PLANTA DE PRODUCCIÓN DE ACETONA (VÍA ALCOHOL) Castro Brayan, Hernández Franklin, Otero Rodrigo, Quiroz Luis Programa de Ingeniería Química, Universidad del Atlántico Entregado Abril 22 2015, tercer avance.
Objetivo General
Diseñar el reactor y los equipos de separación del proceso.
Objetivos Específicos. Determinar el volumen del reactor a partir de la cinética de reacción. Determinar los flujos de entrada y salida y las temperaturas de operación del reactor. Determinar las dimensiones del reactor y el número de tubos necesarios para definir la configuración del reactor. Calcular los datos de equilibrio del sistema de separación. Diseñar los equipos de separación.
Diseño del reactor Aplicando la ecuación de diseño para un reactor PBR de manera diferencial, con respecto al isopropanol, IPA. Fipa |w Fipa |ww ripa ' w 0
Partiendo de la definición de deriva por incrementos, podemos establecer de la ecuación diferencial para el reactor.
r ipa '
Fipa |ww F ipa |w
r ipa ' lim
w Fipa |ww F ipa |w
w0
r ipa '
w dF ipa dw
1
Reemplazando en términos de la conversión del isopropanol.
Fapi Fapi,0 (1 X api )
r ipa ' dw
Fipa,0 dxapi dw
Fipa,0 dxapi
r ipa '
El modelo cinético para esta reacción es de primer orden
ripa ' kC api La ecuación de diseño diferencial para el reactor
dw
Fipa ,0 dxapi kC api
Teniendo en cuenta la estequiometria de reacción H3C CH (OH ) CH3 H 3C CO CH3 H 2
Tabla estequiométricas
Fapi Fapi ,0 (1 xapi )
Facetona Fapi,0 xapi F H 2
Fapi,0 xapi
FT Fapi ,0 Fapi,0 xapi De la anterior tabla podemos encontrar la concentración de la para calcular la velocidad de reacción.
2
C api
Fapi
v
Fapi ,0 (1 xapi ) v
Dado a que a la reacción se lleva a cabo en fase gaseosa la variación del volumen con respecto a la conversión no se puede despreciar, haciendo una relación entre dos puntos del sistema en referencia a estado.
P v
P0 v0
Z F T R T Z 0 FT ,0 R T
Por el momento se sumirá un proceso isobárico puesto que aún se conoce la cantidad de catalizador a utilizar y por tanto se desconoce la caída de presión que éste ocasiona en el reactor, además consideraremos despreciable la variación del factor de compresibilidad, basados en la simulación del equipo en HYSYS, del cual se tratará más adelante. v
v0
F T F T ,0
Reemplazando los factores de flujos totales en términos de la conversión
v v0
Fapi ,0 Fapi ,0 xapi F api,0
Reemplazando para obtener la concentración en función de la conversión
Fapi ,0 (1 xapi )
C api v0
Fapi ,0 Fapi ,0 xapi F api,0
Organizando términos
C api
Capi ,0 (1 xapi ) (1 xapi ) 3
Se sustituye la expresión anterior en la ecuación diferencial para el reactor. Fipa ,0 dxapi
dw k
Capi ,0 (1 xapi ) (1 xapi )
Integrando para obtener la cantidad de catalizador requerido para alcanzar una conversión del 90%.
w
0
dw
w
0
Fipa ,0 kCapi ,0
dw
v0 k
0.90
(1 xapi )
0
0.90
(1 xapi )dxapi
(1 xapi )dxapi
0
(1 xapi )
Donde la constante de reacción, k, está dada por la cinética de la reacción 5
K0 3.51x10 m3 gas / m3catalizador * s Ea 72.38 MJ Kmol
Con estos parámetros y con la temperatura de reacción de 350°C se calcula una constante de reacción K de 0.300566 m3gas/m3catalizador s. Para el cálculo del flujo volumétrico inicial, v0, se basó en la ecuación de estado de estado cúbica de Peng-Rabinson , además se aplicó el método analítico de Cardano para la evaluación de las raíces del polinomio, con la herramienta Hysys. Z=0.99829, con la calculamos el flujo volumétrico a la entrada
4
v0
0.99829*(4.64096 x10 2 kmol / s)*(8.314 kpa* m3 / kmol*K)*(350 273.15)K 190kpa
v0 0.0126332m3 / s
w
0
dw
0.0126332m3 / s 3
3
0.300566 m gas / m cat alizador s
0.90
(1 xapi )dxapi (1 xapi )
0
w 0.155733m3catalizador Dado que la fracción de vacío del lecho es de 0.52, calculado a partir de la densidad del sólido y la densidad aparente. El volumen del lecho 3
V
0.155733m catalizador
0.3244m3empaque
3
0.48 m catalizador 3 m empaque
Seleccionando unos tubos de 2 pulgadas de diámetro interno y de 3 metros de longitud, el número de tubos es:
Vtubo
(
2 x2.54 100 4
Númerotubos
2
m)
3
x3m 6.080489 x10 m
0.3244m3empaque 3
3
6.080489 x10 m
3
53.35tubos 54tubos
Realizando la simulación del reactor con la herramienta computacional HYSYS paquete de fluidos de peng-rabinson. Se encontraron los siguientes datos para un PFR catalítico. Tabla 1. Condiciones de las corrientes de salida
5
Tabla 2. Composiciones molares según Hysys.
Figura 2. Propiedades de las corrientes que entran y salen del reactor.
Como se ve en las anteriores imagines los factores comprsibilidad no varía de manera significativa, por lo que la asunción en la obtención de el volumen del catalizador es adecuada.
6
Figura 3. Parámetros del reactor catalítico.
En el simulador se obtinen las siguientes configuraciones para el reactor. Número de tubos Diámetro interno , pulgadas Longitud, m Calor requerido, Kw Caida de presión, kpa
54 2 3 16.85 3.152
Diámetro la coraza del reactor. El diámetro de la coraza es calculado usando la ecuación de Harvey, dada por la ecuación: Ds K 1 2 Pt Ds K 1 nK 1 K 4 N T 2 1.23 Pt
Donde NT = número de tubos Ds = diámetro de la coraza Pt = pitch del tubo = 1.25 x diámetro del tubo Para formas triangulares:
7
K 1= 1.08, K 2= -0.9, K 3 = 0.69, K 4= -0.8. n = número de pasos Reemplazando los alores conocidos Ds 1.08 2 (2 x1.25) Ds 1.081.08 0.8 54 2 1.23 2 x1.25
Ds=23.939 in aproximando a 24in Ds=0.6096m
8
SISTEMA DE SEPARACION. La corriente remanente del reactor lleva como productos Hidrogeno, Agua, IPA y como producto deseado Acetona. Esta corriente que se encuentra en fase gaseosa es condensada hasta una temperatura de 20°C y una presión de 2.3 bar para que ingrese al separador flash. El sistema de separación consta de: -
Separador flash. Torre de absorción. Tren de destilación.
Separador flash.
Este equipo se ha diseñado con la ayuda del simulador Aspen Hysys® 8.4 usando como corriente de entrada al equipo los productos remanentes del reactor. A continuación se muestra el esquema del equipo (ver figura ).
F igur a 1. Esquema de separador flash.
Se tiene además las condiciones de operación:
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Tabl a1. Condicion es de operación del equi po.
Se tiene de esta manera las composiciones de tope y fondo respectivamente del equipo así como los flujos, temperatura y presión de las mismas. Estos se muestran en las siguientes tablas.
Figura 2 .
10
Figura 3.
Figura 4
11
Figura 5. El software nos permite calcular el diámetro del equipo así como la altura del mismo, y la relación L/D. estos datos se muestran en la siguiente figura:
Figura 6
12
Torre de absorción:
Figura 7
El sistema de absorción tiene como función recuperar de la corriente de tope que sale del tanque flash acetona arrastrada en la misma y separar el Hidrogeno de la corriente. Esta misma se pone en contracorriente con agua y arrastra la corriente con la cual se recupera una mezcla de acetona, agua e IPA que se mezcla con la corriente proveniente del fondo del separador flash. Los datos obtenidos para este sistema se muestran en las siguientes tablas, las cuales contienen las composiciones de las corrientes del mismo. F. alimentado Kmol/h ZF1 ZF2 ZF3 F. VAPOR OUT FLASH Kmol/h Y acetona Y IPA Y Hidrogeno Y agua
3,66 0,2709 0,0314 0,6976
1,133 0,0724 0,0018 0,918 0,0078
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F. out absorbedor fraccion hidrogeno fraccion acetona
1,088 0,955 0,045
Gas que entra VD: Flujo de Acetona a la entrada= 0.0749 kmol/h 1,068*0,925= 0.9828 kmol/h (Hidrogeno) 1,068*0,6*0,07028= 0.0449 kmol/h (Acetona) Flujo total de gas VD= 1.0277 kmol/h
Ahora, se puede hallar la relación
, de forma gráfica. Conociendo la curva de
equilibrio y la línea de operación, se puede obtener el número de etapas. Con la ayuda de Aspen Hysys, se obtuvo la siguiente tabla de valores de equilibrio agua-acetona. Con estos datos se construye una curva de equilibrio con las siguientes ecuaciones:
y Con lo que se obtiene la siguiente tabla de valores: molesac/molL molesac/molV 0 0,100314275 0,075 0,097035 0,065 0,093285758 0,06 0,091188639 0,04 0,080565453 0,035 0,077066931 0,03 0,073028183 0,025 0,068251358 0,02 0,062404997 0,015 0,054867727 0,01 0,044244541 0,009 0,041484096 Tabla 2. Datos molAc/molL vs. molAc/molV
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De los datos se obtiene la siguiente gráfica:
Grafi ca 1. Curva de equilibrio y línea de operación absorción acetona-agua
La gráfica 1 sugiere un total de 2 etapas en el proceso de absorción. Se puede obtener una pareja de coordenadas en cualquier punto de la línea recta, y obtener la relación mínima,así:
() ( ) Se puede decir que el flujo L será un 25% superior al mínimo
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Este L es solo el flujo de agua que entra en el tope, es decir L =LD En el líquido que sale en el fondo (LB): 0,00042(1,068)= 0,0004
0,004265(1,068)= 0,0046
0,07028(1,068)*(0,4) = 0,0299 Acetona
Flujo de H2O que entraen el tope=1,3450 Total = 1,3799 Kmol/h
Para
se tiene que
Por medio de HYSYS se obtuvo la densidad del gas en la entrada del absorbedor,
.
Entonces: Del flujo de líquido es posible calcular las fracciones molares de los componentes en el absorbedor.
Para conocer el flujo masico de la corriente de líquido se debe conocer el peso molecular promedio de esta mezcla.
)( ) ̅ ()(
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Ahora para el vapor:
̅
Las fracciones molares de la fase vapor son:
De la misma forma se obtiene el peso molecular promedio de la corriente de vapor para conocer el flujo molar de la corriente:
)( ) ̅ ()( ) ( ̅
A partir de la siguiente relación:
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Para una inundación estándar y la curva de caída de presión se obtiene un orden de inundación de 0.30. Así mismo se toman estos parámetros que ayudaran en el procedimiento:
También se tiene que para el empaque de anillos Rashing cerámicos, el parámetro que los representa es
Asumiendo un valor de J=200, según la literatura
Teniendo en cuenta un 75% de inundación
El diámetro de la columna de absorción es 0,2667 m.
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Ahora, calculemos la altura de la columna de absorción Número de etapas=3 HETP= 0,5 m (espaciado por empaque) Con el valor del espaciado entre cada empaque, se puede obtener la altura de la columna H= 0,5m*3= 1,5 m El nuevo orden es 0,17. Para un nuevo rango de inundación de 40-90 %, 1400 Pa/m Caída de presión por empaque 1400 Pa/m*1,5 m= 2,1 Kpa.
TORRES DE DESTILACION PARA SISTEMAS MULTICOMPONENTES: Generalmente los procesos de destilación binaria, pueden ser resueltos de forma relativamente sencilla con cálculo de etapa por etapa, que se realizan ya sea por computadora, gráficamente o un diagrama de McCabe-Thiele. En cambio cuando hay presencia de un componente más; estos problemas se vuelven complejos y puede ser que la solución de los mismos no sea tan directa. En la destilación de varios componentes no se especifican por completo las composiciones del destilado ni de los fondos; debido a que no se dispone de suficientes variables para realizarlo. La anterior limitante tiene un efecto importante sobre el procedimiento de cálculo. Los componentes que si tienen recuperaciones fraccionarias en destilado y fondos se les conocen como componentes claves. El más volátil de los componentes claves se llama clave liviana (CL) y el menos volátil clave pesada (CP). Los demás componentes son no claves (NC). Aunque existen métodos matriciales que son muy eficientes; estos requieren una cantidad apreciable de tiempo, incluso usando una computadora; además estos son métodos de simulación y requieren conocer de antemano la cantidad de etapas y ubicación especifica del plato de alimentación. Se requieren métodos aproximados lo bastante rápido para hacer estimaciones económicas preliminares y cálculos de recirculación donde la destilación solo es una pequeña parte de todo el sistema ; calcular sistemas de control y obtener una primera estimación en cálculos más detallados con simulaciones.
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Refl uj o Total: Ecuacion de F EN SKE
Fenske (1932) dedujo una solución rigurosa para destilación binaria y de varios componentes a reflujo total para la determinación de las etapas mínimas ideales que debe tener la torre para una separación especifica. En la deducción se supone que las etapas son de equilibrio.
+ * (1) Dónde:
Nmin: cantidad de contactos de equilibrio, incluyendo al vaporizador parcial a reflujo total. = volatilidad relativa del componente a respecto a b.
αab
Calcul o del refl uj o míni mo: Ecuaciones de UNDERWOOD
El reflujo mínimo se evalúa a partir de datos de la relación de separación entre el clave liviano (CL) y el clave pesado (CP). A pesar que es un valor infinito , una torre no puede operar utilizando esta relación dado que eso requeriría un número infinito de etapas o platos, pero es un parámetro muy útil para utilizar como condición limitante dl diseño, al igual que se realiza en destilación binaria. UNDERWOOD dedujo un procedimiento algebraico ingenioso para resolver el sistema; en su derivación se asume que las volatilidades relativas son constantes en la región entre los dos puntos de infinitud y que las relaciones de reflujo interno se relacionan, demostrándose que existe al menos una raíz común entre ambas expresiones:
∑ ∑
(2) (3)
En donde q es el estado térmico de la alimentación y r es el componente de referencia con respecto al cual se evalúan las volatilidades relativas ( se toma generalmente el clave pesado) La ecuación 2 se resuelve iterativamente para una raíz Ɵ que satisfaga: 1<Ɵ<αCL; luego, con un valor obtenido de Ɵ, se resuelve la ecuación 3 , obteniéndose el valor del reflujo
mínimo. Por su relatividad simplicidad, las expresiones de Underwood son muy usadas en los cálculos de la relación de reflujo mínima y muchas veces se las suele utilizar sin verificar la
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posibilidad de que los componentes no clave se distribuyan, obteniéndose aun así buenos resultados. Calculo del reflu jo operativo:
Para lograr una separación especifica entre dos componentes clave, la relación de reflujo y el número de etapas teóricas deben ser mayores que sus valores mínimos. La relación de reflujo operativo se establece mediante consideraciones económicas como un múltiplo de la relación de reflujo mínimo
El factor Fr que relaciona el reflujo mínimo y el operativo es usualmente evaluado en un rango entre 1.1 y 1.5. para un factor menor a 1.1, el número de platos teóricos necesarios resultara muy alto, llegando a infinito cuando Fr=1. Para un factor mayor de 1.5, si bien se reducirá el número de platos teóricos, aumentaran los costos operativos del condensador y del rehervidor, debido a que los caudales internos de líquido y vapor son altos. Para compensar ambos efectos se suele utilizar un valor intermedio de 1.3, sin embargo su elección es arbitraria. Para no utilizar un factor Fr arbitrario de 1.3, se utilizara una correlación empírica desarrollada por Van Winkle y Todd para determinar este factor en función de los parámetros del sistema.
(4) Dónde:
( ) ( ) ( )
Como se puede observar, dicha relación depende de las composiciones de los componentes clave de entrada (alimentación) y salida (destilado y residuo) de la torre y de la volatilidad relativa entre los mismos. Calculo del número de etapas ideales N (ecuación de Gil lilan d)
El valor de este depende de las relaciones de reflujo, tanto mínimo (R min) como de operación (R op) y del número mínimo de platos (Nmin), los caudales dependen a su vez de las composiciones de la alimentación, el residuo y el destilado, de las volatilidades relativas
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de los componentes y del estado térmico de la alimentación. Todos estos factores deben combinarse en una correlación empírica, siendo la más simple y exitosa la desarrollada por Gilliland:
<0.125 usar: (5) >0.125 usar: Para Para
Ubicación del pl ato de alimentación (Ecuación de Kirkbride)
Los platos teóricos deben estar distribuidos óptimamente entre la zona de enriquecimiento y la de agotamiento. Para lo anterior Kirkbride ha desarrollado una ecuación empírica que aproxima relativamente bien la localización del plato de alimentación:
[ ](6)
Donde con (‘) se denota los caudales molares del clave pesado y sin ella los del liviano para
las corrientes específicas. Con la anterior expresión se encuentra una relación entre el número de platos en la zona de enriquecimiento y el número de platos en la zona de agotamiento. El valor de cada uno de ellos se obtiene luego combinando con:
Calcul o de la efici encia global y numero de platos reales:
Una vez que se ha encontrado el número de etapas de equilibrio, necesarias para determinada operación, debe especificarse el equivalente a ellas en términos de platos reales, debido a que, en general, las corrientes de producto se desvían de sus condiciones de equilibrio. Para esto se define la eficiencia del plato, la cual varía de un plato a otro, pero en general, para minimizar la complejidad de los cálculos se utiliza una eficiencia global para la torre cuya definición es:
Los factores que influyen sobre el valor de la eficiencia son:
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- Limitaciones de la transferencia de materia y calor. - Separación incompleta de las fases. -configuración de flujo y efectos de mezclado. -Arrastre del líquido por el vapor. Estos factores a su vez dependen de las propiedades físicas del sistema, del diseño del plato y de la hidrodinámica de los flujos. Todo esto hace que los cálculos d eficiencia sean muy complejos; sin embargo la eficiencia global puede correlacionarse a partir de datos experimentales sin tener en cuenta estos factores en forma directa. Para platos perforados KESLER Y WANKAT (1987), encontraron una correlación que es muy buena para el cálculo de la eficiencia global esta es dada por la siguiente expresión:
(7)
El número de etapas reales de la torre será:
Ubicación del plato de alim entación:
Para ubicar el plato de alimentación, se mantendrá la relación para las etapas teóricas:
Trabajando algebraicamente la expresión anterior, se llega a:
⁄
Calculo del diámetro de la col umn a:
Para diseñar una columna de platos perforados debemos calcular el diámetro de la columna que evite la inundación, diseñar la distribución del plato y diseñar los bajantes. Porque Aquí se utilizara el procedimiento de Fair porque es conocido y es una opción en el simulador Aspen plus. En este procedimiento se determina primero la velocidad del vapor que causara inundación debida al arrastre excesivo y a continuacion una regla empírica para
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determinar la velocidad de operación; de ahí se calcula el diámetro de la columna. Este es muy importante para controlar los costos y debe estimarse aun en los diseños preliminares. El método se aplica a platos perforados, de válvula y de barboteadores. La velocidad de inundación basada en el área neta de flujo de vapor se determina con:
√
, pies/s
Donde σ es la tensión superficial en dinas/cm y CF es el factor de capacidad; este es una función del parámetro de flujo.
Donde WL y WV son las tasas de flujo de masa de líquido y vapor, y las densidades son densidades de masa. Para usar en computadoras se dan correlaciones para CF para diferentes espaciamientos entre platos: Para de 6 pulgadas:
Para de 9 pulgadas:
Para 12 pulgadas:
Para 18 pulgadas:
Para 24 pulgadas:
Para 36 pulgadas:
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En la correlación de inundación se supone que la relación del área de los agujeros entre el área activa del plato es igual o mayor a 0.1. La altura o distancia entre platos, necesarias en la correlación de inundación, se selecciona de acuerdo con las necesidades de mantenimiento. Los platos perforados tienen entre ellos de 6 a 36 pulgadas; de 12 a 16 pulgadas son limites comunes para las torres pequeñas (menores de 5 pies). En general la altura entre platos es mayor en columnas de gran diámetro. Se usa un mínimo de 18 pulgadas y 24 pulgadas es lo característico por si se necesita que un trabajador se arrastre por la columna para inspeccionarla. La velocidad de operación para el vapor se determina con:
La velocidad de operación puede ir de 0.65 a 0.9. Jones y Mellbom (1982) sugieren usar siempre un valor de 0.75 para esa fracion. Con mayores fracciones de inundación no se afecta mucho el costo general del sistema, pero si se restringen su flexibilidad.
Donde η es la fracción del área transversal de la columna disponible para el flujo de vapor sobre el plato. Entonces 1-η es la fracción del área de la columna ocupada por un bajante. En forma característica η vale entre 0.85 y 0.95.
El diámetro de la columna DC se puede calcular con la siguiente ecuación:
√
, pies
G=L+D. L=R OP*D. Al tur a total de la torr e:
La altura final que tendrá la torre será igual al número de platos reales que contenga multiplicado por el espaciamiento entre ellos. Se deberá tener en cuenta además que:
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Por encima del primer plato de la torre se coloca normalmente un separador de gotas, para evitar el arrastre de gotas al condensador, además de algún dispositivo de medición para el sistema control. Para tener en cuenta lo anterior, se adiciona a la altura de la columna un valor llamado hcabeza que generalmente se estima alrededor de 1.5 metros. En el fondo de la columna, por debajo del ultimo plato se coloca la cañería que devuelve la salida del reevaporador a la torre, cuyo diámetro depende del modelo de reevaporador y de los caudales manejaos. Se agrega, además un espacio para el sello liquido en el fondo. Luego, se adiciona a la altura final de la torre un término de hfondo y será alrededor de 3 metros. La altura final de la torre, entonces será:
Donde t es el espaciado entre platos en metros. En el caso de torres muy altas, se las debe dividir en dos torres mas pequeñas, donde se le adiciona hfondo y hcabeza.[8]
DISEÑO DE LA TORRE DE DESTILACION PLANTA DE PRODUCCION DE ACETONA: Como se pretende que nuestro producto posea acetona al 99.9 % molar entonces a partir de este dato y la producción requerida de 500 ton/año se tiene que :
Como el producto es prácticamente acetona pura se obtiene al final con el valor del peso molecular de la acetona 58.080 la cantidad de kmol por hora que se requiere salga por el tope de la torre que dio un valor de 0.982 Kmol/h y el 0.1 % restante corresponderá al IPA en esta corriente por que es el segundo componente más volátil en la mezcla alimentada. Ahora con este valor y conociendo la composición de acetona en la corriente de alimentación se determina el grado de recuperación requerido por la torre para cumplir con la composición establecida así:
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Lo que quiere decir que por el fondo se va el resto de acetona (0.01 de la alimentada) al igual que el procedimiento anterior se obtiene el porcentaje de recuperación del IPA en el tope el cual da de 0.85 %. El agua alimentada saldrá por el fondo debido a su poca volatilidad respecto a los demás componentes de la mezcla. Una vez realizado este procedimiento se obtienen los diferentes flujos y composiciones deseadas que se alcance con la torre de destilación como se puede observar en la siguiente tabla. F. destilado Kmol/h XD1 XD2 XD3
0,983 0,999 0,001 0
F. fondo Kmol/h XB1 XB2 XB3
2,677 3,40E-03 0,0426 0,954
Una vez conocida la distribución de los componentes en las corrientes se observa que los componentes claves deben ser la acetona y el alcohol isopropilico una vez establecido esto se puede utilizar las ecuaciones y correlaciones descritas en el marco teórico para obtener los siguientes valores:
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Temperatura condensador °C Temperatura rehervidor °C Numero mínimo etapas ideales Raíz de UNDERWOOD Reflujo mínimo Reflujo de operación Relación operación/Rmin Numero de etapas ideales Numero de etapas ideales sec. Agotamiento Numero de etapas ideales sec. Rectificación Eficiencia global de la torre Numero de etapas reales de la torre Numero de etapas reales sec. Agotamiento Numero de etapas reales sec. Rectificación Plato de alimentación Diámetro de la columna en metros Altura de la torre en metros
56,2 99,34 11 1 0,8003 1,1650 1,46 22 19 3 0,5281 41 36 5 35 0,20 21
Cabe anotar que la presión de operación de la torre será de 101.33 Kpa; además que el espaciado entre plato elegido fue de 18 pulgadas debido a que es el minimo recomendable para este tipo de torres y pueden brindar mayor flexibilidad en la limpieza de los mismos. El valor de la fracción para la velocidad optima a partir de la velocidad de inunda miento elegido fue el recomendado de 0.75. Las propiedades como densidad, viscosidad, tensión superficial etc. Fueron tomadas del simulador ASPEN PLUS. Para obtener las temperaturas del condensador y rehervidor se aplica un cálculo flash para obtener los puntos de burbuja y roció respectivamente para el sistema con las composiciones respectivas del equipo. Para el cálculo de la altura se estimó un hcab=1 m y hfond=2m.
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BIBLIOGRAFÍA [1] DISEÑO CONCEPTUAL, PLANTA DE PRODUCCIÓN DE ACETONA POR MEDIO DE ALCOHOL ISOPROPÍLICO. Hector David Álvarez Roldan; John Henry Castro; Juan Felipe Hincapié; Ana Cristina Restrepo; Alejandro Ocampo; Tatiana Álvarez, Oscar Hernández; Daniel Suarez Muñetón. 2012. Fecha de consulta 30 Marzo2015. [2] The Importance of Nickel Compounds: Catalysts. European Nickel Institute.5 October 2007. THE WEINBERG GROUP LLC. [3]MATERIAL BALANCES DESIGN PROBLEM STATEMENT PRODUCTION OF ACETONE. [4] INTRODUCCIÓN A LA TERMODINÁMICA EN INGENIERÍA QUIMICA. J.M. Smith, H.C. Van Ness. 6ta Ed [5]HYPROTECH HYSYS Versión: 2.4. Fecha de consulta: 4 Abril 2015. [6] UNIVERSIDAD DE LAS ÁMERICAS.APENDICE A. BASES DE DATOS DE EQUILIBRIO LIQUIDO-VAPOR DE MEZCLAS CANDIDATAS.7 Abril 2015. [7] EQUILIBRIOS LÍQUIDO Y VAPOR DE MEZCLAS BINARIAS. [En línea]. http://www.vaxasoftware.com/doc_edu/qui/vle_es.pdf. Fecha de consulta: 30 Marzo 2015. [8] Wankat, P; ingeniería de procesos de separación. PEARSON, pág. 161-353.
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