Separación de C10 de Una Mezcla de Parafinas Lineales- Daniel Pérez Esplá, Fco Javier Ruíz Jorge...

2014

Daniel Pérez Esplá,

Fco. Javier Ruíz Jorge y

María Velázquez

Barbosa

UCA

Separación de C10 de una mezcla de parafinas lineales

Separación de C10 de una mezcla de parafinas lineales 2014

2 Daniel Pérez Esplá, Fco. Javier Ruíz Jorge y María Velázquez Barbosa

ÍNDICE 1. MEMORIA GENERAL ............................................................................................................ 4

1.1. OBJETIVO ......................................................................................................................... 4

1.2. ANTECEDENTES ............................................................................................................. 4

1.3. PROPIEDADES DE LOS COMPONENTES ................................................................... 4

1.4. DIAGRAMA DE FLUJO................................................................................................... 5

2. MEMORIA DESCRIPTIVA ..................................................................................................... 5

2.1. DESCRIPCIÓN DE LA PLANTA .................................................................................... 5

2.1.1 Descripción de la torre ................................................................................................. 5

2.1.2 Descripción de las bombas ........................................................................................... 8

2.1.3. Descripción de los equipos de transmisión de calor ........................................................ 9

2.1.3.1 PRINCIPALES TIPOS DE INTERCAMBIADORES DE ......................................... 10

CALOR EN LA INDUSTRIA. .............................................................................................. 10

2.1.3.2. ELECCIÓN DEL TIPO DE INTERCAMBIADOR PARA ...................................... 14

CADA SERVICIO. ............................................................................................................... 14

3. MEMORIA TÉCNICA ........................................................................................................... 17

3.1. INTRODUCCIÓN ........................................................................................................... 17

ANEXO I: DISEÑO DE LA COLUMNA .............................................................................. 17

1. ALIMENTACIÓN DE LA COLUMNA ........................................................................ 17

2. BALANCE GLOBAL DE ENERGÍA ............................................................................ 17

3. CONDICIÓN DE ALIMENTACIÓN ............................................................................... 19

4. DETERMINACIÓN DE ETAPAS MÍNIMAS, RELACIÓN DE REFLUJO Y DEL

NÚMERO DE ETAPAS DE EQUILIBRIO ......................................................................... 19

5. NÚMERO DE ETAPAS REALES .................................................................................... 26

5. DISEÑO DE PLATOS .................................................................................................... 27

ANEXO II: DISEÑO DE FONDOS ....................................................................................... 41

ANEXO III: SIMULACIÓN EN ASPEN HYSYS ................................................................. 42

1. SIMULACIÓN SIMPLE ................................................................................................. 42

2. SIMULACIÓN COMPLEJA ............................................................................................ 49

ANEXO IV: DISEÑO DE INTERCAMBIADORES DE CALOR ........................................ 57

1. DISEÑO DEL CALDERÍN ............................................................................................ 57

2. DISEÑO DEL INTERCAMBIADOR PARA ALIMENTACIÓN ....................................... 60

3. DISEÑO DEL CONDENSADOR .................................................................................... 63



ANEXO V: PLANOS ............................................................................................................. 67

1. PLANO DEL PROCESO ................................................................................................ 67

2. PLANO DE LA COLUMNA .......................................................................................... 68

3. PLANO DE PLATO ....................................................................................................... 69

4. PLIEGO DE CONDICIONES ................................................................................................ 70

5. PRESUPUESTO ..................................................................................................................... 72

BIBLIOGRAFÍA ......................................................................................................................... 75



1. MEMORIA GENERAL

1.1. OBJETIVO El objetivo de este proyecto el diseño de una columna de rectificación

dedicada a la separación de decano (C10) de una corriente de parafinas

lineales (C9-C15) en la industria petroquímica.

1.2. ANTECEDENTES

La principal función de las parafinas lineales es la producción de LAB.

Este producto lineal, tras sulfonarse, mantiene las propiedades detergentes

y presenta una biodegradación fácil y rápida, formando el sulfonato de

alquilbenceno lineal (LAS). Actualmente sigue siendo el tensioactivo

sintético de mayor producción mundial.

1.3. PROPIEDADES DE LOS COMPONENTES

Los componentes con los que se trabajarán durante todo el proyecto serán

una mezcla de parafinas lineales, específicamente, una mezcla de parafinas

de Nonano (C9) hasta Pentadecano (C15), las cuales presentarán las

siguientes propiedades:

Nonano Decano Undecano Dodecano Tridecano Tetradecano Pentadecano

Formula C9H20 C10H22 C11H24 C12H26 C13H28 C14H30 C15H32

Masa

molar (g/mol) 128.26 142.29 156.31 170.34 184.37 198.39 212.42

Punto de

fusión (°C) −53 −30 −26 −9.6 −5 5.5 9.9

Punto de

ebullición (°C) 151,000 174,000 196,000 216.2 234,000 253,000 268–270

Densidad (g/ml) 0.718 0.73 0.74 0.75 0.756 0.763 0.769

Viscosidad (cP a

20 °C) 0.711 0.92 - 1.35 - 2.18 -

Punto de

inflamabilidad (°C) 31,000 46,000 60,000 71,000 102,000 99,000 132,000

Temperatura de

autoignición (°C) 205,000 210,000 - 205,000 - 235,000 -

Límites de

explosividad 0.9–2.9%

0.8–

2.6% - - - 0.45–6.5%



1.4. DIAGRAMA DE FLUJO

El diagrama de flujo del presente proyecto es el que se muestra en la

siguiente imagen:

2. MEMORIA DESCRIPTIVA

2.1. DESCRIPCIÓN DE LA PLANTA

2.1.1 Descripción de la torre

La unidad proyectada es una torre de rectificación alimentada por una

corriente de parafinas lineales limpias de cualquier impureza (azufre,

compuestos aromáticos y cíclicos y parafinas ramificadas).

El caudal de entrada es igual a 50.000 kg/h con una composición de 0,47%

de C9, 18,13 % de C10, 26,8 % de C11, 22,63 % de C12, 20,48 % de C13,

9,89 % de C14, 1,6 % de C15 (porcentajes molares) y una temperatura de

201 ºC.



La alimentación es aspirada por la bomba e impulsada hasta la entrada de la

columna, previo paso por el intercambiador de calor que la lleva a 232,2

ºC.

La alimentación ya precalentada se introduce en el plato número 13

(enumerando desde la cabeza), donde se une con la corriente líquida

procedente de la zona de rectificación. Ambas corrientes descienden por la

zona de agotamiento a la vez que se van empobreciendo en los

componentes más volátiles y enriqueciendo en los más pesados.

La corriente líquida que llega al fondo de la columna pasa al calderín ,

donde se generan dos corrientes en equilibrio: una de vapor que se retorna a

la columna, y una de líquido que se convierte en la corriente de colas W.

Esta corriente de fondo tiene un caudal de 40.200 kg/h y está compuesta

por parafinas desde decano hasta pentadecano con una composición de:

C10 (0,1%), C11 (35,28%), C12 (28,48%), C13 (23,82%), C14 (10,69%) y

C15 (1,62%). La corriente posee una temperatura de 213,2 ºC.

La corriente de vapor que asciende por el interior de la columna a través de

las zonas de agotamiento y enriquecimiento, aumentando la composición

en volátiles y reduciendo los pesados. Esta corriente sale por cabeza y pasa

al condensador total, en el cual se condensa totalmente.

Dicho fluido se bifurca en dos corrientes, una que es aspirada por la bomba

de reflujo y reintroducida en la columna por encima del primer plato, y otra

que es transportada por una bomba hasta su almacenamiento final. Este

destilado, tiene un caudal de 9.800 kg/h, una composición molar de 2,64 %

de C9, un 92,36% de C10 y un 5% de C11. La corriente posee una

temperatura de 173,4 ºC.

El objetivo principal de este proyecto era la completa separación de C10 de

la mezcla de parafinas lineales mencionada hasta ahora, pero, observando

el comportamiento de este en la columna y debido a las volatilidades del

resto de componentes de la mezcla, la separación completa no se producirá

en esta torre, ya que el contenido de C9 siempre saldrá por cabeza de

columna debido a que este es más volátil que el C10.

En el desarrollo del proyecto se comenta que las simulaciones en el

programa Aspen Hysys proporcionan unos resultados muy parecidos a los

desarrollados en el cálculo del diseño de la columna, por lo que se procedió

a realizar una prueba con este para observar cómo respondería el proceso si



se introdujera la corriente de destilado en otra columna para obtener una

corriente más pura en el componente deseado (C10). Los resultados

obtenidos en esta simulación fueron inaceptables, ya que, para obtener una

nueva corriente de cabeza con una composición de 97% de C10 serían

necesarios 73 platos teóricos, que haciendo uso de la eficacia de plato

llegarían a un total de 115 platos aproximadamente.

Por lo tanto, se ha considerado que este proceso no era rentable, ya que el

aumento era insignificante comparado con el desembolso económico que

sería necesario para el desarrollo de esta torre.

2.1.1.1 Reglamentes y códigos de diseño

El código seguido en este proyecto para el diseño de la columna de

destilación es el ASME (American Society of Mechanical Engineers Boiler

and Pressure Vessels Code), y en particular, la Sección VIII relativa a

recipientes a presión (División 1), la cual establece las normas mínimas de

construcción.

El diseño mecánico de la columna, también se rige por el Reglamento de

Aparatos a Presión y su ITC MIE-AP6 relativa a refinerías de petróleo y

plantas petroquímicas. Además, dicha ITC establece que los aparatos

incluidos en su campo de aplicación cumplirán también las

especificaciones que se indican en el Reglamento de Instalaciones

Petrolíferas y su ITC MI-IP 01 “Refinerías”, ya que las disposiciones del

presente proyecto se encuentran próximas a una refinería.

2.1.1.2 Material de la columna

Tanto para la envolvente como para los platos que conforman la columna,

se selecciona el acero al carbono SA 285 Gr C. Se trata de uno de los

aceros más usados en la industria y, a la vez, uno de los más económicos

apropiados para dicha aplicación. Además, se ha decido usar este en vez de

otros, como el SA-240 (AISI 316) ya que los fluidos circulantes no

producen corrosión, o como el SA-283 C, porque las temperaturas límite

necesitan ser mayores de 600 ºF, siendo el límite del material elegido 900

ºF.



2.1.1.3 Accesorios externos.

Boca de hombre.

Se instalarán bocas de hombre de 24 pulgadas de diámetro encima

del plato superior y debajo del plato de alimentación, además de en

aquellas alturas necesarias para que la distancia entre bocas de

hombre no sea superior a 6 m.

Escaleras y plataformas.

La columna dispone de una escalera paralela a la columna. Junto con

ella, se encuentran varias plataformas de descanso desplazadas

horizontalmente y situadas a la altura de las bocas de hombre. Estas

plataformas disponen de una barrera de seguridad.

2.1.2 Descripción de las bombas

Las bombas son los dispositivos físicos que se emplean para transportar

líquidos desde una posición a otra, a través de las conducciones, los

accesorios y los equipos, mediante la adición de energías cinética y

potencial a éstos.

En la línea de proceso que se diseña en el Presente Proyecto se requiere la

implantación de seis bombas para la impulsión de los fluidos que

intervienen en el proceso, tres de ellas serán auxiliares.

La primera es la encargada de impulsar la alimentación de parafinas

lineales hasta la columna de destilación, pasando por el intercambiador de

calor de acondicionamiento de la corriente.

Las demás bombas son las encargadas de la extracción de las corrientes de

destilado y cola.

Cada bomba dispone de una bomba de emergencia con igual especificación

(conectada al sistema mediante un by-pass, aislado con las válvulas de

corte cerradas), que se pondrá en funcionamiento en situaciones de fallo de

la bomba principal o cuando ésta esté en proceso de mantenimiento o

reparación, pero su funcionamiento siempre será alternativo.



Se emplearán bombas centrífugas, debido a su bajo coste y a que el

mantenimiento es mínimo. Las bombas centrífugas son bombas de energía

cinética, que aprovechan el giro de un elemento impulsor denominado

rodete a elevada velocidad dentro de una carcasa. Son bombas adecuadas

para caudales muy variables y presiones medias y grandes. En este tipo de

bombas el fluido se agita en exceso.

Para la elección de las bombas se han tenido en cuenta varios parámetros,

como la altura neta de succión positiva, el caudal de trabajo y la altura útil

de la misma.

NPSH: Es un parámetro que nos permite saber si se producirá el

indeseable fenómeno de cavitación que impida el correcto

funcionamiento de la bomba. La NPSH disponible debe ser como

mínimo igual (aunque es muy recomendable que sea mayor) a la

NPSH requerida para asegurarnos de que no se produce dicho

fenómeno.

Caudal de trabajo: Las bombas elegidas deben tener una capacidad

de, al menos, igual valor que el caudal de líquido impulsado, aunque

de nuevo se recomienda que tenga una capacidad mayor.

La altura útil deberá ser mayor que la pérdida de carga producida

entre el punto de aspiración de la bomba y el punto final. De nuevo,

aunque sería correcto utilizar exactamente el mismo valor,

convendría sobredimensionarla por si se produce una subida

inesperada de la pérdida de carga.

2.1.3. Descripción de los equipos de transmisión de calor

Los intercambiadores de calor son aparatos que facilitan la transferencia de

calor entre dos fluidos que se encuentran a temperaturas diferentes y evitan,

al mismo tiempo, que se mezclen entre sí.

Los equipos de transmisión de calor son una parte indispensable en

cualquier proceso en la industria química. Su principal objetivo es

acondicionar las corrientes para que todos los fluidos se encuentren en el

estado y en las condiciones óptimas para que la eficacia de las operaciones

sea máxima.



Los intercambiadores de carcasa y tubos son los equipos de transmisión de

calor de mayor difusión y uso en la industria petrolera y petroquímica, ya

que son compactos y eficientes. En el presente proyecto se pueden

distinguir, según la función que desempeñan, dos tipos de equipos de

carcasa y tubos. En primer lugar, el calderín, cuya función es vaporizar

parcialmente la corriente de fondo de la columna para luego recircularla a

esta. Y por otro lado, el denominado intercambiador líquido-líquido, cuya

misión se centra en acondicionar térmicamente la alimentación principal

para su entrada en el proceso. Ambos equipos utilizan como medio de

calentamiento aceite térmico Therminol 66, un fluido en estado líquido que

transmite calor ofreciendo un rendimiento excepcional.

2.1.3.1 PRINCIPALES TIPOS DE INTERCAMBIADORES DE

CALOR EN LA INDUSTRIA.

Los intercambiadores de calor más utilizados en la industria son los

siguientes:

Intercambiadores de calor de doble tubo:

Están constituidos por dos tubos concéntricos, por los que circula un fluido

por el interior del tubo interior y otro fluido por el espacio anular.

Intercambian calor a través de la pared que separa los dos fluidos. Pueden

funcionar en paralelo (los dos fluidos en el mismo sentido) o

contracorriente (sentidos opuestos).

Las ventajas de estos intercambiadores son las siguientes:

- Fáciles de desmontar.

- Operando en contracorriente se obtienen altos rendimientos.

Entre sus inconvenientes se encuentran:

- Riesgos de fugas en los empalmes.

- Flexión del tubo interior, si es demasiado largo.

- Superficies de transferencia pequeña en relación con el volumen global

del aparato, como consecuencia del radio mínimo de los codos, que limita

la aproximación de los tubos.



La presión máxima de trabajo es de 300 bares para el tubo exterior y 1.400

bares para el lado interior. El rango de temperatura está entre -100ºC hasta

600ºC.

Intercambiadores de calor de placas.

Los intercambiadores de calor a placas consisten en delgadas planchas

corrugadas, empaquetadas o bien soldadas con cobre. Las placas son

apretadas unas contra otras formando un paquete de placas dentro de un

bastidor, en el que el flujo de producto se encuentra en canales alternos y el

servicio entre los canales del producto.

Estos intercambiadores presentan ventajas frente a los demás como, por

ejemplo:

- Tienen mayor tasa de transferencia de calor.

- Producen menos ensuciamiento.

- Son más fáciles de limpiar.

- Son de más fácil mantenimiento.

- Ocupan menos espacio.

Entre las desventajas, se encuentra:

- Los fluidos son limitados por la resistencia química de las placas y las

juntas, así como por la temperatura de trabajo.

- El intervalo de presión en los conductos o aberturas de las placas, limitan

el caudal que fluye a través de ellas.

- Son muy caros.

El rango de presión idóneo para el funcionamiento de estos

intercambiadores se comprende entre 25 y 40 bares. Las temperaturas

pueden varias entre -40ºC hasta 200 ºC.



Intercambiadores de calor de carcasa y tubos:

Este tipo de intercambiadores están compuestos por una carcasa cilíndrica

en cuyo interior se dispone un haz de tubos de pequeño diámetro,

paralelamente al eje del cilindro, un fluido se hace circular por el interior

de los tubos, mientras que el segundo fluido circula por el interior de la

carcasa bañando los tubos del haz por su parte exterior.

Estos intercambiadores son los más extendidos por diversas razones:

- Presentan una gran facilidad de limpieza y mantenimiento.

- Tienen una gran superficie de transferencia.

- Son idóneos para intercambio de calor de productos de elevado caudal.

- Se pueden usar para prácticamente cualquier intercambio entre dos

fluidos, incluyendo aquellos con cambio de fase.

- Se adaptan a flujos monofásicos y bifásicos, altas y bajas presiones, altas

y bajas temperaturas, fluidos corrosivos o no.

La presión máxima de trabajo es de 300 bares para el lado de la carcasa y

1400 bares para el lado de los tubos. El rango de temperatura está entre -

200ºC hasta 600ºC.



Intercambiadores de calor enfriados por aire

Consisten en una serie de tubos situados en una corriente de aire, que puede

ser forzada con ayuda de un ventilador para mejorar la transferencia de

calor. Los tubos suelen tener aletas para aumentar el área de transferencia

de calor.

La selección de un intercambiador enfriado por aire frente a uno enfriado

por agua es una cuestión económica o de requerimientos del proceso, hay

que consideran gastos de enfriamiento del agua, potencia de los

ventiladores y la temperatura de salida del fluido a refrigerar.

La presión máxima de trabajo es de 300 bares para el tubo exterior y 1.400

bares para el lado interior. El rango de temperatura está entre -200ºC hasta

600ºC.

La presión máxima de trabajo en este tipo de intercambiador de calor es de

500 bares y, su temperatura máxima, 600ºC.



2.1.3.2. ELECCIÓN DEL TIPO DE INTERCAMBIADOR PARA

CADA SERVICIO.

Los principales factores que se deben tener en cuenta en la elección de un

tipo dado de intercambiador para un servicio concreto son los siguientes:

- Temperaturas de trabajo, y estado de los fluidos.

- Presiones de las corrientes y pérdidas de presión admisibles.

- Caudales de los fluidos.

- Posibilidades de ensuciamiento del aparato.

- Acción corrosiva de los fluidos.

- Espacio disponible para la instalación.

- Factor económico.

Se explica a continuación la elección de cada uno de los intercambiadores a

diseñar en el presente Proyecto.

2.1.3.2.1. Calderín

El intercambiador de calor que se elige como equipo auxiliar de la torre de

rectificación es de tipo carcasa y tubos. En éste, se vaporiza parcialmente la

corriente líquida de salida de la torre, mediante una corriente de aceite

calefactor que circula por los tubos, para luego recircularla a la columna.



Se compone de un conjunto de tubos en U y de un vertedero a la derecha

que mantiene el líquido hirviente sobre los tubos. El vapor sale por la

tobera superior y el líquido caliente por la tobera inferior. Utiliza como

medio de calentamiento aceito térmico Therminol 66, un fluido en estado

líquido que transmite calor con un elevado rendimiento.

Al calderín llega la corriente de líquido procedente del último plato de la

torre a 210,3 ºC con el objetivo de empobrecer la corriente de salida de la

columna en los componentes más volátiles y con ello conseguir una mejor

separación.

La corriente sale a 215,3 º C, utilizando para ello el aceite térmico

THERMINOL 66.

Las propiedades del líquido calefactor utilizado son las siguientes:

Viscosidad media (μfc): 0,340 cP

Densidad media (ρfc): 777 kg/m3

Temperatura de entrada (Tc,o): 320,0 ºC

Temperatura de salida (Tc,L): 290,0 ºC

Temperatura media (Tf,m): 305,0 ºC

Calor de vaporización (λ): 276,00 kJ/kg

Capacidad calorífica (Cp): 2,72 kJ/kg·K

Conductividad térmica (K): 0,0896 W/m·K



Todos estos datos han sido obtenidos tanto del simulador Hysys como de la

hoja de especificaciones del Therminol 66 con la temperatura media entre

las corrientes de entrada y salida.

2.1.3.2.2. Intercambiador de acondicionamiento de la alimentación

La función de este equipo es calentar la alimentación de entrada a la

columna desde 201ºC hasta 232,2 ºC. La presión de operación es igual a 2

bares.

El líquido de calefacción utilizado en este caso, al igual que en el calderín,

será en Therminol 66, con las mismas propiedades anteriormente

mencionadas.

Entre las opciones disponibles se descarta el uso de intercambiadores de

placas, ya que la temperatura del equipo a diseñar es mayor que la

permisible.

Por lo que se debe elegir entre un equipo de carcasa y tubos y uno de doble

tubo, ya que si cumple las especificaciones de temperatura y presión.

Debido a que la superficie de transferencia en relación con el tamaño del

equipo es pequeña en los intercambiadores de doble tubo, se decide instalar

un equipo de carcasa y tubos. Además, son los más utilizados en la

industria petroquímica.

2.1.3.2.3. Condensador total de la columna

Condensa totalmente el vapor que sale de la cabeza de la torre a una

temperatura de 173,4 ºC y a una presión de 1 bar.

La selección de un intercambiador enfriado por aire frente a uno enfriado

por agua es una cuestión económica o de requerimientos del proceso, hay

que consideran gastos de enfriamiento del agua, potencia de los

ventiladores y la temperatura de salida del fluido a refrigerar. Por lo tanto,

se selecciona un equipo aerorefrigerante.



3. MEMORIA TÉCNICA

3.1. INTRODUCCIÓN

En el presente proyecto, como se mencionó anteriormente en la memoria,

se dispone a diseñar una columna de rectificación para la separación del

decano de una mezcla de parafinas lineales. Debido a la mezcla de

parafinas que se posee inicialmente, la separación de una corriente pura en

decano no será posible con una sola unidad de rectificación, por lo que será

necesaria una columna posterior para cumplir este objetivo. El diseño de

este proyecto se centrará solo en el diseño de la primera de las columnas.

Para la realización del diseño de la columna primero se realizaron todos los

cálculos en el programa Microsoft Excel y después se hizo uso del

programa de simulación llamado Aspen HYSYS (lo cual se solicitaba en

los objetivos del proyecto). Este programa es una herramienta de

simulación de procesos líder en el mercado y especialmente indicado para

la industria petroquímica. Este facilita la labor de los ingenieros aportando

resultados rápidos, optimizados y rigurosos.

ANEXO I: DISEÑO DE LA COLUMNA

1. ALIMENTACIÓN DE LA COLUMNA

La alimentación que entra en la columna, F, lo hace a razón de 301,9

kmol/h, con una composición del 18,13% molar de decano, a una presión

de 2 bar y a su temperatura de ebullición (232,2ºC).

2. BALANCE GLOBAL DE ENERGÍA

Se realizan una serie de consideraciones para poder calcular todo lo

anteriormente descrito:

La numeración de los platos se realizará desde la parte superior a la

inferior.



Las corrientes de entrada y de salida en cada plato estarán en

equilibrio.

El funcionamiento de la columna es en continuo, por lo que los

caudales de entrada y salida permanecerán constantes.

La especificación para esta columna es la siguiente:

Lograr extraer la mayor cantidad posible de decano en la corriente de

destilado según las condiciones de operación que se le impongan a la

columna. Esto se traduce en conseguir al menos los siguientes resultados:

Una corriente de Destilado con un porcentaje de al menos un 90% de

decano.

Una corriente de Cola con un porcentaje menor o igual al 5% de

decano.

Las ecuaciones utilizadas para el desarrollo de este balance son las

siguientes:

Siendo:

F, el caudal de alimentación de la torre (kmol/h).

D, el caudal de destilado que abandona la torre por cabeza (kmol/h).

W, el caudal que se extrae del fondo de la columna (kmol/h).

xi, la composición molar de cada componente en cada corriente.

A continuación se muestran los resultados obtenidos en el balance y su

conversión en caudales másicos.

Unidades Alimentación Destilado Fondos

Kmol/h 301,9 68,7 233,2

Kg/h 50000 9801 40199



3. CONDICIÓN DE ALIMENTACIÓN

Dependiendo de la forma en que entre la alimentación, el número de platos

o equilibrios necesarios para la separación se modifica. Por ello definimos

la condición de alimentación φ.

Los valores que toma este parámetro son los siguientes:

Líquido saturado: φ = 1

Vapor saturado: φ = 0

Mezcla líquido-vapor: φ = (0,1)

Líquido subenfriado: φ > 1

Vapor subenfriado: φ < 1

Como la alimentación entra en la columna a su temperatura de ebullición,

podemos decir que la condición de alimentación, φ, tendrá un valor φ = 1.

4. DETERMINACIÓN DE ETAPAS MÍNIMAS,

RELACIÓN DE REFLUJO Y DEL NÚMERO DE ETAPAS

DE EQUILIBRIO

El método FUG es el más utilizado en el caso de columnas de destilación

multicomponente. Se trata de un método aproximado basado en una

secuencia de cálculo propuesta por Fenske, Underwood y Gilliland para la

obtención del número de platos teóricos mínimos, la relación de reflujo

mínima y número de platos teóricos, respectivamente.

La columna se dividirá en dos secciones: una de rectificación y otra de

agotamiento. La división se muestra en la siguiente figura:



Además, para trabajar con una columna multicomponente se debe

considerar un comportamiento igual al de una columna binaria basada

únicamente en dos componentes claves: el ligero y el pesado. Por lo tanto

se define un componente clave como aquel que aparece en una cantidad

apreciable en ambos productos, mientras que los restantes componentes, los

no claves, solo aparecen en una de las corrientes de salida.

4.1. Número mínimo de etapas

Para una separación dada de dos componentes clave de una columna

multicomponente, es posible deducir una expresión exacta para el número

mínimo de etapas de equilibrio que se necesitan. Fenske propone una

expresión para determinar el número mínimo de etapas, la cual se muestra a

continuación:

Donde αm es la media logarítmica entre as volatilidades relativas entre la

cabeza y la corriente de cola. La expresión αm es la siguiente:

Siendo:



xD(LK): la composición en el destilado del componente clave ligero

(n-C10).

xD(HK): la composición en el destilado del componente clave

pesado (n-C11).

xW(LK): la composición en la corriente de colas del componente

clave ligero (n-C10).

xW (HK): la composición en la corriente de colas del componente

clave pesado(n-C11).

El cálculo de las volatilidades relativas, tanto de la corriente de destilado,

alimentación y corriente de cola, se hallan como el cociente entre la

volatilidad de cada componente y la volatilidad del clave pesado.

Donde:

(αij )F es la volatilidad relativa de la corriente de alimentación.

(αij )D es la volatilidad relativa de la corriente de destilado.

(αij )C es la volatilidad relativa de la corriente de cola.

(Ki )F es la volatilidad del componente i de la corriente de

alimentación.

(Ki )D es la volatilidad del componente i de la corriente de destilado.

(Ki )W es la volatilidad del componente i de la corriente de cola.

(KHK )F es la volatilidad del componente clave pesado de la corriente

de alimentación.

(KHK )D es la volatilidad del componente clave pesado de la

corriente de destilado.

(KHK )W es la volatilidad del componente clave pesado de la

corriente de cola.

Los valores de K en todas las corrientes se obtienen a partir del simulador

HYSYS. En un apartado que se mostrará más adelante se presenta el

procedimiento de obtención de estos datos.



A continuación se muestra una tabla que recoge los valores de volatilidad,

volatilidad relativa de cada corriente, obtenidos tanto del simulador como

de las ecuaciones mostradas anteriormente:

componentes (Ki)f (Ki)d (Ki)w (αij)f (αij)d (αij)w

n-C9 2,623 1,734 3,771 2,278 2,953 2,501

n-C10 1,724 1,001 2,366 1,497 1,705 1,569

n-C11 1,152 0,587 1,508 1,000 1,000 1,000

n-C12 0,775 0,353 0,974 0,673 0,602 0,646

n-C13 0,508 0,203 0,608 0,441 - 0,403

n-C14 0,324 - 0,367 0,281 - 0,243

n-C15 0,231 - 0,253 0,201 - 0,168

Con todos estos datos se obtiene un valor de αm = 1,635.

Los datos de composición molar de cada componente se obtienen del

balance de materia mencionado anteriormente, los cuales se adjuntan en la

siguiente tabla:

componentes Xf Xd Xw

n-C9 0,005 0,023 0

n-C10 0,181 0,910 0,001

n-C11 0,268 0,050 0,318

n-C12 0,226 0 0,283

n-C13 0,205 0 0,256

n-C14 0,099 0 0,124

n-C15 0,016 0 0,020

TOTAL 1 1 1

Y finalmente, con la ecuación de Fenske, se calculará el número mínimo de

platos:



4.2. Relación de reflujo mínima

El reflujo mínimo se define como la relación mínima entre el vapor que

sale de la cabeza de columna y el líquido condensado que retorna a esta. Es

decir, el reflujo cuando se retira la mayor cantidad posible de destilado.

Para estimar el reflujo mínimo hay que considerar las zonas invariantes o

de contacto en la que el número de platos se hace infinito y no varía la

composición de plato a plato. En el caso de los sistemas multicomponente

pueden ocurrir varias situaciones: que tengan un punto de contacto (clase 1)

o que tengan dos puntos de contacto (clase 2). Para la clase 1, todos los

componentes de la alimentación se distribuyen entre las corrientes de

cabeza y cola. Para los de clase 2, uno o más de los componentes solamente

aparecen en uno de los productos. En este caso varios componentes solo

aparecen en el fondo de columna, por lo que se dice que tiene dos puntos

de contacto.

La ecuación de Underwood para el cálculo de la relación de reflujo mínima

es la siguiente:

Que también se podrá expresar como:

Siendo cada parámetro:

(L/D)min: la relación de reflujo mínima.

XDi: la composición en la corriente de destilado de cada componente.

XFi: la composición en la corriente de alimentación de cada

componente.

: la volatilidad relativa del compuesto tomado como

referencia.

: la condición de alimentación.

: parámetro de la ecuación de Underwood para resolver el cálculo

iterativo.



Es necesario tomar un compuesto como referencia que suele ser el

componente pesado y en este caso es el decano.

Para determinar el factor θ, se necesitan los siguientes datos:

componentes Xf (αij)f

n-C9 0,005 2,278

n-C10 0,181 1,497

n-C11 0,268 1,000

n-C12 0,226 0,673

n-C13 0,205 0,441

n-C14 0,099 0,281

n-C15 0,016 0,201

Debido a la gran cantidad de términos que incluye esta ecuación se ha

recurrido al uso de la hoja de cálculo Excel en la que se realizó el cálculo

iterativo del parámetro θ obteniendo para este un valor de 1,27.

Una vez conocido el valor de θ se procede al cálculo del reflujo mínimo

con la ecuación mencionada anteriormente, obteniendo un valor del reflujo

mínimo de 4,186.

Para columnas intermedias con un número medio de etapas se considera

que la óptima se obtiene como 1,30 veces la relación mínima, aunque

dependiendo del número de etapas puede variar entre 1,10 y 1,50. Por lo

tanto el valor de la relación de reflujo externa será:

4.3. Número de etapas de equilibrio

Para el cálculo de las etapas de equilibrio se podría emplear la correlación

de Gilliland mediante cálculo gráfico, pero en este caso se utilizará la

ecuación de ajuste de Molokanov:



Aplicando estas correlaciones, los parámetros necesarios se y realizando la

interpolación necesaria para el cálculo se obtuvieron los siguientes datos:

El valor obtenido para el parámetro X = 0,19954.

Los valores obtenidos en la interpolación son los siguientes:

N

supuesto

N

calculado

18,0 26,4

26,4 30,2

30,2 32,0

32,0 32,8

32,8 33,2

33,2 33,4

33,4 33,5

33,5 33,5

33,5 33,5

Por lo que el valor del parámetro N = 34 platos.

4.4. Localización del plato de alimentación

Si se quiere obtener de manera aproximada el plato óptimo en el que debe

ser introducida la alimentación se recurre a la siguiente ecuación empírica

propuesta por Kirkbride donde se estima la relación existente entre el

número de platos teóricos existentes en la zona de rectificación y el

existente en la de agotamiento.



5. NÚMERO DE ETAPAS REALES

En una torre de destilación real no se llega a alcanzar el equilibrio entre el

líquido y el vapor en cada plato. La composición del vapor que sale del

plato es menor que la del equilibrio y la del líquido mayor. Por esta razón,

rickamer y Bradford proporcionaron una sencilla relación empírica de la

eficacia global (Eg) de la columna de hidrocarburos de petróleo,

relacionando la eficacia de la columna con la viscosidad media de la

alimentación:

Donde:

Xi,F: es la fracción molar de cada componente en la alimentación.

μi,F: es la viscosidad dinámica del líquido a la temperatura promedio

de la columna (cP).

μw: es la viscosidad dinámica del agua a 20ºC (cP).

La viscosidad se determina mediante el uso del simulador Hysys,

obteniendo los siguientes valores:

Componente Viscosidad

(cP)

c9 0,1674

c10 0,1671

c11 0,1638

c12 0,1599

c13 0,165

c14 0,159

c15 0.1599

La viscosidad total se halla con la media ponderada de estas viscosidades

entre la viscosidad dinámica del agua a 20ºC (μw = 1,002 cP). Este

sumatorio es igual a:



Que sustituyendo en la expresión anterior se obtiene un valor de efiacia de

plato de:

De esta manera el número de platos reales que requiere la columna se

obtiene con la siguiente ecuación:

5. DISEÑO DE PLATOS

El cálculo del diseño de platos se realizará primero para el último plato de

la zona de agotamiento y luego se seguirá un proceso similar para el

cálculo del resto de los platos ya que este será el plato que peores

condiciones soportará, es decir, el plato que soportará un mayor caudal

volumétrico de gas, Qv, por lo tanto mayor valor del área neta, An, y

sección de la columna, T.

5.1. Datos de flujo

Para el cálculo de las partes más significativas de los platos que conforman

la columna multicomponente, es necesario conocer una serie de parámetros

que nos proporciona directamente el simulador HYSYS.

5.1.1. Plato más desfavorecido de la sección de agotamiento (52)

Las propiedades necesarias son las siguientes:



Liquido Vapor

peso

molecular g/mol 172,384 166,110

densidad

molar kmol/m^3 3,451 0,026

densidad

másica kg/m^3 594,884 4,350

Tensión

superficial N/m 0,010 -

viscosidad Pa·s 0,000 0,000

Para obtener las dimensiones características de la torre se va a tener en

cuenta una serie de suposiciones que luego se comprueban para poder ver

si es correcto el diseño de esta.

Las dimensiones características que se supondrán para la primera iteración

son las siguientes:

do, siendo éste el diámetro de orificio de platos, igual a un valor de

0,0045m.

Un espaciado entre los platos de 0,6m.

El espesor de plato se relaciona con el diámetro de orificio a través

de la siguiente tabla obtenida de la bibliografía, teniendo en cuenta

que en la columna se trabaja con acero inoxidable.

43,0od

e, por lo que el espesor del plato será de 0,0019mm.



Distancia entre agujeros o pitch, p’, se considera 2,5·do, por lo que el valor

resultante queda 0,01125 m. Se supone el pitch más pequeño posible

(entero), para tener el máximo de perforaciones, en este caso 12mm.

De aquí la relación de áreas será:

1,01275,0'

907,0

2

00

p

d

A

A

a

Valores límites superior e inferior del flujo de vapor:

El límite superior queda determinador por el punto de inundación o la

velocidad a partir de la cual el arrastre se hace excesivo, mientras que el

límite inferior estará determinado por la velocidad del flujo de vapor que

provoque el fenómeno de lloriqueo.

Límite superior:

Para evaluar este límite superior, se calculará la velocidad de inundación,

VF, fenómeno indeseable en el funcionamiento de la columna.

=Velocidad de inundación (m/s).

= Coeficiente de inundación.

=densidad del vapor (Kg/m3).

=densidad del líquido (Kg/m3).

El coeficiente de inundación de define como:

2,0

020,0

1log

PFCF

Donde los parámetros α y β dependen de la relación A0/Aa:

Para t= 0,6 y (A0/Aa) > 0,1:

015,00304,0

01173,00744,0

t

t



Como el valor resultante de (A0/Aa) es 0,1275 se pueden utilizar las

correlacione empíricas expuestas anteriormente.

03324,0015,06.00304,0

05637,001173,06.00744,0

Si el valor de PF presenta un valor inferior a 0,1, CF tomará el valor de 0,1.

En este caso PF tiene la siguiente ecuación:

1,007224,088,594

350,4

5,62214

25,109229

'

'5,05,0

L

V

V

LPF

Por lo tanto ya se puede calcular el parámetro de flujo:

0779,0020,0

0099,003324,0

1,0

1log05637,0

2,0

FC

Finalmente, la velocidad de inundación, VF, tendrá un valor de:

Una vez fijada la velocidad máxima a la que puede trabajar la columna, se

podrá calcular la velocidad del vapor a través del área neta, que para

líquidos que no hacen espumas se calcular como un 80-85% de la

velocidad de inundación anteriormente calculada y un 75% de ésta para

aquellos que hacen espuma.

En este caso se tomará el 85% de la velocidad de inundación, puesto que no

hacen espumas.



Límite inferior

Este viene dado por la velocidad del vapor a través del orificio por debajo

de la cual se produce un excesivo lloriqueo, VVM. Para ello se calculará a

través de la siguiente expresión

Éste se calculará posteriormente una vez que se determine cuál será el

diámetro de plato que se utilizará.

Altura del derramadero, W:

De forma genérica, se utilizar el valor de la décima parte de la separación

entre los platos (t/10). Un aumento en la altura del rebosadero incrementa

la eficacia del plato pero a expensas de un aumento en la caída de presión.

Valores típicos son de 50 mm, variando para el caso de destilación a vacío

entre 0-25 mm y para absorbedores (100 mm). Para el caso de

derramaderos rectangulares rectos en platos de flujo transversal, se

recomienda una longitud de vertedero, W, entre 0,6 y 0,8 veces el diámetro

de la torre, T. El valor típico utilizado es de 0,7T, aunque se ha utilizado

0,8T.

Áreas de las diferentes secciones del plato:

Dentro del área total del plato, At, encontramos distintas zonas:

El área ocupada por el vertedero, AV: tanto de descenso del plato

superior, como de salida del líquido al plato inferior.

El área neta, AN: área total del plato menos lo ocupado por los

vertederos.

El área de vigas, Avig: el plato estará soportado por unas vigas (dos

con el largo del vertedero y una con el diámetro de la torre)

El área activa o área de burbujeo, Aa: el área neta menos el área de

las vigas.

El área de cada perforación circular, A0: relacionada con el diámetro

de la perforación, do.

Cálculo del área transversal neta (An):



A partir de la siguiente consideración geométrica se podrá establecer una

relación entre el área total del plato y el área del vertedero:

)(1

180

2

T

W

T

W

T

Warcsen

A

A

T

v

088,07,017,0

180

7,0 2

arcsen

A

A

T

v

A partir del dato anterior y de esta ecuación:

)088,0(2567,52 TvnT AAAA

Se obtienen los siguientes parámetros:

-Av=0,5836 m2

-At=6,7399 m2

Con estos datos obtenidos será posible determinar el diámetro de la torre:

Debido a que el diámetro obtenido no es un diámetro de construcción

comercial se tomará un valor superior a éste que sí lo sea, en este caso el

valor es de 3 m. A partir de éste podrán recalcularse todas las áreas y

parámetros necesarios para el diseño de la columna.

Comprobaciones:

oks

m

T

QL 015,00091,02

oks

m

W

QL 015,0013,02



Puesto que el diámetro de torre da correcto se pasara al cálculo del

espaciamiento entre platos real, a través de la tabla anterior:

Por lo tanto el diámetro de la torre será de 3 m y un espaciamiento de

0,75m.

Debido a este cambio de diámetro del plato, también será necesario volver

a recalcular las áreas anteriormente calculadas, y además se podrá calcular

el límite inferior del flujo de vapor anteriormente indicado y la altura del

derramadero.

El límite inferior de vapor queda determinado por la siguiente ecuación:

Donde z:



Se consideró anteriormente que para calcular la longitud del derramadero

se utilizaría un valor de 0,7 T, por tanto el resultado sería de: W=2.1m

La distancia entre los vertederos, Z, se obtiene a través de la distancia

desde el centro del plato al vertedero:

x=0,3562T=1.068 m

Como Z=2x=2*1.068=2.137 m

Ya se procede al recalculo de las áreas, conociendo el nuevo espaciamiento

entre platos, con las mismas fórmulas que anteriormente se han utilizado,

quedando por tanto como resultados:

AN AT AV

4,7363m2

5,734m2

0,498m2

La relación Av/At podrá ser calculada a partir del diámetro obtenido con la

relación de la tabla:



Puesto que nuestro diámetro de columna es 3m cogeremos la relación de

áreas de 0,78 por lo cual:

Aa=4.57m2

Con los valores obtenidos anteriormente de An y Aa podrá calcularse el

Avig quedando con un valor de 0,26 m2.

Tras todos estos pasos calculados, se procede al cálculo del área del orificio

que viene determinada por la siguiente relación:

1275,0'

907,0

2

00

p

d

A

A

a

Ao=0,56m

2

La comprobación que se debe de realizar una vez calculado el área de

orificio es la siguiente:

1,00 aA

A

En el caso de esta columna esta relación tiene un valor de 0,1275 por lo

tanto es válida, de manera que el diámetro válido de plato para la torre será

de 3m.

Otra de las comprobaciones que deben hacerse son las caídas de presión en

el plato.

Debe tenerse en cuenta la diferencia de presión entre el nivel del líquido en

el plato y en el vertedero, puesto que si se produce retroceso de líquido,

puede producirse el fenómeno indeseable de la inundación.

Para que no se produzca el fenómeno de la inundación debe cumplirse que:



Donde:

hw, es la altura del vertedero.

hc, la altura de la cresta del líquido sobre el vertedero.

el gradiente de nivel de líquido dentro del plato desde el punto

de entrada hasta la salida.

hB, el retroceso en el vertedero por encima del nivel del líquido.

Gradiente de altura en el plato:

∆, este gradiente de altura en el plato puede considerarse 0.

Altura del vertedero, hw:

El valor de la altura del vertedero se va a considerar como t/10, de manera

que siendo t=0.75 la altura del vertedero queda con un valor de 0,075m.

Altura de la cresta del líquido sobre el vertedero, hc :

Para un vertedero de segmentos rectos, se puede calcular con la ecuación

de Francis, que despejando la altura e introduciendo el término ancho de

vertedero W, queda:

A partir de consideraciones geométricas, es posible relacionar W con Wef y

con hc quedando:



Por lo tanto el valor de hc se va a calcular de forma iterativa suponiéndose

un valor de altura en la segunda ecuación y calculándose el primer término

de ésta; este valor se sustituirá en la primera ecuación, obteniéndose un

nuevo valor de altura que se comparará con el supuesto. Si coincide, ese

será el valor correcto, y si no se introduce en la segunda ecuación y se

vuelve a iterar.

hc 25,000 hc/T 0,009 Wef/W 0,945 hc 0,038 mm

hc 38,080 hc/T 0,014 Wef/W 0,916 hc 0,037 mm

hc 37,301 hc/T 0,014 Wef/W 0,918 hc 0,037 mm

hc= 37,348 hc/T 0,014 Wef/W 0,918 hc 0,037 mm

Altura en el vertedero, hB :

La altura en el vertedero viene dada por la diferencia de presiones del

líquido al caer al plato, hE y la del vapor entre platos contiguos, hvap.

La pérdida de presión del líquido al caer al plato bajo el vertedero se

calcula con la siguiente expresión:

Donde Ada es la menor de dos áreas, la del vertedero y la libre entre el

vertedero y el plato, considerándose que se coloca el faldón del vertedero a

una altura de hw-0,025m, de manera que AL queda:



Al= 0,095

hE= 46,16mm

Para calcular la pérdida de presión del vapor entre plato y plato, habrá que

calcular tres contribuciones que provocan esta pérdida de presión.

Estas tres contribuciones son:

1) Pérdida de carga en plato seco:

Se calculará a través de la siguiente ecuación:

Varios de los factores que se deben calcular son el factor de

fricción de Fanning, por lo que primero deberá calcularse el

Reynolds, siendo éste:

Siendo

= 7,52 m/s

Como da un régimen laminar, el factor de fricción se calculará

como:



Por otra parte queda que calcular C0, que es un coeficiente de

orificio que depende del espesor del plato y de do, el cual se

calcula como:

Sustituyendo todo esto en la ecuación principal, queda hD con un

valor de 0.023m.

2) Caída de presión generada al circular el vapor a través del líquido

y la espuma, hL.

Este valor es generalmente menor que la altura del derramadero

de salida y decrece al aumentar el flujo de gas. Un método

sencillo para estimar hL utiliza la altura del vertedero, la altura

calculada de la cresta de líquido claro sobre el vertedero, y un

factor empírico de correlación β, este factor con fines de diseño se

utiliza un valor de 0,6 y el error que tenga se puede llegar a

despreciar.

Esta caída de presión se calculará como:

A través de esta ecuación el valor de hL queda de 0,0672m.

3) Caída de presión del gas residual, hR. Esta caída de presión es

principalmente el resultado de vencer la tensión superficial

cuando el gas sale a través de una perforación. La expresión

propuesta se obtiene a partir de un balance de la fuerza necesaria

para vencer la tensión superficial cuya ecuación es:



Sustituyendo en la ecuación anterior queda un valor de 2,27·10-3

m.

Con estos tres términos calculados ya se podrá calcular hvap que resulta la

suma de los tres términos siendo igual a un valor de 0,092.

Sustituyendo en la ecuación:

Por tanto queda que 0,25≤ 0,3, por lo que el fenómeno de la inundación no

se produce.



ANEXO II: DISEÑO DE FONDOS

Los cabezales de las columnas son toriesféricos, por ser los de mayor

aceptación en la industria y por tener un bajo coste. Existen dos clases:

Klopper.

Korbbogen.

Por lo general, se emplean los de tipo Klopper, salvo que se dé alguna de

las siguientes condiciones, en cuyo caso se utilizan los de tipo Korbbogen:

Presión de diseño igual o superior a 7 kg/cm2.

Temperatura de diseño superior a 350 ºC.

Recipientes verticales cuya relación altura/diámetro sea superior a

10.

A continuación se muestra una imagen de cómo serían los tipos de fondos:

Como la torre diseñada no cumple ninguna de las restricciones

mencionadas, ambos fondos serán de tipo koppler.

Fondos: toriesférico tipo Koppler.

Para este tipo de fondo existen diferentes fórmulas simplificadas para

calcular las dimensiones características del cabezal (Código ASME).

Radio mayor (L): L= Di = 3 m

Radio menor (r): r =

=

= 0,3 m

Altura de la cúpula (h): h= 0,2·Di= 0,2·3 =0,6



ANEXO III: SIMULACIÓN EN ASPEN HYSYS

1. SIMULACIÓN SIMPLE

En esta “simulación simple” se obtendrán algunos de los parámetros para la

comprobación del método FUG.

En primer lugar se debe crear la lista de componentes que forman parte de

la alimentación haciendo clic sobre Add.

Se seleccionan los componentes de la columna de la derecha y van

apareciendo en la lista de componentes seleccionados.



El siguiente paso es la ecuación de estado que va a emplear el simulador

para realizar los cálculos. Para esto se debe cliquear en la pestaña llamada

“Fluid Packages” y, tras esto se pulsara en el botón “Add”, que despliega

una lista con todos los modelos disponibles. En el caso de torres de

destilación con productos derivados del petróleo está aconsejado el uso del

modelo termodinámico de Peng Robison.



Para comenzar a simular nuestra torre será suficiente con presionar F4 y se

desplegará un panel donde aparecerá la paleta de las unidades de proceso.

En el caso de la corriente de alimentación se toma la correspondiente a una

corriente de materia (flecha azul). Y en el caso de nuestra columna de

rectificación para esta simulación se seleccionará una de las columnas, de

la paleta de unidades de proceso, que se encuentra abajo a la derecha

llamada “Short Cut Distillation”.



Lo primero que se define en la corriente es la composición de vapor, que en

este caso es 0, ya que en nuestro caso la alimentación entrará como líquido

saturado, es decir, condición de alimentación igual a cero. Luego, se fija la

presión y el caudal másico especificado para la alimentación o para la

corriente que se esté definiendo (en este caso, P = 200,00 kPa y F=50.000

kg/h).



Después, se introducen los valores correspondientes a las composiciones

molares de la corriente en su respectiva pestaña.

En este momento, la alimentación queda totalmente definida y se presentan

todos los valores de sus propiedades calculados. Además, en la pestaña “K-

values” aparecen los datos de volatilidad de cada uno de los compuestos

que forman la corriente.



Una vez definida por completo la corriente de alimentación se deberá

continuar con los parámetros necesarios en la torre de rectificación. Una

vez dentro de esta se deberá especificar las corrientes de entrada y salida de

la misma al igual que el nombre que adquirirá los calores retirado y

aportado al condensador y calderín, respectivamente.

Tras definir todos los nombres de las corrientes se procede a indicar cuáles

serán los componentes clave ligera y clave pesada, que en este caso serán el

C10 y el C11, respectivamente, y cuáles serán sus composiciones en cabeza

y cola.

Tras esto se especificará el valor de la presión del condensador y calderín,

que en este caso tomarán un valor, ambos, de 100 kPa.

Finalmente el simulador mostrará el valor del reflujo mínimo calculado y

será necesario multiplicarlo por un valor de 1,3 para el cálculo del reflujo

externo.



Con esto quedará completamente definida esta simulación. En la pestaña

Performance se podrán visualizar datos de interés como el mínimo número

de etapas, el valor del número de etapas teóricas, la situación óptima del

plato de alimentación, etc, los cuales se comprobarán en el apartado de

anexos del diseño de la columna mediante las expresiones correspondientes

y el programa Microsoft Excel.



2. SIMULACIÓN COMPLEJA

En esta “simulación compleja” se obtendrán todos los datos referentes al

diseño de la columna, algunos de los cuales se servirán de comprobación

con los obtenidos anteriormente en la “simulación simple”.

En esta simulación se partirá de la misma corriente de alimentación que

para el caso anterior y se seleccionará el icono de la columna que en este

caso será la que se indica en la siguiente imagen.

Seguidamente aparece una ventana donde se introducen el número de

platos, los nombres de las corrientes y los nombres de los calores retirado y

aportado a condensador y calderín.



Tras pulsar “Next” la siguiente pantalla debe completarse con la

configuración necesaria para el calderín de la siguiente manera.

Tras pulsar “Next” la siguiente pantalla debe completarse con el valor de la

presión que se quiere tener en el condensador y en el calderín.



Los siguientes pasos son opcionales, por lo tanto se presiona “Next” hasta

que aparezca “Done”.



Una vez creada la columna aparece una tabla con el resumen de todos los

datos.

Ahora se procede indicando las especificaciones que deben cumplirse en la

columna en la pestaña “Design” en la opción “Specs”.

Se seleccionan las 3 especificaciones necesarias para obtener 0 grados de

libertad en nuestro sistema. En este caso, se han elegido la composición de



decano lineal en la corriente de destilado y la composición de undecano en

la corriente de cola, y el caudal másico de destilado.



Por último, hay que insertar los valores de la eficacia de plato, que en el

caso del presente Proyecto, mantiene el valor para toda la columna porque

se ha calculado de manera global.

Finalmente, se pulsa la tecla “Run” para comenzar la simulación. Si nuestro

sistema converge, el simulador proveerá de todos los datos (balances,

reflujos, propiedades, etc) del sistema resuelto.



2.1. Resultados

El simulador proporciona el balance de materia, que en este caso coincide

con el que se diseño preliminar. A continuación se presenta una tabla

resumida.

También provee los datos del balance de energía, el perfil de temperatura y

de presiones, las condiciones y propiedades del líquido y del vapor en cada

plato.



El valor del reflujo facilitado por el simulador es igual a 5,483,

coincidiendo con el valor de la “simulación simple”.

En conclusión, todos los cálculos realizados hasta este punto han ayudado a

ejecutar un óptimo uso del simulador obteniendo un resultado convergente

del funcionamiento de la columna.



ANEXO IV: DISEÑO DE INTERCAMBIADORES DE

CALOR

1. DISEÑO DEL CALDERÍN

Para el cálculo de los parámetros implicados en el intercambio de calor se

emplea la ley de Fourier:

Calculando cada parámetro por separado.

El cálculo del calor intercambiado en este equipo se calculará mediante el

balance energético del mismo:

Siendo los valores de éstos:

Caudal L’: 109229,25 kg/h

Caudal V’: 62214,5 kg/h

Caudal W: 40200 kg/h

Temperatura de L’: 210,3 ºC

Temperatura de V’: 215,3 ºC

Temperatura de W: 215,3 ºC

Cp de L’: 0,702 kcal/kg∙ºC

Cp de V’: 0,587 kcal/kg∙ºC

Cp de W: 0,702 kcal/kg∙ºC

Al sustituir, se obtiene un valor de calor intercambiado igual a:

= 2186990,65 kcal/h

Cálculo del incremento de temperatura:

El incremento de temperatura media logarítmica se calcula mediante la

siguiente expresión:



Siendo:

Tc,sal = Temperatura del fluido caliente a la salida del calderín: 290 ºC

TF,sal = Temperatura del fluido frío a la salida del calderín: 215,3 ºC

Tc,ent = Temperatura del fluido caliente la entrada del calderín: 320ºC

TF,ent = Temperatura del fluido frío a la entrada del calderín: 210,3 ºC

Sustituyendo, en la ecuación, se obtiene un valor de la temperatura

media logarítmica igual a:

∆Tml =91,1 ºC

El factor F, se halla mediante las siguientes ecuaciones:

Resolviendo ambas ecuaciones se obtienen los siguientes resultados:

R= 0,17

P= 0,27



Utilizando la gráfica mostrada, se obtiene un valor de F=1. Por tanto,

Para calcular el valor del coeficiente global de transmisión de calor, U, se

toma el valor de este de la alimentación (mezcla de parafinas lineales, de C9

a C15), de la siguiente tabla:

Por lo que el valor de U correspondiente, se encontrará entre 100-300

, que tomando un valor medio, se va a se va a considerar



U=200

.

Ahora ya se puede hallar el área total del intercambiador mediante la ley de

Fourier:

2. DISEÑO DEL INTERCAMBIADOR PARA ALIMENTACIÓN







Caudal Fent : 50000 kg/h

Caudal Fsal: 50000 kg/h

Temperatura de Fent: 201 ºC

Temperatura de Fsal: 232,2 ºC

Cp de Fent: 0,69 kcal/kg∙ºC

Cp de Fsal: 0,73 kcal/kg∙ºC


Q= 1540800 kCal/h






Siendo:

Tc,sal = Temperatura del fluido caliente a la salida del intercambiador:

280 ºC

TF,sal = Temperatura del fluido frío a la salida del intercambiador:

232,2 ºC

Tc,ent = Temperatura del fluido caliente la entrada del

intercambiador: 311 ºC

TF,ent = Temperatura del fluido frío a la entrada del intercambiador:

201 ºC

Sustituyendo, en la ecuación, se obtiene un valor de la temperatura media

logarítmica igual a:

∆Tml = 74,6 ºC





R= 1

P= 0,28









U=200

.


Fourier:

3. DISEÑO DEL CONDENSADOR









Caudal V: 63118,44 kg/h

Caudal L: 53317,44 kg/h

Caudal D: 9801kg/h

Temperatura de V: 174,2 ºC

Temperatura de L: 173,4 ºC

Temperatura de D: 173,4 ºC

Cp de V: 0,65 kcal/kg∙ºC

Cp de L: 0,67 kcal/kg∙ºC

Cp de D: 0,68 kcal/kg∙ºC


= -203068,09 kcal/h




Siendo:

Tc,sal = Temperatura del fluido caliente a la salida del condensador:

173,4 ºC

TF,sal = Temperatura del fluido frío a la salida del condensador: 100

ºC

Tc,ent = Temperatura del fluido caliente la entrada del condensador:

174,2 ºC



TF,ent = Temperatura del fluido frío a la entrada del condensador: 15

ºC

Sustituyendo, en la ecuación, se obtiene un valor de la temperatura media

logarítmica igual a:

∆Tml = 110,8 ºC



R= 106,25

P= 0,005









U=200

.


Fourier:



ANEXO V: PLANOS

1. PLANO DEL PROCESO



2. PLANO DE LA COLUMNA



3. PLANO DE PLATO



4. PLIEGO DE CONDICIONES

El objetivo del presente pliego de condiciones es definir el conjunto de

directrices, requisitos y normas aplicables al desarrollo de las que se refiere

el refiere el proyecto.

- DOCUMENTOS QUE DEFINEN LAS OBRAS

Los documentos que definen las obras y que la propiedad entregará al

contratista pueden tener carácter contractual o meramente informativo.

Son documentos contractuales los planos, pliego de condiciones, cuadro de

precios y presupuestos, que se incluyen en el presente proyecto. Los datos

incluidos en la memoria y nexos tienen carácter meramente informativo.

- DIRECCIÓN FACULTATIVA

La dirección facultativa de las obras e instalaciones recaerá sobre un

ingeniero nombrado por la propiedad en su representación. Este ingeniero

será responsable de la inspección y vigilancia de la ejecución del contrato,

y asumirá la representación de la administración o de la entidad pertinente

frente al contratista.

Las funciones del ingeniero director de obras serán las siguientes:

Garantizar la ejecución de las obras con estricta sujeción al proyecto

aprobado, o modificaciones debidamente autorizadas.

Resolver todas las cuestiones técnicas que surjan en cuanto a la

interpretación de los planos, condiciones de materiales y de

ejecución de unidades de obra, siempre que no se modifiquen las

condiciones del contrato.

Estudiar las incidencias o problemas planteados en las obras que

impidan el normal cumplimiento del contrato o aconsejen su

modificación, tramitando, en su caso, las propuestas

correspondientes.

- Obras y ejecución

Antes de comenzar las obras del proyecto primero será necesaria realizar

una programación del trabajo que se vaya a llevar a cabo, de forma que en



el plazo que se determine en días hábiles a partir de la aprobación del acta,

se presentará el programa de trabajos de las obras.

Para comenzar a ejecutar la obra primero será necesario disponer de toda la

maquinaria que podrá ser utilizada y de los materiales necesarios para el

comienzo del trabajo. Estos materiales deben de cumplir con los requisitos

propuestos para la realización del presente proyecto, pudiendo ser, en caso

de que no cumplan con los objetivos requeridos, retirados inmediatamente

del lugar de la obra, a menos que el ingeniero ordene lo contrario.

Una vez que se vaya a comenzar con la ejecución de la obra, el lugar donde

se realice debe de estar perfectamente señalizado todo el lugar de la obra

donde se vaya a realizar.

A lo largo de la ejecución de toda la obra deberán tenerse en cuenta unas

precauciones especiales en caso de que se diera el caso de lluvias

abundantes, por lo que durante las fases de construcción, montaje e

instalación de obras y equipos, estos se mantendrán en todo momento en

perfectas condiciones de drenaje; incendios, para ello se debe de atener a

las disposiciones vigentes para la prevención y control de incendios y en

caso de fallo, acatar las recomendaciones u órdenes que se reciba del

director.



5. PRESUPUESTO

El presupuesto del presupuesto del presente proyecto se ha llevado a cabo

teniendo en cuenta el precio aproximado de algunas de las partes más

relevantes de la planta, sin tener en cuenta la obra civil, puesta en marcha

etc. Las partes analizadas y sus respectivos costes se muestran en la

siguiente tabla:

Equipos unidades Coste ($)

(2002) Coste (€)

(2002) estimación

coste factor n actualización € Índice 2013

Índice 2002

Torre 1 1423808 1039275,912 - - 1491135,005 567,6 395,6

Caldera 1 300000 218978,1022 - - 314185,9727 567,6 395,6

Bombas 6 3384 2470,072993 - - 3544,017772 567,6 395,6

Válvulas 6 507 370,0729927 - - 530,9742939 567,6 395,6

Condensador 1 3077 2245,985401 - - 3222,500793 567,6 395,6

Intercambiador 1 3078 2246,715328 - - 3223,54808 567,6 395,6

Total - Naves 1809395,97 Naves 506806,52

Total 2316202,49

Para el cálculo de estos costes se tuvo en cuenta los siguientes datos:

Índice de Marshall & Swig (M&S) de 2013.

Índice de Marshall & Swig (M&S) de 2002.

Actualización económica según el factor exponencial de

escalamiento.

Las fórmulas utilizadas para la elaboración de la anterior tabla fueron las

siguientes:

Fórmula para la estimación de costes de los equipos:



Siendo:

A: Atributo del equipo (Volumen, capacidad,…)

C: Precio de compra

n: Factor exponencial de escalamiento

Para lo cual sería necesario el uso de las tablas para el factor exponencial

de escalamiento:



En este caso no fue necesario el cálculo de estos valores, ya que la

herramienta online que se menciona a continuación nos aportó todos los

valores económicos necesarios. En caso contrario habría sido necesario este

cálculo.

Fórmula para la estimación del coste:

Siendo:

C: Precio de compra.

I: índice de costes.

Para lo cual sería necesario el uso de las tablas de los índices de Marshall &

Swig (M&S) de 2013 y 2002, además de conocer el valor del coste de los

equipos en la herramienta online de http://www.mhhe.com/. La tabla de los

índices son las siguientes:

http://www.mhhe.com/



BIBLIOGRAFÍA

La bibliografía utilizada para el desarrollo de este proyecto es la siguiente:

A. Marcilla Gomis, “Introducción a las operaciones de separación”,

Universidad de Alicante, 1999.

A. Vian Ortuño,“Introducción a la uímica Industrial”, Reverté,

1994.

Robert E. Treybal , “Operaciones de transferencia de masa”, Mc

Graw Hill, 1988.

Warren L. McCabe; Julian C. Smith; Peter Harriott, “Operaciones

unitarias en ingeniería química”, Mc Graw Hill, 2007.

Simulador Aspen Hysys.

Apuntes de la asignatura Transmisión de Calor.

Apuntes de la asignatura Diseño de Operaciones de Separación.

Apuntes de la asignatura Flujo de Fluidos.

Apuntes de la asignatura Termodinámica Aplicada.

www.lanaveindustrial.com

www.mhhe.com/engcs/chemical/peters/data/ce.html

Separación de C10 de Una Mezcla de Parafinas Lineales- Daniel Pérez Esplá, Fco Javier Ruíz Jorge...

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