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Ingeniería química

Ingeniería Básica de procesos Químicos

DEDICATORIA

A DIOS



SIMULAR NO ES DISEÑAR ¿ES

UNA HERRAMIENTA IMPRESCINDIBLE PARA DISEÑAR?

Los parámetros de diseño como numero de tubos de un intercambiador de calor, diámetro de la carcasa y número de platos de una columna no pueden ser calculados por . Es una herramienta que proporciona una simulación de un sistema que se describe con anterioridad puede emplearse como herramienta de diseño, probando varias configuraciones del sistema para optimizarlo.

LIMITACIONES DE LOS SIMULADORE SIMULADORES: S: Se debe tener en cuenta que los resultados de una simulación no son siempre fiables y estos se deben analizar críticamente. Hay que tener en cuenta que los resultados dependen de: -

La calidad de los datos de entrada De que las correlaciones empleadas sean las apropiadas (escoger bien el paquete termodinámico) Elección adecuada el proceso.

FUNDAMENTOS DE



:

Es un software para la simulación de plantas petroquímicas y afines.


CONTENIDO: 1.

Descripción general de simulación de procesos en

2.

Bases y entornos de simulación en

3.

Transporte de fluidos:

4.

Operaciones de transferencia de calor:

5.

Operaciones de transferencia de masa:

6.

Diseño, simulación y aplicación de reactores químicos:

7.

Análisis y diseño de procesos químicos:

8.

Casos de estudio:




CAPITULO # 1 Descripción general de simulación de procesos en Aspen – HYSYS



Descripción general de simulación de procesos en 1.1. Características generales del simulador: Con HYSYS, los ingenieros sólo necesitan desarrollar un simple modelo del proceso que puede ser usado desde diseños conceptuales, a diseños de mejoras, optimización de la producción y una mejor toma de decisiones. HYSYS está diseñado para que el usuario lo pueda configurar a su medida. Esto permite la interacción con otras aplicaciones para crear poderosos programas híbridos. 1.2. Algunas de las características más relevantes son: -

-

-

Ambiente gráfico de operación. Metodología de cálculo en estado estacionario: modular no secuencial. Los cálculos en el flowsheet son realizados automáticamente cuando el usuario aporta información. Los resultados de cualquier cálculo pasan automáticamente a otra corriente u operación que esté afectada por el cálculo, propagando los resultados a través del flowsheet. La información parcial (insuficiente para permitir un cálculo completo) también es dirigida bidireccionalmente a través del flowsheet. Metodología de cálculo en estado dinámico: cada operación unitaria individual contiene la información necesaria para calcular su respuesta dinámica, así como también integrar sus hold-ups, o en el caso de operaciones sin hold-ups, algebraicamente. Multi-Flowsheet: un número ilimitado de flowsheets pueden ser instalados en una simulación. La información de cualquier locación es accesible en cualquier momento. Sub-flowsheets y flowsheet templates: Cada flowsheet posee un paquete de fluidos (componentes, propiedades, reacciones, etc.). Un sub-flowsheet aparece como una operación multi-input/output y es resuelto automáticamente como cualquier otra operación. Los templates pueden ser construidos específicamente: paquetes de fluidos, operaciones, corrientes, especificaciones del proceso, etc., y guardados en disco.

Ingeniería química -


Reactores: CSTR, PFR, Gibbs, Equilibrio y Conversión Transferencia de calor: Intercambiador de calor, Condensador, Evaporador. Distribución: Cañería, T, Mezclador Incremento de Presión: Bomba, Compresor, Válvula, Expander. Lógicas: Balance molar, Balance de masa, Balance de energía, Balance Gral., Adjust, Set, Controlador PID, Selector de señal, Función de transferencia.

1.4. Algunas herramientas de análisis con las que cuenta son: -

Case Study: Grabador de datos con el cual se pueden realizar varias simulaciones simultáneamente. Intercambio de calor: Análisis Pinch, curvas de calor. Equilibrio de fase: tablas de propiedades, Hidratos, T -XY, P-XY. Diseños de destilación: Mc Cabe - Thiele, síntesis de destilación binaria, síntesis de d estilación ternaria. Cañerías: Dimensionamiento, caída de presión.



CAPITULO # 2 Bases y entornos de simulación en Aspen-Hysys



Bases y Entornos de Simulación en 2.1. Introducción: Para comprender porque HYSYS es una herramienta de simulación tan poderosa, no se necesita más que mirar dentro de sus cimientos termodinámicos. La flexibilidad inherente que construye en el diseño combinada con la fuerza y precisión incomparable provista en los cálculos efectuados a través de sus paquetes de propiedades, conducen a una representación de modelos de una forma mucho más realista. No solo se puede aplicar una amplia variedad de paquetes termodinámicos internos sino que se puede usar tablas capaces de sobreponer cálculos de propiedades específicas para obtener mayor precisión sobre un rango limitado, o se puede utilizar la funcionalidad que presenta el ActiveX para interactuar con paquetes termodinámicos construidos externamente. El simulador HYSYS es capaz de extenderse a través del uso de su característica llamada extensibilidad, con el objeto de utilizar paquetes de propiedades creados fuera del entorno del mismo. Los paquetes termodinámicos internos, sin embargo, proveen predicciones muy precisas de propiedades termodinámicas, de transporte y físicas para fluidos de hidrocarburos, no hidrocarburos y de otros químicos. HYSYS cuenta también con un paquete de regresiones poderoso que se puede utilizar en forma conjunta con las tablas. Los datos experimentales de los componentes individuales sirven de base de datos para ingresarlos como dato al paquete de regresiones. Alternativamente, se puede suministrar datos existentes o un conjunto de datos propios. El paquete de regresión ajusta el dato ingresado a una de las tantas expresiones matemáticas disponibles en el HYSYS. Esto nos permite obtener resultados de propiedades termodinámicas y físicas que se ajustan de forma aproximada al dato experimental provisto por uno mismo. El sistema también posee una gran variedad de cálculo de propiedades, métodos de cálculos de operaciones Flash, base de datos, etc. Los métodos de cálculos termodinámicos del COMThermo cubren todos los paquetes que posee el HYSYS. Se prevé que en un futuro, el antiguo aparato motriz de la termodinámica del HYSYS será suplantado gradualmente por el COMThermo.



Se puede acceder al SBM (Simulation Basis Manager) desde cualquier etapa de construcción del caso. Cuando se construye un nuevo caso, la primera ventana que aparece es la de SBM. Se puede retornar al SBM desde los entornos del diagrama principal o sub-diagrama en cualquier momento para hacer cualquier cambio. Se puede hacer esto simplemente haciendo clic en el icono del SBM en la barra de menú La ventana de paquete de propiedades ( Property Pkg) del administrador de la base de simulación, SBM, nos permite crear y manipular paquetes de fluidos en la simulación. Cada vez que se crea un nuevo caso, el SBM se posiciona en la página de componentes de la ventana del entorno de la base de simulación.

Figura # 1 Administrador de la base de simulación SBM

Ingeniería química Reactions Components maps User property

Ingeniería Básica de procesos Químicos Permite instalar componentes de una más reacciones, crear la reacción o reacciones y asociarlas a un paquete de fluidos. Permite especificar la composición a través de las fronteras de un paquete de fluidos. Crear y hacer uso de propiedades definidas por el usuario y dejarlas a disposición de un paquete de fluidos.

2.3. Adición de componentes: El administrador de componentes (Components Manager) se accede al seleccionar la pagina “Components” del SBM. Este administrador de componentes ofrece una ubicación para recuperar y manipular el juego de componentes químicos que se esta simulando. El juego de componentes se guarda bajo la forma de un listado de componentes, el cual puede ser la colección de componentes puros extraídos de la biblioteca, o de componentes hipotéticos. El administrador de componentes siempre contiene un listado maestro de componentes (Master Component List) que no puede ser alterado ni eliminado. Este listado maestro de componentes contiene cada uno de los componentes disponibles de cada uno de los listados de componentes. Cuando se ingresa a la página de componentes desde el SBM, el primer listado que aparece dentro del recuadro de listados de componentes, es el listado maestro. Si se incluye un componente cualquiera en un listado de componentes, este se almacena automáticamente en el listado maestro. Asimismo si se elimina un componente del listado maestro, este se ocurrirá en cualquiera de los listados de componentes que se esté usando.

Ingeniería química BOTON Add

Delete

Copy

Import

Export

Ingeniería Básica de procesos Químicos DESCRIPCION Permite incluir un nuevo listado de componentes al caso en simulación. Cuando se hace clic en “Add” aparece la página del listado de componentes con el nombre “Component List-1” y se pueden ingresar componentes asociados al caso. Para ingresar nuevos componentes al listado seleccionado, se debe remarcar el nombre del listado de componentes. Una vez en la ventana del listado de componentes seleccionados, se efectúa el ingreso de componentes puros de acuerdo a procedimiento posteriormente descrito. Permite eliminar un listado de componentes del caso en simulación. HYSYS no despliega ninguna advertencia y el listado no puede ser recuperado posteriormente. Efectúa una copia del listado de componentes seleccionado (remarcado), idéntica al original excepto por el nombre. Esta es una buena costumbre en la actividad de editar los listados de componentes disponibles. Permite importar un listado de componentes predefinido desde algún disco o archivo. Cuando se hace clic en “Import”, se abre el dialogo de ubicación del archivo donde se encuentra el listado de componentes a importar. Estos archivos tienen una extensión “*.cml” Permite exportar un listado de componentes hacia un disco o archivo.

2.4. Selección del paquete de fluidos



Figura # 4


GCEO’S

Kabadi Danner

Lee-Kesler Plocker Peng Robinson

PRSV

SRK

Sour PR Sour SRK Zudkevitch Joffee

Ingeniería Básica de procesos Químicos Descripción Esta opción de modelo permite definir e implementar una ecuación de estado generalizada cubica de dos parámetros, incluyendo las reglas de mezclado y de traslación de volumen. Este modelo es una modificación de la ecuación de estado de SoaveRedlich-Kwong (SRK) original, mejorada para efectuar cálculos de equilibrio vapor-liquido (VLE) para sistemas hidrocarburos acuosos, particularmente en el rango diluido. Este modelo es método general de mayor precisión para substancias no polares y mezclas de las mismas. Este es método ideal para cálculos de EVL como también para cálculos de densidad de líquido de sistemas de hidrocarburos. Se incluyen varias modificaciones y mejoras efectuadas con el fin de extender su rango de aplicabilidad y precisión de predicción para algunos sistemas no ideales. Sin embargo, para algunas situaciones de alta no idealidad encontrada, se recomienda el uso de modelo de actividad. Peng Robinson Stryck Vera es un modificación en dos planos de la ecuación de estado Peng Robinson para extender su aplicabilidad a sistemas moderados de no idealidad. En muchos casos, la ecuación de estado de Soave-Redlich y Kwong provee resultados comparables a los de Peng Robinson, pero su rango de aplicabilidad es mucho más limitado. Este método no es nada confiable para sistemas no ideales. Combina la ecuación de estado PR con el modelo acido de API Wilson para manejo de sistemas acido acuosos. Combina la ecuación de estado SRK con el modelo acido de API Wilson para manejo de sistemas acido acuosos. En una modificación de la ecuación de estado SRK. Esta ecuación ha sido mejorada para desarrollar mejores predicciones del comportamiento de equilibrio vapor-liquido de los sistemas hidrocarburos halogenados.


Ingeniería Básica de procesos Químicos componentes. Requiere de soluciones simultaneas de EVL y ELL y cuando se tenga amplios rangos de puntos de ebullición o de concentración entre componentes. Esta variación del modelo NRTL, permite seleccionar el formato de ecuación para los parámetros . Se aplica este modelo a sistemas que: Tengan un amplio rango de punto de ebullición entre componentes. Requiera soluciones simultaneas EVL y ELL y cuando se tenga amplios rangos de puntos de ebullición o de concentración entre componentes. Esta fue la primera representación desarrollada del exceso de energía Gibbs. Esta ecuación no tiene ninguna base teórica, pero es muy útil para estimados rápidos e interpolación de datos. Esta es una extensión de la ecuación de Wilson. Utiliza mecánica estadística y la teoría de celda liquida para representar la estructura liquida. Es capaz de representar el comportamiento de fas es de sistemas de equilibrio vapor-liquido, liquido-líquido y vapor-liquidoliquido (EVL, ELL, EVLL) Utiliza mecánica estadística y la teoría pseudoquimica de Guggenheim para representar la estructura liquida. Esta ecuación es capaz de representar sistemas de equilibrio VL, LL y VLL con mayor precisión que el modelo NRTL, y además sin la necesidad de usar el factor de distribución aleatoria. Esta ecuacion se ajusta a varios sistemas bastante bien, especialmente a la distribución de componentes de equilibrio de LL. Se la puede usar en sistemas que exhiben desviaciones negativas o positivas de la ley de Roult. Sin embargo no predice máximos o mínimos en los coeficientes de actividad. Por lo tanto tiene pobres resultados con sistemas HC halogenados y alcoholes. 

General NRTL







Margules

NRTL

UNIQUAC

Van Laar


2.4.4.


Modelos de presión de vapor: Los modelos de presión de vapor o valores de K, se puede utilizar para mezclas ideales a bajas presiones. Las mezclas de soluciones ideales incluye los sistemas de hidrocarburos y mezclas de acetonas con alcoholes, en las cuales el comportamiento de la fase liquida es aproximadamente ideal. Estos modelos también se pueden utilizar como aproximaciones iniciales para sistemas no ideales. Los siguientes modelos de presión de vapor son los siguientes: Modelo de presión de vapor Antoine Braun K10

Esso Tabular

2.4.5.

Descripción Este modelo es aplicable para sistemas a presiones bajas que se comporten idealmente. Este modelo es estrictamente aplicado en sistemas de hidrocarburos pesados a bajas presiones. El modelo emplea el método de convergencia de presiones de Braun, donde el punto de ebullición normal de un componente, el valor de K se determina a la temperatura del sistema y a 10 Este modelo es estrictamente aplicado en sistemas de hidrocarburos a bajas presiones. El modelo emplea una modificación del modelo de presión de vapor de Maxwel-Bonnel



Misceláneos: Los grupos misceláneos contienen paquetes que son únicos y que se ajustan a los descritos anteriormente. Estos se definen a continuación. Paquete de propiedades

Descripción



CAPITULO # 3 Transporte de Fluidos



Transporte de Fluidos 3.1. Propiedades de corrientes de materia: 3.1.1.

Objetivos: -

3.1.2.

Construir diagramas de propiedades de estado de una mezcla Determinar las propiedades criticas de una mezcla Estimar propiedades físicas, termodinámicas y de transporte de una mezcla

Introducción: Hysys dispone de una opción “Analysis” que es un conjunto de herramientas que interactúan con una corriente de materia suministrando información adicional para su análisis, como los diagramas presiónvolumen-temperatura y otros. Después de instalada, la información anexada se convierte en parte del diagrama de flujo de tal manera que cuando cambian las condiciones de la corriente, automáticamente calcula los otros cambios en la condiciones afectadas. Los diagramas liquido-vapor disponibles para una corriente de composición desconocida son: presióntemperatura, Presión-Volumen, Presión-Entalpia, Presion-Entropia, Temperatura-Volumen, TemperaturaEntalpia y Temperatura-Entropia. Algunas otras facilidades incluidas dentro de la opción “Analysis” son las propiedades críticas, el diámetro o caída de presión en tuberías, tablas de propiedades, etc.

3.1.3.

Diagramas de propiedades de una corriente:


Ingeniería Básica de procesos Químicos Temperatura Presión Flujo Molar

-

10℃ ⁄ ] 1007500[ℎ

Haga clic sobre la pestaña “Attachments” y luego haga clic sobre la opción “Analysis”

Figura # 4



Figura # 6 Facilidades disponibles para la corriente “Gas” -

-

Seleccione la opción “Envelope” y entonces presione le botón “Add” y se cerrara automáticamente la ventana de “Available Stream Analysis” y posteriormente hacer clic en el botón “View…” y se desplegara la siguiente ventana de la figura # 7. La opción “Connections” de la misma ventana, muestra los valores máximos (Cricondenbarico y Cricondentermico) y críticos de presión y temperatura para la envolvente de la corriente “Gas”.


Ingeniería Básica de procesos Químicos Haga clic sobre la pestaña “Performance” y luego en la página “Plots” para observar el diagrama Presión-Temperatura que aparece por defecto, como se observa en la figura # 8. Compare los valores máximos y críticos de temperatura y presión de la figura # 7 con los determinados en el grafico “PT”.

Figura # 8 -

La curva color roja indica los valores de la Temperatura de Burbuja a las diferentes presiones y la curva color azul indica los valores de la Temperatura de Rocio a las diferentes presiones Para incluir la curva de calidad 0,4, digite este valor en el cuadro “Quality 1” del grupo “Curves”.


-

Ingeniería Básica de procesos Químicos Para observar los datos numéricos de Presión-Temperatura, haga clic sobre la opción “Table”. Observe en la figura # 10, los datos que aparecen tabulados corresponden a la sección del punto de burbuja de la corriente de “Gas”.

Figura # 10 Seleccione nuevamente la opción “Plots” y en el grupo “Envelope Type” seleccione la opción “PH” para desplegar el diagrama Presión-Entalpia de la corriente. En el cuadro “Isotherm 1” del grupo “Curves” digite el valor para incluir una línea isoterma de dicha temperatura, como se observa en la figura # 11.

−14℃


-

Ingeniería Básica de procesos Químicos Para editar el grafico, presione el botón derecho del mouse y seleccione la opción “Graph Control” del menú contextual desplegado. Se desplegara la ventana que permite hacer cambios que modifiquen la presentación del gráfico. Observe los gráficos Presión-Volumen, Presion-Entropia, Temperatura- volumen, Temperatura-Entalpia y Temperatura-Entropia disponibles en el grupo “Envelope Type” y de esa forma obtendrá los datos que se muestran en la siguiente figura:

Figura # 12 Datos numéricos de punto de burbuja de la corriente de “Gas” 3.1.4.

Propiedades Criticas de una Corriente:



Figura # 13 Propiedades críticas de la corriente “Gas” 3.1.5.

Tabla de propiedades de una corriente: La herramienta “Property Table” permite examinar las tendencias de una propiedad, dentro de un intervalo de condiciones, tanto en forma tabular como gráfica. Esta facilidad calcula variables dependientes para un intervalo o conjunto de valores de v ariable independiente especificada. Una tabla de propiedades se añadirá a la corriente “Gas” desde el menú “Tools” con el siguiente procedimiento: - Seleccione la opción “Property Table” y presione el botón “Add”. Se desplegara una ventana como la que muestra la figura # 14. El botón “Select Stream” permite seleccionar la corriente


-


100℃

Seleccione la temperatura como la primera variable independiente Cambie el límite inferior y superior a 0 y respectivamente. En el cuadro “# of increments” digite el número 5. Seleccione la presión como la segunda variable independiente Cambie al modo “State” En la matriz “State Values” introduzca los valores: 2500, 5000, 7500 y 9000



Figura # 15 Haga clic en la opción “Dep. Prop” de la pestaña “Design”. Es posible escoger varias propiedades dependientes. Además, pueden ser propiedades globales o propiedades de fases diferentes


-

-

Ingeniería Básica de procesos Químicos Seleccione la opción “Mass Density” a partir de la lista del grupo “Variable” y presione le botón “OK” Seleccione la opción “Thermal Conductivity” y presione el botón OK Presione el botón “Calculate” para calcular las propiedades densidad masica y conductividad térmica a presiones de 2500, 5000, 7500 y 9000 manteniendo temperaturas constantes de 0, 20, 40, 60, 80 y 100 . Haga clic en la pestaña “Performance” para desplegar la ventana de la figura # 17, donde se pueden seleccionar los datos calculados para visualizarlos tabulados numéricamente y gráficamente.

℃



Figura # 17 Haga clic sobre la pestaña “Table” para desplegar los datos calculados en forma numérica


-

Ingeniería Básica de procesos Químicos Haga clic sobre la pestaña “Plots”, seleccione la propiedad “Mass Density” y presione el botón “View Plot…”. La grafica de los cálculos realizados se observan la figura siguiente.

Figura # 19 Graficas de densidad vs Presión para la corriente de Gas Cierre la gráfica anterior, seleccione la propiedad “Thermal Conductivity” y presione le botón “View Plot” para obtener la siguiente gráfica.



3.2. Dimensionado de tuberías: Dentro de la herramienta “Analysis” se encuentra una opción denominada “Pipe Sizing” que estima el régimen de flujo de una corriente a las condiciones especificadas. Se calcula el diámetro máximo conociendo la caída de presión por unidad de longitud y viceversa y adicionalmente, propiedades de flujo, como velocidad, factor de fricción, viscosidad, etc. - Seleccione la opción “Pipe Sizing”, presione el botón “Add” y posteriormente “View…”. Se desplegara una ventana como la que se muestra en la figura#21. - En el cuadro “Pressure Drop ” digite el valor de 6. Observe que Hysys ha calculado el diámetro máximo Catalogo 40. Seleccionados en los cuadros. Seleccionados en los cuadros “Calculation Type” y “Schedule”.

[ ⁄]



Figura # 22 Régimen de flujo de la corriente de Gas Caso de desarrollo para la clase: -

Determine las propiedades criticas del óxido de propileno Construya el diagrama de PT y PH del amoniaco Construya gráficos de densidad de una mezcla equimolar de propano y butano a presiones entre 3000 y 9000 a temperaturas de 20, 40, 60, 80 y 100 . Determine el régimen de flujo de una mezcla equimolar de etanol y agua a 55 , y un flujo de .

 8000 [⁄ℎ]

℃

℃ 1 



3.3. Sistemas de bombeo con tuberías y accesorios: 3.3.1.

Objetivos: -

3.3.2.

Desarrollar, analizar y diseñar sistemas de transporte de fluidos ya sea gaseoso y liquido mediante equipos presentes en el simulador Aspen Hysys.

Introducción: En este capítulo se estudiara los aspectos teóricos del movimiento de fluidos mediante Hysys. Sin embargo, el ingeniero ha de tratar también con problemas prácticos de transporte de fluidos desde un lugar a otro y de la medida de sus velocidades de flujo. Estos problemas constituyen el temario de este capítulo. La primera parte del capítulo trata del transporte de fluidos, tanto líquidos como gases. Con frecuencia los sólidos se manejan de una forma análoga suspendiéndolos en un líquido con el fin de formar un lodo que se puede bombear, o bien transportándolos en una corriente gaseosa a elevada velocidad. Es más barato mover fluidos que sólidos y, siempre que es posible, los materiales se transportan en forma fluida. En los procesos industriales los fluidos se transportan casi siempre en conducciones cerradas, algunas veces de sección cuadrada o rectangular, pero con mucha más frecuencia en conducciones de sección circular.

3.3.2.1. Tuberías, válvulas y accesorios: 3.3.2.1.1.

Tubos y tuberías: Los fluidos se transportan generalmente por el interior de tubos o tuberías de sección circular, que existen en una amplia variedad de tamaño, espesor de pared y materiales de construcción.



diámetro externo que las tuberías de acero, con el objeto de poder intercambiar las diversas partes de un sistema de conducción. Estas dimensiones normalizadas de tubería se las conoce como IPS (iron pipe size) o NPS (normal pipe size). Así la nomenclatura «tubería de níquel de 2 IPS» significa que se trata de una tubería de níquel, que tiene el mismo diámetro exterior que una tubería de acero normalizada de 2 . El espesor de pared de una tubería viene dado por el número de catálogo, que aumenta con el espesor. Se utilizan los diez números de catálogo, 10, 20, 30, 40, 60, 80, 100, 120, 140 y 160; sin embargo, para tuberías de diámetro inferior a 8 , solamente son habituales los números 40,80, 120 y 160; para otras aleaciones, el espesor de pared puede ser mayor o menor que el de la tubería de acero, dependiendo de la resistencia mecánica del material. Para acero a temperatura ordinaria, la presión admisible es la cuarta parte de la máxima que soporta el material. El tamaño viene dado por el diámetro exterior. El valor nominal corresponde al diámetro exterior real, dentro de tolerancias muy estrechas. El espesor de pared viene generalmente dado por el número BWG (Birmingham wire gauge) que varía desde 24 (muy ligero) hasta 7 (muy pesado).







3.3.2.1.3.

Selección del tamaño de tubería: El tamaño óptimo de tubería, para un caso determinado, depende de los costes relativos de instalación, de la potencia, mantenimiento y de las tuberías y accesorios de repuesto. En instalaciones pequeñas basta con una estimación según criterio. En sistemas grandes y complejos de tuberías, el coste de las mismas puede ser una fracción importante de la inversión total y se justifica entonces el empleo de métodos laboriosos para la elección del tamaño de tubería; en estos casos se emplean ordenadores.

3.3.2.2. Maquinaria para el movimiento de fluidos: 3.3.2.2.1.

Bombas:



Figura # 23 Sistema de flujo con bomba Las magnitudes entre paréntesis reciben el nombre de cargas totales y se representan por H, es decir:

Dónde:



   ∗  ∗      =  +  + 2∗ ()  =  + ∗  + 2∗ ∗ () ⟹ =  −  = Δ () Δ=     

La potencia suministrada a la bomba desde una fuente externa se representa por partir de , mediante la expresión:



, y se calcula a



irrelevante que la presión de succión sea inferior o superior a la presión atmosférica siempre que el fluido permanezca en estado líquido. Sin embargo, si la presión de succión es sólo ligeramente superior a la presión de vapor, algo de líquido puede vaporizarse súbitamente dentro de la bomba, dando lugar a un proceso que recibe el nombre de cavitación, que reduce grandemente la capacidad de la bomba y provoca una severa erosión. Si la presión de succión es realmente menor que la presión de vapor, la cavitación se producirá en la línea y no p uede entrar líquido en la bomba. Para evitar la cavitación es preciso que la presión a la entrada de la bomba supere a la presión de vapor en una cierta cantidad, que recibe el nombre de carga neta de succión positiva ( NPSH). El valor de la NPSH que se requiere es del orden de 1,5 a 3 m para bombas centrífugas pequeñas (hasta 400 litros/minuto), pero aumenta con la capacidad de la bomba, la velocidad del rodete y la presión de descarga, recomendándose valores de hasta 15 m para bombas muy grandes. Para una bomba que succiona desde un depósito, como el que se representa en la Figura 23, la NPSH se calcula habitualmente mediante la presión.

Dónde:

3.3.2.2.2.

=   − − − ()  =   =     =     

Soplantes y compresores: Para el diseño aplicamos la ecuación de Bernoulli:



Por lo general en la industria los compresores operaran adiabáticamente por lo tanto para unidades sin enfriamiento el fluido sigue un camino isentrópico. Para gases ideales la relación entre viene dada por la siguiente ecuación:



Dónde:

 =  ()     →  =   ⟹=  ""    ∗     = (−)∗ ∗ − () 

Sustituyendo

en la ecuación (11) e integrando se obtiene:

La Ecuación (13) pone de manifiesto la importancia de la relación de compresión

.

3.3.2.2.2.1. Rendimiento de un compresor: La relación entre el trabajo teórico (o potencia del fluido) y el trabajo real (potencia total consumida) es el rendimiento del compresor y se representa por . La eficacia máxima de los compresores alternativos es del orden de 80 a 85 por 100.



3.3.2.2.2.2. Ecuación de la potencia:



la presión de descarga dada la potencia entregada, o dadas las presiones de entrada y salida, y la potencia, es posible calcular el flujo que se podría bombear, etc.

En la paleta de objetos, podemos ver el ícono que representa al módulo Bombas:

Figura # 24 A continuación se hace un recorrido por las diferentes opciones dentro de cada pestaña del módulo, mediante un ejemplo de aplicación. Ejemplo #1



Figura # 25

-

mediante un doble click sobre el ícono accedemos a las propiedades de la bomba y le agregamos la información necesaria.



Figura # 27 -

Para insertar el diámetro de la tubería de descarga hacer doble clic sobre la corriente de salida de la bomba “4” e ingresar a la pestaña “Attachments” y a la opción “Analysis”



Figura # 29 -

[[ ⁄]]

En el cuadro “Pipe Inside Diameter calculado la caída de presión en y “Schedule”.



” digite el valor de 1,5 . Observe que Hysys ha . Seleccionados en los cuadros “Calculation Type”



Figura # 31 Régimen de flujo de la corriente de salida “4” -

Para observar los resultados del sistema de bombeo ingresar al ambiente de la bomba haciendo doble clic en el icono, ingresar al la pestaña “Rating” seguido de la opción “NPSH” donde encontraremos el valor de la carga neta de succión positiva.



Figura # 33 Potencia total comunica de la bomba

Figura # 34 Diagrama de flujo del sistema estudiado



Ejemplo # 2

3.3.4. Sistemas de bombeo con tuberías y accesorios Se desea bombear agua con las siguientes características: -

Corriente de agua a 20 ºC, presión de entrada a 1 atmósfera con un caudal de 20 m3/h.

[ ] ℃ [⁄]

Corriente de entrada

Temperatura Presión Caudal -

-

 

201 20

Línea de succión con declive de 7 m, tubería de 2 , Nº Schedule 40 con una longitud de 20 m construido en hierro fundido, incluyendo 4 codos estándar de 90 º y una válvula de compuerta abierta. No hay intercambio de calor con el medio ambiente. Línea de descarga a una columna con una presión de 40 y 20 m de elevación. La cañería tiene el mismo diámetro y material, y 60 m de longitud. Incluye 1 codo estándar de 90º. No hay intercambio de calor con el medio ambiente.

Para su implementación en Hysys seguir los siguientes pasos: -

Insertar todos los componentes presentes (solo agua), como también un paquete de fluidos que en este caso será “Peng Robinson” agregar la corriente de entrada con las especificaciones del caso, y luego insertar un módulo tubería que representara la línea de succión.


-


Figura # 36 Ingresar a la pestaña “Rating” seguido de la opción “Insert Segment” para insertar todos los accesorios, como también los declives o elevaciones.



Figura # 38

-

Ya creado el primer segmento insertar los siguientes (vál vulas y accesorios en general)



Figura # 40 -

A la salida conectar una bomba y luego añadir otro tramo de cañerías y accesorios que representara la línea de descarga siguiendo los mismos pasos anteriores



Ejemplo # 3

3.4. Ciclos de compresión adiabático Multi-etapas 3.4.1.1. Objetivos: -

Especificar una corriente a partir de las especificaciones de otra corriente Utilizar el botón reciclo para calcular una corriente de recirculación dentro de un proceso químico Simular, en estado estacionario, un proceso de compresión de un gas en varias etapas

3.4.1.2. Proceso estudiado:

℃ 5  50℃  138050℃ 7000 

La corriente gaseosa de entrada y de nombre “ Alimento” se encuentra a 10 y de presión y se comprime hasta en tres etapas. En cada una de las etapas de compresión el líquido que resulta después de un enfriamiento y separación de fases es recirculado a la entrada de la etapa de compresión que le antecede. Las condiciones de temperatura y presión son después de la primera etapa de compresión después de la segunda etapa y después de la tercera etapa. La figura # 49 muestra el diagrama de flujo del proceso de compresión multi-etapa.

7000  50℃  3500 

3.4.1.3. Paquete fluido: 3.4.1.3.1. -

Componentes: Nitrógeno Dióxido de carbono Metano Etano Propano

-

i-Butano n-Butano i-Pentano n-Pentano n-Hexano

-

n-Heptano n-Octano



Figura # 42 -

En la opción “Composition” de la pestaña “Worksheet” especifique las siguientes concentraciones para el alimento en fracciones molares. N 1 2 3

Componentes Nitrógeno Dióxido de carbono Metano

Frac. Molar 0,0069 0,0138 0,4827

N 7 8 9

Componentes n-Butano i-Pentano n-Pentano

Frac. Molar 0,0552 0,0483 0,0414



Figura # 43 Composición de la corriente de Alimento Para construir el diagrama de flujo, un conjunto de separadores, compresores, enfriadores y mezcladores tienen que instalarse con las especificaciones que aparecen a continuación. Las corrientes de recirculación se añadirán después que las operaciones que se hayan instalado. Instale las operaciones con las especificaciones descritas a continuación: Mezclador de corrientes:



El balance de materia para cada uno de los componentes es:

Dónde:

→  =  =

 ∗ + ∗ =∗ ()     =0,1,2,3, … , 

representa el componente de análisis en el balance Fracción molar del componente “ ” del flujo “ ” Flujo molar de la corriente “ ”. Donde

El balance de energía en el proceso de mezclado simplificado es:

ℎ

 ∗ℎ + ∗ℎ +=∗ℎ ()   =0,1,2,3,…, 

Siendo “ ” la entalpia especifica de la corriente “ “, donde:

Por lo tanto en nuestro sistema estudiado contaremos con tres mezcladores de corrientes (MIX-100, MIX-101 y MIX-102) y sus respectivas corrientes de entrada y salida se especifican a continuación: Mezclador MIX-100: En la pestaña “Design” opción “Connections” del ambiente del mezclador conectar la corriente de Alimento” a la entrada del mezclador y como corriente de salida “Entrada V-100”. La corriente de recirculación “RC-100” se instalara a este mezclador después de que hayan sido instaladas todas las operaciones.

→

Mezclador MIX-101: Corriente de entrada “Inlets”

=  −100



Figura # 45 Evaporación instantánea continúa En la figura 45 se muestra de modo esquemático un diagrama típico de flujo para la operación continua. Aquí, el líquido alimentado se calienta en un intercambiador de calor tubular tradicional o pasándolo a través de los tubos calientes de un horno de combustible. Entonces, se reduce la presión, el vapor se forma adiabáticamente a expensas del líquido y la mezcla se introduce en un tanque de separación vapor-líquido. El separador que se muestra es del tipo ciclón, en donde la alimentación se introduce tangencialmente en un espacio anular cubierto. La parte líquida de la mezcla se arroja mediante fuerza centrífuga hacia la pared externa y sale por el fondo, mientras que el vapor sube a través de la chimenea central y sale por la parte superior. Entonces, el vapor puede pasar a un condensador, el cual no se muestra en la figura. En particular para la evaporación instantánea de una sustancia volátil a partir de una sustancia relativamente no volátil, la operación en el separador puede llevarse a cabo a presión reducida, pero no tan baja que el agua ordinaria de enfriamiento no condense el producto evaporado. El producto , más rico en la sustancia más volátil, es en este caso totalmente un vapor. El balance de materia y el de entalpía son:

 [⁄ ]



Para el modelamiento de un separador de fases instantáneo se asume que: 1. 2. 3. 4.

El líquido y el vapor tienen el tiempo de contacto suficiente para lograr el equilibrio La presión del líquido y vapor son las equipo se separación, es decir, que no hay caída de presión Existe solo una fase liquida y vapor No existen reacciones químicas

→

Por lo tanto en nuestro sistema estudiado contaremos con cuatro separadores instantáneos V-100, V-101, V-102 y V-103, cada uno con una simple función de separar el líquido antes del ingreso al compresor en cada etapa debido a que la presencia de líquido en el interior del compresor dañaría el equipo definitivamente. A continuación se especifican las corrientes de salida y entrada a cada separador instantáneo: Separador V-100

=  −100 ==−100 −100 =  −101 ==−101 −101 =  −102 =  −102

Corriente de entrada “Inlets” Corriente de salida Vapor “Outlet” Corriente de salida Liquido “Outlet” Separador V-101

Corriente de entrada “Inlets” Corriente de salida Vapor “Outlet” Corriente de salida Liquido “Outlet” Separador V-102

Corriente de entrada “Inlets” Corriente de salida Vapor “Outlet”



Enfriadores:

Figura # 46 Sistema de enfriamiento En el enfriador que muestra la figura 46, el propósito es enfriar la corriente “1”. Las corrientes “1” y “2” son de flujos y de composiciones iguales, pero el calor suministrado a través del intercambiador de calor hace que sus temperaturas y presiones sean diferentes. Un balance de energía en el enfriador es el siguiente:

  

 ∗ = ∗ + ()



Siendo , los flujos de las corrientes y las entalpias de las corrientes y el flujo calórico retirado de la corriente “1”. En el capítulo cuatro estudiaremos más a detalle en cuanto a los equipos de transferencia de calor. En nuestro sistema estudiado contaremos con tres enfriadores E-100, E-101 y E-102 con el objetivo de mantener una temperatura constante después de cada etapa de compresión y también con evitar excesivas elevaciones de temperatura evitando de esa forma el daño de los equipos. A continuación especificaremos las corrientes de entrada y salida en cada equipo de enfriamiento. Enfriador E-100



Compresores: Contaremos con tres compresores adiabáticos K-100, K-101 y K-102 y a continuación se especificara las corrientes de entrada y salida de los compresores: Compresor K-100

==  −100 −100 =−100

Corriente de entrada “Inlets” Corriente de salida “Outlet” Corriente de energía Compresor K-101

==  −101 −101 =−102

Corriente de entrada “Inlets” Corriente de salida “Outlet” Corriente de energía Compresor K-102

==  −102 −102 =−104

Corriente de entrada “Inlets” Corriente de salida “Outlet” Corriente de energía -

Corrientes de recirculación: Añada ahora las corrientes de recirculación, presione el botón “Define from Stream” que se encuentran en el fondo de la ventana de propiedades de las corrientes de recirculación RC-100, RC-



Figura # 47 1. 2. 3.

Especifique la corriente de recirculación RC-100 como la corriente Liquido V-101 y conéctela como un alimento al mezclador MIX-100 Especifique la corriente de recirculación RC-101 como la corriente Liquido V-102 y conéctela como un alimento al mezclador MIX-101 Especifique la corriente de recirculación RC-102 como la corriente Liquido V-103 y conéctela como un alimento al mezclador MIX-102



Operaciones de recirculación: RCY-1 Corriente de entrada “Inlet” Corriente de salida “Outlet” RCY-2 Corriente de entrada “Inlet” Corriente de salida “Outlet” RCY-3 Corriente de entrada “Inlet” Corriente de salida “Outlet”

=   −101 =−100 =   −102 =−101 =   −103 =−102





CAPITULO # 4 Equipos de Transferencia de Calor



4.1.

Introducción al Diseño y simulación de Intercambiadores de Calor

4.1.1.

Objetivos:

4.1.1.1.

Objetivo general: Diseñar y simular un intercambiador de calor de tubo y coraza usando las potencialidades del simulador Aspen-Hysys, Aspen Energy Analyser y Aspen Exchanger Design & Rating.

4.1.1.2.

Objetivos específicos: -

4.1.2.

Diseño de redes de intercambiadores de calor usando Aspen Energy Analyzer Simulación detallada de un intercambiador de calor usando Aspen Exchanger Designs & Rating Generación de un manual para cada programa estudiado Incluir los manuales básicos para el estudio y uso de estas herramientas, para que sirvan como apoyo a las asignaturas de diseño de procesos y diseño de proyectos.

Introducción:

4.1.2.1.

Aspen Energy Analyzer: El programa Aspen Energy Analyzer es una herramienta utilizada para síntesis y diseño de procesos por medio de la implementación de la tecnología Pinch por integración de energía. Este programa, calcula los objetivos para la energía y la inversión de capital, permite el desarrollo de proyectos de mejora de la integración de calor, reduciendo significativamente los costos de operación, de capital y de diseño. Se emplea para realizar la modificación


Ingeniería Básica de procesos Químicos costos de energía y el costo de capital de la red para que el costo total anual se reduzca al mínimo. Por lo tanto, el objetivo principal del análisis Pinch es lograr ahorros financieros mediante la mejor integración de calor del proceso (maximizar el proceso mediante la recuperación de calor y la reducción de las cargas externas de servicios auxiliares).

4.1.2.1.3.

Conceptos clave del análisis Pinch:

A continuación se presenta un resumen de los conceptos principales, su significado y la nomenclatura utilizada en el análisis Pinch: Curvas compuestas (caliente y fría) combinadas. Se utilizan para predecir los objetivos de: mínima energía requerida (servicios auxiliares de calor y enfriamiento) mínima área de transferencia de calor requerida número mínimo de unidades de intercambiadores requeridos   

-

-

-

-

∆

∆

y punto Pinch. El valor determina cuan estrechamente pueden ser “pinchadas” las curvas compuestas, caliente y fría sin violar la segunda ley de la termodinámica (ninguno de los intercambiadores de calor puede tener un cruce de temperatura) Gran curva compuesta. Sirve para seleccionar los niveles apropiados de los servicios públicos (maximizar los servicios auxiliares más baratos) para atender las demandas energéticas. Objetivos energéticos y del costo de capital. Se usa para calcular el costo anual total de los servicios auxiliares y del costo de capital de la red de intercambiadores de calor. Costo total objetivo. Se usa para determinar el nivel óptimo de recuperación de calor



Identifica las corrientes calientes, frias y de servicio en el proceso

Extrae datos termicos de las corrientes del proceso y de servicio

Ingreso del valor inicial de la diferencia minima de temperaatura

Construye la curva compuesta, la gran curva compuesta, etc

Estima los costos minimos de los objetivos energeticos

Estima el costo del capital de los objetivos de la red de intercambiadores de calor



4.1.2.1.5.

Ventajas del Aspen Energy Analyzer:

El programa Aspen EA, al emplear la “Tecnología Pinch” para la resolución de problemas, posee las siguientes ventajas:

-

Posee un método sistemático para el diseño integrado de plantas de proceso.

-

se puede aplicar en plantas de proceso nuevas o ya existentes

4.1.2.2.

Identifica el mínimo consumo de energía necesaria Considera al mismo tiempo el costo de energía y de capital Permite considerar y comparar diferentes opciones de diseño desde el punto de vista económico

Aspen Exchanger Design & Rating:

 &

El programa Aspen Exchanger Design & Rating ( ) es una herramienta versátil para la simulación detallada y diseños óptimos de intercambiadores de calor. Realiza el diseño, para las principales industrias, de todos los intercambiadores de tubo y coraza, incluyendo intercambiadores de una fase, condensación y evaporación.

 & -

 &

Permite al usuario:

Diseñar un intercambiador de calor más económico Tomar testimonio del desempeño operacional de métodos basados en la investigación que se derivan desde . Comprobar, simular y realizar el diseño mecánico completo en una interfaz de usuario común para todos los tipos de intercambiadores de tubos y coraza. “conectar” fácilmente con cualquier simulador perteneciente a , por lo

 

 ℎ



4.1.2.2.2.

 &

Tipos de calculo que realiza

 &

:

En el usuario puede seleccionar entre los modos de cálculo que se describen a continuación: -

Diseño: el modo “Diseño” identifica uno o más intercambiadores de calor que deben llevar a cabo el trabajo térmico que se especifique, sujeto a los límites de la perdida de presión máxima que se especifique como aceptable para cada corriente. En el modo “Diseño”, el usuario debe proporcionar cierta información básica sobre la configuración general del intercambiador (el tipo de carcasa, tipo de cabezal, tipo de deflector, etc.), de los tubos y el diseño de estos (longitud, diámetro). El programa calculara entonces todas las otras características geométricas, tales como el tamaño del intercambiador, el número de pasadas, el tamaño de las boquillas, corte de los deflectores, etc.

-

Verificación: el modo verificación responde a la pregunta: “¿El intercambiador de calor será capaz de transferir este calor?”. El usuario tiene que especificar la geometría del intercambiador y la información del proceso que define el calor a transferir. El resultado del cálculo se expresa como la relación entre la superficie real de transferencia de calor y la superficie de transferencia de calor requerida. Si la relación de las áreas esta por encima de la unidad, implica que el calor definido puede ser transferido por el intercambiador de calor. El ingreso de datos se puede especificar, para cada corriente, el caudal y las condiciones de entrada y salida. En el modo “Verificación” el calor transferido, que se calcula de los datos ingresados, se toma como fijo. La presión de entrada es fija, pero la presión de salida de cada corriente se vuelve a calcular sobre la base de la caída de presión prevista en el intercambiador de calor.


Ingeniería Básica de procesos Químicos Nota: el cálculo en el modo “Verificación”, los tres parámetros (entrada/salida/caudal) son fijos para cada corriente y la relación entre la superficie actual y la superficie requerida, es calculada. En ambos modos de cálculo, “Verificación” y “Simulación”, la presión de entrada se toma como fija y la presión de salida se calcula.


4.2.


  

Diseño de REDES de intercambiadores de calor y análisis energético de plantas químicas usando

Resumen de los manuales:

4.2.1.

  

:

 

En esta sección se describen los principales elementos del y también se indican los pasos necesarios para la obtención de una red optima de intercambiadores de calor, utilizando las herramientas del programa . El resuelve y optimiza problemas de redes de intercambio calórico por medio de dos modalidades de trabajo: .

            

4.2.1.1.

Interfaz de

:



Figura # 2

      

Aspecto de la interfaz de

En ambas modalidades de trabajo, , el usuario puede especificar información de las corrientes de proceso, seleccionar los servicios auxiliares, modificar parámetros económicos, modificar parámetros para obtener el costo capital, ver los valores objetivos del proceso y ver gráficos económicos y de operación. 4.2.1.2.

Herramientas de diseño: Para acceder a las herramientas de diseño, haga clic en el botón “Palette”, ubicado en la



Figura # 4 Ventana del diagrama de Red de la interfaz

 

        

Las instrucciones que se describen a continuación son aplicables para ambas modalidades de trabajo . 4.2.1.3.

Ingreso de datos: Para ingresar datos en 1.

Ubíquese:

:

1.1. Pestaña “Process Streams”, en

Ingeniería química 4.2.1.4.

Ingeniería Básica de procesos Químicos Agregar un intercambiador de calor: Para agregar un intercambiador de calor, siga los siguientes pasos: 1. 2.

Haga clic en la opción “HEN Grid Diagram” o diagrama de Red y posteriormente en el botón “Palette” (tal cual como las figuras 3 y 4) Para agregar un intercambiador de calor, haga clic derecho y manténgalo presionado, sobre el botón “Add Heat Exchanger”

Figura # 6 Muestra el botón con el cual se agregan los intercambiadores de calor 3.

Arrastre el botón sobre una corriente de proceso (por ejemplo, una corriente caliente) y suelte cuando aparezca una figura característica


Ingeniería Básica de procesos Químicos 5.

Haga clic izquierdo y mantenga presionado, sobre el intercambiador de calor, luego únalo a una corriente fría y suelte.

Figura # 8 Procedimiento gráfico, para agregar un intercambiador de ca lor



“ Figura # 10 Aspecto del diagrama de Red Para trabajar el diagrama de Red con respecto a la temperatura “ Pinch” siga los siguientes pasos: 1. 2.

Haga clic derecho sobre la superficie gris En el menú emergente, seleccione la opción “Show/Hide Pinch Lines”


Ingeniería Básica de procesos Químicos Recordando: la temperatura del “Pinch” es crucial para el diseño de redes de mínimo requerimiento energético que logran los objetivos planteados de acuerdo al siguiente criterio: 1. 2. 3.

Dividir el problema en el punto “Pinch” y diseñar cada parte separadamente Empezar el diseño en “Pinch” y moverse hacia afuera Inmediatamente después del punto “Pinch” obedecer las restricciones:

(  ≤    )   ≥() 4. 5.

No debe existir transferencia de calor a través del “Pinch” Suministro de calentamiento extremo solo arriba del “Pinch” y enfriamiento extremo solo debajo del “Pinch”

Estas son las cinco reglas básicas de diseño del Pinch y deben cumplirse rigurosamente, de lo contrario resulta en un requerimiento de energía mayor que el mínimo requerimiento teóricamente posible. El número mínimo de unidades en una red de intercambiadores de calor, no considerando el punto Pinch es:

Dónde:

 = −1 ()  =     =        



Figura # 12 Especificaciones de un intercambiador de calor 4.2.1.7.

Optimizar la red de intercambiadores de calor: Para optimizar una red de intercambiadores de calor: 1. 2.

Haga clic sobre el botón “Palette” Haga clic en el botón “Open Optimization View”



Figura # 14 Aspecto de la ventana Optimization Options 4. 4.2.1.8.

Luego que el usuario seleccione las variables a optimizar debe presionar el botón OK

Resultados entregados por las herramientas de diseño: A continuación se muestran los botones, de la ventana “Design Tools” que entregan los resultados.



 

Las instrucciones que se describen a continuación son aplicables solamente para la modalidad de trabajo : 4.2.1.9.

Agregar un diseño:

 

   

Para pasar un trabajo realizado en a hacer clic sobre la pestaña “Convert to ” y después presionar sobre el botón OK.

Figura # 17 Muestra la pestaña para pasar un trabajo en Para agregar un diseño: 1. 2.

Haga clic en el nivel scenario “case1” Haga clic en el botón “Add” en el panel Viewer

    



Presione el botón



desde su computador, luego aparecerá en el panel Viewer,

el nuevo diseño y en el panel Main aparecerá el diagrama de red con las corrientes de proceso.

Figura # 20 Aspecto del panel Viewer y Main cuando se agrega un nuevo diseño 4.2.1.10.

Diseños recomendados por

      :

Para agregar los diseños que recomienda 1.

Haga clic derecho en la zona blanca, en el panel Viewer.

:


Ingeniería Básica de procesos Químicos 3. 4. 5. 6.

 −            

A continuación se abre la ventana “ ” Ingrese el valor de 3 en la columna (ramas máximas divididas) Ingrese el valor de 5 en el campo (diseños máximos) En este caso no se modifican los parámetros de la sección

Figura # 22

Muestra la ventana 7. 8.

 − 

” con los nuevos valores

Haga clic en botón Solve. Posteriormente se originan cinco diseños, para la RIC creada. La ilustración que se muestra a continuación muestra los cinco diseños, en el panel Viewer


Ingeniería Básica de procesos Químicos Modo de



:

   3 

Para entrar al modo de trabajo 1. 2.

, seleccionando un diseño:

Seleccione el diseño _ , desde el panel Viewer. Haga clic en botón y se desplegará una ventana como la que se muestra en la siguiente figura

Figura # 24

Ventana 3. 4.

             

Seleccione la opción Haga clic en el botón

, al ingresar al modo

a través de un diseño

, en la ventana




Ingeniería Básica de procesos Químicos Aplicación automática de las opciones del modo



Las opciones del modo muestran en la siguiente figura



:

se encuentran en el botón



 

y son las que se

Figura # 26 Opciones del modo



 

Como ejemplo se muestra la aplicación de la herramienta del modo trabajo : Para utilizar las herramientas del modo

:

     



     

A continuación aparecerá un mensaje que indica que se aplicó satisfactoriamente la opción

Figura # 28

              

Indica que se aplicó satisfactoriamente la opción 4.

Después de ejecutar la opción , en el diagrama de red aparece un intercambiador de calor verde, lo que indica que ese intercambiador ha sido cambiado de posición.



                   

Extracción de datos desde una simulación en

:

Para extraer los datos desde una simulación: 1. 2. 3.

Abra la modalidad de trabajo Diríjase a la pestaña o página , según corresponda la modalidad de trabajo abierta Haga clic en el botón o , según el tipo de simulación que desea extraer.

Figura # 30

Muestra los botones

           y



   

Al llegar a la página siguiendo los siguientes pasos: 1. 2.

Haga clic en el botón Haga clic en el botón

, el usuario debe seleccionar la simulación a trabajar,

para pasar a la pagina

 

Figura # 32

Aspecto de la ventana 3.

ℎ

    , pagina

Seleccione el archivo que desea extraer y luego Haga clic en el botón llegar a la página .



hasta



                & 

4.3.

Diseño detallado de intercambiadores de calor según

(diseño mecánico, geométrico, comportamiento de flujo, análisis económico y optimización) usando

 &

Antes de ingresar al manejo de la herramienta , se realizara una introducción, como también los diferentes métodos de cálculos manuales en intercambiadores de calor de tubo y coraza para su dimensionamiento: 4.3.1.

Introducción: El elemento tubular. La satisfacción de muchas demandas industriales requiere el uso de un gran número de horquillas de doble tubo. Estas consumen considerable área superficial así como presentan un número considerable de puntos en los cuales puede haber fugas. Cuando se requieren superficies grandes de transferencia de calor, pueden ser mejor obtenidas por medio de equipo de tubo y coraza. El equipo de tubo y coraza involucra la expansión de un tubo en un espejo y la formación de un sello que no fuga bajo condiciones razonables de operación. Un ejemplo simple y común de tubo expandido se muestra en la Figura # 1. En el espejo se perfora un orificio cuyo diámetro es apenas mayor que el diámetro exterior del tubo, además se cortan dos o más hendeduras en la pared de este orificio. Se coloca el tubo dentro del orificio, y se inserta un rolador en el final del tubo. El rolador es un mandril rotatorio que tiene conicidad pequeña. Es capaz de exceder el límite elástico del metal del tubo y transformarlo a una condición semi-plástica, de manera que se escurra hasta las hendeduras y forme así un sello perfecto. El rolado de los tubos es un arte, ya que el tubo puede dañarse si se rola hasta


Ingeniería Básica de procesos Químicos Tubos para intercambiadores de calor: Los tubos para intercambiadores de calor también se conocen como tubos para condensador y no deberán confundirse con tubos de acero u otro tipo de tubería obtenida por extrusión a tamaños normales de tubería de hierro. El diámetro exterior de los tubos para condensador o intercambiador de calor, es el diámetro exterior real en pulgadas dentro de tolerancias muy estrictas. Estos tubos para intercambiador se encuentran disponibles en varios metales, los que incluyen acero, cobre, admiralty, metal Muntz, latón, 70-30 cobre-níquel, aluminio-bronce, aluminio y aceros inoxidables. Se pueden obtener en diferentes gruesos de pared, definidos por el calibrador Birmingham para alambre, que en la práctica se refiere como el calibrador BWG del tubo. En la Tabla 10 del Apéndice se enlistan los tamaños de tubo que generalmente están disponibles, de los cuales los de

34  1 

de diámetro exterior son los más

comunes en el diseño de intercambiadores de calor. Los datos en la Tabla 10 han sido arreglados de tal manera que puedan ser útiles en los cálculos de transferencia de calor. 4.3.1.2.

Espaciado de los tubos: Los orificios de los tubos no pueden taladrarse muy cerca uno de otro, ya que una franja demasiado estrecha de metal entre los tubos adyacentes, debilita estructuralmente el cabezal de tubos o espejo. La distancia más corta entre dos orificios adyacentes es el claro o ligadura, y éstos a la fecha, son casi estándar. Los tubos se colocan en arreglos ya sea triangular o cuadrado, como se muestra en las Figura # 3 a y b. La ventaja del espaciado cuadrado es que los tubos son accesibles para limpieza externa y tienen pequeña caída de presión cuando el fluido fluye en la dirección indicada en la Figura # 3 a. El espaciado de los tubos es la distancia menor de centro a centro en tubos



adyacentes. Los espaciados más comunes para arreglos cuadrados son de

34  



Figura # 3 Arreglos comunes para los tubos de intercambiadores de ca lor 4.3.1.3.

Corazas:

12  12  24 

24  38  300 [ ⁄ ] 24 

Las corazas hasta de de diámetro se fabrican de tubo de acero, como se dan en la Tabla 11. Sobre 12 e incluyendo el diámetro exterior real y el diámetro nominal del tubo son los mismos. El grueso estándar para corazas con diámetros interiores de

inclusive, es de

, lo que es satisfactorio para presiones

de operación por el lado de la coraza hasta de . Se pueden obtener mayores gruesos para presiones superiores. Las corazas mayores de de diámetro se fabrican rolando placa de acero. 4.3.1.4.

Intercambiadores con cabezal de tubos estacionario: El tipo más simple de intercambiador es el tipo fijo o intercambiador con cabezal de tubo estacionario, de los cuales el mostrado en la Figura # 4 es un ejemplo. Las partes


Ingeniería Básica de procesos Químicos Deflectores: Es claro que se logran coeficientes de transferencia de calor más altos cuando el líquido se mantiene en estado de turbulencia. Para inducir turbulencia fuera de los tubos, es costumbre emplear deflectores que hacen que el líquido fluya a través de la coraza a ángulos rectos con el eje de los tubos. Esto causa considerable turbulencia aun cuando por la coraza fluya una cantidad pequeña de líquido. La distancia centro a centro entre los deflectores se llama espaciado de deflectores. Puesto que los deflectores pueden espaciarse ya sea muy junto o muy separado, la masa velocidad no depende enteramente del diámetro de la coraza. Usualmente el espaciado de los deflectores no es mayor que una distancia igual al diámetro interior de la coraza, o menor que una distancia igual a un quinto del diámetro interior de la coraza. Los deflectores se mantienen firmemente mediante espaciadores (6) como se muestra en la Figura # 4, que consisten de un pasador atornillado en el cabezal de tubos o espejo y un cierto número de trozos de tubo que forman hombreras entre deflectores adyacentes. Un detalle amplificado se muestra en la Figura # 5.



Figura # 6 Detalles del deflector segmentado Otros tipos de deflectores son el de disco y corma de la Figura # 7 y el deflector de orificio en la Figura # 8. Aun cuando algunas veces se emplean otros tipos, no son de importancia general.


Ingeniería Básica de procesos Químicos Intercambiador con cabezal de tubos fijos con carretes integrales: Otra de alguna de las variaciones del intercambiador de cabezal de tubos fijo se muestra en la Figura # 9, en el cual los cabezales de tubo se insertan dentro de la coraza, formando los carretes que son partes integrales de la coraza. Al usar intercambiadores con cabezal de tubos fijo, es a menudo necesario tomar en cuenta la expansión térmica diferencial entre los tubos y la coraza durante la operación, o de otra manera se desarrollaran esfuerzos térmicos a través del espejo o cabezal de tubos. Esto puede efectuarse usando una junta de expansión en la coraza, de las cuales hay disponible un buen número de ellas.

Figura # 9 Intercambiador con cabezal de tubos fijo con ca rretes integrales. (Patterson Foundry & Machine Co.) 4.3.1.7.

Intercambiador 1-2 con cabezal de tubos fijos: Intercambiadores del tipo mostrado en las Figura # 4 y 9 pueden considerarse como operando en contracorriente, no obstante, el hecho de que el fluido en la coraza fluye


Ingeniería Básica de procesos Químicos El intercambiador en el cual el fluido de la coraza fluye en un paso por la coraza y el fluido de los tubos en dos o más pasos, es el intercambiador 1-2. Se emplea un solo carrete con una división para permitir la entrada y salida del fluido de los tubos por el mismo carrete. En el extremo opuesto del intercambiador está colocado un bonete para permitir que el fluido de los tubos pase del primero al segundo paso. Como c on todos los intercambiadores de cabezales fijos, la parte externa de los tubos es inaccesible para la inspección o limpieza mecánica. El interior de los tubos puede ser limpiado removiendo únicamente la tapa del carrete y usando un limpiador rotatorio o un cepillo de alambre. Los problemas de expansión son extremadamente críticos en los intercambiadores 1-2 de cabezal fijo, puesto que ambos pasos así como la coraza, tienden a dilatarse diferentemente y originan esfuerzos en los espejos estacionarios.

4.3.1.8.

Intercambiadores con haz de tubos removibles: En la Figura # 11 se muestra un contratipo del intercambiador 1-2, que tiene el banco de tubos removible de la coraza. Consiste de un cabezal de tubos estacionario, que se encuentra sujeto entre la brida de un carrete y la brida de la coraza. En el extremo opuesto del haz de tubos, éstos se expanden en un cabezal de tubos flotante que se mueve libremente. Al cabezal de tubos se atornilla un casquete de cabezal flotante y todo el haz de tubos puede extraerse por el extremo del carrete. La coraza se cierra mediante un bonete. Los cabezales flotantes ilustrados, eliminan los problemas de expansión diferencial en muchos casos y se llama cabezal flotante de arrastre.


Ingeniería Básica de procesos Químicos de tubos y una coraza más grande que lo cubre y lo acomoda. Los detalles del anillo seccionado se muestran en la Figura # 13. El cabezal flotante de tubos se sujeta mediante una abrazadera a la tapa de la cabeza flotante y un anillo abrazadera que se coloca detrás del cabezal de tubos el cual está dividido por mitad para permitir desmantelarse. Diferentes fabricantes tienen también diferentes modificaciones del diseño que aquí se muestra, pero todas ellas llenan el propósito de proveer un aumento de superficie en comparación con el cabezal de arrastre considerando un mismo tamaño de coraza. También se emplean, como se muestra en la Figura # 12, carretes fundidos que no tienen tapa removible.

Figura # 12 Intercambiador 1-2 de cabezal flotante. (Patterson Foundry & Machine Co.)


Ingeniería Básica de procesos Químicos tobera de admisión para minimizar los efectos de contracción del fluido que entra a la coraza. Cuando los tubos se distribuyen con los mínimos espacios permitidos entre las divisiones y tubos adyacentes y dentro de un diámetro libre de obstrucciones llamado el límite exterior de tubo, el número de tubos en la distribución se llama numeración de tubos. No siempre es posible tener el mismo número de tubos en cada paso, aun cuando en intercambiadores de gran tamaño, esta descompensación no deberá ser mayor de 5%. En la Tabla # 9 del Apéndice, la numeración de tubos para tubos de

34  1 

de

diámetro externo se dan para corazas de un paso, y para uno, dos, cuatro, seis y ocho pasos en los tubos.

Figura # 14 Distribución de tubos en el cabezal para una coraza de Con tubos de

1  

13 1141   4

y en arreglo de paso triangular de


Ingeniería Básica de procesos Químicos Cabeza flotante empacada: Otra modificación del intercambio 1-2 de cabeza flotante es el intercambiador de cabeza flotante empacada, que se muestra en la Figura # 15. Este intercambiador tiene una extensión en el cabezal de tubos flotante, que se confina mediante un estopero. Aun cuando es enteramente satisfactorio para corazas hasta de , los estoperos mayores de esta medida no se recomiendan para presiones altas o en servicios sujetos a vibración.

36  

Figura # 15 Intercambiador 1-2 de cabeza flotante empacada. (Patterson Foundry & Machine Co.) 4.3.1.11.

Intercambiadores con tubos en U: Los intercambiadores 1-2 mostrados en la Figura # 16 están formados por tubos que se doblan en forma de U y se rolan después en el espejo o cabezal de tubos.


Ingeniería Básica de procesos Químicos tubo. Esto significa que de ordinario es necesario omitir algunos tubos en el centro del haz, dependiendo de la distribución. Una modificación interesante del intercambiador con tubos en U se muestra en la Figura # 17. Emplea un doble cabezal de tubos estacionarios y se usa cuando la fuga del líquido por uno de los cabezales al unirse con el otro fluido puede ocasionar serios daños por corrosión. Usando dos cabezales de tubos con una franja de aire entre ellos, cualquier fluido que se escape a través de los espejos tiene salida a la atmósfera. De esta manera, ninguna de las corrientes puede contaminar la otra como resultado de fuga, excepto cuando se corroe el tubo mismo. Aun la falla de los tubos puede prevenirse aplicando una prueba de presión periódicamente.

Figura # 17 Intercambiador de tubos en U con doble cabezal. (Patterson Foundry & Machine Co.) 4.3.2.

Calculo en los intercambiadores de tubo y coraza:

4.3.2.1.

Coeficientes de película del lado de la coraza:



Figura # 18 Flujo a través de un haz de tubos En los arreglos triangulares hay todavía mayor turbulencia debido a que el fluido que fluye entre los tubos adyacentes a alta velocidad golpea directamente en la hilera siguiente. Esto indicaría que, cuando la caída de presión y limpieza son de pocas consecuencias, el arreglo triangular es superior para alcanzar valores altos del coeficiente de película en el lado de la coraza. Este es actualmente el caso, y bajo condiciones comparables de flujo y tamaño de tubos, los arreglos triangulares dan coeficientes cercanos al 25% mayor que el arreglo en cuadro. Algunos factores no tratados tienen influencia en la razón de transferencia de calor en el lado de la coraza. Suponga que la longitud del haz está dividida por seis deflectores. Todo el fluido viaja a través del haz siete veces. Si se instalaran diez deflectores en la misma longitud del haz, se requeriría que el haz fuera cruzado un total de once, veces, los espaciados más cerrados causan mayor turbulencia. Además de los efectos del


Ingeniería Básica de procesos Químicos de los datos, pero es una curva segura, tal, que la desviación de los puntos de prueba de la curva varía de 0 a aproximadamente 20% arriba. Ya que la línea que expresa la ecuación posee curvatura, no puede evaluarse en la forma simple, puesto que la constante de proporcionalidad y el exponente del número de Reynolds varían en la práctica. Sin embargo, para valores de de 2.000 a 1.000.000, los datos se representan con bastante exactitud por la ecuación:

 ℎ ∗ =0, 3 6∗ ∗, ∗∗ ∗,

ℎ,   

Donde se definen después. Los cálculos usando la Figura 28 concuerdan muy bien con los métodos de Colburn y Short y los datos experimentales de Breidenbach y O’Connell sobre cierto número de intercambiadores de calor comerciales. Se observará en la Figura 28 que no hay discontinuidad a un número de Reynolds de 2.100 como ocurre con fluidos dentro de tubos. El diferente diámetro equivalente usado en la correlación de datos de coraza y tubo, excluye la comparación entre los fluidos que fluyen en tubos y los que lo hacen a través de los tubos basándose solamente en el número de Reynolds. Todos los datos de la Figura 28 se refieren a flujo turbulento. 4.3.2.2.

Masa-Velocidad lado de la coraza: La velocidad lineal y de masa del fluido cambian continuamente a través del haz de tubos, ya que el ancho de la coraza y el número de tubos varía de cero en la parte superior y en el fondo a un máximo en el centro de la coraza. La amplitud del área de flujo en la correlación representada por la Figura 28, se tomó en la hilera hipotética de tubos que poseen la máxima área de flujo y que corresponde al centro de la coraza. La longitud del área de flujo se tomó igual al espaciado de los deflectores B. El paso de los


Ingeniería Básica de procesos Químicos Diámetro equivalente lado de la coraza: Por definición, el radio hidráulico corresponde al área de un círculo equivalente al área de un canal no circular y consecuentemente en un plano a ángulos rectos a la dirección del flujo. El radio hidráulico empleado para correlacionar los coeficientes de la coraza para un haz que tiene deflectores, no es el verdadero radio hidráulico. La dirección del flujo en la coraza es en parte a lo largo y en parte a ángulo recto al eje mayor de los tubos del haz. El área de flujo a ángulos rectos respecto al eje mayor es variable de hilera a hilera. Un radio hidráulico basado en el área de flujo a través de cualquier hilera, no podría distinguir entre un arreglo en cuadro o un arreglo triangular. Para poder obtener correlaciones simples combinando tanto el tamaño como la cercanía de los tubos y su tipo de arreglo, se logra una excelente correlación si el radio hidráulico se calcula a lo largo en lugar de a través del eje mayor de los tubos. El diámetro equivalente para la coraza se toma entonces, como cuatro veces el radio hidráulico obtenido por el arreglo dispuesto en el cabezal de tubos. Refiriéndonos a la Figura # 19, donde el achurado cubre el área libre, para arreglo en cuadro:

O:



     = 4∗  ℎ [] ()  ∗   4∗ −   4  = ∗ [] () 

Donde es el espaciado de los tubos, es el diámetro exterior del tubo, ambos en pulgadas. Para el arreglo en triángulo mostrado en la Figura # 19 el perímetro húmedo del elemento corresponde a medio tubo.



Figura # 19 Diámetro equivalente Podría aparecer que este método de evaluar el radio hidráulico y el diámetro equivalente, no distingue entre los porcentajes relativos de flujo a ángulo recto al flujo axial, esta apreciación es correcta. Es posible, usando la misma coraza, tener igual masa velocidad o velocidad de masa, diámetros equivalentes, y números de Reynolds, usando una cantidad de fluido mayor y un espaciado también mayor de los deflectores o una cantidad pequeña de fluido y menor espaciado en los deflectores, aun cuando las proporciones de flujo a ángulo recto a flujo axial difieran. Aparentemente, donde el rango de espaciado de los deflectores está restringido entre el diámetro interior y un quinto del diámetro interior de la coraza, la importancia del error no es tan grande que permita su correlación. La diferencia verdadera de temperatura en un intercambiador 1-2. Una gráfica típica de temperatura VS longitud para un intercambiador que tiene un paso en la coraza y dos en los tubos, se muestra en la Figura # 20 para el arreglo de tobera indicado. Respecto al

∆



Figura # 20 Relaciones de temperatura en un intercambiador 1-2 La temperatura del fluido en la coraza puede sufrir cualquiera de dos variaciones cuando se desplaza de la entrada a la salida cruzando el haz de tubos varias veces en su trayectoria:



∆ =∗∗∆=∗∗( =∗∗∆=∗∗ ( − ) =∗∗( =∗∗ ( − ) ()

El balance total de calor, siendo

la diferencia verdadera de temperatura, es:

De la cual:

∆=  −∗∗  =   −∗∗   ()  =    = 0   =    

En la Figura # 20a sea la temperatura del fluido de la coraza a cualquier sección transversal de la misma . Sea las temperaturas en el primero y segundo paso de los tubos, respectivamente, y a la misma sección transversal T. Sea la superficie externa por pie de longitud. En el incremento de superficie la temperatura de la coraza cambia por . Sobre el área .

  = ∗  −  2 ∗ ( − ) ∗ () −∗∗= 2 ∗ ( − ) ∗+    −  −∗∗=− 2 ∗∗ () −  ∗  ∗=  − 1 −2  ∗ () ,,    ∗∗( ∗∗ ( − ) =∗∗( =∗∗ ( − ) ()

Pero en esta ecuación son variables dependientes. El balance de calor de L = X a la entrada del fluido caliente es:



 = −  ∗∗  ∗+ () Sustituyendo (15) Y (16) en ecuación (14) y acomodando:

 ∗∗  ∗  = 1 +  −  ∗∗ ∗−( − ) +  () ,  ) (   ) ( , ,      =  −−  =  ∗∗    =  −−  ∗∗  + 2 ∗ ( − ) + 2 ∗ ( − ) =0 () ∗= ∗  + ∗∗  ∗  −  ∗  2∗∗ ∗ ( + ) =0 ()   ∗    ∗   =0 ()

El número de variables de (15) ha sido reducido de tres a dos . Para una solución es necesario eliminar ya sea . Simplificando por el uso de parámetros como en el caso del intercambiador de doble tubo, téngase:

Reordenando la ecuación (8):

Simplificando y sustituyendo

Diferenciando con respecto a A:

:



Diferenciando de nuevo respecto a A:

 ∗  =0 ()  +  ∗∗  ∗  − (2∗∗)  2∗∗)  La solución de esta ecuación puede encontrarse en cualquier texto de ecuaciones diferenciales. La ecuación es:

 =  +  ∗ ∗∗∗ ∗  +  ∗ ∗∗∗ ∗  ()  =   =   − ∗ ∗∗∗ ∗  =  ∗ ∗∗∗ ∗  ()  ∗∗  = √ 1+ 1 ∗ln−  ()

Donde

, A deberá aumentarse de 0 a A, y de la solución de la ecuación (24) de manera que la ecuación (26) se transforma en:

Tomando logaritmos en ambos lados y simplificando:

Diferenciando la ecuación (26):

 = − 2∗∗  +  −  +   +1∗∗∗ ∗  −  2∗∗  −   +1∗∗∗∗ ∗ () ⁄  = 0,0,  = ,  =  Sustituyendo el valor de

de la ecuación (19) y puesto que

,


Ingeniería Básica de procesos Químicos Volviendo a la ecuación (31):

 + √  +1∗( +1∗ ( − ) − 2 ∗ √ 2∗ +√ 1∗+(1 − ) −2∗∗ +  ∗ ( + ) () − =  − ( − ) = +  = (())  +1∗( ( ) ( ) ( ) + −  +1∗  −  −  −  −  −  √       −  = −  + √  +1∗( +1∗ ( − ) − ( − ) − ( − ) () ( ) ⁄ ( )  −   =  −   −        1−=( 1−= ( − )⁄( − )  + 1 () 2−∗+1−  √ −  = 2−∗+1−√ 2−∗+1+√ 2−∗+1+ √  + 1 Puesto que

:

Dividiendo por

y sustituyendo :

y

Sustituyendo en la ecuación (28):

 + 1 ()  ∗∗  = √ 1+ 1 ∗ln2−∗+1−√ 2−∗+1−  √ 2−∗+1+√ 2−∗+1+ √  + 1 La ecuación (37) es la expresión para la diferencia verdadera de temperatura en un intercambiador 1-2 de flujo paralelo contracorriente. ¿Cómo compara con la MLDT para contracorriente, empleando las mismas temperaturas de proceso? Para contracorriente:

=∗∗( =∗∗ ( ) =∗∗ ( − ) − ( − ) ()


Ingeniería Básica de procesos Químicos Llamando a la relación fraccionaria entre la diferencia verdadera de temperatura y la MLDT :



1 −    +1∗ln  √ 1−∗  = ( − 1) ∗ln2−∗+1−√  + 1 () 2−∗+1−  √ 2−∗+1+√ 2−∗+1+ √  + 1

La ecuación de Fourier para un intercambiador 1-2 puede escribirse ahora:

=∗∗=∗∗ ∗ () ) ()  

Para reducir la necesidad de resolver las ecuaciones (37) o (41), en la Figura # 18 del Apéndice, se encuentran graficados factores de corrección para la MLDT como funciones de S con R como parámetro. Cuando el valor de S y R se acerca a la posición vertical de la curva, es difícil leer el dato y deberá computarse de la ecuación (41) directamente. Cuando un intercambiador tiene un paso en la coraza y cuatro, seis, ocho, o más pasos pares en los tubos, tal como un intercambiador 1-4, 1-6 o 1-8, la ecuación (10) para un intercambiador 1-4 es:

−  ∗  ∗=  − ( + 1+4 + ) ∗  Para un intercambiador 1-6:

−  ∗  ∗=  − ( +  + 1+6  +  + ) ∗…


Ingeniería Básica de procesos Químicos menor de 0.75. En lugar de él, se requiere algún otro arreglo que asemeje más al flujo en contracorriente. Las relaciones de temperatura para el caso donde !a orientación de las boquillas de la coraza se han invertido, se muestra en la Figura # 21 para las mismas temperaturas de entrada y salida graficadas en la Figura 20. Underwood ha mostrado que los valores de para ambos son idénticos. Ya que un intercambiador 1-2 es una combinación de pasos en paralelo y contracorriente, puede esperarse que la salida de una de las corrientes de proceso no pueda aproximar la entrada de la otra muy cercanamente. De hecho, es costumbre en equipo paralelo-contracorriente llamar a la aproximación, y si , entonces se llama la temperatura de cruce.

  >

 −

 −


Ingeniería Básica de procesos Químicos En la Figura # 23 se muestran los resultados de los cálculos cuando un fluido tiene un rango cinco veces mayor que el otro.



Figura # 22 Influencia de la temperatura de aproximación en con fluidos que tienen igual rango, en un intercambiador 1-2


Ingeniería Básica de procesos Químicos obtenido una correlación usando el producto de la distancia a través del haz, tomando en pies como el diámetro interior de la coraza y el número de veces que el haz se cruza como N + 1, donde N es el número de deflectores. Si es la longitud del tubo en pies: Numero de cruces:





[ ]        12∗ +1=  =     []  () 18[]

Si la longitud del tubo es 16’0” y los deflectores se espacian habrá 11 cruces o 10 deflectores. Siempre habrá un número impar de cruces si las dos boquillas de la coraza están en lados opuestos de la misma, y un número par si las dos boquillas están en el mismo lado de la coraza. Con un espaciado de los deflectores estrecho, a intervalos convenientes como de o menores, se puede omitir un deflector si el número de cruces no es un número entero. El diámetro equivalente usado para calcular la caída de presión es el mismo que para la transferencia de calor, se desprecia la fricción adicional de la coraza. La ecuación isotérmica para la caída de presión para fluidos que se calientan o enfrían y que incluye las pérdidas de entrada y salida es:

6 []

   ∗ ∗ ∗(+1)  ∗      ∆ = 2∗∗∗ ∗ϕ = 5,22×10∗ ∗∗(+1)   ∗∗ϕ  ()  ⁄ ] ∆ [  

Donde es la gravedad específica del fluido. La ecuación (44) da la caída de presión en libras por pie cuadrado. La unidad común en ingeniería es libras por pulgada cuadrada. Para permitir la solución directa de en , se han graficado en la Figura # 29 factores de fricción dimensionales para el lado de la coraza, pie cuadrado por pulgada cuadrada. Para obtener la caída de presión en unidades consistentes mediante la ecuación (44) multiplique de la Figura # 20 por 144.



⁄2∗

ha sido graficada en la Figura # 27 contra la masa velocidad para un fluido con gravedad específica de 1, y la pérdida de regreso para cualquier fluido será:

Dónde:

 4∗  ∆ =  ∗ 2∗  () ] ⁄ =    [   =      =    [⁄] ∆ ∆ =∆ +∆  ()

La caída de presión total del lado de los tubos

4.3.2.6.

será:

Análisis del rendimiento de un intercambiador 1-2 existente: Cuando todas las ecuaciones pertinentes se usan para calcular la adaptabilidad de un intercambiador existente para ciertas condiciones de proceso, esta investigación se llama apreciación de un intercambiador. Hay tres puntos de significación en la apreciación de la adaptabilidad de un intercambiador existente para un nuevo uso: 1. 2.



¿Qué coeficiente puede “lograrse” por los dos fluidos como resultado de su flujo y sus coeficientes de película individuales ? Del balance de calor , del área conocida A, y de la diferencia verdadera de temperatura para las temperaturas de proceso, se obtiene un valor de diseño o coeficiente de obstrucción . debe exceder a suficientemente, de manera que el factor de obstrucción, que es una medida del

ℎ  ℎ    =∗∗( −)=∗∗( −)  




Ingeniería Básica de procesos Químicos Calculo de un intercambiador 1-2 existente: Condiciones de proceso requeridas:

→ , ,  ,  ,  ,  ,  ,  , ∆      →, ,,,,,, Δ Para el intercambiador se deben conocer los siguientes datos: 1.

Lado de la coraza:

2.

Lado de los tubos:

= =       =          (=       () )          () =  

Y ahora se indicaran todos los pasos a seguir para el diseño de un intercambiador de calor realizando cálculos manuales: 1.

Realizar un balance de calor:

=∗∗( −)=∗∗( −)

→      ∗ []  = ∗ 144∗   = −     =    =  ∗     ∗ℎ= [] ∗2,42      ∗℉ ∗∗(℉⁄)  ∗  →  ℎ⁄   ∗   = ∗  ∗    ℎ

FLUIDO CALIENTE 4.

5.

6.

4

Calculo del área de flujo

Calculo de la velocidad de masa

:

Calcular el Reynolds en el lado de la coraza :

Obtenga el de la figura 28 o calcule de la ecuación (4). Obtenga a :

7. 8.

Obtenga : Mediante ir a la figura 28 y hallar Calcular c

y

a

Calcular

:

:

Área de flujo por tubo de la tabla 10 mediante el del tubo 5


6

Calcular el Reynolds en el lado de los tubos :

7

:

10. Calcular temperatura de pared del tubo

Área de flujo

:

Obtenga de la tabla 10, Obtenga a

Después halle el valor de 9.

→                = .  ∗ .    ∗′ []  = 144∗ ] [ ′            =    = ∗    []  = []∗2,42  ∗ℎ      ∗℉ ∗∗(℉⁄)  → ∗ 

FLUIDO FRIO

Obtenga

:

Mediante la relación

y

hallar

en la

figura 24

:

8

Calcular c

y

Después halle el valor de

a

:

  = ℎℎ +ℎ∗ℎ   =  ∗Δ ℎ∗ ∗℉ := ∗∗ [] [ ]′′   =  −∗ ℎ∗ ∗℉ ( #12)

13. Calcular el coeficiente total limpio

:

14. Calculo del coeficiente total de diseño

Obtenga la superficie externa

15. Calculo del factor de obstrucción



:

sobre

de la tabla # 10:

:

Si iguala o excede al factor de obstrucción requerido caída de presión.

CAÍDA DE PRESIÓN FLUIDO CALIENTE

→    

FLUIDO FRIO

→     

, siga con la



En el siguiente problema es de ocurrencia común en casos de fuerza, relacionado con recuperación de calor. Aun cuando involucra un intercambio de tamaño moderado, la recuperación de calor es equivalente a casi de vapor, lo que representa una economía considerable en el curso del año:

1500[⁄ℎ]

1.

Cálculo de un intercambiador agua destilada-agua cruda:

] ⁄ℎ] 175000 [⁄ℎ280000[ ⁄ ] 10 [  3154 []   [ ] 16    16 []

De agua destilada entran a un intercambiador a 93°F y salen a 85°F. El calor debe ser transferido a de agua cruda provenientes de una fuente de suministro a 75°F. Se permite una caída de presión de en ambas corrientes y se prevé un factor de obstrucción de 0.0005 para el agua destilada y 0.0015 para agua cruda cuando la velocidad en los tubos excede a los . Se dispone para este servicio de un intercambiador de , de 18 BWG y

15 14 [] 

6[ ⁄] 12 []

que tiene 160 tubos de

de largo, arreglados en forma triangular con paso de

. El haz de tubos está arreglado en dos pasos, y los deflectores están espaciados a

¿Es adecuado este intercambiador?

.

Solución: INTERCAMBIADOR

1 [ ] [ ] =15    =15, 2 5     4 = =1 =12 [] Lado de la coraza

1.

Realizar un balance de calor:

 ==160] ==16[ ==18  = 34 [] = = 15=2 16  []   Lado de los tubos



=  −− = 80−75 93−75 =0,3

8 5−75) ∆= ∗ ( −ln )−( −−−) =0,945∗ (93−80)−( ln 93−80 85−75



  =  = 175.0,205400 =690.000 ℎ∗     =  ∗ 

5. Calculo de la velocidad de masa

:

6. Calcular el Reynolds en el lado de la coraza :

Obtenga el de la figura 28 o calcule de la ecuación (4).

 =0,55[]= 0,1255 =0,0458[]   =89 ℉ Obtenga

a

de la figura 14:

′ =0,334 [] 3 34  = 160∗0, 144∗2 =0,186 []   =  = 280.0,186000 =1.505.000 ℎ∗    ∗

5


:

6

Calcular en Reynolds en el lado de los tubos

:



=0,652[] = 0,12652 =0,054 []   =77,5℉

Obtenga a

 ∗ℎ =[]∗2,42  =0,81[]∗2,42=1,96∗ℎ  0 00 → =  ∗ = 0,0458∗690. 1,96 =16.123  

7. Obtenga : Mediante ir a la figura 28 y hallar

:



7

→ = ∗  = 0,054¨∗2,1.25305.000 =36.444      = 0,16652 =24,5 Obtenga

:

Mediante la relación figura 24

 [℉]  [ ∗ ⁄  ∗(℉⁄)] 89−86 ∗(0,381−0,356)+0,356=0,36  =140−86    86 89 140

0,356 X 0,381

8

y

hallar

en la

  =110  ⁄ )  =,  ℉ ∗℉  ∗∗(℉ → ∗   

Calcular c

y

Después halle el valor de

a

:



1010 ∗(89−77,5)  [℉] [ ∗ ⁄  ∗(℉⁄)]  =77,5+ 1147+1010  =83 ℉  , 77, 5 −32  =  ∗( 0 , 3 56−0, 3 3)  +0, 3 3=0, 3 52 86−32  → =()  ==0,352 ℎ∗ ∗℉     ∗ 1 ∗2, 2 3     = 0,352   =1,85 ⁄ ℎ = ∗  ∗∗ ℎ =110∗ 0,0,305254 ∗1,85=1327 ℎ =⁄ℎ ∗  ℎ =1327∗ 0,0354 =1147 4∗12  =  , 32 77,5 86

11. Obtenga el valor de

0,330 X 0,356

y calcule:

9

Calcular

:

10 Calcular la relación

11 Obtenga el valor de

:

y calcule:



 =, =1,2,9165, =0,99  ℎ = ℎ ∗ =1010∗0,99=1000ℎ∗ ∗℉ 12. Calcular el coeficiente corregido

:

 ∗ℎ = []∗2,42  =0,89 ,∗2, 42,2=2,23 1,5 ∗ℎ  = =2,15 =1,005  ℎ = ℎ ∗ =1147∗1,005=1153ℎ∗ ∗℉

12 Calcular el coeficiente corregido

:



 =0,1963  = ∗∗ =0,1963∗16∗160=503 [] 1.400.0008 =258 ℎ∗ ∗℉  =  ∗Δ = 503∗10, 

15. Calculo del factor de obstrucción

:



→       [ ⁄]  → 29

FLUIDO CALIENTE 1. Para obtenga

:

CAIDA DE PRESION FLUIDO FRIO 1. Para

 =0,0019 + +1= 12∗ = 12∗1612 =16 ∆    ∗  ∆ = 5,22∗10∗ ∗∗(∗∗+1)  0,0019∗(690.000) ∗15,25∗16

2. Calcular el número de cruces

3. Calcular la caída de presión

:

:

2.

→      [⁄]  → 26 obtenga

:

 =0,00019    ∗ ∗∗∗ ∗∗   = 5,22∗10  ∗16∗2 1 . 5 05. 0 00)  = 0,05,0019∗( 22∗10 ∗0,054∗1∗1  =4,9 

Calculo de la caída

:



4.

2∗ =0,33  4∗   =  ∗ 2∗ = 4∗21 ∗0,33  =2,6  ∆ = + =4,9+2,6 ∆ =,  → ∆ =  →

Caída de presión total:

Se ha visto que el coeficiente total para este problema es un resultado bastante satisfactorio y elevado y todo esto se debe a las excelentes propiedades térmicas del agua. EL INTERCAMBIADOR ES SATISFACTORIO PARA EL SERVICIO. 4.3.2.8. Calculo de intercambiadores de calor usando Aspen:

    ℎ   & 

En esta parte se realizará el uso de software para el diseño y simulación de intercambiadores de calor y base del aprendizaje ya realizado en la sección anterior se resolverá el mismo problema de cálculo del ejercicio anterior para lo cual se sigue los siguientes pasos:

Ingeniería química 2.


 

Adicionar todos los componentes presentes en el proceso en la opción y en este caso solo será el agua como se observa en la figura # 25, como también adicionar un paquete de fluidos adecuado para la estimación de propiedades físicas de los componentes puros o la mescla en la opción como en este caso se trata de un solo componente presente, un paquete adecuado será figura # 26:

  

Figura # 25 Ventana de adición de componentes





Figura # 27 Botón



Figura # 29 Icono del intercambiador de calor de tubo y coraza en la paleta de objetos



Figura # 31 Caída de presión en lado de los tubos y la carcasa 6.

" "



Haciendo doble clic en la corriente se observa que la temperatura de salida es la mista temperatura calculada en el problema resuelto manualmente que es igual a figura#32:



 

   &   /

Figura # 33

Opción

8.



Ya realizada la simulación el siguiente paso es diseñar el intercambiador estudiado y para lo cual el primer paso es ingresar a la opción que se encuentra en el menú figura # 33:

 

en el menú

Ya dentro de la ventana desplegada hacer clic en el botón que inmediatamente se desplegara seis opciones de diseño a escoger de los cuales se procederá a escoger la opción para el diseño de intercambiadores de calor figura # 34:



Figura # 35 Ventana de selección del intercambiador de calor que desea diseñar

−  

10. En la ventana desplegara seleccionar el intercambiador que es el caso de nuestro estudio y seguidamente hacer clic en la opción del menú figura # 36 donde se detallara las especificaciones siguientes como ser el diámetro interno de la carcasa, diámetro exterior de los tubos, longitud de los tubos, numero de pasos en los tubos, etc. INTERCAMBIADOR

1 [ ] [ ] =15    =15, 2 5     4 = =1 =12 [] Lado de la coraza

===160   =16[    ] 3 ==18  = 4 [] = = 1516  []   Lado de los tubos







11. En la opción del menú figura # 37 se detallara las especificaciones siguientes como ser el espaciado de deflectores, número de tubos, arreglo de los tubos, etc.

Figura # 37 Opciones para especificar las características del intercambiador de calor en la opción







12. Y una vez finalizado la especificación de las la características del intercambiador de calor volver a la opción y hacer clic en el botón para obtener el diseño del intercambiador de calor figura # 38:



Figura # 39 Especificaciones de diseño del intercambiador de calor completo 14. En la ventana desplegada hacer una revisión en cuanto a las especificaciones, debido a que muchas veces el programa recomienda un diseño anticipado y por lo cual tiende a cambiar los datos establecidos en un comienzo, y para dicha revisión hacer clic en el botón y realizar la revisión ventana por ventana presionando continuamente el botón .

   





15. Una vez realizada las revisiones y haber corregido las especificaciones cambiadas hacer clic en el botón y Aceptar y automáticamente los datos serán corregidos (solamente hacer clic si se encontraron especificaciones cambiadas) figura # 41:



Figura # 41 Botón



4.4. Generación de manuales de diseño En esta parte simplemente seria una continuación de los pasos realizados en cuanto a los cálculos en el intercambiador de calor usando el software, por lo tanto para la generación de un manual de diseño se sigue los siguientes pasos:

 & 

16. Del caso estudiado anteriormente hacer clic en el botón mostrado en la figura # 42, seguidamente se desplegara la ventana figura # 43:

Figura # 42



  

Ventana del programa

Figura # 44 con el diseño del intercambiador de calor

18. Y finalmente hacer clic en y se creara un documente o manual de diseño del intercambiador de calor en . 19. Para guardar dicho documente se recomienda tener instalado un creador de



A continuación se mostrara algunos detalles del intercambiador de calor diseñado en las siguientes figuras:





Figura # 47 Plan de ajuste del intercambiador de calor



4.5. Ciclos de refrigeración 4.5.1. 4.5.2.

Objetivos: Determinar los grados de libertad en los elementos de un ciclo de refrigeración Simular un ciclo de refrigeración Determinar los requerimientos energéticos en un ciclo de refrigeración Introducción: Los elementos de un ciclo de refrigeración simple son un condensador, una válvula de JouleThompson, un evaporador y un compresor, además del medio refrigerante. En el ciclo de refrigeración mostrado en la Figura 1, la corriente “1” contiene propano líquido saturado a una temperatura de 1 22 °F y se expande isoentálpicamente en la válvula. La mezcla líquido-vapor en la corriente “2” es vaporizada completamente a una temperatura de 0 °F y, a su vez, dicho vapor es comprimido y condensado para regenerar la corriente “1” en estado de líquido saturado.



4.5.2.2. Evaporador: En el calentador que muestra la Figura 1, el propósito es vaporizar completamente la corriente “2”. Las corrientes “2” y “3” son de flujos y composiciones iguales, pero el calor suministrado a través del intercambiador de calor hace que sus temperaturas y presiones sean diferentes. Un balance de energía en el evaporador es el siguiente:

 ∗ℎ += ∗ℎ (1)

  ℎ



Siendo , los flujos de las corrientes y las entalpías de las corrientes y el flujo calórico cedido a la corriente “2”. El análisis entre variables, ecuaciones y especificaciones nos muestra que en un vaporizador hay grados de libertad. Especificada la corriente de entrada, si se fija la caída de presión en el intercambiador, su especificación completa es posible alcanzarla de dos maneras a saber: 



""

+4

Fijando el valor de , la ecuación (1) permite el cálculo de la entalpía de la corriente “3” y HYSYS realiza un cálculo de evaporación espontánea para su especificación completa. Fijando el valor de la temperatura de la corriente “3”, HYSYS realiza un cálculo de evaporación espontánea y, por lo tanto, de su entalpía. Con la ecuación (1) se calcula, entonces, el flujo calórico requerido en el evaporador.

−

−

4.5.2.3. Compresor:



El compresor que muestra la Figura 1 opera . Las corrientes “3” y “4” son de flujos y composiciones iguales pero se requiere un trabajo de compresión que se calcula con la siguiente ecuación:



 −1 (2)



ecuación. La entalpía de la corriente “4” se calcula con la segunda igualdad de la ecuación (3). HYSYS realiza un cálculo de evaporación espontánea para la especificación completa de la corriente “4”.

−

4.5.2.4. Condensador: El análisis de los grados de libertad el condensador del ciclo de refrigeración de la Figura 1 es el mismo del evaporador, es decir, C + 4. En este caso, se especifica la caída de presión y el ciclo converge satisfactoriamente. ¿Por qué converge con solo una especificación si se requieren dos adicionales a las C + 2 de la corriente de entrada? 4.5.3.

Simulación del ciclo de refrigeración: Para la realización de la simulación del ciclo de refrigeración seguir los siguientes pasos: 1.

Abra un nuevo caso y añada las siguientes especificaciones: ESPECIFICACIONES

  ""

Componentes Paquete de fluidos 2. 3.

Propano



Haga clic sobre el botón cuando esté listo para empezar a construir la simulación Ya dentro del ambiente de simulación proceda a crear la corriente con las siguientes especificaciones: ESPECIFICACIONES Nombre Fracción de vapor

1 0.0



Icono



Figura # 2 en la paleta de objetos



Figura # 4 Conexiones del evaporador en el ciclo de refrigeración 6.

 

Haga clic sobre la página “ cuadro , figura # 5:



” e introduzca una caída de presión de

 []

en el



Pestaña 8.



Figura # 6 de la corriente “3”

  []

Instale un compresor seleccionando de la paleta de objetos el icono de nombre figura # 7 y conéctelo como se observa en la Figura 8. ¿Cuántas variables se requieren para especificar completamente el compresor? Si usted introduce una presión de a la corriente “4” ¿Por qué converge la simulación del compresor? Figura # 9:



Figura # 8 Conexiones del compresor en el ciclo de refrigeración



en la Figura # 10. ¿Cuántas variables se requieren especificar para que converja el conjunto Compresor-Condensador?

Figura # 10 Conexiones del condensador en el ciclo de refrigeración

    

, []

10. Haga clic sobre la página e introduzca una caída de presión de en el cuadro ¿Por qué converge el conjunto Compresor-Condensador con solo especificar la caída de presión en el condensador? Figura # 11:





11. Haga clic en la pestaña para que observe el comportamiento entre algunas variables a través del intercambiador. En la página perfiles o “Profiles” se observan los estados de temperatura, presión, fracción de vapor y entalpía molar de la corriente enfriada. En la página Gráficos o se observa, por defecto, la variación de la entalpía con la temperatura y se dispone de otras opciones de análisis entre variables. En la página Tablas o se observa información similar. 12. Despliegue la ventana de propiedades de la Válvula y verifique si su operación es isoentálpica figura # 12.

""

""

Figura # 12



Capitulo # 5 Operaciones de transferencia de masa



5.1. Destilación



5.1.1. Equilibrio vapor líquido y análisis de columnas de destilación (sistemas binarios) 1.

Introducción: La destilación es un método para separar los componentes de una solución; depende de la distribución de las sustancias entre una fase gaseosa y una líquida, y se aplica a los casos en que todos los componentes están presentes en las dos fases. En vez de introducir una nueva sustancia en la mezcla, con el fin de obtener la segunda fase (como se hace en la absorción o desorci6n de gases) la nueva fase se crea por evaporación o condensación a partir de la solución original. Con objeto de aclarar la diferencia entre la destilación y las otras operaciones, se va a citar algunos ejemplos específicos. Cuando se separa una solución de sal común en agua, el agua puede evaporarse completamente de la solución sin eliminar la sal, puesto que esta última, para todos los fines prácticos, casi no es volátil en las condiciones predominantes. Esta es la operación de evaporación. Por otra parte, la destilación se refiere a separar soluciones en que todos los componentes son apreciablemente volátiles. A esta categoría corresponde la separación de los componentes de una solución líquida, de amoniaco y agua. Si la solución de amoniaco en agua se pone en contacto con aire, el cual es básicamente insoluble en el líquido, el amoniaco puede de-sorberse mediante los procesos de absorción, pero entonces el amoniaco no se obtiene en forma pura, porque se mezcla con el vapor de agua y el aire. Por otra parte, aplicando calor, es posible evaporar parcialmente la solución y crear, de esta forma, una fase gaseosa que consta únicamente de agua y amoniaco. Y puesto que el gas es más rico en amoniaco que el líquido residual, se ha logrado cierto grado de separación. Mediante la manipulaci6n adecuada de las fases, o mediante evaporaciones y condensaciones repetidas, es generalmente posible lograr una separación tan completa como se quiera y recobrar, en consecuencia, los dos componentes de la mezcla con la pureza deseada. Son claras las ventajas de un método de separaci6n como éste. En la destilaci6n, la nueva fase difiere de la original por su contenido calorífico, pero el calor se incrementa o se elimina sin dificultad; por supuesto,


2.


Equilibrio Vapor-Liquido: Los métodos de destilación se aplicarán con éxito si se comprenden los equilibrios que existen entre la fase vapor y líquido de las mezclas encontradas. Por lo tanto, es esencial un breve análisis de dichos equilibrios. Aquí se dará especial atención a las mezclas binarias. 2.1. Diagrama de las fases Presión-Temperatura-Concentración: Inicialmente, se van a considerar las mezclas binarias, las cuales serán llamadas “ordinarias”, para indicar: a. b.

Que los componentes líquidos se disuelven en cualquier proporción para formar soluciones homogéneas, las cuales no son necesariamente ideales, Que no hay complicación alguna de puntos de ebullición máximos o mínimos.

El componente A de la mezcla binaria A-B se considerará como el más volátil; esto significa que la presión de vapor de A puro a cualquier temperatura es mayor que la presión de vapor B puro. Por supuesto, el equilibrio entre vapor-líquido para cada sustancia pura de la mezcla es su relación entre la presión de vapor y la temperatura, tal como se indican en la figura # 0. Respecto de las mezclas binarias, se debe también considerar una variable adicional, la concentración. Las fracciones mol son las unidades más convenientes de concentración que pueden utilizarse; durante todo este análisis será la fracción mol de la sustancia más volátil en el líquido, y la correspondiente fracción mol en el equilibrio de en el vapor.





∗



La representación gráfica completa del equilibrio requiere un diagrama tridimensional como el de la figura # 1. La curva señalada es la curva de presión de vapor de A; cae completamente en el plano

 



Figura # 0 Presión de vapor de un líquido



Equilibrios a presión constante:

Figura # 2 Equilibrios a presión constante Vapor-Liquido Considérese primero una sección típica a presión constante figura # 2a. La intersección de la superficie doble de la figura # 1 con el plano de presión constante produce una curva sin máximos o mínimos que se extiende desde el punto de ebullición de B puro hasta el de A puro a la presión considerada. La curva superior proporciona la relación entre la temperatura y la composición del vapor ; la curva

( ∗)





sobrecalentamiento de la mezcla sigue la trayectoria . La mezcla se ha evaporado en un rango de temperatura desde hasta , a diferencia de la temperatura única de evaporación de una sustancia pura. Entonces, el término punto de ebullición para una solución, generalmente no tiene significado puesto que la evaporación ocurre en un rango de temperatura, esto es, desde el punto de formación de la burbuja hasta el punto de formación de rocío. Si se enfría la mezcla en 0, todos los fenómenos reaparecen en orden inverso. Por ejemplo, la condensación comienza en , en donde la curva superior se conoce como la curva de punto de rocío y continúa hasta . Por otra parte, si una soluci6n como la que se encuentra en , se hierve en un recipiente abierto y sus vapores escapan hacia la atmósfera, el residuo líquido se volverá cada vez mas pobre, puesto que el vapor es más rico en la sustancia más volátil. La temperatura y la composición del líquido saturado residual se mueven a lo largo de la curva inferior hacia , al continuar la destilación. Las composiciones vapor-liquido en el equilibrio pueden mostrarse también sobre un diagrama de composición , como en la figura # 2b. Por ejemplo, el punto sobre el diagrama representa la línea de unión . Dado que el vapor es más rico en la sustancia más volátil, la curva cae arriba de la diagonal que se ha trazado como comparación.

 

 





45°

4.

( ∗)



Volatilidad relativa: Cuanto mayor es la distancia entre la curva en el equilibrio y la diagonal de la figura # 2b, mayor es la diferencia en las composiciones del líquido y del vapor, y mayor es la facilidad para realizar la separación por destilación. Una medida numérica de lo anterior se conoce como el factor de separación o, particularmente en el caso de la destilación, la volatilidad relativa . Esta es la relación entre la relación de concentraciones de en una fase y en la otra, y es una medida de la posibilidad de separación.

  



∗∗ ∗   ∗(1−) ) = (1− = (1−) ∗(1−∗) (2)



Figura # 3 Equilibrios vapor-líquido a presiones aumentadas. 6.

Equilibrios a temperatura constante: En la figura # 4 se muestra una sección típica a temperatura constante del diagrama de fases tridimensional. La intersección del plano a temperatura constante con la superficie doble de la figura # 1 proporciona las dos curvas que se extienden sin máximos ni mínimos desde la presi6n de vapor de puro hasta la . Al igual que antes, hay un número infinito de líneas de unión horizontales, como , que unen un vapor en el equilibrio, como en , con su líquido correspondiente, como en . Una solución en , en un recipiente cerrado, es completamente un líquido; si la presión se reduce a temperatura constante, la primera burbuja de vapor se forma en , la evaporación completa sucede en ; una









 −  



Los datos de equilibrio vapor-líquido, excepto en el caso de las situaciones especiales de las soluciones ideales y regulares, se deben determinar experimentalmente. Existen descripciones de métodos experimentales, extensas bibliografías y listas de datos. 7.

Soluciones ideales

   

:

Antes de estudiar las características de las mezclas que se desvían marcadamente de las características que se acaban de describir, se van a considerar los equilibrios para el caso límite de las mezclas cuyos vapores y líquidos son ideales. Para una solución ideal, la presión parcial en el equilibrio de un componente a una temperatura fija es igual al producto de su fracción mol en el líquido por su presión de vapor cuando está puro a esta temperatura. Esta es la Ley de :



 ∗ = ∗, ∗ = ∗(1 −) (3)  =∗ +∗ =( ∗)+[ ∗(1 −)] (4)

∗

 ∗

Si la fase vapor también es ideal, y las presiones totales, al igual que las parciales, son lineales en a una temperatura dada. Estas relaciones se muestran de modo gráfico en la figura # 5. Entonces puede calcularse la composición del vapor en el equilibrio a esta temperatura. Por ejemplo, el valor de en el punto sobre la figura es igual a la relación entre las distancias .



  



Sustituyendo en la ecuación (2), la volatilidad relativa



es:

=  (7) Por tanto, para soluciones ideales es posible calcular los equilibrios totales vapor-líquido a partir de las presiones de vapor de las sustancias puras. Con presiones demasiado elevadas como para aplicar la ley de los gases ideales, se utilizan fugacidades en lugar de presiones. También es posible calcular los equilibrios para la clase especial de soluciones conocidas como “regulares”. Sin embargo, en todas las demás mezclas es necesario obtener los datos experimentalmente. Ejemplo de aplicación # 1:

 

Calcular los equilibrios vapor-líquido a la presión constante de , las cuales, segun se prevé, forman soluciones ideales.

−

Solución manual: Los puntos de ebullición a

para mezclas de

−

  −( )→ , ℃ −()→, ℃   = ℃   =  =  = 760−484 =0,487    ℎ    =  −− = 1050−484 de las sustancias son:

En consecuencia, los cálculos se hacen entre estas temperaturas. Por ejemplo

Empleando la ecuación (4):

:

con



Solución empleando el software

−

−

:

Para poder calcular las curvas de equilibrio vapor – líquido de cualquier mezcla binaria empleando el software simplemente se siguen los siguientes pasos: 1.

Cree un nuevo caso con las siguientes especificaciones: ESPECIFICACIONES Componentes Paquete de fluidos

2. 3.

 /

n-heptano n-octano

   

Haga clic sobre el botón cuando esté listo para empezar a construir la simulación Ya dentro el ambiente de simulación ingresar a la opción ubicado en el menú , figura #6:



Figura # 8 Opciones de la operación 5.

 



Dentro de la opción el primer paso es establecer los componentes de la mezcla binaria al cual deseamos obtener los datos y graficas de equilibrio vapor – liquido, ya sea equilibrio a presión constante, temperatura contante figura # 9:



Figura # 10 Curva de equilibrio vapor – liquido 7.

De esa forma logramos obtener la primera grafica de equilibrio, para obtener los datos tabulados de fracción molar de n-heptano en la fase liquida como en la fase vapor de la mezcla presionar el botón , figura # 11:

 



Figura # 12 Curva de equilibrio a presión constante 9.

De esa forma logramos obtener la curva de equilibrio a presión constante, para obtener los datos tabulados de fracción molar de n-heptano en el líquido en función a las temperaturas de burbuja y Rocio de la mezcla presionar el botón , figura # 13:

 



Desviaciones positivas del comportamiento ideal:



De una mezcla cuya presión total es mayor que la calculada para el ideal [ecuación (4)] se dice que muestra desviaciones positivas de la Ley de . La mayoría de las mezclas pertenecen a esta categoría. En estos casos, las presiones parciales de cada componente son mayores que la presión ideal, como se muestra en la figura # 14.

Figura # 14 Desviaciones positivas del ideal Debe observarse que conforme las concentraciones de cada componente se aproximan a la unidad en fracción mol, las presiones parciales para esa sustancia tienden tangencialmente al ideal. En otras





, se hierven en un recipiente abierto con escape continuo de los vapores, la temperatura y la composición de los líquidos residuales en cada uno de los casos se mueven a lo largo de la curva inferior y se alejan del punto (hacia para un líquido en y hacia para uno en ).

 

 





()



∗ =  =       ℃ 



Este tipo de soluciones no pueden separarse por completo mediante los métodos ordinarios de destilación a esta presión, puesto que la composición . La composición al igual que su punto de ebullición cambia con la presión. En algunos casos, el cambio de presión puede eliminar el del sistema. Las mezclas de este tipo son muy comunes; se han registrado miles. Una de las más importantes es el etanol-agua, el cual a 1 atm aparece a 89.4% en mol de etanol y 78.2 figura # 16. El desaparece en este sistema a presiones menores de 70mmHg.





líquido. Las mezclas en las regiones sobre cualquiera de los lados de los límites de solubilidad, como en , son líquidos homogéneos. La solubilidad generalmente aumenta al aumentar la temperatura; en consecuencia, el ancho del área central decrece. Si la presión fuera lo suficientemente alta para que no hubiese evaporación, las curvas de solubilidad del líquido continuarían a lo largo de las líneas punteadas, como se muestra. Sin embargo, a la presión predominante la evaporaci6n ocurre antes de que esto suceda y da lugar a las curvas ramificadas de equilibrio vapor-líquido. Para líquidos homogéneos, como en , los fenómenos de equilibrio vapor-líquido son normales; una mezcla de este tipo hierve inicialmente en para formar la primera burbuja de vapor de composición . Lo mismo es cierto para cualquier solución más rica que , excepto que aquí el vapor es más pobre en el componente más volatil. Cualquier mezcla líquida de dos fases dentro del rango de composición de hervirá a la temperatura de la línea y toda ella dará lugar al mismo vapor de composición . Una mezcla líquida de composición promedio , que produce un vapor de la misma composición, se llama algunas veces un . En la figura # 17b, se muestra el diagrama de distribución correspondiente con la línea de unión , los limites de solubilidad en el punto de ebullición y el punto .



        

 



()



+∗ ==  (9)(8) 

Mientras las dos fases líquidas están presentes, la mezcla hervirá a la misma temperatura y producirá un vapor de composición constante. 12. Desviaciones negativas del comportamiento ideal:



Cuando la presión total de un sistema en el equilibrio es menor que el valor ideal, se dice que el sistema se desvía negativamente de la ley de . Una situación de este tipo se muestra en la figura # 18 a temperatura constante.







del , si se hierven en un recipiente abierto con escape del vapor, finalmente dejarán un líquido residual de la composición en el recipiente.



()





Los de punto de ebullición máximo son menos comunes que los de punto de ebullición mínimo. Uno de ellos, muy conocido, es el formado por (110 , a 1 atm); puede prepararse simplemente hirviendo una soluci6n del Ácido de cualquier concentración en un recipiente abierto. Este es un método para estandarizar ácid o clorhídrico.

 − −  ℃

14. Diagramas entalpia – concentración: Los equilibrios binarios vapor-líquido también pueden graficarse utilizando como coordenadas la a presión constante. Las entalpías de solución del líquido incluyen tanto el calor sensible como el calor de mezclado de los componentes:

   En donde:

 =  ∗ ( − ) ∗  + ∆ (10)  →∆ →  [⁄ ∗ ℃] [ ] ⁄                 ∆

La concentración predominante se refiere a los componentes líquidos puros . Para líquidos saturados, es el punto de formaci6n de la burbuja correspondiente a la concentración del líquido a la presión predominante. Los datos de calor de disolución varían de forma y tal vez se necesite algún ajuste de las unidades de los datos tabulados. Si se desprende calor durante el mezclado, será negativa; para las soluciones ideales es cero. Para soluciones ideales, la capacidad calorífica es el promedio medido para la capacidad ca lorífica de los componentes puros. Respecto de los objetivos presentes, las entalpías del vapor saturado se pueden calcular adecuadamente suponiendo que los líquidos. Sin mezclar se calientan por separado como líquidos a la temperatura del gas (el punto de formación de rocío), evaporando cada uno de ellos a esta temperatura y mezclando los vapores:









La eliminación de entre las ecuaciones (12) y (13) y entre (12) y (14) da:

 =  −− =  −− () (, ()⁄, ()=, () (, ⁄)  )   



Esta es la ecuación de una línea recta sobre la gráfica de concentración conc entración – entalpía, que pasa a través de los puntos . Por lo tanto, el punto está sobre la línea recta , localizado de forma que . En forma similar, si la mezcla se eliminase adiabáticamente de la mezcla , se obtendría la mezcla .



saturación. Estas, cuando se proyectan en el diagrama inferior, forman la curva que ahí se muestra. Por lo tanto, cualquier punto sobre el diagrama puede representarse por la diferencia entre los líquidos y los vapores saturados y también por una curva sobre la gráfica . Para la combinación , un balance de materia muestra:



   =  −− =   () ⁄    ° ==

−=

( ) ,    ⁄   ⁄ 

Esta es la ecuación sobre el diagrama de la cuerda de pendiente trazada entre el punto sobre la línea a . En forma similar, se mostrarán las relaciones pendientes de las cuerdas trazadas desde estos puntos hasta . Al considerar la geometría del diagrama, se observa fácilmente lo siguiente:

== 1.

2. 3.

            °         

y por las

Si las curvas son líneas paralelas rectas (lo cual sucede cuando los calores latentes molares de son iguales, cuando las capacidades caloríficas son constantes sobre el rango predominante de temperatura y cuando no hay calor de disolución), entonces para la diferencia adiabática, puesto que entonces las relaciones entre los segmentos de las líneas son iguales; además, la curva sobre que representa a se vuelve una línea recta. Si el punto se mueve hacia arriba, la curva sobre se vuelve más pronunciada y coincide finalmente con la línea a , cuando se encuentra a entalpía infinita. Si el punto está sobre la curva , la curva sobre se vuelve una línea recta horizontal; si la línea está sobre la curva , la curva sobre se vuelve una línea recta vertical.

⁄ =⁄ =⁄





Estos conceptos serán útiles para entender las aplicaciones de estos diagramas. 16. Sistemas de

:

Los sistemas no ideales de tres componentes pueden visualizarse gráficamente, utilizando coordenadas


 


 = ∗ ()  ∗     = ∗  =   ()   =  ()  =  ()

En donde depende por lo general de la temperatura, presión y composición de la mezcla. La volatilidad relativa del componente con respecto a es:



Para soluciones ideales a presión moderada , es independiente de la composición y sólo depende de la temperatura (puesto que ésta afecta a la presión de vapor) y la presión total:

Punto de burbuja: Para el vapor en el punto de burbuja:

O:

∗ =1.0 ()  ∗ + ∗ + ∗ + …=1.0 ()



Punto de roció: Para el líquido en el punto de rocío:

O:

∗ =1.0 ()  +  +  +⋯=1.0 ()  ∗  + ∗  + ∗  +⋯= ()  +  +  +⋯= , = () ,   = ∑ , ()

Con el componente como componente de referencia:

La composición del líquido en el punto de rocío está dada por:

Ejemplo de aplicación # 2: Una solución de hidrocarburos a una presión total de análisis de composición porcentual en moles:

 [⁄] 508 ⁄ (

) tiene el siguiente



=,  ℃

Se repiten los cálculos para esta temperatura en las columnas (5)-(7) correspondiente a , lo cual verifica los supuestos. Este es el punto de burbuja; la composición correspondiente del vapor en el punto de burbuja esta dada en la columna (8).

,℃



[ ℃ ] , =  , ∗

    =  ,   [,℃]  , ∗

() () () () − () −

−  −  − −

0,05 0,30 0,40 0,25

2.

4,70 1,70 0,62 0,25

7,58 2,74 1,00 0,403

0,379 0,822 0,400 0,1008 1,702

− −

4,60 1,60 0,588 0,235

() ()

7,82 2,72 1,00 0,40

0,391 0,816 0,400 0,100 1,707

= , ∗ ∑, ∗

()

0,229 0,478 0,234 0,0586 1

Punto de roció:

 ℃ ℃

El procedimiento es similar al del punto de burbuja. La primera estimaci6n es . La temperatura correspondiente es . La repetición lleva a correspondiente a , lo que es el

,℃

 =,

punto de formación rocío. Las composiciones correspondientes del líquido en el punto de rocio se listan en la columna (8).

 −  −  − −

[℃ ] , =  , 

() () () () − −

0,05 0,30 0,40 0,25

6,30 2,50 0,96 0,43

6,56 2,60 1,00 0,448

0,00762 0,1154 0,400 0,558 1,081

− −

[,℃] , =  ,   = ∑,   () () () () , 6,60 2,70 1,08 0,47

6,11 2,50 1,00 0,435

0,00818 0,120 0,400 0,575 1,103

0,0074 0,1087 0,3626 0,5213 1



5.1.2. Diseño y Operación de columnas de una sola etapa – Evaporación instantánea La evaporación instantánea o destilación en el equilibrio como algunas veces se llama, es una operación de una sola etapa en donde se evapora parcialmente una mezcla líquida, se permite que el vapor alcance el equilibrio con el líquido residual y se separan y eliminan del aparato las fases vapor y líquido resultante. Puede llevarse a cabo por lotes o en forma continua.

Figura # 22 Evaporación instantánea continúa



∗ +=∗ +∗ () −  =  −− =  ∗∗ ++  ()    , (, )    +  , 

Resolviendo estas ecuaciones simultáneamente, se tiene:

Sobre el diagrama representan a

esto representa una línea recta a través de los puntos de coordenadas que representan a

después que abandona el intercambiador de calor de la figura #22.

(, )

que

que representa la mezcla de alimentación



pendiente negativa como para todas las operaciones de una sola etapa (a corriente paralela), pasando a través de las composiciones que representan a las corrientes entrante y saliente, puntos sobre la figura inferior. Si las corrientes efluentes estuviesen en equilibrio, el dispositivo sería una etapa ideal y los productos estarían sobre una línea de unión en la figura superior y sobre la curva en el equilibrio en en la figura inferior. El vapor más rico, pero en cantidad infinitesimal, es el correspondiente a en el punto de burbuja de la mezcla alimentada; y el líquido más pobre, también en cantidad infinitesimal, es el correspondiente a Ten el punto de rocío de la mezcla alimentada. Las composiciones de los productos reales estarán entre estos límites, según el grado de evaporación de la mezcla alimentada y la eficiencia de la etapa.



1.

 

 ′

Condensación parcial: Todas las ecuaciones se aplican igualmente bien para el caso en que la mezcla alimentada sea un vapor y en que se tome como negativo , el calor eliminado en el intercambiador de calor para producir la condensación incompleta. En la parte superior de la figura # 23, el punto es entonces o bien un vapor saturado, o bien un vapor sobrecalentado.





Ejemplo de aplicación # 3:

 ℃

Una mezcla líquida que contiene 50% mol de n-heptano ( A), 50% mol de n-octano (B) a , se va a evaporar instantánea y continuamente a para evaporar 60% mol de la mezcla. ¿Cuál será la composici6n del vapor y del líquido y la temperatura en el separador para una etapa ideal?

 

Solución: Asumimos

→=   =, =60  =40  ,



Figura # 24 . La temperatura en

  ℃

hallado mediante la figura # 25 en presión constante.

Ingeniería química 2. 3.






Haga clic sobre el botón cuando esté listo para empezar a construir la simulación Ya dentro del ambiente de simulación, en la paleta de objetos desplegado en la opción insertar un evaporador instantáneo o comúnmente conocido con el nombre de separador de fases vapor – liquido figura # 26:

Figura # 26 Evaporador instantáneo o separador de fases vapor – liquido



Figura # 27 Fracción de vapor en la corriente de salida del intercambiador de calor



      −  =,  =,

 ,

Si observamos en la corriente de y en la pestaña la fracción molar de es y respectivamente un valor muy próximo a lo obtenido realizando cálculos manuales y la temperatura en el separador es también un valor muy próximo al obtenido manualmente.

−    

Figura # 29 Diagrama de flujo del sistema de evaporación instantánea en 7. 8.

 

Ya realizada la simulación el siguiente paso es diseñar el Separador estudiado y para lo cual el primer paso es ingresar a la opción que se encuentra en el menú : Ya dentro de la ventana desplegada hacer clic en el botón que inmediatamente se desplegara seis opciones de diseño a escoger de los cuales se procederá a escoger la opción para el diseño del evaporador instantáneo figura # 30:



 

10. En la ventana desplegada seleccionar el diseño del separador será realizado. 11. Haciendo clic en el menú longitud o altura = 1,676, etc.) figura # 31:

que es el caso de nuestro estudio y automáticamente el

se observan las dimensiones del separador (diámetro = 0,3048,

Figura # 31 Dimensiones del separador



 

12. Para ver más especificaciones del separador diseñado como el costo, construcción y operación hacer clic en el menú y seleccionar las opción para ver o escoger el material de construcción como también la tolerancia de corrosión y hacer clic en la opción para ver el costo total del separador calculado de acuerdo a las variables de proceso.



5.1.3. Rectificación Continua y torres de varias etapas para Mezclas Binarias (columnas de fraccionamiento diseño y operación) La rectificación continua, o fraccionamiento, es una operación de destilación a contracorriente en varias etapas. Por lo general, para una solución binaria, con algunas excepciones, es posible separar mediante este método la solución de sus componentes y recuperar cada componente en el estado de pureza que se desee, Probablemente, la rectificación es el método de separación utilizado con mayor frecuencia, aunque es relativamente nuevo. Mientras que la destilación simple se conocía en el primer siglo A.D.C., y tal vez antes, no fue hasta 1830 que invento el rectificador a contracorriente en multietapas para destilar etanol a partir de granos molidos fermentados. La caldera estaba unida a platos y vertederos; se obtenía un destilado con más del 95% de etanol, la composición del . Actualmente no se puede lograr nada mejor, excepto mediante métodos especiales.

    1.



Destilación fraccionada: Con la finalidad de entender cómo se lleva a cabo esta operación, Obsérvese la figura # 32. Aquí, la mezcla de alimentación se introduce de modo más o menos centrado en una cascada vertical de etapas. El vapor que se eleva en la sección arriba del alimentador (llamada la sección de absorción, enriquecedora o rectificadora) se lava con el líquido para eliminar o absorber el componente menos volátil. Como en este caso no se agrega ningún material extraño, como en el caso de la absorción, el líquido de lavado se obtiene condensando el vapor que sale por la parte superior, enriquecido con el componente más volátil. El líquido devuelto a la parte superior de la torre se llama reflujo y el material que se elimina permanentemente es el destilado, que puede ser un vapor o un líquido, enriquecido con el componente más volátil. En la secci6n debajo del alimentador (sección de sorbedora o agotamiento), el líquido se del componente volátil mediante vapor que se produce en el fondo por la evaporación parcial del líquido en el fondo en el . El líquido eliminado, enriquecido con el componente menos volátil,



ℎ





Que se especifica de acuerdo con los principios que se establezcan posteriormente. Considérese el condensador, entorno (figura # 32). Un balance total de materia es:

""  =+ ()  =+∗=∗(+1) ()   ∗ =∗ + ∗ () ""  ∗ = + ∗ +∗ ()  =∗(+1)∗ −∗ − () ℎ    ""  =∗ +∗ + + −∗ ()

Un balance por componentes para la sustancia :

Las ecuaciones (36) a (38) establecen las concentraciones y cantidades en la parte superior de la torre. Un balance de entalpía, en el entorno :

Proporciona la carga térmica del condensador. Entonces, el calor del balance completo de entalpía en todo el aparato :



se obtiene mediante un

En donde es la suma de todas las pérdidas de calor. Frecuentemente, la economía de calor se obtiene mediante un intercambio de calor entre el residuo que sale como producto, y que sale de la columna en su punto de, burbuja, y la mezcla alimentadora, con el fin de precalentar dicha mezcla. La ecuación (41) aún se aplica, siempre y cuando cualquier intercambiador esté incluido en el .

 ""



  ∗ = ∗ +∗ ()  ∗ − ∗ =∗ ()   ""  ∗ = ∗ + +∗ ()

Y un balance por componente para :



El lado izquierdo de la ecuación (44) representa la diferencia en el flujos del componente , de arriba hacia abajo, o el flujo neto hacia arriba. Puesto que el lado derecho es constante para una destilación dada, se tiene que la diferencia, o flujo neto de hacia arriba, es constante, independientemente del número de platos en esta sección de la torre; además, es igual al flujo permanentemente eliminado en la parte superior. Un balance de entalpia , con pérdida despreciable de calor, es:



Sea el calor eliminado en el condensador y el destilado eliminado permanentemente, por mol de destilado. Entonces:

 =  + ()  ∗ − ∗ =∗ ()

El lado izquierdo de la ecuación (47) representa la diferencia en el flujo del calor, de arriba hacia abajo, o el flujo neto hacia arriba. Puesto que el lado derecho es constante para un conjunto dado de condiciones, entonces la diferencia o flujo neto de calor hacia arriba es constante, independientemente del número de platos en esta sección de la torre e igual al flujo de calor eliminado permanentemente en la parte superior con el destilado y en el condensador.



 − =∆ ()

⁄      (, ) ==                  ∆    ∆ ∆       

En el diagrama , la ecuación (48) es la ecuación de una línea recta de pendiente , a través de y . Estas están graficadas en la figura # 33, en donde se muestran ambos diagramas. La figura # 33 se trazó para el caso de un condensador total. En consecuencia, el destilado y el reflujo tienen coordenadas idénticas y se graficaron en el punto . La ubicación mostrada indica que están por debajo del punto de burbuja. Si estuviese en el punto de burbuja, estaría sobre la curva de líquido saturado. El vapor saturado del plato superior, cuando está totalmente condensado, tiene la misma composición que . El líquido que abandona el plato ideal esta en equilibrio con y se localiza al final de la línea de unión . Puesto que la ecuación (48) se aplica a todos los platos en esta sección, puede localizarse sobre la curva de vapor saturado mediante una línea trazada desde hasta ; la línea de unión a través de localiza , etc. Por lo tanto, las líneas de unión alternadas (cada una representa a los efluentes de un plato ideal) y las líneas de construcción a través de proporcionan los cambios graduales de concentración que ocurren en la sección enriquecédora. Las intersecciones de las líneas que salen de con las curvas de entalpía a saturación, como los puntos , cuando se proyectan en el diagrama inferior, producen puntos tales como .





==

Estos a su vez, producen la curva de operación , que pasa a través de . Las líneas de unión, cuando se proyectan hacia abajo, producen la curva de distribución en el equilibrio; entonces se vuelve obvia la naturaleza gradual de los cambios en la concentración con el número de platos. El punto de diferencia se utiliza de esta forma para todos los platos en la sección enriquecedora y se trabaja en forma descendente hasta que se alcance el plato alimentador. Por tanto, los platos enriquecedores se pueden localizar únicamente sobre el diagrama alternando las líneas de construcción a con las líneas de unión, ya que cada línea de unión representa un plato ideal. Como alternativa, se pueden trazar líneas al azar que salgan de ; luego se grafican sus intersecciones con las curvas sobre el diagrama para producir la curva de operación; por último, se determinan los platos mediante la construcción por pa sos, típica de estos diagramas. En cualquier plato , la relación está dada por la relación entre las longitudes de las líneas en el diagrama superior de la figura 33 o por la pendiente de la cuerda, como se muestra en el diagrama inferior. La eliminación de entre las ecuaciones (42) y (48) da:

∆

∆        ∆ ∗⁄∆ ∗



∆



⁄   = −− = −− ()

Aplicando esta ecuaci6n al plato superior, se obtiene la relaci6n de reflujo externo, que es el que generalmente se especifica:

=  = −− =  ∆ () ∆  

Para una relación de reflujo dada, la relación entre las longitudes de las líneas en la ecuación (51) se puede utilizar para localizar de modo vertical en la figura 33; entonces puede utilizarse la ordenada para calcular la carga térmica del condensador. En algunos casos, se utiliza un , como en la figura #34. Aquí, se elimina un

′



Figura # 34 Condensador parcial Se ve que el condensador parcial en el equilibrio proporciona un plato ideal digno de rectificación. Sin embargo, es más seguro no confiar en este enriquecimiento completo mediante el condensador, sino


Sea




 ∗ + = ̅ ∗ ̅ +∗ ()  = ∗ − = −  ()  ∗ − ̅ ∗ ̅ =∗ ()

el flujo neto de calor saliente en el fondo, por mol de residuo:

De donde:

El lado izquierdo de la ecuación (57) es la diferencia en el flujo de calor, de abajo hacia arriba, que entonces es igual al flujo neto constante de calor saliente en el fondo para todos los platos de esta sección. Eliminando entre las ecuaciones (52) y (53) y entre las ecuaciones (52) y (57) se obtiene:



 ̅ =  −− =  ̅−′−′′ ′ ()   ,        ∆ ,   ( , ) ∆ Sobre el diagrama

, la ecuación (58) es una línea recta que pasa a través de

en y en . Es un punto de diferencia, cuyas coordenadas significan:

 ,  ℎ  =   =      ∆  =      ,  ℎ  =             

en



 =  −− =  ̅ ̅−−′′ () ℎ   ℎ 

ℎ

Los diagramas se trazaron para el tipo de que se muestra en la figura 32, en donde el vapor que sale del está en equilibrio con el residuo; por lo tanto, el proporciona una etapa ideal de enriquecimiento (línea de unión , figura 35). Posteriormente, se consideraran otros métodos de aplicación de calor en el fondo de la caldera.



2.3. Torre de destilación fraccionada completa Puede utilizarse el entorno completo:



de la figura 32 para obtener los balances de materia en el aparato

=+ () ∗ =∗ +∗ ()  =∗ +∗ + + −∗ () ( =)  ′′ ∗ =∗ +∗ ()   =  −− =  −−′′ () ,) ∆,(,) (    ( ,) ∆ =∆ +∆ () 

La ecuación (41) que es la misma que (63) es un balance completo de entalpía. Si, en ausencia de pérdidas de calor , se sustituyen las definiciones de ecuaciones (46) Y (56) en la ecuación (63), se tiene:

Si se elimina en las ecuaciones (61) a (64), resulta:

Esta es la ecuación de una línea recta en el diagrama , que pasa a través de a y a , como en el diagrama de la figura 36. En otras palabras:

a

En la figura 36, la ubicación de , que representa la mezcla de alimentacibn, muestra que en este caso







alimentación hubiera podido efectuarse lo más cerca que se hubiese querido del punto hubiese producido un adelgazamiento en ).



, lo cual

Figura # 37 Entradas de la alimentación retardada y adelantada En el diseño del fraccionador, se desea el menor número de platos para las condiciones dadas. Esto requiere que la distancia entre las curvas de operación y en el equilibrio siempre se mantenga tan grande como sea posible; esto se consigue si el plato de alimentación se toma como el plato que dirige la intersección de la curva de operación en , como en la figura 36. El número total de platos, tanto en la figura 37a como en la 37b, es necesariamente mayor. La entrada retrasada o adelantada





aumentan; las superficies del condensador y del deben aumentar para acomodar cargas mayores. 2.6. Reflujo total:

°



  ⁄ ⁄ =∞   =  =1       

y la sección transversal de la torre se



Finalmente, cuando , las curvas de operación coinciden con la línea a en la gráfica , los puntos están en el infinito en la gráfica y el número de platos requeridos es el valor mínimo . Esto se muestra en la figura 38. La condición puede comprenderse de manera práctica devolviendo en forma de reflujo todo el destilado al plato superior y volviendo a hervir el residuo, porque así debe detenerse la alimentación a la torre



1−  = ∗ 1−  ()  °     = 1− = ∗ 1−  ()  1− = ∗ 1− = ∗ ∗ 1−  ()  1−  = ∗ ∗ 1−  ()    ∗ 1−  l o g 1−    +1= log ()     +     √  ∗   

En donde es la volatilidad relativa en el coincide con la diagonal a , de forma que

. En el reflujo total, la línea de operación . Por lo tanto:

En forma similar, para el último plato de la columna, al cual pertenece

Si puede utilizarse alguna volatilidad relativa promedio

:

:

El número total mínimo de etapas teóricas para producir los productos es entonces incluye al . Para variaciones pequeñas en , se puede tomar a promedio geométrico de los valores para casi ideales, para las cuales es casi constante.

, que como el

Sólo puede utilizarse la expresi6n para mezclas







= ∆, ∆ 

. Tal como sucede en la figura 39c con respecto a algunas mezclas que se desvían negativamente, así también una línea de unión en la sección de agotamiento da la intersección inferior con . Entonces, estas líneas gobiernan la ubicación de , como se muestra para la relación de reflujo mínimo, o está localizada en la intersección superior de una línea de unión en la sección enriquecedora con ,o está en la intersección inferior de una línea de unión en la sección de agotamiento con , lo cual es congruente con los requerimientos de que esten todos sobre la misma línea recta y de que , esté en la posición más elevada que produzca un adelgazamiento. Se necesitan consideraciones especiales para realizar el fraccionamiento con alimentación y corrientes laterales múltiples. Una vez que se determina , puede calcularse la relación de reflujo mínimo mediante la ecuación (51). Obviamente debe utilizarse una relación de reflujo algo mayor en casos prácticos, en donde está ubicada arriba de .

∆ = ∆ =

∆

∆ ∆



∆

2.9. Relación optima de reflujo: Cualquier relación de reflujo entre el mínimo y el infinito proporcionará la separaci6n deseada; lógicamente, el número respectivo de platos teóricos necesitados variará desde lo infinito hasta el número mínimo, como en la figura 40a. Por lo general, la determinación del número de platos a distintos valores de , junto con los valores limitantes de , permitirá graficar toda la curva con suficiente exactitud para la mayoría de los fines. El sistema de coordenadas de la figura 40b permitirá ubicar fácilmente los puntos finales de la curva y evitará las incómodas asíntotas; Se ha tratado empíricamente, en diversas formas, de generalizar las curvas de la figura 40 pero las gráficas obtenidas sólo dan resultados aproximados. Se posee una relación exacta para destilaciones binarias, que también puede aplicarse a mezclas de .



  







para el condensador, potencia para la bomba de reflujo). Al ir aumentando , el número de platos decrece rápidamente, pero el diámetro de la columna crece debido a las cantidades mayores de líquido y vapor recirculados por cantidad unitaria de alimentaci6n.

Figura # 41 Relación de reflujo más económica (óptima)

ℎ

El condensador, la bomba de reflujo y el también deben ser mayores. Por lo tanto, los costos fijos disminuyen hasta un mínimo y crecen nuevamente hasta infinito en el reflujo total. Los requerimientos de calor y enfriamiento aumentan casi directamente con la relación de reflujo, como se muestra. Por lo tanto, el costo total, que es la suma del costo de operación y el costo fijo, debe



′

 =1−  −− () 

En donde incluye la carga térmica del condensador y la entalpia del destilado, por mol de destilado. Generalmente, la entalpia del líquido . Es pequeña en comparación con . Puesto que la carga térmica del condensador debe incluir al menos el calor latente de condensación del líquido de reflujo.

′

 −   = ∗, ∗ +(1−)∗, ∗∗( −)+ ∗ ∗ +(1−)∗ ∗ ()  →        +     →      () Entonces, si

en básicamente constante

, también será constante para un

fraccionador dado. De la ecuación (11):

En donde:

Si la desviación del ideal de las soluciones líquidas no es grande, el primer término entre paréntesis cuadrados de la ecuación (73) es:

 ∗, ∗ +(1−)∗, ∗ ≈ ∗ () De la ecuación (10):

 = ∗( −)∗ +∆ () Y restando las ecuaciones (73) y (75):

 − = ∗ ∗( − )+ ∗ ∗ +(1−)∗ ∗ −∆ ()



Es claro que, a no ser en casos excepcionales, la relación



en la sección enriquecedora de

fraccionador es básicamente constante. Puede aplicarse el mismo razonamiento a cualquier sección de un fraccionador entre puntos de adición o eliminación de corrientes, aunque cada sección tendrá su propia relación. Ahora considérense dos platos adyacentes , entre los cuales no hay ni adición ni eliminación de materia en la torre. Un balance de materia da:

  + = + () ⁄ ⁄   =   =   =              ′ 

Puesto que , se tiene que , lo cual es el “principio de flujo y vaporización”. El flujo del líquido en cada plato en una sección de la torre es constante en base molar; pero, como el peso molecular promedio cambia con el número del plato, los flujos en peso son diferentes. Debe observarse que, como se muestra en el análisis de la figura 21, si las líneas en el diagrama son rectas y paralelas, entonces, en ausencia de pérdidas de calor, la relación

para una sección de la torre dada será constante, sin importar el tamaño relativo de



y en la ecuación (72). Los supuestos generales implícitos en lo anterior se conocen generalmente como “las suposiciones simplificadoras usuales”. 3.2. Sección de enriquecimiento:

Considérese una sección del fraccionador totalmente debajo del punto de introducción de la mezcla de alimentación, tal como se muestra esquemáticamente en la figura 42a. El condensador elimina todo el calor latente del vapor principal, pero no enfría más el líquido resultante. Por lo tanto, los productos del reflujo y destilado son líquidos en el punto de burbuja y . Puesto que el líquido , que cae de cada plato y el vapor , que asciende de cada plato son constantes si se mantienen las suposiciones simplificadoras usuales, no se necesitan los subíndices para identificar la fuente de estas corrientes. Sin embargo, las composiciones cambian. Los platos que

 [ ⁄]

 = =     [⁄]



Figura # 42 Sección de enriquecimiento Un balance total de materia para el entorno en la figura es:

=+=∗( +1) ()



Se muestra la concentración de los líquidos y vapores para cada plato; se ve que la construcción usual de “escalera” entre la linea de operación y la curva en el equilibrio proporciona la variación teórica de la concentración del plato. Obviamente, la construcción no puede continuarse después del punto . Al graficar la curva de equilibrio en la figura, generalmente se supone que la presión es constante en toda la torre. Si es necesario, se puede permitir la variación de la presión de plato a plato después de determinar el número de platos reales, pero esto requiere de un procedimiento de prueba y error. Generalmente no es necesario, excepto para la operación a presiones muy bajas.



3.3. Sección de agotamiento: Ahora considérese una sección del fraccionador abajo del punto de introducción de la mezcla de alimentación, tal como se muestra en forma esquemática en la figura 43a. Nuevamente, los platos son platos teóricos. Los flujos de son constantes de plato a plato, pero no necesariamente iguales a los valores en la sección de enriquecimiento.

  



 ∗ = ̅ ∗  +∗ ()  =  ̅ ∗  −  ̅ ∗ ()  =  − ∗ −  − ∗ ()  =   = ,  =      == °  ℎ 

Estas ecuaciones proporcionan la ecuación de la línea de operación de la sección de agotamiento:

Entre (83) y (85):

Esta es una línea recta de pendiente

y puesto que cuando

, esa línea

pasa a través de sobre la diagonal a figura 43b. Si el vapor rehervido está en equilibrio con el residuo , el primer escalón en la construcción de escalera representa al . Los pasos no se pueden llevar más allá del punto . 3.4. Introducción de la mezcla de alimentación: Antes de continuar es conveniente establecer cómo la introducción de la mezcla de alimentación modifica al cambio en la pendiente de las líneas de operación cuando se pasa de la sección de enriquecimiento a la de agotamiento del fraccionador. Considérese la sección de la columna en el plato en que se está introduciendo la mezcla de alimentación figura #44. Las cantidades de las corrientes de líquido y vapor cambian abruptamente en este plato, puesto que la mezcla de alimentación puede constar de líquido, vapor o una mezcla de ambos. Por ejemplo, si la mezcla de alimentación es un líquido saturado, será mayor que por la cantidad del líquido alimentado agregado.







Para establecer la relaci6n general, un balance de materia global en esta sección es:

++ ̅ =+ () ∗ +∗, + ̅ ∗ ̅, =∗, + ∗, ()

Aplicando un balance de entalpia:



Todos los vapores y los líquidos dentro de la torre están saturados; además, las entalpías de todos los vapores saturados en esta sección son básicamente idénticas, ya que los cambios de temperatura y de compòsición sobre un plato son pequeños. Lo mismo es cierto de las entalpías de los líquidos saturados, de forma que y . Entonces, la ecuación (88) se vuelve:



 ∈, =,  ∈, =, ( −)∗ =( ̅ −)∗ +∗ () ( −) ( ) −   =  ( −) = ()      

Al combinarla con la ecuación (87) se obtiene:

Entonces se ve que la cantidad es el calor necesario para convertir de la mezcla de alimentación de su condición hasta un vapor saturado, dividido el calor latente . La mezcla de alimentación puede introducirse en cualquiera de las diferentes condiciones térmicas, desde un líquido muy por debajo de su punto de burbuja hasta un vapor sobrecalentado; para cada una de esas condiciones, el valor de será diferente. Las circunstancias típicas están listadas en la tabla # 1, con el rango correspondiente de valores de . Combinando las ecuaciones (87)

( −)



∗ =∗ +∗ () = −1 ∗− −1 ()  = =  ==

Sustituyendo esta ecuación y las ecuaciones (90) y (91) en (94):

El lugar de intersección de las líneas de operación (la línea puesto que

cuando

, pasa a través del punto

intervalo de los valores de la pendiente casos típicos se muestra en la figura 45.

 °

), en una línea recta de pendiente sobre la diagonal a

y

. El

está listado en la tabla # 1; la interpretación gráfica para

Ingeniería química Condiciones de la mezcla de alimentación Liquido debajo del punto de burbuja Liquido saturado

Mezcla de líquido y vapor

Vapor saturado Vapor sobrecalentado


   ∗ 0

0

= +  

   ∗

   0

0

   ( −) =      ( ) −            -

  

  

 <   > >   >

-

-

−

>1.0 >1.0 1.0 ∞ ⁄ − 1.0>>0 0

0

<0

1> −1 >0

Tabla # 1 Condiciones térmicas de la mezcla de alimentación 3.5. Localización del plato de alimentación:



La línea es útil para simplificar la localización gráfica de la línea de agotamiento, pero el punto de intersección de las dos líneas de operación no establece necesariamente la delimitación entre las secciones de enriquecimiento y de agotamiento de la torre. Más bien, es la introducción de la mezcla de alimentación la que gobierna el cambio de una línea de operación a la otra y establece la delimitación; además, en el diseño de una nueva columna, por lo menos, se tiene cierta amplitud en la introducción de la alimentación. Por ejemplo, considérese la separación que se muestra parcialmente en la figura 46. Para una alimentación dada, quedan fijas y la línea . Para un producto principal y un producto residual particulares, quedan fijos. Si se especifica la relación de reflujo, la localización de la línea de enriquecimiento queda fija y la línea de agotamiento debe pasar a

  









Figura # 46 Localización del plato de alimentación Al adaptar una columna ya existente a una nueva separación, el punto de introducción de la alimentación está limitado por la ubicación de las boquillas existentes en la pared de la columna. Entonces, la pendiente de las líneas de operación (o relación de reflujo) y las composiciones de los productos que se quieren obtener deben determinarse por prueba y error, a fin de obtener, en las dos secciones de la columna, el número de platos teóricos congruentes con el número de platos reales en cada sección y con la eficiencia prevista del plato.



Figura # 47 Reflujo total y platos mínimos



Si la volatilidad relativa es constante o casi constante, se puede utilizar la expresión analítica de , ecuación (71). 3.7. Relación mínima de reflujo:



ℎ

La relación de reflujo mínimo es la relación máxima que requerirá de un número infinito de platos para lograr la separación deseada; corresponde al mínimo calor del y a la mínima capacidad de enfriamiento del condensador con respecto a la separación. Obsérvese la figura 48a. Al





]  ∗ +∗ ∗[  ∗(  −1)+ ∗(  +1)       =  ∗(1 −)+∗(1 −) ( +1)∗(1 −)+( −1)∗(1 −) ()  

Esta puede resolverse en forma conveniente para

para cualquier valor de . Así, por ejemplo:

1−1 ∗ − ∗((1 1−−)) =1 →         = 1 ∗∗ − 1−−1 =0 →        −1  1−





En los dos casos, la es la que predomina en la intersección de la línea y de la curva de equilibrio. 3.8. Relación optima de reflujo: Se aplica el análisis dado en el método de

 

Ejemplo de aplicación # 4

,℃

  %

%

%

Cinco mil kilogramos por hora de una solución de metanol ( A) agua (B) que contiene en peso de metanol a se va a rectificar continuamente a de presión para producir un destilado que contenga de metanol y un residuo que contenga de metanol (en peso). El destilado se va a condensar totalmente hasta un líquido y el reflujo se va a regresar en el punto de burbuja. El destilado obtenido se va a enfriar por separado antes de almacenarse. Se va a utilizar una relación de reflujo de 1.5 veces el mínimo. Determinar: a. La cantidad de los productos b. La entalpía de la mezcla de alimentación y de los productos c. La relación de reflujo mínimo d. El número mínimo de platos teóricos.



Diagrama de flujo de la columna Balance global:



Balance para :

=+=5000 ℎ=216,8 ℎ 5000∗0,5=∗0,95+∗0,01 →==,  =  =,   





Calculo de mediante ecuación (90) (calor necesario para convertir alimentación):

( −) = (( −−)) =    ,.   ,℃

Si observamos la gráfica de equilibrio alimentaci6n a

 

de la mezcla de

,℃

(figura #49) el punto de burbuja de la mezcla de es y su punto de roció es :

Figura # 49


Donde:

 = ∗( −)∗ +∆  =∆ =86, 8 ℃ =0  =0,36∗32,04+0,64∗18,02=23,06    =4,114 ∗℃∗(86,8−58,3)[℃]∗23,06  → =.   =,℃ ,℃  =∗, ∗ ∗( −)+ ∗+(1−)∗, ∗ ∗( −)+ ∗ =  =15.033  +28.064  =43.097     → =.     ( )

La entalpía del vapor saturado ha es:

Dónde:


aplicando la ecuación (11), con referencia a los líquidos a



→ − = −1 = −10,3∗− =− 1,05−16 +21∗

Reescribimos la ecuación (96) en función del valor de la pendiente:

 

Hallamos los respectivos valores de y :

0,36 0,37 0,38



0,36 0,57 0,78

Ahora estos valores graficamos en la cur va de equilibrio figura #50 como también los valores de

 ,   ,  

:



Figura # 51 Relación mínima de reflujo

 +1 =0,49= 0,9144+1 → =,  



Figura # 52 Numero mínimo de etapas o platos teóricos

 =1, 5 ∗ =1,5∗0,87 

. De esta forma se determina las etapas teóricas obteniéndose un total de incluyendo el Calculamos el reflujo de operación que simplemente es igual:



:



  ∗+,   (∗) =,,+ 2.

SECCION DE AGOTAMIENTO:

=  − ∗−  − ∗ = =∗=1,305∗84,5 ℎ →= =,  =+=∗(+1)=110,3+84,5 →= ,   =∗+=1,05∗216,8 ℎ+110,3 ℎ → =,  ̅ =∗(−1)+=216, 8 ∗(1,05−1)+194,8  =,  

Encontrar la recta de operación ecuación (86):

Mediante ecuación (79):

Mediante la ecuación (90):

Mediante la ecuación (91):



Figura # 53 Solución del ejemplo # 4, platos de la columna con el reflujo de operación

ℎ #  =#   −1(  ℎ)=17−1 →# =

Mediante la figura 53 se obtiene un total de platos de 17 más el

.



4.1. Caso de estudio

→ñ        # 

:

− 1% (⁄) =,∗

En esta parte realizaremos la solución del ejemplo de aplicación # 4 usando el software y para lo cual debe seguirse los pasos siguientes en el cual se requiere que la columna a diseñar obtenga metanol por la corriente del destilado con un 95%(P/P) de pureza y del en la corriente de residuos, adoptando platos perforados. Se pretende que opere a una presión de 1 atmósfera. Se utilizará un condensador total, con una relación de reflujo de operación de veces la relación de reflujo mínima.

  1.

Crear un nuevo caso con las siguientes especificaciones: ESPECIFICACIONES Componentes Paquete de fluidos

Metanol Agua

  "−   "

""

Para comenzar a crear un caso de se debe presionar el botón , a continuación aparece la ventana . En donde se deben seleccionar los componentes, paquetes de propiedades, reacciones químicas y demás características del caso a simular. 2. 3.



Haga clic sobre el botón cuando esté listo para empezar a construir la simulación Ya dentro del ambiente de simulación, para comenzar con la creación del diagrama de flujo, se inserta una corriente de materia. Para realizar esto, de la paleta de operaciones unitarias, se selecciona la flecha azul y luego se hace clic con el mouse en el lugar en donde se quiere colocar dicha corriente. Realizando doble clic sobre la corriente se ingresa a una tabla en donde se pueden definir sus propiedades, condiciones y composición. Para este ejemplo se deben establecer nombre de la corriente , flujo másico, temperatura, presión y

( )



""  "" "" Corriente de

5.

En

Figura # 54 correctamente especificada

se puede seleccionar la base para definir las composiciones haciendo clic en la opción del menú , apareciendo la siguiente ventana con opciones, figura # 55:


6.


corriente creada anteriormente del listado de todas las disponibles. Luego de este paso la nueva corriente queda totalmente definida. Para el diseño básico de la torre de destilación, antes de insertar la operación que se encuentra en la paleta de objetos opción en el diagrama de flujos del proceso, se deben conocer ciertos parámetros de la misma que son: La relación de reflujo de operación y el número de etapas o platos de la columna. Para ello se utiliza la operación que también se encuentra en la paleta de objetos opción (figura #56) como herramienta auxiliar. Por tal razón, a continuación vamos a insertar una nueva corriente definida a partir de la creada en el paso 4, para que sea exactamente igual. Para ello se utiliza el botón el cual despliega una nueva ventana en donde se selecciona la corriente creada anteriormente del listado de todas las disponibles. Luego de este paso la nueva c orriente queda totalmente definida.

"  " "           " "" "  "

""


8.


"   " "           " "  " 

Figura # 57 Corrientes auxiliares de la operación Dentro de se definen los componentes claves liviano y pesado, especificando los límites correspondientes a cada uno. Para este ejemplo la presión de trabajo del condensador y es la atmosférica y la relación de reflujo de operación se define como 1,5 veces la relación mínima calculada por (figura # 58).



""



""



En la pestaña aparecen todos los parámetros calculados por (figura # 59), los cuales a continuación se utilizarán para definir la torre de destilación que formara parte del diagrama de flujo y poder realizar así un diseño más detallado.

Figura # 59

"  "

10. Realizada esta operación insertar una torre de destilación en el diagrama de flujo ósea la operación la cual tendrá por alimentación la corriente generada en un principio (en este ejemplo lleva el nombre alimentación) y realizando doble clic sobre la torre se



"  " "ℎ "   

Figura # 60 Ambiente de la operación

11. Cuando queda habilitado para ser presionado el botón , se está en condiciones de continuar con el siguiente paso donde de selecciona el tipo de pero se dejara por defecto y después el siguiente paso es donde se especifican las presiones de trabajo del condensador y , para este ejemplo ambas (figura # 61).

ℎ



ℎ

12. El siguiente paso es de llenado opcional donde se pueden especificar las temperaturas de salida del condensador y del . 13. En el último paso se ha de ingresar la relación de reflujo de operación y luego hacer clic en el botón (figura # 62).

""

Figura # 62 Relación de reflujo de operación 14. A continuación aparece una ventana en donde se muestra el resumen de las especificaciones establecidas en los pasos anteriores (figura # 63).



"""  "

15. En casos más complejos podrían aparecer otras corrientes de alimentación las cuales pueden ingresar en el mismo plato o en platos distintos (todo esto se especifica en ). La barra de estado en esta operación permanecerá en rojo y con la leyenda hasta que se presione el botón y converja su cálculo, momento en el cual la barra de estado se vuelve color verde y con la frase . 16. Un error común es no haber especificado una característica del diseño por ejemplo la relación de reflujo o la composición de la salida de una de las corrientes en cuyo caso la torre dará un mensaje de error. Para especificar estos valores (si no se hizo anteriormente o para cambiar su valor) se debe ir a y en la opción se debe especificar o cambiar el valor de la relación de reflujo de operación (figura # 64). En esta ventana también se pueden observar los perfiles de temperatura, presión y flujo a lo largo de toda la torre.

""""

""

" "



"  " "         " "" "" Figura # 65

Opción

18. La ventana desplegada de la opción en la parte inferior presionar el botón con el objetivo de seleccionar la corriente de destilado como referencia de especificación de la fracción masa de metanol en (figura # 66).



"""  "

19. Se cierra la ventana de la opción y seguidamente debemos activar dicha especificación en y la columna convergerá satisfactoriamente ( figura #67), para que la columna converja se debe tener como mínimo dos especificaciones activadas:

Figura # 67 Opción activado o desactivado de las especificaciones 20. En la figura # 68, muestra el diagrama de flujo de la columna completamente especificada en estado estacionario con sus respectivas tablas de propiedades más importantes de cada corriente.



"" " "  "

de la columna. Observe que en esta figura se muestran varias corrientes que no se muestran en el diagrama principal como el , y .

" " Figura # 69

Botón



Figura # 71 Paleta de objetos del sub-diagrama de flujo de la columna Un ejemplo bastante conocido que es la destilación atmosférica de crudo de petróleo con un sistema bastante complicado en cuanto a diseño y operación podría realizarse su simulación y su análisis de resultados sin ningún tipo de problemas en el sub-diagrama interno de la columna, y el diagrama de flujo característico de este proceso se muestra en la siguiente figura:



Figura # 73 Sub-diagrama de flujo de la columna de destilación atmosférica de crudo de petróleo Continuando con nuestro estudio anterior se realizara ahora un diseño detallado de la columna de destilación binaria del sistema metanol – agua, y por lo tanto nos cuestionamos lo siguiente:



Figura # 68 Opción para el dimensionado de columnas de destilación 24. Se comienza seleccionando la operación sobre la cual se ha de trabajar. Para esto se presiona el botón , el cual despliega una ventana que permite la selección del equipo sobre el cual se va a trabajar. Una vez seleccionado el equipo se presiona , luego de lo cual se regresa a la ventana anterior. 25. Para comenzar con el diseño de detalle presionar el botón (el cual ahora esta habilitado). Al realizar esta acción se despliega una nueva ventana (figura #69), la que permite la adopción del tipo de plato y las opciones son las siguientes: Platos con campana de burbujeo Platos con válvulas Platos perforados

" …"

(    ) (()) ()

"" " "



""  " "

26. Al presionar , muestra una ventana que permite la especificación de algunas de las propiedades de las campanas, platos, etc. (Se pueden modificar los valores sugeridos) y mediante el botón se termina el cálculo de la torre. figura # 70:

Figura # 70 Propiedades de las campanas de burbujeo



ESPECIFICACIONES DE DISEÑO DE LA COLUMNA DE DESTILACION COLUMNA DE DESTILACION T-100 PLANTA: DISEÑISTA: NOMBRE Y DETALLE: FUNCION: OPERACIÓN: N° DE UNIDADES REQUERIDAS:

Separación de Metanol Guevara Bruno Columna de Destilación T-100 Conseguir corriente de destilado al 95 % (P/P) de concentración de Metanol Continuo 1 USO REGULAR: 1 RESERVA: 0

DATOS DE BALANCE DE MATERIA: COMPONENTES Metanol Agua

[⁄]   (⁄) [⁄]  (⁄) [⁄]  (⁄) ALIMENTACION

2500 2500

DESTILADOS

0,5 0,5

2360,652 124,212

0,95 0,05

FONDOS

139,348 2375,788

0,055 0,945

DATOS DE DISEÑO DE LA COLUMNA: 1.

GEOMETRIA DE LA COLUMNA:

[ ]   [[]] []

TIPO DE COLUMNA DIAMETRO DE LA SECCION AREA DE CORTE AREA DEL AGUJERO AREA ACTIVA ESPACIADO DE BANDEJA ALTURA DE LA COLUMNA

[[]]

1,1,347278 0,1,135120 0,7,631015

Columna de platos con Casquetes de Burbujeo

Ingeniería química RESULTADOS EN LAS BANDEJAS: 1.

PRESION:

2.

CAIDAS EN CADA BANDEJA:


Ingeniería química TABLAS: 1.

FASE VAPOR:

2.

FASE LIQUIDA:




COMPORTAMIENTO DE FLUJOS DE VAPOR Y LIQUIDO EN LA COLUMNA:

COSNTRUCCION: MATERIAL DE CONSTRUCCION:

Acero inoxidable 304

COSTO DE LA COLUMNA:

[$] [$]

COSTO DEL HERVIDOR COSTO DEL CONDENSADOR COSTO DE LA TORRE EMPACADA COSTO TOTAL

[$]

[$]

53.300 46.800 104.000 204.100



Capitulo # 6 Diseño, simulación y aplicación de reactores químicos



Reactor Tanque Agitado Continuo (RTAC) 1.

Introducción: El RTAC es un reactor homogéneo que opera en forma continua (flujos constantes de alimentación y producto). Consiste simplemente en un tanque agitado. El control de temperatura es fácil de realizar y construir este tipo de reactor resulta bastante económico. La conversión de reactante(s) en producto(s) por volumen es pequeño comparado con otros reactores de flujo.

(a)

(b) Figura # 1



 →∞ () Como resultado del mezclado intensivo, la concentración de cualquier especie cualquier posición dentro el reactor:



es la misma en

 =  =  =0 () 1.3. Temperatura y mezclado ideal: De igual manera, cuando se alcanza el mezclado ideal de la masa de reacción, el coeficiente de conducción efectiva en el balance diferencial de energía tiende a infinito:

 →∞ ()  =  =  =0 ()

La temperatura es entonces uniforme en todo el volumen de reacción:

1.4. Transporte de masa y mezclado ideal: Durante la operación de un tanque agitado continuo, ingresa un flujo de alimentación constante y sale, a la misma velocidad, un flujo de producto. En el balance diferencial de masa, el término de

⃗  − ∗    − ( )

transporte de masa es considerable. Si se alcanza el mezclado ideal, el ocasionado por el mezclado es igual en cualquier posición dentro el reactor. La divergencia de este flux de masa es por tanto nulo:



Realizando simplificaciones de acuerdo a las siguientes suposiciones: -

A través de las paredes del reactor o a través de la superficie libre del volumen de reacción, ingresa un flujo de material y sale también un flujo de material. Las paredes del recipiente son impermeables, no puede difundirse material a través de estas. La velocidad de producción para cada especie es uniforme en todo el volumen de reacción. En estado estacionario, la acumulación de material en todo el volumen de reacción es nulo.





Por lo tanto el balance de masa para el RTAC es:

0= ̇ − ̇ +∗ () Si la densidad de los flujos de alimentación y producto son iguales, reescribimos el balance de masa como:

Dónde:

0= − +∗ () =  ̇  →    

1.7. Balance de energía:

-

De manera análoga, podemos formular un balance integral de energía para el RTAC. Realizando simplificaciones de acuerdo a las siguientes suposiciones: A través de las paredes del reactor o de la superficie libre del volumen de reacción, ingresa un flujo de material y sale un flujo de material que transportan energía hacia el







En términos de la contribución individual del flujo de especies (incluido algún material inerte o solvente) a la capacidad calorífica, podemos reescribir el balance de energía como:

0= ̇ ∗ ̅ ∗( −) +∗∗( −)+∗  ∗(−∆) () 2.

Operación isotérmica: En la operación isotérmica de un RTAC, la temperatura del flujo de producto es la misma que la del flujo de alimentación. El balance de masa es:

0= ̇ − ̇ +∗ () Y el balance de energía se reduce a:

0=∗∗( −)+∗  ∗(−∆) () En los cálculos, se resuelve por lo general sólo el balance de masa. 2.1. Remoción de energía: De la última expresión, tenemos:

− ̇ =∗  ∗(−∆) ()



 = − () 2.3. Estequiometria para una sola reacción: Consideremos la reacción general:

  +⇌+ Podemos seguir el transcurso de esta reacción, contabilizando el flujo molar de cada especie en términos de la conversión de :

 ̇

 )  ̇ = ̇ − ̇ ∗ = ̇ ∗(1−   ̇ = ̇ −  ∗ ̇ ∗ = ̇ ∗ ̇̇ −  ∗  ̇ = ̇ +  ∗ ̇ ∗ = ̇ ∗ ̇̇ +  ∗  ̇ = ̇ +  ∗ ̇ ∗ = ̇ ∗ ̇̇ +  ∗  ̇ = ̇ = ̇ ∗ ̇̇

Es el flujo molar de material inerte, que permanece constante porque no se consume ni produce en el reactor. Si la reacción se efectúa en fase líquida . Así que podemos reescribir las expresiones anteriores como:

 ̇ = ̇



Despejando

0= − +∗    0= − −∗   0= − −∗∗ ()    ()  = 1+∗ ∗ ()  = 1+∗   , obtenemos:

En términos de conversión, podemos reescribir la solución como:

Ambas formas de solución se grafican en las siguientes figuras para distintos valores de la constante de velocidad y tiempo espacial :


Ingeniería Básica de procesos Químicos 1 _

0,8

, A e d n o i s r e v n o C

0,6

k=1 k=2

0,4

k=5

0,2

K=0

0 0

1

2

3

4

5

6

Tiempo espacial Figura # 3 Reacción irreversible de primer orden en un RTAC isotérmico La concentración de reacción:



se determina fácil y directamente a partir de la estequiometría de la

 = + − () O también:

 = + ∗ () 2.3.2.

Reacción irreversible de segundo orden:



1 +4∗ ∗∗   = 1+2∗ ∗∗− 2∗ ∗∗ () Las siguientes figuras muestran la solución y la comparan con la solución para la reacción de primer orden:

Figura # 4 Reacciones irreversible de segundo y primer orden en un RTAC isotérmico

  = ,  =



0=0= = − −∗  − +∗    − −∗∗ ∗ ()     0=0= = − −∗  − +∗     − −∗∗ ∗ () Combinando los dos balances encontramos que:

 = − + ()  0= − −∗∗ ∗( − +) ()

Insertando la última expresión en el balance de masa para

da:

Esta ecuación algebraica tiene como solución:

 = ( −)∗∗−1+ [1 −(2∗∗ −)∗∗] +4∗ ∗∗ () Y la concentración de B está dada por:

 = ( −)∗∗−1+  [1 −(2∗∗ −)∗∗] +4∗ ∗∗ () 2.3.3.

Reacción reversible de primer orden: Consideremos ahora la reacción reversible de primer orden:

 ⇌ , = ∗ − ∗



 0= − −∗ ∗ +∗ ∗( + −) ()    =  +(1+(++)∗∗ )∗ ()    =  1+(+(++)∗∗ )∗ ()

Reescribimos el balance de masa para como:

Esta ecuación tiene como solución: Para el componente :

La concentración de

es:

En las siguientes figuras se grafican los resultados para un conjunto particular de valores de los parámetros cinéticos.



Figura # 7 Reacción reversible de primer orden en un RTAC isotérmico

  = ,  = ,  = ,  =, 

2.3.4.

Dos reacciones en serie: Consideremos las reacciones irreversibles:

→→ ,,  == ∗∗ En fase líquida, los balances de masa para las tres especies son:



Figura # 8 Dos reacciones de primer orden en serie en un RTAC isotérmico

  = ,  = = ,  = ,  =

2.3.5.

Dos reacciones en paralelo: Ahora consideremos las reacciones en paralelo:

 →→,,  == ∗∗ En fase líquida, los balances de masa para las tres especies son:



Figura # 9 Dos reacciones de primer orden en paralelo en un RTAC isotérmico

  = ,  = = ,  = ,  =

3.

Operación no isotérmica: En el caso de reacciones extremadamente exotérmicas o endotérmicas, mantener constante la temperatura del RTAC es técnicamente difícil de realizar. A veces la operación isotérmica no es deseable. Por ejemplo, para reacciones irreversibles exotérmicas, la energía generada puede ser utilizada para aumentar la temperatura del reactor y así incrementar la velocidad de las reacciones, lo que se traduce en conversiones más elevadas. Por lo general, por razones de seguridad, aspectos técnicos o relacionados con la calidad del producto, no debemos sobrepasar una temperatura máxima de operación.

()



4.1. Operación adiabática para una sola reacción: Consideremos la reacción irreversible de primer orden:

 →(), =∗ En fase líquida. El análisis siguiente puede aplicarse y extenderse a otros tipos de reacciones descritas por una sola estequiometria. Como por ejemplo:

 →(), =∗  +→(), =∗ ∗  ⇌ , = ∗ − ∗  0= ̇ − ̇ +∗ 0= ̇ − ̇ −∗ ()  ̇ ∗ =∗ ()

Formulando el balance de masa para , en la reacción de primer orden, tenemos:

Que reescrito en términos de conversión es:

Escribimos el balance de energía para la operación adiabática:


Ingeniería Básica de procesos Químicos Así pues, en una operación adiabática la temperatura varia en forma lineal con la conversión:

= +∆ ∗ () →          ()  ̇ ∗ =∗  ∗ ̇ ∗ =∗∗ ∗(1−) ()  =∗∗(1−) ()   ∗ ()  = 1+∗      ∗  ∗    = + ∗∗∗ ∗ () Retomamos el balance de masa y lo desarrollamos:

Combinando:

Despejamos

para obtener:

La constante de velocidad varía con la temperatura de acuerdo la expresión de . Escribimos entonces:



Figura # 10 Estado de operación para una reacción irreversible en un RTAC adiabático.



Cuando se efectúan reacciones exotérmicas, es posible encontrar múltiples estados estacionarios de operación para el RTAC. RTAC. En la siguiente figura # 12, el estado de operación 5 es inestable. Un criterio simple para un estado estable es:

 < ∆1 ()

Figura # 12 Múltiples estados estacionarios en un RTAC

∆ < 



4.4. Operación POLITROPICA: Si el RTAC no RTAC no opera adiabática ni isotérmicamente, hablamos de una operación caso, el balance de masa es:

politrópica

. En este

0 =  ̇ −  ̇ +∗ () y el balance de energía es:

0 =  ̇ ∗  ∗ ( − ) +∗∗( +∗∗ ( − ) +∗  ∗ (−∆) () →           ;  ;         0 =  ̇ −  ̇ +∗ () .

Escribimos el balance de masa para :

En términos de conversión:

 ̇ ∗  =∗ () Formulamos el balance de energía:

0 =  ̇ ∗  ∗ ( − ) +∗∗( +∗∗ ( − ) +∗∗( +∗∗ (−∆) ()



La constante de velocidad Escribimos entonces:



varía con la temperatura de acuerdo la expresión de



.

  ∗  ∗    =  + ∗ ∗ ∗∗  ()   = ∆ ∗ ( − ) + ∆ ∗  ̇ ∗∗ ∗ ( − ) ()

Reescribimos el balance de energía, ecuación (69), como:



Debemos resolver estas dos ecuaciones algebraicas para encontrar las condiciones de operación del RTAC , lo que es posible por métodos gráficos.



Capitulo # 7 Análisis y Diseño de Procesos Químicos



Ajuste de variables 1.

Objetivos: -

2.

Simular en estado estacionario, un separador de fases isotérmico con ajuste de una v ariable Ajustar el valor de una variable para especificar el valor de otra variable mediante el botón

""

.

Introducción: 2.1. Separador de fases isotérmico: Un separador de fases isotérmico separa a una mezcla que contiene una fase liquida y otra de vapor de acuerdo a las condiciones de equilibrio definidas por la temperatura y la presión del alimento al separador y sin un requerimiento calórico externo. 2.2. Operación

"" "" :

La operación lógica varia el valor de una variable de una corriente (variable independiente) hasta encontrar la especificación o valor requerido (variable dependiente) en otra corriente u operación. En un diagrama de flujo, una cierta combinación de especificaciones puede requerirse y no puede resolverse directamente. Problemas de estos tipos deben resolverse por medio de procedimientos de ensayo y error. La operación puede usarse para desarrollar automáticamente las iteraciones de ensayo y error que se requieran resolver rápidamente en un diagrama de f lujo. La operación es extremadamente flexible. Le permite vincular variables de corriente en el diagrama de flujo en direcciones que no son posibles usando las operaciones unitarias ordinarias. Puede usarse para resolver para el valor deseado de una sola variable dependiente o se pueden

""

""



"" −℉    [ ⁄ ] [  [ ⁄ ] Figura # 1 Botón

3.

Proceso estudiado:

Una corriente de hidrocarburos saturados a y es alimentada a un separador de fases isotérmico con un flujo de . Se requiere ajustar la temperatura del alimento para que el flujo del líquido que sale del separador sea de .



[[℉] ] [⁄]

Condiciones

Temperatura Presión Flujo molar

60 600

Composición molar

Metano Etano Propano Butano Butano Pentano Pentano Hexano Heptano Octano

−− −− −− − 5.

− 144

0,4861 0,1389 0,0694 0,0625 0,0556 0,0486 0,0417 0,0486 0,0278 0,0208

"−"

Instale un separador de fases con nombre corrientes como de observa en la siguiente figura:

y proceda a conectarlo con la respectivas



   "" Figura # 3

Opción 7.

en el software

− "  "

Se desplegará un menú con dos opciones a escoger figura # 4, de los cuales se seleccionara la opción con el nombre en donde se procederá a escoger la operación seguidamente de la opción figura # 5:

  Figura # 4

Menú

Ingeniería química 8. 9.


"" ""

De otra manera, seleccione el botón que se encuentra en la paleta de objetos Realizado el paso # 7 inmediatamente se desplegará una ventana como se muestra en la figura # 6 que es el ambiente de la operación :

"" "" " "

Figura # 6 Ambiente de la operación

10. Las especificaciones que deben introducirse en la página debe ser en primer lugar la temperatura de alimento como variable independiente o variable a ajustar y debe seleccionarse presionando botón de la ventana figura # 7:

" …"



 [⁄] "" " …" " "

11. Para insertar el valor de de la variable dependiente o variable objetivo que en este caso será el flujo molar de la corriente de ; en primer lugar debe especificarse dicha variable presionando el botón de la ventana figura # 8:

" " Figura # 8

Ventana



""

""

13. En la pestaña se desplegaran los valores para las variables independientes y dependiente estimados en cada una de las iteraciones (figura # 10) y en la opción se observa los valores calculados mediantes una gráfica (figura # 11):

Figura # 10 Valores para las variables independientes y dependiente Estimados en cada una de las iteraciones



Figura # 12 Propiedades de la corriente de alimentación después del ajuste



−,℉

15. Observe que la temperatura de la corriente de muestra el valor de en forma resaltada, es decir, como si fuera un valor especificado. Aunque el valor que originalmente se especifico fue de , la operación de ajuste hace que la solución para la variable independiente al terminar el proceso de convergencia se convierta en el valor especificado. Si se borra el botón , los nuevos valores se mantienen en el diagrama de flujo. El diagrama de flujo se observa en la figura # 13:

"−"

−℉



Balances de materia 1.

Objetivos: 1.1. Hacer un balance global de materia entre dos corrientes manteniendo constante el flujo de materia. 1.2. Analizar las especificaciones de las corrientes balanceadas y su influencia en sus condiciones. 1.3. Verificar algunos cálculos de flujos desarrollados por .



2.

Introducción:



Dispone de una operación lógica para hacer cálculos de balances de materia y energía entre corrientes de un proceso químico. La operación balance de masa y la operación balance de moles desarrollan balances globales de materia donde solamente se conserva el flujo másico o molar entre las corrientes. 2.1. Operación Balance de masa o

" "

:

Esta operación desarrolla un balance global donde solamente se conserva el flujo másico. Una aplicación es el modelamiento de reactores con estequiometria desconocida y disponiendo de los análisis de todos los alimentos y productos. Si se especifican las composiciones de todas las corrientes y el flujo para todas excepto una de las corrientes conectadas, la operación determinará el flujo de la corriente desconocida. Esto es una aplicación muy común en unidades de alquilación, y otros reactores no .

ℎ

1. 2.



Deben especificarse las composiciones para todas las corrientes. El flujo debe especificarse para todas las corrientes excepto una de ellas. flujo de dicha corriente mediante un balance de masa.

" "



determinará el



Casos de estudio: 3.1. Balance de masa:

""

En el siguiente ejemplo todos los componentes de una corriente gaseosa en propano en la corriente de salida . Seleccione a la ecuación siguientes componentes: -

"" −− −− −

Metano Etano Propano Butano Butano

-

−−

se convierten y los

Pentano Pentano Hexano Heptano Octano

Una vez realizado estos pasos que fue adicionar los componentes y el paquete de fluidos, debemos ingresar al ambiente de simulación y seguir los pasos que se citan a continuación: 1.

Especificar la corriente tabla:

""

de la siguiente manera como se muestra en la siguiente

Condiciones Nombre Fracción de vapor Temperatura Presión Flujo molar

[ ] ℃ [[ ] ⁄ ]

Metano

 100 1,0 60 4000

Composición molar

0,9271



Figura # 1 Condiciones de la corriente de alimento



Figura # 3 Composición molar de propano del 100% En la corriente de 3.

""

""

Inserte una operación de balance de masa que se encuentra en la paleta de objetos con el nombre de (figura # 4):



"" "    " "       " ""

Figura # 5 Conexiones respectivas en la operación 5.

"   " "       " " "

Una vez insertado la operación ingresar al ambiente interno para realizar la respectiva conexión de la corrientes que se crearon y para lo cual, en la pestaña de la ventana de propiedades de la operación , introduzca la corriente como corriente de entrada o y como corriente de salida o la corriente (figura # 5).

""

 " "

Haga clic en la pestaña y seleccione la opción masa o de balance que deseamos realizar (figura # 6):

como el tipo



El balance resuelto corresponde a la siguiente ecuación:

̇ =, ∗ ∗ () [ ]  ,̇  →           " "    1749  ⁄ ℎ  →                     → →   "    " "" ""

Dónde:

7.

La figura # 7 muestra la operación mediante cual se calculó el flujo molar de la corriente para el mismo flujo masico de la corriente .

""

Figura # 7 Operación


9.


"" ""

Figura # 8 La corriente se encuentra sub-especificada. ¿Por qué? Calcule y compruebe el flujo volumétrico. Agregue algunas condiciones para una especificación completa de la corriente .

3.2. Balance de Moles: En el siguiente ejemplo, el balance en moles se usara para crear una corriente que tiene la misma composición molar y el mismo flujo de otra corriente pero a una diferente presión y temperatura, para los cual seguir los siguientes pasos: 1.

Abra un nuevo caso seleccionando lo siguientes componentes:



[[]℃] [⁄]

Condiciones

Nombre Temperatura Presión Flujo molar

Metano Etano Propano Butano Butano Pentano Pentano Hexano

−− −−−

 30

10 3930 Composición molar

0,8237 0,1304 0,0272 0,0101 0,0059 0,0016 0,0009 0,0002



Figura # 10 Composición molar de la corriente 4. 5.

"" ""

Seguidamente instale una corriente de materia con nombre sin especificar ninguna especificación para ella en este punto. Ahora instale una operación que se encuentra en la paleta de objetos con el nombre de (figura # 4) y en la pestaña anexe las corrientes como se muestra en la figura # 11:

""

"" ""


""""


""

""

Haciendo clic en la pestaña y observe en la figura # 12, que la operación ha traslado los datos correspondientes a los flujos de la corriente a la corriente y si se despliega la página se observa que también ha trasladado la información sobre las concentraciones (figura # 13). La corriente no muestra información de temperatura, presión o fracción de vapor requerida para completar su especificación.

""

Figura # 12



Figura # 14 Valor de la temperatura de Rocio de la corriente 9.

""""

""

Cambie las especificaciones que se requieren para determinar la temperatura de burbuja de la corriente a una determinada presión. ¿Por qué no son, siempre iguales a la de la corriente ?



Balances de calor 1.

Objetivos: 1.1. Calcular el flujo global de calor de varias corrientes de un proceso químico, mediante la opción de la operación . 1.2. Verificar el resultado del cálculo hecho por el simulador .

" "

2.

""



Introducción:



Dispone de una operación lógica para hacer cálculos de balances de materia y energía entre corrientes de un proceso químico. La operación balance de calor desarrolla balances globales de calor donde solamente se conserva el flujo másico o molar entre las corrientes. 2.1. Operación

 

:

Esta operación desarrolla un balance global de calor sobre unas corrientes. Puede usarse para establecer balances de calor en secciones del diagrama de flujo o para transferir la entalpia de una corriente de proceso en una segunda corriente. 1.

2. 3. 4.

Deben especificarse los flujos de materia y las composiciones para todas las corrientes de materia. El flujo de calor no será trasladado a corrientes que no tengan especificadas las composiciones y el flujo, aun cuando haya solo un flujo de calor desconocido. No tiene consecuencias la dirección del flujo de la corriente desconocida. calculara el flujo de calor del alimento a la operación basada en lo especificado para los productos o viceversa. Esta operación no traslada presión ni temperatura. No se puede balancear el calor en una corriente material.




Corrientes (Nombre)

− −

− − 3.

[℃] []   Condiciones

30 20

Corrientes (Nombre)


5000 5000

50 100

[℃] []   Condiciones

-87,18 -79,09

2000 250

75 100

Corrientes Calientes Composición (Fracción Molar) Metano

Etano

Propano

i-But

n-But

i-Pent

n-Pent

0,95 0,05 0.0 0.0 0.0 0.0 0,5386 0.1538 0.0769 0.0692 0,0615 0,0538 Corrientes Frías Composición (Fracción Molar)

0.0 0,0462

Metano

Etano

Propano

i-But

n-But

i-Pent

n-Pent

0,95 0,02

0,05 0,98

0.0 0.0

0.0 0.0

0.0 0.0

0.0 0.0

0.0 0.0

"    " ""   "  " "−" " "

Ahora instale la operación , de la paleta de objetos (figura # 4), seguidamente haga clic en la pestaña y anexe la corrientes calientes y frías en la sección de las corrientes de entrada o y en la sección de las corrientes de salida o introduzca la corriente de nombre que es una corriente de energía o que se encuentra en la paleta de objetos (flecha de color rojo ) como se observa en la figura # 15:

" "



Figura # 16 Selección del tipo de balance 5.

 "−" "" −,× 

""

Y por lo tanto nos proporciona el flujo de calor total después de la mezcla de las corrientes; ingresando a la corriente o la pestaña de la operación observamos el resultado de

(figura # 17):


7.




∆

Siendo el flujo molar de cada una de las corrientes y la entalpia molar de cada una de ellas; y por lo tanto realizando un cálculo manual se obtiene el siguiente resultado:

 = ∗∆ + ∗∆ + ∗∆ + ∗∆

 =50ℎ∗−76166 +100ℎ∗−101412  +75ℎ∗−80235 +100ℎ∗−103754   =−.. =−,× 



Balances de Materia y Energía 1.

Objetivos: 1.1. Calcular el flujo molar de una corriente de proceso enfriada en dos intercambiadores en serie. 1.2. Calcular la temperatura de la corriente entre los dos intercambiadores. 1.3. Verificar los resultados anteriores con los obtenidos con la operación de .

"" 

2.

Introducción: 2.1. Operación Balance: La operación balance es una facilidad de propósito general para desarrollar balances de materia y calor. Solamente requiere los nombres de las corrientes que entran y salen a una operación. Para el balance general pueden especificarse, también la relaciones entre los componentes. La operación balance puede usarse en paralelo con otras unidades para desarrollar balances de materia y energía globales debido a que permite que corrientes entren y salgan a más de una operación. La operación balance resolverá tanto en direcciones hacia delante como hacia atrás.



3.

Caso de estudio:

Enfriadores en serie: Una corriente que contiene hidrocarburos saturados, nitrógeno y dióxido de carbono a y de flujo desconocido se requiere enfriar hasta mediante dos enfriadores en serie . Las cargas calóricas y las caídas de presión en cada uno de los intercambiadores de calor son

"   " − ℉    −℉ − ,  ×    − ×    − y

en el

y

y

en el

. Se requiere determinar el



Solución manual:

−  =  ∗ , ∗ ( −  ) () −  =   ∗ , ∗ (  − ) ()

La carga calórica en el intercambiador

cumple la ecuación:

La carga calórica en el intercambiador

cumple con la ecuación:

Y para el cálculo de la capacidad calorífica ca lorífica de la mezcla gaseosa empleamos la siguiente ecuación:

 , =  , ∗ ,, ()   , =11,4411 ∗℉ Entonces reescribiendo las ecuaciones (3) y (4): (4):

  ∗ (60− )[℉] () 1,2×10 ℎ  =  ∗11,4411 ∗℉  =     ∗ (  + 60)60)[℉] () 5×10 ℎ  =  ∗11,4411 ∗℉



Solución empleando el software 1.

3.

:

Abrir un caso nuevo y p roceder a seleccionar los siguientes componentes: -

2.

−  − 

Nitrógeno Dióxido de carbono Metano Etano Propano

−

-

− − − − − −

" "

Seleccionar un paquete de fluidos y el adecuado en este caso será , realizado este pasó ingresar al ambiente de simulación. Instalar una corriente de nombre con las siguientes especificaciones que se muestran en la siguiente tabla:

""

Condiciones

[ ] ℉ []

Nombre Temperatura Presión

Nitrógeno Dióxido de carbono Metano Etano Propano Butano Butano Pentano

−− 

 60 600

Composición molar 0,0149 0,0020 0,9122 0,0496 0,0148 0,0026 0,0020 0,0010



"" ( )      )  """"  −100  "" Enfriador

Conexiones Corriente de entrada o Corriente de salida Corriente de energía

Figura # 19 en la paleta de objetos figura figura # 20

Alimento



Figura # 21 Caída de presión y flujo calórico en 5.

""

− ( ))  −100  ( )) 5

y escriba las siguientes especificaciones en su ventana de propiedades tal como se realizó en el paso anterior: Seguidamente instale otro enfriador de nombre

"""" "" " " []

Conexiones

Corriente de entrada o Corriente de salida Corriente de energía

Parámetros

Caída de presión o

Producto



Figura # 22 Conexiones de la operación balance de moles y calor 8.

"    " "    "

" " 

Haga clic en la pestaña y en la sección tipo de balance o seleccione la opción como se observa en la figura # 23. Inmediatamente ejecutara un balance global de materia y calor. Los resultados obtenidos son los siguientes (figura # 24):



Figura # 24 Los resultados obtenidos empleando





Observe que la mayoría de las operaciones unitarias en desarrollan el equivalente de un balance de materia y calor, además de sus otros cálculos más especializados. Si este ejemplo se resolviera sin el balance de mol y calor, habría la necesidad de especificar el flujo. Cuando se instaló el balance de mol y calor, se utilizó un grado de libertad y se ca calcularon lcularon lo flujos de las corrientes. El diagrama de flujo final de los dos enfriadores en serie incluido la operación o botón se se muestra en la figura # 25:

"−"



Balance general 1.

Objetivos:



1.1. Calcular, mediante , los flujos y las composiciones desconocidas en un mezclado entre dos corrientes. 1.2. Verificar los resultados reportados por en cálculos de balances de materia entre corrientes mezcladas. 1.3. Calcular mediantes , los flujos globales entre corrientes en las que se conserva el flujo global de materia. 1.4. Verificar los resultados reportados por en cálculos globales de balances de materia entre corrientes especificadas en composición y flujos.



2.





Introducción: 2.1. Operación balance: La operación balance en una facilidad de propósito general para desarrollar balances de materia y calor. Solamente requiere los nombres de las corrientes que entran y salen a una operación. Para el balance general pueden especificarse, también las relaciones entre los componentes. La operación balance puede usarse en paralelo con otras unidades para desarrollar balances de materia y energía globales debido a que permite que corrientes entren y salgan a más de una operación. La operación balance resolverá tanto en direcciones hacia adelante como hacia atrás.



2.2. Operación balance general: La opción

""

balance es capaz de resolver problemas de mayor envergadura. Resolverá un



Casos de estudio:

Reformador de gas de síntesis:

""

Considere un reformador de gas de síntesis cuyo alimento requiere una relación fija entre los componentes metano y agua. La corriente contiene principalmente, metano y trazas de otros componentes. La corriente contiene agua pura. Las corrientes y se combinan para crear la corriente llamada . Para realizar el estudio de este caso debemos seguir los siguientes pasos:

""" " 1.

Abra un nuevo caso, seleccione la ecuación muestran a continuación: -

2.

"" ""  

Metano Monóxido de carbono

-

y los siguientes componentes que se

Dióxido de carbono Agua

Una vez realizado el paso anterior ingresar al ambiente de simulación y proceder a crear las siguientes corriente con Las siguientes especificaciones que se detallan a continuación en la siguiente tabla: Corrientes Corrientes (Nombre)

3.

  

Instale la operación

[℃] []  

Metano

CO



0,95 0,0 -

0,005 0,0 -

0,04 0,0 -

Condiciones

40 200 -

""

7000 7000 7000

10000 -

Composición (Fracción Molar)

, haga clic en la pestaña

""

Agua

0,005 1.0 -

e introduzca las especificaciones



"    " "  …"

"" "−"

Haga clic en la pestaña y seleccione la opción y seguidamente haga clic en el botón (figura # 27) para desplegar la ventana de título y modifíquela introduciendo los datos que aparecen en la figura # 28:

Figura # 27



Figura # 29 Resultados de los cálculos de balances generales reportados por

""



,  

Observe que las fracciones molares de metano y agua en la corriente son ambos iguales a satisfaciendo así la especificación sobre la relación entre ellos. El diagrama final de la operación balance realiza entre las corrientes consideradas en la figura # 30:

""

,



Balances de Materia y Energía y restricciones: Balance de Agua:

 + ∗() = ∗() () Balance de Metano:

 ∗() = ∗()

()

Balance de Monóxido de carbono:

 ∗() = ∗()

()

Balance de Dióxido de carbono:

 ∗() = ∗()

()

Balance de ENERGIA:

 ∗ℎ + ∗ℎ = ∗ℎ "" () =

Relación entre agua y metano en la corriente de

()

:

()

()



""    " " "      " "       " "    " " " "" "" " " "    " """""" ""

La operación desarrolla balances de componentes individualmente, mientras que las operaciones solamente desarrollan balances de flujos globales y no pueden resolver este problema. Por lo tanto seguir los siguientes pasos para resolverlo: 1.

Instale la operación con y como corrientes de entrada o y y como corrientes de salida o . Esta operación no realiza una solución completa pero calcula los flujos másicos de la corriente , y como se puede observar el pestaña de la operación (figura # 31):

Pestaña

""

Figura # 31 con los respectivos resultados de la operación

" 



¿Por qué las corrientes no están correctamente especificadas? ¿Qué se puede hacer para especificarlas completamente? Problemas de aplicación: 1. 2.

Escriba las ecuaciones de balances y restricciones, si hay y verifique los flujos y las composiciones de las corrientes obtenidas por . Agregue algunas especificaciones requeridas para especificar completamente las cuatro corrientes.





CASOS DE ESTUDIO



REACTORES Reactor de conversión: 1.

Reformado de gas natural: En esta simulación, un gas natural previamente desulfurizado se alimenta a un primer reactor reformador de tipo conversión, donde reacciona con vapor de agua, para producir el hidrógeno que se requiere en el gas de síntesis. Las reacciones de reformado del gas natural conforman un conjunto de reacciones y su estequiometria es la siguiente:

+2+→+3  → +4 40% 926,7℃

La conversión de metano en la primera reacción es de y en la segunda reacción es de 30% y la temperatura de la corriente de alimentación a la cámara de combustión es .



REACTOR TANQUE AGITADO CONTINUO (RTAC) Reacción irreversible de óxido de propileno y agua para la producción de propilen glicol:

+→ Corriente de alimentación al reactor:

Datos cinéticos:

Nota: -

=1, 7 ×10 ∗∗ ∗    ∗ℎ → 

las unidades de la energía de activación son



Realizar la simulación y el diseño del reactor (volumen, conversión)

Ecuaciones de diseño para dimensionar el reactor R TAC-politropico:

Balance de masa:

Balance de energía:

 +→  ̇  ∗  =∗ () = ̇ ∗ ∗( −)+∗∗( −)+∗∗(−) ()





Simulación del funcionamiento de una torre de absorción química e integración en una central térmica para la captura de de los gases de combustión Objetivo: -

 − 

Estudiar la absorción química con aminas para la captura de central térmica mediante el programa .

Datos técnicos de operación de corriente:

de los gases de combustión de una



Nota: -

La corriente proveniente de la columna de absorción circula por los tubos La columna de absorción y desorción operan a presión constante Numero de etapas de equilibrio del ab-sorbedor igual a 20 Numero de tapas de equilibrio óptimo para realizar una buena separación en el de-sorbedor igual a 25

-

Energía adecuada para la des-absorción



=252.103.111 ℎ

Realizar la simulación y el diseño detallado de las columnas de absorción y desorción para una óptima separación de de los gases de combustión provenientes de las calderas de la planta.



PLANTA DE PRODUCCION DE PROPILEN GLICOL El Propilen Glicol (12-C3diol) se obtiene por reacción del Oxido de Propileno (12C3Oxide) y agua. Las condiciones de las corrientes de alimentación al sistema, se indican en las siguientes tablas:

Corriente de alimentación de óxido de propileno

Corriente de alimentación de agua Las corrientes de alimentación se mezclan previamente en un Mixer y la corriente resultante ingresa a un reactor tanque agitado continuo que funciona a temperatura constante y presión atmosférica. La reacción ocurre en fase combinada líquida. Se supone caída de presión nula. Reacción irreversible de óxido de propileno y agua para la producción de propilen glicol:

Ingeniería química Diagrama de flujo de la planta:




PLANTA DE PRODUCCION DE ESTIRENO El estireno, que se usa principalmente en la producción de plásticos y resinas, está presente en cantidades mínimas en aguas superficiales, aguas de consumo y alimentos. En las zonas industriales, la exposición por el aire puede ocasionar la ingesta de unos pocos centenares de microgramos al día. En los fumadores, la exposición diaria puede ser hasta 10 veces mayor. El estireno se produce industrialmente a partir de la des-hidrogenación de etil-benceno:

Datos cinéticos:

 − ↔ −= +

Reescribimos la reacción de la forma:

Dónde:

 →+   =∗∗ ∗ () →→∗

-

La velocidad de reacción tiene unidades de

-

Sus unidades de la energía de activación son

Corrientes de alimentación a la planta:







PLANTA DE PRODUCCION DE GAS DE SINTESIS Objetivos: -

Especificar una reacción de equilibrio Simular una planta para producir una mezcla de gases para obtener amoníaco

Proceso estudiado: La producción de gas de síntesis es una parte importante e interesante dentro del proceso global de la síntesis de amoníaco. La conversión del gas natural en alimento para una planta de amoníaco es modelada usando tres reacciones de conversión y una reacción de equilibrio. Para facilitar la producción de amoníaco, la relación molar de hidrógeno a nitrógeno en el gas de síntesis se controla en un valor aproximado de 3:1. Esta relación representa las cantidades estequiométricas requeridas de los reaccionantes en el proceso de síntesis de amoníaco. En un proceso de gas de síntesis típico se necesitan cuatro reactores. En el modelo que se construirá, deben usarse cinco reactores debido a que las reacciones de conversión y equilibrio no pueden colocarse en el mismo conjunto de reacciones y, por lo tanto, no se pueden colocar en el mismo reactor. La reacción de combustión se realiza en dos reactores, uno de conversión y otro de equilibrio. En esta simulación, un gas natural previamente desulfurizado se alimenta a un primer reactor reformador de tipo conversión, donde reacciona con vapor de agua, para producir el hidrógeno que se requiere en el gas de síntesis. Las reacciones de reformado del gas natural conforman un conjunto denominado “Reformador Rxn Set” y su estequiometria es la siguiente:

 +→+3 (1)  +2→ +4 (2) 40%

La conversión de metano en la primera reacción es de

y en la segunda reacción es de 30% y la temperatura de



Datos de las corrientes de entrada:

El vapor que se produce en el reactor reformador se alimenta a un segundo reactor de tipo conversión, donde además de las dos reacciones de reformado, el metano combustiona con el oxíg eno de una corriente de aire que se alimenta al reactor. La reacción de combustión del metano es la siguiente:

 +2 → + (3)

El aire es añadido al reactor a un flujo controlado de tal manera que se alcance la relación deseada H2 / N2 en el gas de síntesis. El oxígeno del aire es consumido completamente en la reacción de combustión mientras que el nitrógeno inerte pasa a través del sistema. La reacción es de una conversión de metano del 100 %. Las reacciones 1, 2 y 3 conforman un conjunto denominado “Combustor Rxn Set”.



Corrientes de alimentación de aire y vapor al combustor:

La adición de vapor sirve para el doble propósito de mantener la temperatura del reactor y asegurar que el exceso de metano contenido en la corriente de gas natural se consume. El tercer reactor es de tipo equilibrio y se incluye para considerar el equilibrio que se establece entre el monóxido de carbono y el agua como reaccionantes y el dióxido de carbono y el hidrógeno como producto, es decir la reacción:

+↔ + (4)

Esta sola reacción conforma el conjunto “Equilibrio Rxn Set”, debido a que en HYSYS no es aceptable conjuntos de reacciones que incluyan del tipo conversión y del tipo equilibrio En los últimos dos reactores se lleva a cabo la reacción de equilibrio gas de síntesis-agua, a temperaturas sucesivamente menores para alcanzar una mezcla satisfactoria de hidrógeno - nitrógeno. La Figura siguiente se

Ingeniería química Diagrama de flujo de una plante de producción de gas de síntesis:




PLANTA DE PRODUCCION DE METANOL

Introducción: La estructura química del metanol es muy similar a la del agua, con la diferencia de que el ángulo del enlace C-O-H en el metanol (108.9°) es un poco mayor que en el agua (104.5°), porque el grupo metilo es mucho mayor que un átomo de hidrógeno.

Figura # 1



fuerza. En el caso del metanol estas fuerzas son de puente de hidrógeno, por lo tanto esta diferencia es más remarcada. El metanol y el agua tienen propiedades semejantes debido a que ambos tienen grupos hidroxilo que pueden formar puente de hidrógeno. El metanol forma puente de hidrógeno con el agua y por lo tanto es miscible (soluble en todas las proporciones) en este solvente. Igualmente el metanol es muy buen solvente de sustancias polares, pudiéndose disolver sustancias iónicas como el cloruro de sodio en cantidades apreciables. De igual manera que el protón del hidroxilo del agua, el protón del hidroxilo del metanol es débilmente ácido. Se puede afirmar que la acidez del metanol es equivalente a la del agua. Una reacción característica del alcohol metílico es la formación de metóxido de sodio cuando se lo combina con este. El metanol es considerado como un producto o material inflamable de primera categoría; ya que puede emitir vapores que mezclados en proporciones adecuadas con el aire, originan mezclas combustibles. El metanol es un combustible con un gran poder calorífico, que arde con llama incolora o transparente y cuyo punto de inflamación es de 12,2 ºC. Durante mucho tiempo fue usado como combustible de autos de carrera. Al ser considerado como inflamable de primera categoría, las condiciones de almacenamiento y transporte deberán ser extremas. Está prohibido el t ransporte de alcohol metílico sin contar con los recipientes especialmente diseñados para ello. La cantidad máxima de almacenamiento de metanol en el lugar de trabajo es de 200 litros. Las áreas donde se produce manipulación y almacenamiento de metanol deberán estar correctamente ventiladas para evitar la acumulación de vapores. Además los pisos serán impermeables, con la pendiente adecuada y con canales de escurrimiento. Si la iluminación es artificial deberá ser antiexplosiva, prefiriéndose la iluminación natural. Así mismo, los materiales que componen las estanterías y artefactos similares deberán ser antichispa. Las distancias entre el almacén y la vía pública será de tres metros para 1000 litros de metanol, aumentando un metro por cada 1000 litros más de metanol. La distancia entre dos almacenes similares deberá ser el doble de la anterior. Para finalizar con las propiedades y características podemos decir que el metanol es un compuesto orgánico muy importante ya que el grupo hidroxilo se convierte con facilidad en cualquier otro grupo funcional. Así el metanol se oxida para obtener formaldehído (formol) y ácido fórmico; mientras que por su reducción obtenemos metano. Igualmente importantes son las reacciones de éter y esterificación. Obtención de Metanol:

Ingeniería química Dónde:


→→∗ 

-

La velocidad de reacción tiene unidades de

-

Sus unidades de la energía de activación son

La reacción se produce a una temperatura de 300°C y a una presión de 100 Bar. Los catalizadores usados son ZnO o Cr2O3. El gas de síntesis (CO + H2) se puede obtener de distintas formas. Los distintos procesos productivos se diferencian entre sí precisamente por este hecho. Actualmente el proceso más ampliamente usado para la obtención del gas de síntesis es a partir de la combustión parcial del gas natural en presencia de vapor de agua. Simulación de la planta: Corriente de alimentación:





PLANTA DE PRODUCCION DE DIMETIL ETER (DME) Objetivo General:

-

Realizar la ingeniería básica y el diseño de una planta de producción de Dimetil Éter al 99.9% (P/P) de pureza a partir de metanol.

Objetivos específicos:

-

Diseñar y simular la planta a través del uso del software Aspen Hysys. Establecer los sistemas de reacción y purificación del producto. Determinar las condiciones de operación adecuada de la planta para su mayor rendimiento.

Formación a partir de la deshidratación de metanol:

La formación de DME a partir de metanol como materia prima se realiza mediante su deshidratación bajo el efecto de un catalizador ácido. El alcohol primario es protonado por el efecto del catalizador ácido, lo que lo hace susceptible de ser atacado por otra molécula de alcohol, de esta forma se crea el éter. La reacción puede llevarse a cabo tanto en un sistema de lecho fluido como en uno de lecho fijo. El lecho fluidizado muestra una mayor transferencia de masa y calor pero es más caro y complejo. Por otra parte, el lecho fijo es más sencillo en cuanto diseño y operación, además conlleva un menor coste. La reacción química que se produce con este método es:

2↔ +

En este caso, los únicos productos que abandonan la superficie del catalizador son el dimetil éter y el



 ↔[ ∙]  +   ↔[] +[]  +  [ ∙+[  +  ] +[]]↔[ ↔      ] +    [] ↔+ Las características termodinámicas y cinéticas de una reacción ejercen un papel fundamental en el diseño del sistema de reacción, ya que marca las condiciones en las que este debe desarrollarse. Ambas son profundamente dependientes de la temperatura en la que se realice el proceso, ya que marca tanto el punto de equilibrio de la reacción como la velocidad a la que se produce, siendo esta también fuertemente dependiente de la actuación del catalizador sobre el que se produce la reacción. El DME se obtiene a partir de la deshidratación de metanol según la siguiente reacción:

2↔ +, Δ° =−23 La reacción es exotérmica, liberándose energía en su transcurso. Debido a esto, en un reactor adiabático la temperatura se incrementaría hasta el momento en el que se alcanzara el equilibrio. Por lo tanto, durante el diseño del sistema es necesario tener en cuenta este incremento de temperatura que se produce. Una mayor temperatura aumenta la velocidad de reacción, pero al ser exotérmica, siguiendo el principio de Le Châtelier, la conversión de equilibrio disminuye. Además, pueden aparecer puntos calientes que resulten en la desactivación del catalizador o en la formación de compuestos indeseados. Hay que utilizar aquella temperatura que optimice el proceso y sea adecuada para el catalizador empleado. La ecuación cinética que sigue esta reacción, en un lecho de catalizador zeolítico HZSM-5, es:



Opciones de diseño del proceso:

El diseño de procesos requiere la toma de decisiones sobre: -

-

→

El tipo de reactor y modo de operación batch, continuo o semi-continuo; adiabático, isotermo o ni adiabático ni isotermo, tanque agitado, lecho relleno o lecho fluido Su tamaño cantidad de catalizador o volumen necesario Las condiciones de proceso temperatura y presión por lo general Tener en cuenta la naturaleza de la reacción formación de productos indeseados, numero de fases presentes, necesidad de catalizador, equilibrio de la reacción, entalpia de la reacción También deben considerarse restricciones de tipo técnico capacidad de conseguir el objetivo marcado con los medios disponibles Restricciones socio-económico costes, seguridad, medio ambiente

→

→

→

→

→

Para la reacción se utiliza un lecho fijo de catalizador. En un reactor de este tipo, el catalizador sólido está dispuesto en un lecho de partículas de t amaño relativamente pequeño, orientadas de forma aleatoria mientras que el fluido se mueve a través de los espacios entre partículas. Partiendo de esto, hay varias disposiciones que pueden ser utilizadas. En la actualidad, la mayor parte del DME se produce mediante la deshidratación de metanol, el cual contiene, normalmente, cierta cantidad de agua y otras impurezas (alcoholes, cetona). Las condiciones de partida consisten en una alimentación de 15.000 kg/h a temperatura y presión atmosférica con la siguiente co mposición: COMPUESTO

Metanol Agua Dimetil éter Acetaldehído

%⁄ 98.12 0.89 0.19 0.18

CAUDAL

[ ⁄]

459.3 7.41 0.6186 0.6129



Diagrama de flujo de una planta de producción de dimetil éter (DME):





















Diagrama de flujo de una planta de producción de metanol:

Bruno Guevara

Página 323

Ing Basica de Procesos Quimicos...pdf

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