
benceno y etileno no reaccionados, y como producto de fondo mezcla etilbenceno
– dietil benceno y algo de benceno.
Este producto de fondo, sale como corriente número 11 y previa reducción de
presión a 0,1 atm mediante una válvula, se alimenta como corriente 18 a la
segunda columna, la cual está configurada por 24 platos, con alimentación en el
quince avo plato, con relación de reflujo de 0,432 y permite obtener el producto
etilbenceno con elevada pureza de 99,9%mol y como producto de fondo con
elevada pureza dietilbenceno, la cual se bombea a la presión de 2,1 atm a un
mezclado con la corriente de salida del primer reactor y ser alimentado al segundo
reactor.
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III. RESULTADOS Y DISCUSIÓN
3.1 RESULTADOS DEL EQUILIBRIO DE FASES
De acuerdo al modelado del equilibrio de fases liquido – vapor (L-V), se calculó el
equilibrio de fases entre los componentes producto, a la salida del segundo reactor de
conversión fija a la presión de 1,1 atm. Los resultados de temperatura frente la fracciòn
mol de liquido y fracciòn mol de vapor - Txy, conocida comunmente como curvas de
punto de burbuja y puntos de rocio, se presentan en las Figuras 24 y 25, para
etilbenceno-dietilbenceno y benceno – etilbenceno, respectivamente.
Estas figuras muestran que, a la presión de 0,1atm, la mezcla etilbenceno – dietilbenceno
y a la presión de 0,3 atm la mezcla benceno – etilbenceno no forman azeótropo. Esto
implica que, a tales presiones, será posible la separación de sus componentes con
elevado grado de pureza de los mismos.
Figura 25. Diagrama Txy para el sistema Benceno- etilbenceno a la presión de 0.3 atm
Figura 24. Diagrama Txy para el sistema Etilbenceno – dietilbenceno a la presión de 0.1 atm
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3.2 RESULTADOS DEL PRIMER REACTOR
Los resultados para este reactor operando a la presión de 2,3 atm y temperatura de
310,97 K se presentan en la Tabla 4. En ella se muestra el flujo total de alimentación al
mismo, consistente en 2232,03 Kmol/h y una salida de 1607,55 Kmol/h con sus
correspondientes fracciones molares de cada componente; considerando una
conversión de etileno a etilbenceno - EB de 73,5% mol y de etileno a dietil benceno -
DEB de 25,5%mol.
Tabla 4. Resultados del primer reactor de conversión fija
Corriente Alimentación al reactor(15)
Salida del reactor(4)
Presión (atm) 2,3 2,3
T (K) 310.97 434
Flujo (Kmol/h) 2232.03 1607.55
Frac mol Etileno 0.282608 0.00392392
Frac mol Benceno 0.716957 0.657034
Frac mol Etilbenceno 0.000434954 0.289012
Frac mol DiEtilBenceno 1.66249e-11 0.05003
3.3 RESULTADOS DEL SEGUNDO REACTOR
En la Tabla 5 se muestran los resultados a la presión de 2,1 atm y temperatura de
431,41 K, asimismo; el flujo total de alimentación al mismo, consistente en 1889,4
Kmol/h y una salida de 1883,29 Kmol/h con sus correspondientes fracciones molares
de cada componente, considerando una conversión de etileno a etilbenceno EB de
97%mol y de dietilbenceno-DEB a etilbenceno de 22,13%mol.
Tabla 5. Resultados del segundo reactor de conversión fija
Corriente Alimentación al reactor (9)
Salida del reactor(10)
Presión (atm) 2.1 1.1
T (K) 431.41 432
Flujo (Kmol/h) 1889.4 1883.29
Frac mol Etileno 0.00333856 0.000100482
Frac mol Benceno 0.55902 0.515049
Frac mol Etilbenceno 0.246047 0.335171
Frac mol DiEtilBenceno 0.191595 0.149679
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3.4 RESULTADOS DE LA PRIMERA COLUMNA DE DESTILACIÓN
Los valores de alimentación y productos de destilado y fondo de esta columna, se
muestran en la Tabla 6. La corriente de salida del reactor es de 1883,29 kmol/h y
constituye la alimentación al décimo plato de esta columna, la cual se configuró a una
presión de operación de 0,3 atm, una pureza de etilbenceno de 1E-3 en el destilado y
un producto de fondo, con relación de benceno/etilbenceno de 5E-4, permitió obtener
un destilado de 99,88% mol de benceno y unas colas de 69,07%mol de etilbenceno
con una relación de reflujo de 2,51.
Tabla 6. Resultados de primera columna de destilación
Corriente Alimentación a la columna (17)
Destilado (2)
Fondos (11)
Presión (atm) 0.3 0.3 0.3
T (K) 432.0 317.35 378.29
Flujo (Kmol/h) 1883.29 970.83 912.46
Frac mol Etileno 0.000100482 0.000194923 0
Frac mol Benceno 0.515049 0.998805 0.00034536
Frac mol Etilbenceno 0.335171 0.001 0.69072
Frac mol DiEtilBenceno 0.149679 3.82223e-11 0.308935
Obtenidos estos resultados, se procedió al análisis de las principales variables
involucradas en la separación de esta columna. La Figura 26 muestra el perfil de
temperatura a lo largo de toda la columna, y que la alimentación en el décimo plato
permite una variación lineal de la temperatura entre los platos 5 y 15. Para los cinco
primeros platos, la temperatura se mantiene cerca del punto de ebullición del benceno.
A partir del plato 15, hasta el calderin la temperatura permanece casi constante y muy
cercana al punto de ebullición del etilbenceno.
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En la Figura 27, la línea de color azul corresponde al flujo de líquido a lo largo de toda
la primera columna y la línea de color rojo al flujo de vapor. Así, el flujo de líquido es
menor al flujo de vapor hasta el octavo plato, cerca al plato de alimentación a la
columna y en estado líquido, razón por la cual aumenta su valor y se invierte tal
comportamiento puesto que, en los ocho primeros platos, el flujo de vapor es mayor al
flujo de líquido y debe condensarse para obtener como destilado y reflujo líquido a
esta columna.
La Figura 28, muestra que arriba del plato de alimentación, la eficiencia de etapas
varía casi linealmente entre 0,39 y 0,42. Asimismo, en la parte inferior del cinco al
veinte avo plato de esta columna, la eficiencia de los últimos cinco platos es menor a
Figura 27. Perfiles de flujo de líquido y vapor de la primera columna (Chemsep V8.1)
Figura 26. Perfil de temperatura de la primera columna (Chemsep V8.1)
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0,46. Esto nos permite afirmar que la mayor eficiencia de platos se encuentra en la
parte inferior de esta columna.
En lo referente a la volatilidad relativa del benceno, respecto al etilbenceno, en la
Figura 29 se muestra que ésta disminuye entre las etapas 5 a 15 desde 6,5 a 4,5.
Finalmente, en el fondo de la columna, la volatilidad relativa disminuye hasta 4,3
aproximadamente, lo cual indica que aumenta la volatilidad del etilbenceno.
Como el producto de fondo de esta columna, tiene un contenido de 69,07% mol de
etilbenceno, este debe recuperarse considerando una segunda columna de
destilación.
Figura 29. Perfil volatilidad relativa primera columna (Chemsep V8.1)
Figura 28. Eficiencia de etapas de la primera columna (Chemsep V8.1)
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3.5 RESULTADOS DE LA SEGUNDA COLUMNA DE DESTILACIÓN
Los resultados de simulación de esta columna se presentan en la Tabla 7, con
alimentación en el quince avo plato y con relación de reflujo de 0,432, permitió obtener
un destilado rico en etilbenceno de 99,9% mol, el cual constituye el producto deseado.
El producto de fondo rico en dietilbenceno que recicla al segundo reactor.
Tabla 7. Resultados de segunda columna de destilación
Corriente Alimentación a la columna (18)
Destilado (EB)
Fondos (8)
Presión (atm) 0.1 0.1 0.1
T (K) 349.461 341.152 383.034
Flujo (Kmol/h) 912.456 630.6 281.856
Frac mol Etileno 0 3.39163e-22 0
Frac mol Benceno 0.00034536 0.000499724 7.07192e-14
Frac mol Etilbenceno 0.69072 0.999 0.001
Frac mol DiEtilBenceno 0.308935 0.0005 0.999
La Tabla 7, muestra que en el tope de la torre, la temperatura es de 341,152 K que es
temperatura de saturación del etilbenceno y en la Figura 30 se observa, que los seis
primeros platos esta es casi constante, entre el sexto y dieciséis avo plato, el aumento
es ligero, entre el diesiseis y 22 avo plato es lineal y con menor pendiente, finalmente
el perfil se hace casi constante, cerca al punto de ebullición del dietilbenceno en el
fondo de la columna a un valor de 383,034 K; que es la temperatura de ebullición del
componente pesado dietilbenceno. Esto implica, que se facilita la separación entre
estos dos componentes, debido a que esta columna, produce etilbenceno como
destilado y dietilbenceno como producto de fondo.
Figura 30. Perfil de temperatura de segunda columna (Chemsep V8.1)
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En la Figura 31, la línea de color azul corresponde al flujo de líquido a lo largo de toda
la segunda columna y la línea de color rojo al flujo de vapor. Así, el flujo de líquido es
menor al flujo de vapor hasta el catorce avo plato, el quince avo plato es el plato de
alimentación a la columna y en estado líquido, razón por la cual aumenta su valor y se
invierte tal comportamiento puesto que, en los catorce primeros platos, el flujo de
vapor es mayor al flujo de líquido y debe condensarse para obtener como destilado y
reflujo líquido a la columna.
La Figura 32, muestra que la volatilidad relativa del etilbenceno respecto al
dietilbenceno disminuye progresivamente desde el condensador hasta el veinte avo
plato y desde este plato hasta el fondo de la columna la volatilidad relativa disminuye
pronunciadamente desde 4,4 hasta 4,3 aproximadamente. Esto implica que la
volatilidad del etilbenceno disminuye.
Figura 31. Perfiles de flujo segunda columna (Chemsep V8.1)
Figura 32. Perfil de volatilidad relativa segunda columna (Chemsep V8.1)
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En lo referente a la eficiencia de etapas o platos, la Figura 33, muestra que esta varía
entre 0,41 y 0,45 para toda la columna. Asimismo, esta permanece casi constante en
0,41 en los diez primeros platos y la eficiencia de los mismos aumenta
pronunciadamente hasta 0,45 en el calderin. Esto nos permite afirmar, que la menor
eficiencia de platos se encuentra en la zona de rectificación de la columna.
3.6 ANÁLISIS PARAMÉTRICO
3.6.1. Presión de corriente de benceno y requerimiento de calor en R1
La Figura 34, muestra el efecto del aumento de la presión de la corriente de
alimentación de benceno al 79,7% mol al primer reactor (R1) de conversión fija,
sobre el consumo de calor en el mismo, el cual tiene un perfil lineal, es decir al
aumentar la presión aumenta proporcionalmente el consumo de calor.
Figura 33. Eficiencia de etapas de la segunda columna (Chemsep V8.1)
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3.6.2. Ubicación del plato de alimentación a la primera columna y RR
La Figura 35 muestra el efecto de la ubicación del plato de alimentación, sobre la
relación de reflujo (RR) de la primera columna. En ella se observa, que el décimo
plato es la mejor elección, puesto que produce la menor relación de reflujo, la
cual se traduce en menor consumo de calor en el reboiler de la misma.
0 5 10 15 20Pressure stream Benzene / atm
-14.5505
-14.5505
MW
Heat duty of Reactor1
Figura 34. Presión de la corriente de benceno frente al requerimiento de calor en reactor R1
Figura 35. Ubicación del plato de alimentación y su efecto sobre la relación de reflujo
5 10 15Feed1 stage of C1
2.5
3
3.5
4
4.5
5
5.5
6
6.5
Reflux ratio of C1
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3.6.3 Presión en corriente de etileno y RR de la primera columna
La Figura 36, muestra que una presión entre 1 y 20 atm, no presenta efecto
significativo sobre la relación de reflujo (RR) de la primera columna, la cual
presenta sólo una variación de 1 E- 6 del valor de 0,93.
3.6.4. Número de etapas sobre RR de la segunda columna
La Figura 37, presenta el efecto del número de platos, sobre la relación de reflujo
(RR) en la segunda columna, la cual muestra que al aumentar tal número desde
18 a 24, la relación de reflujo disminuye, y a la vez es fácil inducir que debajo de
tal intervalo, la relación aumenta aceleradamente. Este comportamiento otorga
certeza en la elección del número de platos utilizados en la misma.
0 5 10 15 20
Pressure stream Ethylene / atm
0.93176
0.93176
0.931761
0.931761
0.931762
R
input: Reflux ratio of C1
Figura 36. Efecto de la presión de la corriente de etileno sobre la RR de la primera columna
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Finalmente, en la Figura A -.1 del Anexo se muestra valores de temperatura, presión y
corrientes de destilado, composición de los fondos de las columnas y la pureza del
producto deseado; asi como las presiones en los reactores.
18 19 20 21 22 23 24Number of stages of C2
0
0.5
1
1.5
2
2.5
3
3.5
4
R
Reflux ratio of C2
Figura 37. Efecto del número de platos sobre la RR de la segunda columna
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IV. CONCLUSIONES
1. El software COCO V3.3 permitió configurar las reacciones consecutivas de etileno
y benceno y de equilibrio de fases líquido – vapor de los sistemas benceno –
etilbenceno, etilbenceno – dietilbenceno, para la obtención de etilbenceno de
elevada pureza.
2. Una alimentación fresca de 630,6 Kmol/h de benceno y 630,6 Kmol/h de etileno a
una presión de 1 atm y una temperatura de 320 K, una conversión de 73,5% mol
de etileno a etilbenceno y de etileno a dietilbenceno de 25,5% en el primer reactor
y una conversión de 22,13 % mol de dietilbenceno a etilbenceno, y de etileno a
etilbenceno de 97 % mol en el segundo reactor, ambos de conversión fija, permitió
obtener 630,6 Kmol/h de etilbenceno como producto de tope de la segunda
columna de destilación con una pureza del 99,9 %mol.
3. La mayor pureza del producto dietilbenceno, requirió la implementación de dos
columnas de destilación en serie, obteniendo este como destilado de la segunda
columna a una relación de reflujo de 0,432 y equipada con 24 platos con consumo
de calor de 7,8MW.
4. El aumento de la presión en ambos reactores no tubo ningún efecto sobre la
conversión y rendimiento, puesto que se consideró conversiones fijas como datos
para la configuración de ambos reactores.
5. La variación de la ubicación del plato de alimentación por debajo y sobre el décimo
plato en la primera columna, produjo un incremento significativo de la relación de
reflujo.
6. Un aumento del número de platos mayor a 24 para la segunda columna no tuvo
efecto significativo sobre la relación de reflujo.
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V. RECOMENDACIONES
Se recomienda lo siguiente:
1. Continuar con investigaciones sobre la cinética de reacciones, a fin de contar
con modelos de las ecuaciones de velocidad y asi poder realizar otras
simulaciones.
2. Hacer una evaluación económica de todo el proceso de simulación realizado en
la presente tesis.
3. Seleccionar otro tipo de reactor como un CSTR, ya que las reacciones se
basan en fase líquida.
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VI. REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS
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Azeotropic Disillation System. American Chemical Society, 132-140.
Ali Nejad Ebrahimi, Ashkhan Zolfaghari Sharak,Seyyed Abbas Mousavi. (2011).
Modification and optimization of benzene alkylation process for production of.
Chemical Engineering and Processing , 31–36.
Jihwan Lee, Jungho Cho, Dong Min Kim and Sangjim Park. (2011). Separation of
tetrahydrofuran and water using pressure swing distillation:Modeling and
Optimization. Korean J. Chem. Eng., 591-596.
L.Luyben, W. (2010). Design and Control of the Ethyl Benzene Process. Process
Systems Engineering, 655-.
Lewis F. Hatch and Sami Matar. (1978). From ydrocarbons to Petrochemicals.
Hydrocarbon Processing, 292-293.
María Paula Tolosa, Cristian Felipe Ríos, Juan Álvaro León, Alan Didier Pérez. (s/a).
Producción de etilbenceno. s/n, 1-32.
Onkar, Deorukhkar, Sathe V.S., Mahajan Yogesh S. (2015). THF Water Mixture
Separation Using Extractive and Azeotropic Distillation:Revieww, Modeling and
Simulation in Aspen Plus. International Conference on Recent Avances in
Engineering Science and Managment (pág. 529). New Delhi: Department of
Chemical Engineering.
Timo Seuronanen, Elina Pajula, Markku Hurme. (2002). Synthesis of Azeotropic
Separation Sustems by Case - Based Reasoning. Elsevier Science, 343-348.
Tourton L., et al. (2008). Analysis, Synthesis and Design of Chemcial Process. N.Y.:
pH.
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Wikipedia. (s.f.). Recuperado el 11 de mAYO de 2018, de
https://es.wikipedia.org/wiki/Tetrahidrofurano
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ANEXOS
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Figura A-1. Flowsheet general dela Simulación
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Flowsheet report for "EthylBenzeneLaichePresionesMenores30-09-2019":
--------------------------------------------- flowsheet document ---------------------------------------------
Created may 24, 2011
Report oct 02, 2019
Status Solved
-------------------------------------------- stream type default ---------------------------------------------
Property package AIChEV57_p655
Phases Vapor, Liquid
Compounds Ethylene, Benzene, Ethylbenzene, DiEthylBenzene
Stream table:
------------------- ------------------- -------------------
Stream Benzene Ethylene 16
------------------- ------------------- -------------------
From <FEED> <FEED> Pump_17
To Mixer1 Mixer2 Mixer3
------------------- ------------------- -------------------
Temperature 320 320 383.526 K
Pressure 1 1 2.1 atm
Mole frac Ethylene 0 1 0
Mole frac Benzene 1 0 7.07191e-14
Mole frac Ethylbenzene 0 0 0.001
Mole frac DiEthylBenzene 0 0 0.999
Flow rate 630.6 630.6 281.855 kmol / h
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Stream 9 10 17
------------------- ------------------- -------------------
From Mixer3 Reactor2 Valve_18
To Reactor2 Valve_18 C1
------------------- ------------------- -------------------
Temperature 431.415 432 432 K
Pressure 2.1 1.1 0.3 atm
Mole frac Ethylene 0.00333856 0.000100482 0.000100482
Mole frac Benzene 0.55902 0.51505 0.51505
Mole frac Ethylbenzene 0.246047 0.33517 0.33517
Mole frac DiEthylBenzene 0.191594 0.149679 0.149679
Flow rate 1889.41 1883.29 1883.29 kmol / h
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Stream 2 7 3
------------------- ------------------- -------------------
From C1 Mixer1 Mixer2
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To Mixer1 Mixer2 Pump_16
------------------- ------------------- -------------------
Temperature 317.349 318.157 288.559 K
Pressure 0.3 0.3 0.3 atm
Mole frac Ethylene 0.000194922 0.000118167 0.282608
Mole frac Benzene 0.998805 0.999276 0.716957
Mole frac Ethylbenzene 0.001 0.000606227 0.000434954
Mole frac DiEthylBenzene 2.35492e-10 1.42762e-10 1.02428e-10
Flow rate 970.832 1601.43 2232.03 kmol / h
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Stream 15 4 11
------------------- ------------------- -------------------
From Pump_16 Reactor1 C1
To Reactor1 Mixer3 Valve_19
------------------- ------------------- -------------------
Temperature 310.973 434 378.29 K
Pressure 2.3 2.3 0.3 atm
Mole frac Ethylene 0.282608 0.00392392 1.7623e-24
Mole frac Benzene 0.716957 0.657034 0.00034536
Mole frac Ethylbenzene 0.000434954 0.289012 0.69072
Mole frac DiEthylBenzene 1.02428e-10 0.0500299 0.308934
Flow rate 2232.03 1607.55 912.455 kmol / h
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Stream 18 8 EB
------------------- ------------------- -------------------
From Valve_19 C2 C2
To C2 Pump_17 <PRODUCT>
------------------- ------------------- -------------------
Temperature 349.461 383.034 341.152 K
Pressure 0.1 0.1 0.1 atm
Mole frac Ethylene 1.7623e-24 0 0
Mole frac Benzene 0.00034536 7.07191e-14 0.000499724
Mole frac Ethylbenzene 0.69072 0.001 0.999
Mole frac DiEthylBenzene 0.308934 0.999 0.0005
Flow rate 912.455 281.855 630.6 kmol / h
------------------- ------------------- -------------------
--------------------------------------- stream type AIChEV57_p655_new ----------------------------------------
Property package AIChEV57_p655_new
Phases Vapor, Liquid
Compounds Ethylene, Benzene, Ethylbenzene, DiEthylBenzene (=P-diethylbenzene)
Stream table:
------------------- ------------------- -------------------
Stream Benzene Ethylene 16
------------------- ------------------- -------------------
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From <FEED> <FEED> Pump_17
To Mixer1 Mixer2 Mixer3
------------------- ------------------- -------------------
Temperature 320 320 383.526 K
Pressure 1 1 2.1 atm
Mole frac Ethylene 0 1 0
Mole frac Benzene 1 0 7.07191e-14
Mole frac Ethylbenzene 0 0 0.001
Mole frac DiEthylBenzene 0 0 0.999
Flow rate 630.6 630.6 281.855 kmol / h
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Stream 9 10 17
------------------- ------------------- -------------------
From Mixer3 Reactor2 Valve_18
To Reactor2 Valve_18 C1
------------------- ------------------- -------------------
Temperature 431.415 432 432 K
Pressure 2.1 1.1 0.3 atm
Mole frac Ethylene 0.00333856 0.000100482 0.000100482
Mole frac Benzene 0.55902 0.51505 0.51505
Mole frac Ethylbenzene 0.246047 0.33517 0.33517
Mole frac DiEthylBenzene 0.191594 0.149679 0.149679
Flow rate 1889.41 1883.29 1883.29 kmol / h
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Stream 2 7 3
------------------- ------------------- -------------------
From C1 Mixer1 Mixer2
To Mixer1 Mixer2 Pump_16
------------------- ------------------- -------------------
Temperature 317.349 318.157 288.559 K
Pressure 0.3 0.3 0.3 atm
Mole frac Ethylene 0.000194922 0.000118167 0.282608
Mole frac Benzene 0.998805 0.999276 0.716957
Mole frac Ethylbenzene 0.001 0.000606227 0.000434954
Mole frac DiEthylBenzene 2.35492e-10 1.42762e-10 1.02428e-10
Flow rate 970.832 1601.43 2232.03 kmol / h
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Stream 15 4 11
------------------- ------------------- -------------------
From Pump_16 Reactor1 C1
To Reactor1 Mixer3 Valve_19
------------------- ------------------- -------------------
Temperature 310.973 434 378.29 K
Pressure 2.3 2.3 0.3 atm
Mole frac Ethylene 0.282608 0.00392392 1.7623e-24
Mole frac Benzene 0.716957 0.657034 0.00034536
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Mole frac Ethylbenzene 0.000434954 0.289012 0.69072
Mole frac DiEthylBenzene 1.02428e-10 0.0500299 0.308934
Flow rate 2232.03 1607.55 912.455 kmol / h
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Stream 18 8 EB
------------------- ------------------- -------------------
From Valve_19 C2 C2
To C2 Pump_17 <PRODUCT>
------------------- ------------------- -------------------
Temperature 349.461 383.034 341.152 K
Pressure 0.1 0.1 0.1 atm
Mole frac Ethylene 1.7623e-24 0 0
Mole frac Benzene 0.00034536 7.07191e-14 0.000499724
Mole frac Ethylbenzene 0.69072 0.001 0.999
Mole frac DiEthylBenzene 0.308934 0.999 0.0005
Flow rate 912.455 281.855 630.6 kmol / h
------------------- ------------------- -------------------
------------------------------------------ unit operation: Pump_17 -------------------------------------------
Type Pump
Status Solved
Ports:
Port Inlet
Description Pump feed
Direction INLET
Type material
Connected to 8
Port Outlet
Description Pump product
Direction OUTLET
Type material
Connected to 16
Port EnergyConsumption
Description Energy consumption
Direction OUTLET
Type energy
Connected to <not connected>
-------------------
Parameter Value
-------------------
Pressure spec. Pressure increase
Energy spec. Efficiency
Pressure increase 2 atm
Pressure 212783 Pa
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Energy demand 3569.63 W
Adiabatic efficiency 0.75
Thermo Version 1.1
-------------------
Balances:
------------------- ------------------- -------------------
Mass Enthalpy EnthalpyF
kg/s W W
------------------- ------------------- -------------------
8 10.5063 -3.30055e+06 -5.22776e+06
16 -10.5063 3.29698e+06 5.22419e+06
Total In 10.5063 -3.30055e+06 -5.22776e+06
Total Out 10.5063 -3.29698e+06 -5.22419e+06
Net Gain 0 3569.63 3569.63
Rel.Gain 0 -0.00108153 -0.000682822
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Entropy EntropyF Ethylene
W/K W/K mol/s
------------------- ------------------- -------------------
8 -7045.31 26763.9 0
16 7036.71 -26772.5 -0
Total In -7045.31 26763.9 0
Total Out -7036.71 26772.5 0
Net Gain 8.60115 8.60115 0
Rel.Gain -0.00122083 0.000321371 N/A
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Benzene Ethylbenzene DiEthylBenzene
mol/s mol/s mol/s
------------------- ------------------- -------------------
8 5.53682e-12 0.0782931 78.2148
16 -5.53682e-12 -0.0782931 -78.2148
Total In 5.53682e-12 0.0782931 78.2148
Total Out 5.53682e-12 0.0782931 78.2148
Net Gain 0 0 0
Rel.Gain 0 0 0
------------------- ------------------- -------------------
------------------------------------------- unit operation: Mixer3 -------------------------------------------
Type Mixer
Status Solved
Ports:
Port Inlet 1
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Description Mixer feed
Direction INLET
Type material
Connected to 16
Port Inlet 2
Description Mixer feed
Direction INLET
Type material
Connected to 4
Port Outlet
Description Mixer product
Direction OUTLET
Type material
Connected to 9
-------------------
Parameter Value
-------------------
Number of inlets 2
Pressure drop 0 Pa
Thermo Version 1.1
-------------------
Balances:
------------------- ------------------- -------------------
Mass Enthalpy EnthalpyF
kg/s W W
------------------- ------------------- -------------------
16 10.5063 -3.29698e+06 -5.22419e+06
4 39.6673 6.93523e+06 3.46539e+07
9 -50.1736 -3.63825e+06 -2.94297e+07
Total In 50.1736 3.63825e+06 2.94297e+07
Total Out 50.1736 3.63825e+06 2.94297e+07
Net Gain 7.10543e-15 0.00550517 0.00550575
Rel.Gain 1.41617e-16 1.51314e-09 1.87081e-10
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Entropy EntropyF Ethylene
W/K W/K mol/s
------------------- ------------------- -------------------
16 -7036.71 26772.5 0
4 18846.9 154432 1.75219
9 -12693.8 -182088 -1.75219
Total In 11810.2 181205 1.75219
Total Out 12693.8 182088 1.75219
Net Gain 883.551 883.551 0
Rel.Gain 0.0748123 0.00487598 0
------------------- ------------------- -------------------
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------------------- ------------------- -------------------
Benzene Ethylbenzene DiEthylBenzene
mol/s mol/s mol/s
------------------- ------------------- -------------------
16 5.53682e-12 0.0782931 78.2148
4 293.393 129.056 22.3405
9 -293.393 -129.134 -100.555
Total In 293.393 129.134 100.555
Total Out 293.393 129.134 100.555
Net Gain 0 0 0
Rel.Gain 0 0 0
------------------- ------------------- -------------------
------------------------------------------ unit operation: Reactor2 ------------------------------------------
Type FixedConversionReactor
Status Solved
Ports:
Port Inlet
Description Reactor feed
Direction INLET
Type material
Connected to 9
Port Outlet
Description Reactor product
Direction OUTLET
Type material
Connected to 10
Port Heat duty
Description Heat duty
Direction OUTLET
Type energy
Connected to <not connected>
-------------------
Parameter Value
-------------------
Pressure drop 101325 Pa
Heat duty type Isothermal
Temperature 432 K
Heat duty 3.87708e+06 W
Enthalpy Type Use EnthalpyF
Thermo Version 1.1
Conversion DiEthylBenzene reaction EB Prod R 0.2213
Conversion Ethylene reaction EB Prod F 0.97
-------------------
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Balances:
------------------- ------------------- -------------------
Mass Enthalpy EnthalpyF
kg/s W W
------------------- ------------------- -------------------
9 50.1736 3.63825e+06 2.94297e+07
10 -50.1736 -7.65832e+06 -3.33068e+07
Total In 50.1736 3.63825e+06 2.94297e+07
Total Out 50.1736 7.65832e+06 3.33068e+07
Net Gain -1.69869e-06 4.02007e+06 3.87708e+06
Rel.Gain -3.38563e-08 1.10495 0.131741
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Entropy EntropyF Ethylene
W/K W/K mol/s
------------------- ------------------- -------------------
9 12693.8 182088 1.75219
10 -24892.5 -194516 -0.0525658
Total In 12693.8 182088 1.75219
Total Out 24892.5 194516 0.0525658
Net Gain 12198.7 12427.7 -1.69963
Rel.Gain 0.960997 0.0682512 -0.97
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Benzene Ethylbenzene DiEthylBenzene
mol/s mol/s mol/s
------------------- ------------------- -------------------
9 293.393 129.134 100.555
10 -269.441 -175.339 -78.3023
Total In 293.393 129.134 100.555
Total Out 269.441 175.339 78.3023
Net Gain -23.9525 46.2054 -22.2529
Rel.Gain -0.0816395 0.357809 -0.2213
------------------- ------------------- -------------------
------------------------------------------ unit operation: Valve_18 ------------------------------------------
Type Valve
Status Solved
Ports:
Port Inlet
Description Valve inlet port
Direction INLET
Type material
Connected to 10
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Port Outlet
Description Valve outlet port
Direction OUTLET
Type material
Connected to 17
-------------------
Parameter Value
-------------------
Pressure spec. Pressure
Pressure difference 81060 Pa
Pressure 30397.5 Pa
Thermo Version 1.1
-------------------
Balances:
------------------- ------------------- -------------------
Mass Enthalpy EnthalpyF
kg/s W W
------------------- ------------------- -------------------
10 50.1736 7.65832e+06 3.33068e+07
17 -50.1736 -7.65832e+06 -3.33068e+07
Total In 50.1736 7.65832e+06 3.33068e+07
Total Out 50.1736 7.65832e+06 3.33068e+07
Net Gain 0 0.0212035 0.0212035
Rel.Gain 0 2.76868e-09 6.36611e-10
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Entropy EntropyF Ethylene
W/K W/K mol/s
------------------- ------------------- -------------------
10 24892.5 194516 0.0525658
17 -30543.8 -200167 -0.0525658
Total In 24892.5 194516 0.0525658
Total Out 30543.8 200167 0.0525658
Net Gain 5651.35 5651.35 0
Rel.Gain 0.227031 0.0290534 0
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Benzene Ethylbenzene DiEthylBenzene
mol/s mol/s mol/s
------------------- ------------------- -------------------
10 269.441 175.339 78.3023
17 -269.441 -175.339 -78.3023
Total In 269.441 175.339 78.3023
Total Out 269.441 175.339 78.3023
Net Gain 0 0 0
Rel.Gain 0 0 0
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------------------- ------------------- -------------------
--------------------------------------------- unit operation: C1 ---------------------------------------------
Type ChemSep
Status Solved
Ports:
Port Feed1{split}_stage10
Description Feed at stage 10
Direction INLET
Type material
Connected to 17
Port TopProduct
Description Top product
Direction OUTLET
Type material
Connected to 2
Port BottomProduct
Description Bottom product
Direction OUTLET
Type material
Connected to 11
-------------------
Parameter Value
-------------------
GUIArguments /kpld
UseCOSEThermo No
UseCOSEDiffusionCoefficients No
UsePerturbedDerivativesOnly No
UsePerturbed_ddX No
SuppressWarnings Yes
RelativePerturbationTemperature 0.001 K
RelativePerturbationPressure 0.001 Pa
PerturbationComposition 0.001
OutletFlash Auto
UseOnlyKValuesAndEnthalpyFromCOSE No
RestartDataAvailable Yes
OmitStageFromPortName No
WilsonEstimate Yes
LogPropertyCalls No
EnergyPorts No
Allowed temperature difference 12 K
Temperature profile[0] 313.38 K
Temperature profile[1] 315.48 K
Temperature profile[2] 316.11 K
Temperature profile[3] 318.74 K
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Temperature profile[4] 326.8 K
Temperature profile[5] 339.69 K
Temperature profile[6] 349.37 K
Temperature profile[7] 354.47 K
Temperature profile[8] 360.47 K
Temperature profile[9] 362.95 K
Temperature profile[10] 365.6 K
Temperature profile[11] 368.06 K
Temperature profile[12] 370.04 K
Temperature profile[13] 371.47 K
Temperature profile[14] 372.41 K
Temperature profile[15] 373 K
Temperature profile[16] 373.36 K
Temperature profile[17] 373.6 K
Temperature profile[18] 374.02 K
Temperature profile[19] 376.41 K
Pressure profile[0] 30397.5 Pa
Pressure profile[1] 30397.5 Pa
Pressure profile[2] 30397.5 Pa
Pressure profile[3] 30397.5 Pa
Pressure profile[4] 30397.5 Pa
Pressure profile[5] 30397.5 Pa
Pressure profile[6] 30397.5 Pa
Pressure profile[7] 30397.5 Pa
Pressure profile[8] 30397.5 Pa
Pressure profile[9] 30397.5 Pa
Pressure profile[10] 30397.5 Pa
Pressure profile[11] 30397.5 Pa
Pressure profile[12] 30397.5 Pa
Pressure profile[13] 30397.5 Pa
Pressure profile[14] 30397.5 Pa
Pressure profile[15] 30397.5 Pa
Pressure profile[16] 30397.5 Pa
Pressure profile[17] 30397.5 Pa
Pressure profile[18] 30397.5 Pa
Pressure profile[19] 30397.5 Pa
Vapour Flow profile[0] 269.675 mol / s
Vapour Flow profile[1] 947.175 mol / s
Vapour Flow profile[2] 948.531 mol / s
Vapour Flow profile[3] 939.062 mol / s
Vapour Flow profile[4] 908.939 mol / s
Vapour Flow profile[5] 858.524 mol / s
Vapour Flow profile[6] 825.775 mol / s
Vapour Flow profile[7] 815.127 mol / s
Vapour Flow profile[8] 798.189 mol / s
Vapour Flow profile[9] 112.754 mol / s
Vapour Flow profile[10] 113.961 mol / s
Vapour Flow profile[11] 115.538 mol / s
Vapour Flow profile[12] 117.246 mol / s
Vapour Flow profile[13] 118.789 mol / s
Vapour Flow profile[14] 119.987 mol / s
Vapour Flow profile[15] 120.819 mol / s
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Vapour Flow profile[16] 121.352 mol / s
Vapour Flow profile[17] 121.66 mol / s
Vapour Flow profile[18] 121.685 mol / s
Vapour Flow profile[19] 120.432 mol / s
Liquid Flow profile[0] 677.5 mol / s
Liquid Flow profile[1] 678.855 mol / s
Liquid Flow profile[2] 669.386 mol / s
Liquid Flow profile[3] 639.263 mol / s
Liquid Flow profile[4] 588.848 mol / s
Liquid Flow profile[5] 556.1 mol / s
Liquid Flow profile[6] 545.452 mol / s
Liquid Flow profile[7] 528.513 mol / s
Liquid Flow profile[8] 366.213 mol / s
Liquid Flow profile[9] 367.421 mol / s
Liquid Flow profile[10] 368.998 mol / s
Liquid Flow profile[11] 370.706 mol / s
Liquid Flow profile[12] 372.249 mol / s
Liquid Flow profile[13] 373.447 mol / s
Liquid Flow profile[14] 374.279 mol / s
Liquid Flow profile[15] 374.812 mol / s
Liquid Flow profile[16] 375.12 mol / s
Liquid Flow profile[17] 375.145 mol / s
Liquid Flow profile[18] 373.892 mol / s
Liquid Flow profile[19] 253.46 mol / s
Duties profile[0] -2.749e+07 W
Duties profile[1] 0 W
Duties profile[2] 0 W
Duties profile[3] 0 W
Duties profile[4] 0 W
Duties profile[5] 0 W
Duties profile[6] 0 W
Duties profile[7] 0 W
Duties profile[8] 0 W
Duties profile[9] 0 W
Duties profile[10] 0 W
Duties profile[11] 0 W
Duties profile[12] 0 W
Duties profile[13] 0 W
Duties profile[14] 0 W
Duties profile[15] 0 W
Duties profile[16] 0 W
Duties profile[17] 0 W
Duties profile[18] 0 W
Duties profile[19] 4.40199e+06 W
Vapour Moleweight profile[0] 74.7654
Vapour Moleweight profile[1] 78.1301
Vapour Moleweight profile[2] 78.249
Vapour Moleweight profile[3] 78.7549
Vapour Moleweight profile[4] 80.7108
Vapour Moleweight profile[5] 85.4507
Vapour Moleweight profile[6] 90.6325
Vapour Moleweight profile[7] 93.4688
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Vapour Moleweight profile[8] 95.1483
Vapour Moleweight profile[9] 97.1436
Vapour Moleweight profile[10] 99.455
Vapour Moleweight profile[11] 101.769
Vapour Moleweight profile[12] 103.764
Vapour Moleweight profile[13] 105.274
Vapour Moleweight profile[14] 106.308
Vapour Moleweight profile[15] 106.968
Vapour Moleweight profile[16] 107.371
Vapour Moleweight profile[17] 107.621
Vapour Moleweight profile[18] 107.847
Vapour Moleweight profile[19] 108.669
Vapour Density profile[0] 0.880806 kg / m³
Vapour Density profile[1] 0.91495 kg / m³
Vapour Density profile[2] 0.914485 kg / m³
Vapour Density profile[3] 0.91269 kg / m³
Vapour Density profile[4] 0.912095 kg / m³
Vapour Density profile[5] 0.928988 kg / m³
Vapour Density profile[6] 0.95832 kg / m³
Vapour Density profile[7] 0.974281 kg / m³
Vapour Density profile[8] 0.975144 kg / m³
Vapour Density profile[9] 0.989007 kg / m³
Vapour Density profile[10] 1.00545 kg / m³
Vapour Density profile[11] 1.02224 kg / m³
Vapour Density profile[12] 1.03695 kg / m³
Vapour Density profile[13] 1.0482 kg / m³
Vapour Density profile[14] 1.05595 kg / m³
Vapour Density profile[15] 1.06092 kg / m³
Vapour Density profile[16] 1.06395 kg / m³
Vapour Density profile[17] 1.06576 kg / m³
Vapour Density profile[18] 1.06685 kg / m³
Vapour Density profile[19] 1.06809 kg / m³
Vapour Viscosity profile[0] 8.08618e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[1] 8.00574e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[2] 8.0164e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[3] 8.06018e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[4] 8.1759e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[5] 8.29195e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[6] 8.31286e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[7] 8.31898e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[8] 8.3843e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[9] 8.36284e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[10] 8.33388e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[11] 8.30136e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[12] 8.27107e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[13] 8.247e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[14] 8.23003e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[15] 8.21903e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[16] 8.21227e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[17] 8.2085e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[18] 8.20836e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[19] 8.22283e-06 Pa s
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Vapour Heat capacity profile[0] 84.1439 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[1] 87.6522 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[2] 88.0338 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[3] 89.6734 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[4] 95.4668 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[5] 107.884 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[6] 120.487 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[7] 127.497 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[8] 132.878 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[9] 137.53 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[10] 142.887 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[11] 148.219 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[12] 152.797 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[13] 156.253 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[14] 158.615 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[15] 160.122 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[16] 161.044 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[17] 161.624 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[18] 162.24 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[19] 164.901 J / mol K
Vapour Th. Conduct. profile[0] 0.0125483 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[1] 0.0120187 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[2] 0.0120661 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[3] 0.01227 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[4] 0.0128998 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[5] 0.0139265 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[6] 0.0147088 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[7] 0.0151179 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[8] 0.0155751 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[9] 0.0157725 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[10] 0.0159847 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[11] 0.0161809 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[12] 0.0163389 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[13] 0.0164525 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[14] 0.0165275 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[15] 0.0165744 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[16] 0.0166028 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[17] 0.0166217 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[18] 0.0166509 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[19] 0.0168113 W / m K
Vapour Std density profile[0] 3.15599 kg / m³
Vapour Std density profile[1] 3.29802 kg / m³
Vapour Std density profile[2] 3.30304 kg / m³
Vapour Std density profile[3] 3.32439 kg / m³
Vapour Std density profile[4] 3.40696 kg / m³
Vapour Std density profile[5] 3.60704 kg / m³
Vapour Std density profile[6] 3.82577 kg / m³
Vapour Std density profile[7] 3.9455 kg / m³
Vapour Std density profile[8] 4.01639 kg / m³
Vapour Std density profile[9] 4.10062 kg / m³
Vapour Std density profile[10] 4.19819 kg / m³
Vapour Std density profile[11] 4.29585 kg / m³
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Vapour Std density profile[12] 4.38006 kg / m³
Vapour Std density profile[13] 4.44381 kg / m³
Vapour Std density profile[14] 4.48745 kg / m³
Vapour Std density profile[15] 4.51531 kg / m³
Vapour Std density profile[16] 4.53235 kg / m³
Vapour Std density profile[17] 4.54287 kg / m³
Vapour Std density profile[18] 4.55245 kg / m³
Vapour Std density profile[19] 4.58713 kg / m³
Liquid Moleweight profile[0] 78.1301
Liquid Moleweight profile[1] 78.2962
Liquid Moleweight profile[2] 79.0066
Liquid Moleweight profile[3] 81.7995
Liquid Moleweight profile[4] 88.8033
Liquid Moleweight profile[5] 96.6955
Liquid Moleweight profile[6] 101.052
Liquid Moleweight profile[7] 103.832
Liquid Moleweight profile[8] 109.379
Liquid Moleweight profile[9] 110.056
Liquid Moleweight profile[10] 110.735
Liquid Moleweight profile[11] 111.324
Liquid Moleweight profile[12] 111.775
Liquid Moleweight profile[13] 112.086
Liquid Moleweight profile[14] 112.287
Liquid Moleweight profile[15] 112.41
Liquid Moleweight profile[16] 112.486
Liquid Moleweight profile[17] 112.56
Liquid Moleweight profile[18] 112.84
Liquid Moleweight profile[19] 114.822
Liquid Density profile[0] 854.503 kg / m³
Liquid Density profile[1] 852.421 kg / m³
Liquid Density profile[2] 851.831 kg / m³
Liquid Density profile[3] 849.305 kg / m³
Liquid Density profile[4] 841.221 kg / m³
Liquid Density profile[5] 828.113 kg / m³
Liquid Density profile[6] 818.315 kg / m³
Liquid Density profile[7] 812.562 kg / m³
Liquid Density profile[8] 804.094 kg / m³
Liquid Density profile[9] 801.728 kg / m³
Liquid Density profile[10] 799.202 kg / m³
Liquid Density profile[11] 796.872 kg / m³
Liquid Density profile[12] 794.996 kg / m³
Liquid Density profile[13] 793.648 kg / m³
Liquid Density profile[14] 792.758 kg / m³
Liquid Density profile[15] 792.202 kg / m³
Liquid Density profile[16] 791.862 kg / m³
Liquid Density profile[17] 791.617 kg / m³
Liquid Density profile[18] 791.102 kg / m³
Liquid Density profile[19] 787.885 kg / m³
Liquid Viscosity profile[0] 0.000493912 Pa s
Liquid Viscosity profile[1] 0.00048177 Pa s
Liquid Viscosity profile[2] 0.000479507 Pa s
Liquid Viscosity profile[3] 0.00047004 Pa s
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Liquid Viscosity profile[4] 0.000441325 Pa s
Liquid Viscosity profile[5] 0.000399025 Pa s
Liquid Viscosity profile[6] 0.000372092 Pa s
Liquid Viscosity profile[7] 0.000364584 Pa s
Liquid Viscosity profile[8] 0.000369629 Pa s
Liquid Viscosity profile[9] 0.000362624 Pa s
Liquid Viscosity profile[10] 0.000355356 Pa s
Liquid Viscosity profile[11] 0.000348839 Pa s
Liquid Viscosity profile[12] 0.000343726 Pa s
Liquid Viscosity profile[13] 0.000340125 Pa s
Liquid Viscosity profile[14] 0.00033778 Pa s
Liquid Viscosity profile[15] 0.000336331 Pa s
Liquid Viscosity profile[16] 0.000335466 Pa s
Liquid Viscosity profile[17] 0.000334977 Pa s
Liquid Viscosity profile[18] 0.000334839 Pa s
Liquid Viscosity profile[19] 0.000335406 Pa s
Liquid Heat capacity profile[0] 140.084 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[1] 140.849 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[2] 142.171 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[3] 147.435 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[4] 161.255 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[5] 178.639 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[6] 189.818 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[7] 197.7 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[8] 213.931 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[9] 216.259 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[10] 218.696 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[11] 220.905 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[12] 222.659 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[13] 223.907 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[14] 224.727 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[15] 225.238 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[16] 225.555 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[17] 225.831 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[18] 226.749 J / mol K
Liquid Heat capacity profile[19] 233.131 J / mol K
Liquid Th. Conduct. profile[0] 0.136408 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[1] 0.135643 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[2] 0.135102 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[3] 0.132962 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[4] 0.127425 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[5] 0.120684 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[6] 0.116662 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[7] 0.114716 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[8] 0.112432 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[9] 0.111639 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[10] 0.110811 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[11] 0.110063 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[12] 0.10947 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[13] 0.109049 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[14] 0.108773 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[15] 0.108601 W / m K
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Liquid Th. Conduct. profile[16] 0.108497 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[17] 0.108426 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[18] 0.108299 W / m K
Liquid Th. Conduct. profile[19] 0.107557 W / m K
Liquid Surf. tension profile[0] 0.0262589 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[1] 0.0260001 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[2] 0.0259363 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[3] 0.0256709 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[4] 0.0248653 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[5] 0.0235985 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[6] 0.0226659 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[7] 0.0221806 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[8] 0.0216132 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[9] 0.0213814 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[10] 0.0211341 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[11] 0.0209058 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[12] 0.0207222 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[13] 0.0205904 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[14] 0.0205034 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[15] 0.0204491 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[16] 0.0204161 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[17] 0.0203937 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[18] 0.0203559 kg / s²
Liquid Surf. tension profile[19] 0.0201361 kg / s²
Liquid Std Density profile[0] 881.639 kg / m³
Liquid Std Density profile[1] 881.622 kg / m³
Liquid Std Density profile[2] 881.19 kg / m³
Liquid Std Density profile[3] 879.566 kg / m³
Liquid Std Density profile[4] 875.964 kg / m³
Liquid Std Density profile[5] 872.564 kg / m³
Liquid Std Density profile[6] 870.962 kg / m³
Liquid Std Density profile[7] 870.189 kg / m³
Liquid Std Density profile[8] 869.105 kg / m³
Liquid Std Density profile[9] 868.896 kg / m³
Liquid Std Density profile[10] 868.689 kg / m³
Liquid Std Density profile[11] 868.51 kg / m³
Liquid Std Density profile[12] 868.375 kg / m³
Liquid Std Density profile[13] 868.282 kg / m³
Liquid Std Density profile[14] 868.222 kg / m³
Liquid Std Density profile[15] 868.186 kg / m³
Liquid Std Density profile[16] 868.163 kg / m³
Liquid Std Density profile[17] 868.146 kg / m³
Liquid Std Density profile[18] 868.1 kg / m³
Liquid Std Density profile[19] 867.806 kg / m³
-------------------
Balances:
------------------- ------------------- -------------------
Mass Enthalpy EnthalpyF
kg/s W W
------------------- ------------------- -------------------
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17 50.1736 7.65832e+06 3.33068e+07
2 -21.0704 8.39765e+06 -1.39372e+07
11 -29.1032 7.88056e+06 4.56694e+06
Total In 50.1736 7.65832e+06 3.33068e+07
Total Out 50.1736 -1.62782e+07 9.37023e+06
Net Gain -3.55677e-06 -2.39365e+07 -2.39365e+07
Rel.Gain -7.08892e-08 -3.12556 -0.718669
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Entropy EntropyF Ethylene
W/K W/K mol/s
------------------- ------------------- -------------------
17 30543.8 200167 0.0525658
2 23559.7 -49085.9 -0.0525658
11 15853.1 -81124.7 -4.46673e-22
Total In 30543.8 200167 0.0525658
Total Out -39412.8 130211 0.0525658
Net Gain -69956.6 -69956.6 1.50935e-13
Rel.Gain -2.29037 -0.349491 2.87135e-12
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Benzene Ethylbenzene DiEthylBenzene
mol/s mol/s mol/s
------------------- ------------------- -------------------
17 269.441 175.339 78.3023
2 -269.353 -0.269675 -6.35065e-08
11 -0.0875349 -175.07 -78.3023
Total In 269.441 175.339 78.3023
Total Out 269.441 175.339 78.3023
Net Gain -4.75978e-05 4.39131e-07 8.543e-07
Rel.Gain -1.76654e-07 2.50446e-09 1.09103e-08
------------------- ------------------- -------------------
------------------------------------------- unit operation: Mixer1 -------------------------------------------
Type Mixer
Status Solved
Ports:
Port Inlet 1
Description Mixer feed
Direction INLET
Type material
Connected to Benzene
Port Inlet 2
Description Mixer feed
Direction INLET
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Type material
Connected to 2
Port Outlet
Description Mixer product
Direction OUTLET
Type material
Connected to 7
-------------------
Parameter Value
-------------------
Number of inlets 2
Pressure drop 0 Pa
Thermo Version 1.1
-------------------
Balances:
------------------- ------------------- -------------------
Mass Enthalpy EnthalpyF
kg/s W W
------------------- ------------------- -------------------
Benzene 13.683 -5.38793e+06 9.12988e+06
2 21.0704 -8.39765e+06 1.39372e+07
7 -34.7533 1.37856e+07 -2.30671e+07
Total In 34.7533 -1.37856e+07 2.30671e+07
Total Out 34.7533 -1.37856e+07 2.30671e+07
Net Gain -7.10543e-15 3.38871e-05 2.08318e-05
Rel.Gain -2.04453e-16 -2.45815e-12 9.03099e-13
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Entropy EntropyF Ethylene
W/K W/K mol/s
------------------- ------------------- -------------------
Benzene -15114.3 32058.1 0
2 -23559.7 49085.9 0.0525658
7 38672 -81146 -0.0525658
Total In -38674 81143.9 0.0525658
Total Out -38672 81146 0.0525658
Net Gain 2.01134 2.01134 -6.93889e-18
Rel.Gain -5.20076e-05 2.47873e-05 -1.32004e-16
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Benzene Ethylbenzene DiEthylBenzene
mol/s mol/s mol/s
------------------- ------------------- -------------------
Benzene 175.167 0 0
2 269.353 0.269675 6.35065e-08
7 -444.52 -0.269675 -6.35065e-08
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Total In 444.52 0.269675 6.35065e-08
Total Out 444.52 0.269675 6.35065e-08
Net Gain 0 0 0
Rel.Gain 0 0 0
------------------- ------------------- -------------------
------------------------------------------- unit operation: Mixer2 -------------------------------------------
Type Mixer
Status Solved
Ports:
Port Inlet 1
Description Mixer feed
Direction INLET
Type material
Connected to Ethylene
Port Inlet 2
Description Mixer feed
Direction INLET
Type material
Connected to 7
Port Outlet
Description Mixer product
Direction OUTLET
Type material
Connected to 3
-------------------
Parameter Value
-------------------
Number of inlets 2
Pressure drop 0 Pa
Thermo Version 1.1
-------------------
Balances:
------------------- ------------------- -------------------
Mass Enthalpy EnthalpyF
kg/s W W
------------------- ------------------- -------------------
Ethylene 4.91413 172036 9.37004e+06
7 34.7533 -1.37856e+07 2.30671e+07
3 -39.6675 1.36136e+07 -3.24371e+07
Total In 39.6675 -1.36136e+07 3.24371e+07
Total Out 39.6675 -1.36136e+07 3.24371e+07
Net Gain 7.10543e-15 -0.0014268 -0.00142334
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Rel.Gain 1.79125e-16 1.04808e-10 -4.38801e-11
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Entropy EntropyF Ethylene
W/K W/K mol/s
------------------- ------------------- -------------------
Ethylene 556.718 38953.3 175.167
7 -38672 81146 0.0525658
3 35404.1 -122810 -175.219
Total In -38115.3 120099 175.219
Total Out -35404.1 122810 175.219
Net Gain 2711.23 2711.23 0
Rel.Gain -0.0711323 0.0225749 0
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Benzene Ethylbenzene DiEthylBenzene
mol/s mol/s mol/s
------------------- ------------------- -------------------
Ethylene 0 0 0
7 444.52 0.269675 6.35065e-08
3 -444.52 -0.269675 -6.35065e-08
Total In 444.52 0.269675 6.35065e-08
Total Out 444.52 0.269675 6.35065e-08
Net Gain 5.68434e-14 0 0
Rel.Gain 1.27876e-16 0 0
------------------- ------------------- -------------------
------------------------------------------ unit operation: Pump_16 -------------------------------------------
Type Pump
Status Solved
Ports:
Port Inlet
Description Pump feed
Direction INLET
Type material
Connected to 3
Port Outlet
Description Pump product
Direction OUTLET
Type material
Connected to 15
Port EnergyConsumption
Description Energy consumption
Direction OUTLET
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Type energy
Connected to <not connected>
-------------------
Parameter Value
-------------------
Pressure spec. Pressure increase
Energy spec. Efficiency
Pressure increase 2 atm
Pressure 233048 Pa
Energy demand 14859.7 W
Adiabatic efficiency 0.75
Thermo Version 1.1
-------------------
Balances:
------------------- ------------------- -------------------
Mass Enthalpy EnthalpyF
kg/s W W
------------------- ------------------- -------------------
3 39.6675 -1.36136e+07 3.24371e+07
15 -39.6675 1.35987e+07 -3.2452e+07
Total In 39.6675 -1.36136e+07 3.24371e+07
Total Out 39.6675 -1.35987e+07 3.2452e+07
Net Gain 0 14859.7 14859.7
Rel.Gain 0 -0.00109154 0.000458109
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Entropy EntropyF Ethylene
W/K W/K mol/s
------------------- ------------------- -------------------
3 -35404.1 122810 175.219
15 38654.7 -119560 -175.219
Total In -35404.1 122810 175.219
Total Out -38654.7 119560 175.219
Net Gain -3250.58 -3250.58 0
Rel.Gain 0.0918137 -0.0264683 0
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Benzene Ethylbenzene DiEthylBenzene
mol/s mol/s mol/s
------------------- ------------------- -------------------
3 444.52 0.269675 6.35065e-08
15 -444.52 -0.269675 -6.35065e-08
Total In 444.52 0.269675 6.35065e-08
Total Out 444.52 0.269675 6.35065e-08
Net Gain 0 0 0
Rel.Gain 0 0 0
------------------- ------------------- -------------------
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------------------------------------------ unit operation: Reactor1 ------------------------------------------
Type FixedConversionReactor
Status Solved
Ports:
Port Inlet
Description Reactor feed
Direction INLET
Type material
Connected to 15
Port Outlet
Description Reactor product
Direction OUTLET
Type material
Connected to 4
Port Heat duty
Description Heat duty
Direction OUTLET
Type energy
Connected to <not connected>
-------------------
Parameter Value
-------------------
Pressure drop 0 Pa
Heat duty type Isothermal
Temperature 434 K
Heat duty 2.20193e+06 W
Enthalpy Type Use EnthalpyF
Thermo Version 1.1
Conversion Ethylene reaction EB Prod F 0.735
Conversion Ethylene reaction DEB Prod Base 0.255
-------------------
Balances:
------------------- ------------------- -------------------
Mass Enthalpy EnthalpyF
kg/s W W
------------------- ------------------- -------------------
15 39.6675 -1.35987e+07 3.2452e+07
4 -39.6673 -6.93523e+06 -3.46539e+07
Total In 39.6675 -1.35987e+07 3.2452e+07
Total Out 39.6673 6.93523e+06 3.46539e+07
Net Gain -0.000173372 2.05339e+07 2.20193e+06
Rel.Gain -4.37063e-06 -1.50999 0.0678521
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------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Entropy EntropyF Ethylene
W/K W/K mol/s
------------------- ------------------- -------------------
15 -38654.7 119560 175.219
4 -18846.9 -154432 -1.75219
Total In -38654.7 119560 175.219
Total Out 18846.9 154432 1.75219
Net Gain 57501.6 34872.2 -173.467
Rel.Gain -1.48757 0.291672 -0.99
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Benzene Ethylbenzene DiEthylBenzene
mol/s mol/s mol/s
------------------- ------------------- -------------------
15 444.52 0.269675 6.35065e-08
4 -293.393 -129.056 -22.3405
Total In 444.52 0.269675 6.35065e-08
Total Out 293.393 129.056 22.3405
Net Gain -151.127 128.786 22.3405
Rel.Gain -0.339977 477.56 3.51782e+08
------------------- ------------------- -------------------
------------------------------------------ unit operation: Valve_19 ------------------------------------------
Type Valve
Status Solved
Ports:
Port Inlet
Description Valve inlet port
Direction INLET
Type material
Connected to 11
Port Outlet
Description Valve outlet port
Direction OUTLET
Type material
Connected to 18
-------------------
Parameter Value
-------------------
Pressure spec. Pressure
Pressure difference 20265 Pa
Pressure 10132.5 Pa
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Thermo Version 1.1
-------------------
Balances:
------------------- ------------------- -------------------
Mass Enthalpy EnthalpyF
kg/s W W
------------------- ------------------- -------------------
11 29.1032 -7.88056e+06 -4.56694e+06
18 -29.1032 7.88056e+06 4.56694e+06
Total In 29.1032 -7.88056e+06 -4.56694e+06
Total Out 29.1032 -7.88056e+06 -4.56694e+06
Net Gain 0 -0.000251967 -0.000243559
Rel.Gain 0 3.19732e-11 5.3331e-11
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Entropy EntropyF Ethylene
W/K W/K mol/s
------------------- ------------------- -------------------
11 -15853.1 81124.7 4.46673e-22
18 15604.4 -81373.4 -4.46673e-22
Total In -15853.1 81124.7 4.46673e-22
Total Out -15604.4 81373.4 4.46673e-22
Net Gain 248.667 248.667 0
Rel.Gain -0.0156857 0.00306524 0
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Benzene Ethylbenzene DiEthylBenzene
mol/s mol/s mol/s
------------------- ------------------- -------------------
11 0.0875349 175.07 78.3023
18 -0.0875349 -175.07 -78.3023
Total In 0.0875349 175.07 78.3023
Total Out 0.0875349 175.07 78.3023
Net Gain 0 0 0
Rel.Gain 0 0 0
------------------- ------------------- -------------------
--------------------------------------------- unit operation: C2 ---------------------------------------------
Type ChemSep
Status Solved
Ports:
Port Feed1{split}_stage15
Description Feed at stage 15
Direction INLET
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Type material
Connected to 18
Port TopProduct
Description Top product
Direction OUTLET
Type material
Connected to EB
Port BottomProduct
Description Bottom product
Direction OUTLET
Type material
Connected to 8
-------------------
Parameter Value
-------------------
GUIArguments /kpld
UseCOSEThermo No
UseCOSEDiffusionCoefficients No
UsePerturbedDerivativesOnly No
UsePerturbed_ddX No
SuppressWarnings Yes
RelativePerturbationTemperature 0.001 K
RelativePerturbationPressure 0.001 Pa
PerturbationComposition 0.001
OutletFlash Auto
UseOnlyKValuesAndEnthalpyFromCOSE No
RestartDataAvailable Yes
OmitStageFromPortName No
WilsonEstimate Yes
LogPropertyCalls No
EnergyPorts No
Allowed temperature difference 12 K
Temperature profile[0] 335.06 K
Temperature profile[1] 335.17 K
Temperature profile[2] 335.26 K
Temperature profile[3] 335.42 K
Temperature profile[4] 335.68 K
Temperature profile[5] 336.1 K
Temperature profile[6] 336.75 K
Temperature profile[7] 337.67 K
Temperature profile[8] 338.84 K
Temperature profile[9] 340.16 K
Temperature profile[10] 341.46 K
Temperature profile[11] 342.57 K
Temperature profile[12] 343.43 K
Temperature profile[13] 344.04 K
Temperature profile[14] 344.49 K
Temperature profile[15] 345.46 K
Temperature profile[16] 348.3 K
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Temperature profile[17] 354.84 K
Temperature profile[18] 364.54 K
Temperature profile[19] 372.81 K
Temperature profile[20] 377.22 K
Temperature profile[21] 378.99 K
Temperature profile[22] 379.62 K
Temperature profile[23] 379.84 K
Pressure profile[0] 10132.5 Pa
Pressure profile[1] 10132.5 Pa
Pressure profile[2] 10132.5 Pa
Pressure profile[3] 10132.5 Pa
Pressure profile[4] 10132.5 Pa
Pressure profile[5] 10132.5 Pa
Pressure profile[6] 10132.5 Pa
Pressure profile[7] 10132.5 Pa
Pressure profile[8] 10132.5 Pa
Pressure profile[9] 10132.5 Pa
Pressure profile[10] 10132.5 Pa
Pressure profile[11] 10132.5 Pa
Pressure profile[12] 10132.5 Pa
Pressure profile[13] 10132.5 Pa
Pressure profile[14] 10132.5 Pa
Pressure profile[15] 10132.5 Pa
Pressure profile[16] 10132.5 Pa
Pressure profile[17] 10132.5 Pa
Pressure profile[18] 10132.5 Pa
Pressure profile[19] 10132.5 Pa
Pressure profile[20] 10132.5 Pa
Pressure profile[21] 10132.5 Pa
Pressure profile[22] 10132.5 Pa
Pressure profile[23] 10132.5 Pa
Vapour Flow profile[0] 175.167 mol / s
Vapour Flow profile[1] 250.811 mol / s
Vapour Flow profile[2] 250.707 mol / s
Vapour Flow profile[3] 250.519 mol / s
Vapour Flow profile[4] 250.205 mol / s
Vapour Flow profile[5] 249.697 mol / s
Vapour Flow profile[6] 248.92 mol / s
Vapour Flow profile[7] 247.818 mol / s
Vapour Flow profile[8] 246.416 mol / s
Vapour Flow profile[9] 244.85 mol / s
Vapour Flow profile[10] 243.332 mol / s
Vapour Flow profile[11] 242.046 mol / s
Vapour Flow profile[12] 241.072 mol / s
Vapour Flow profile[13] 240.392 mol / s
Vapour Flow profile[14] 207.55 mol / s
Vapour Flow profile[15] 206.651 mol / s
Vapour Flow profile[16] 203.985 mol / s
Vapour Flow profile[17] 197.961 mol / s
Vapour Flow profile[18] 189.986 mol / s
Vapour Flow profile[19] 186.064 mol / s
Vapour Flow profile[20] 187.044 mol / s
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Vapour Flow profile[21] 188.735 mol / s
Vapour Flow profile[22] 189.614 mol / s
Vapour Flow profile[23] 189.954 mol / s
Liquid Flow profile[0] 75.6447 mol / s
Liquid Flow profile[1] 75.5407 mol / s
Liquid Flow profile[2] 75.3528 mol / s
Liquid Flow profile[3] 75.0384 mol / s
Liquid Flow profile[4] 74.5308 mol / s
Liquid Flow profile[5] 73.7532 mol / s
Liquid Flow profile[6] 72.6516 mol / s
Liquid Flow profile[7] 71.2493 mol / s
Liquid Flow profile[8] 69.6833 mol / s
Liquid Flow profile[9] 68.1656 mol / s
Liquid Flow profile[10] 66.8795 mol / s
Liquid Flow profile[11] 65.9051 mol / s
Liquid Flow profile[12] 65.2257 mol / s
Liquid Flow profile[13] 64.7781 mol / s
Liquid Flow profile[14] 284.944 mol / s
Liquid Flow profile[15] 282.278 mol / s
Liquid Flow profile[16] 276.254 mol / s
Liquid Flow profile[17] 268.279 mol / s
Liquid Flow profile[18] 264.357 mol / s
Liquid Flow profile[19] 265.337 mol / s
Liquid Flow profile[20] 267.028 mol / s
Liquid Flow profile[21] 267.907 mol / s
Liquid Flow profile[22] 268.247 mol / s
Liquid Flow profile[23] 78.2931 mol / s
Duties profile[0] -8.64511e+06 W
Duties profile[1] 0 W
Duties profile[2] 0 W
Duties profile[3] 0 W
Duties profile[4] 0 W
Duties profile[5] 0 W
Duties profile[6] 0 W
Duties profile[7] 0 W
Duties profile[8] 0 W
Duties profile[9] 0 W
Duties profile[10] 0 W
Duties profile[11] 0 W
Duties profile[12] 0 W
Duties profile[13] 0 W
Duties profile[14] 0 W
Duties profile[15] 0 W
Duties profile[16] 0 W
Duties profile[17] 0 W
Duties profile[18] 0 W
Duties profile[19] 0 W
Duties profile[20] 0 W
Duties profile[21] 0 W
Duties profile[22] 0 W
Duties profile[23] 7.82947e+06 W
Vapour Moleweight profile[0] 106.09
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Vapour Moleweight profile[1] 106.165
Vapour Moleweight profile[2] 106.189
Vapour Moleweight profile[3] 106.223
Vapour Moleweight profile[4] 106.281
Vapour Moleweight profile[5] 106.376
Vapour Moleweight profile[6] 106.526
Vapour Moleweight profile[7] 106.748
Vapour Moleweight profile[8] 107.045
Vapour Moleweight profile[9] 107.4
Vapour Moleweight profile[10] 107.769
Vapour Moleweight profile[11] 108.104
Vapour Moleweight profile[12] 108.374
Vapour Moleweight profile[13] 108.571
Vapour Moleweight profile[14] 108.723
Vapour Moleweight profile[15] 109.06
Vapour Moleweight profile[16] 110.115
Vapour Moleweight profile[17] 113.073
Vapour Moleweight profile[18] 119.106
Vapour Moleweight profile[19] 126.234
Vapour Moleweight profile[20] 130.946
Vapour Moleweight profile[21] 133.05
Vapour Moleweight profile[22] 133.83
Vapour Moleweight profile[23] 134.1
Vapour Density profile[0] 0.387842 kg / m³
Vapour Density profile[1] 0.387998 kg / m³
Vapour Density profile[2] 0.387974 kg / m³
Vapour Density profile[3] 0.387918 kg / m³
Vapour Density profile[4] 0.387826 kg / m³
Vapour Density profile[5] 0.387683 kg / m³
Vapour Density profile[6] 0.387478 kg / m³
Vapour Density profile[7] 0.38722 kg / m³
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Vapour Density profile[9] 0.386708 kg / m³
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Vapour Density profile[17] 0.390261 kg / m³
Vapour Density profile[18] 0.400187 kg / m³
Vapour Density profile[19] 0.41482 kg / m³
Vapour Density profile[20] 0.425363 kg / m³
Vapour Density profile[21] 0.430214 kg / m³
Vapour Density profile[22] 0.432031 kg / m³
Vapour Density profile[23] 0.432661 kg / m³
Vapour Viscosity profile[0] 7.40252e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[1] 7.40231e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[2] 7.40356e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[3] 7.40575e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[4] 7.4094e-06 Pa s
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Vapour Viscosity profile[5] 7.41521e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[6] 7.42392e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[7] 7.43589e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[8] 7.45049e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[9] 7.46593e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[10] 7.48001e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[11] 7.49125e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[12] 7.49935e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[13] 7.50479e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[14] 7.50848e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[15] 7.5162e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[16] 7.53509e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[17] 7.55403e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[18] 7.50868e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[19] 7.38951e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[20] 7.29282e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[21] 7.2471e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[22] 7.22985e-06 Pa s
Vapour Viscosity profile[23] 7.22387e-06 Pa s
Vapour Heat capacity profile[0] 142.623 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[1] 142.8 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[2] 142.882 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[3] 143.012 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[4] 143.229 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[5] 143.583 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[6] 144.134 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[7] 144.933 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[8] 145.984 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[9] 147.21 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[10] 148.457 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[11] 149.567 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[12] 150.447 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[13] 151.083 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[14] 151.561 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[15] 152.623 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[16] 155.877 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[17] 164.51 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[18] 180.904 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[19] 199.283 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[20] 211.132 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[21] 216.373 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[22] 218.309 J / mol K
Vapour Heat capacity profile[23] 218.977 J / mol K
Vapour Th. Conduct. profile[0] 0.0135024 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[1] 0.0135101 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[2] 0.0135167 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[3] 0.0135276 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[4] 0.0135458 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[5] 0.0135752 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[6] 0.0136201 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[7] 0.0136834 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[8] 0.0137637 W / m K
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Vapour Th. Conduct. profile[9] 0.0138531 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[10] 0.0139397 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[11] 0.0140132 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[12] 0.0140693 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[13] 0.0141087 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[14] 0.0141374 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[15] 0.0141994 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[16] 0.0143758 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[17] 0.0147507 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[18] 0.0151956 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[19] 0.0154245 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[20] 0.01547 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[21] 0.0154702 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[22] 0.0154676 W / m K
Vapour Th. Conduct. profile[23] 0.0154664 W / m K
Vapour Std density profile[0] 4.47825 kg / m³
Vapour Std density profile[1] 4.48143 kg / m³
Vapour Std density profile[2] 4.48242 kg / m³
Vapour Std density profile[3] 4.48388 kg / m³
Vapour Std density profile[4] 4.48633 kg / m³
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Vapour Std density profile[6] 4.49669 kg / m³
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Vapour Std density profile[8] 4.51858 kg / m³
Vapour Std density profile[9] 4.53354 kg / m³
Vapour Std density profile[10] 4.54913 kg / m³
Vapour Std density profile[11] 4.56328 kg / m³
Vapour Std density profile[12] 4.57467 kg / m³
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Vapour Std density profile[19] 5.32857 kg / m³
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Vapour Std density profile[21] 5.6163 kg / m³
Vapour Std density profile[22] 5.64923 kg / m³
Vapour Std density profile[23] 5.6606 kg / m³
Liquid Moleweight profile[0] 106.165
Liquid Moleweight profile[1] 106.243
Liquid Moleweight profile[2] 106.358
Liquid Moleweight profile[3] 106.552
Liquid Moleweight profile[4] 106.873
Liquid Moleweight profile[5] 107.385
Liquid Moleweight profile[6] 108.153
Liquid Moleweight profile[7] 109.209
Liquid Moleweight profile[8] 110.503
Liquid Moleweight profile[9] 111.89
Liquid Moleweight profile[10] 113.183
Liquid Moleweight profile[11] 114.245
Liquid Moleweight profile[12] 115.034
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Liquid Moleweight profile[13] 115.578
Liquid Moleweight profile[14] 115.965
Liquid Moleweight profile[15] 116.793
Liquid Moleweight profile[16] 119.058
Liquid Moleweight profile[17] 123.508
Liquid Moleweight profile[18] 128.59
Liquid Moleweight profile[19] 131.903
Liquid Moleweight profile[20] 133.384
Liquid Moleweight profile[21] 133.935
Liquid Moleweight profile[22] 134.126
Liquid Moleweight profile[23] 134.19
Liquid Density profile[0] 830.77 kg / m³
Liquid Density profile[1] 830.627 kg / m³
Liquid Density profile[2] 830.46 kg / m³
Liquid Density profile[3] 830.182 kg / m³
Liquid Density profile[4] 829.721 kg / m³
Liquid Density profile[5] 828.984 kg / m³
Liquid Density profile[6] 827.87 kg / m³
Liquid Density profile[7] 826.324 kg / m³
Liquid Density profile[8] 824.403 kg / m³
Liquid Density profile[9] 822.309 kg / m³
Liquid Density profile[10] 820.319 kg / m³
Liquid Density profile[11] 818.654 kg / m³
Liquid Density profile[12] 817.399 kg / m³
Liquid Density profile[13] 816.523 kg / m³
Liquid Density profile[14] 815.891 kg / m³
Liquid Density profile[15] 814.528 kg / m³
Liquid Density profile[16] 810.679 kg / m³
Liquid Density profile[17] 802.444 kg / m³
Liquid Density profile[18] 791.398 kg / m³
Liquid Density profile[19] 782.695 kg / m³
Liquid Density profile[20] 778.246 kg / m³
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Liquid Density profile[22] 775.856 kg / m³
Liquid Density profile[23] 775.644 kg / m³
Liquid Viscosity profile[0] 0.000430634 Pa s
Liquid Viscosity profile[1] 0.000430677 Pa s
Liquid Viscosity profile[2] 0.000431068 Pa s
Liquid Viscosity profile[3] 0.00043174 Pa s
Liquid Viscosity profile[4] 0.000432832 Pa s
Liquid Viscosity profile[5] 0.000434515 Pa s
Liquid Viscosity profile[6] 0.000436908 Pa s
Liquid Viscosity profile[7] 0.000439934 Pa s
Liquid Viscosity profile[8] 0.000443209 Pa s
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-------------------
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Balances:
------------------- ------------------- -------------------
Mass Enthalpy EnthalpyF
kg/s W W
------------------- ------------------- -------------------
18 29.1032 -7.88056e+06 -4.56694e+06
EB -18.5969 5.93509e+06 694250
8 -10.5063 3.30055e+06 5.22776e+06
Total In 29.1032 -7.88056e+06 -4.56694e+06
Total Out 29.1032 -9.23564e+06 -5.92201e+06
Net Gain -1.12408e-09 -1.35507e+06 -1.35507e+06
Rel.Gain -3.8624e-11 0.171951 0.296714
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Entropy EntropyF Ethylene
W/K W/K mol/s
------------------- ------------------- -------------------
18 -15604.4 81373.4 4.46673e-22
EB 13824.1 -49344.5 -0
8 7045.31 -26763.9 -0
Total In -15604.4 81373.4 4.46673e-22
Total Out -20869.4 76108.4 0
Net Gain -5265.03 -5265.03 -4.46673e-22
Rel.Gain 0.337407 -0.0647021 -1
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Benzene Ethylbenzene DiEthylBenzene
mol/s mol/s mol/s
------------------- ------------------- -------------------
18 0.0875349 175.07 78.3023
EB -0.0875349 -174.992 -0.0875833
8 -5.53682e-12 -0.0782931 -78.2148
Total In 0.0875349 175.07 78.3023
Total Out 0.0875349 175.07 78.3023
Net Gain 1.85857e-10 3.9181e-08 -3.9475e-08
Rel.Gain 2.12324e-09 2.23802e-10 -5.04135e-10
------------------- ------------------- -------------------
---------------------------------------------- overall balances ----------------------------------------------
------------------- ------------------- -------------------
Mass Enthalpy EnthalpyF
kg/s W W
------------------- ------------------- -------------------
Ethylene 4.91413 172036 9.37004e+06
Benzene 13.683 -5.38793e+06 9.12988e+06
EB -18.5969 5.93509e+06 694250
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Total In 18.5971 -5.2159e+06 1.84999e+07
Total Out 18.5969 -5.93509e+06 -694250
Net Gain -0.000178628 -719192 -1.91942e+07
Rel.Gain -9.60517e-06 0.137885 -1.03753
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Entropy EntropyF Ethylene
W/K W/K mol/s
------------------- ------------------- -------------------
Ethylene 556.718 38953.3 175.167
Benzene -15114.3 32058.1 0
EB 13824.1 -49344.5 -0
Total In -14557.6 71011.3 175.167
Total Out -13824.1 49344.5 0
Net Gain 733.495 -21666.8 -175.167
Rel.Gain -0.0503857 -0.305118 -1
------------------- ------------------- -------------------
------------------- ------------------- -------------------
Benzene Ethylbenzene DiEthylBenzene
mol/s mol/s mol/s
------------------- ------------------- -------------------
Ethylene 0 0 0
Benzene 175.167 0 0
EB -0.0875349 -174.992 -0.0875833
Total In 175.167 0 0
Total Out 0.0875349 174.992 0.0875833
Net Gain -175.079 174.992 0.0875833
Rel.Gain -0.9995 N/A N/A
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