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Universidad Central “Marta Abreu” de las Villas Departamento de Ingeniería Química
Facultad Química- Farmacia
TRABAJO DE DIPLOMA
Título: Propuestas de diseño para los equipos de transferencia de masa del Laboratorio de Operaciones Unitarias.
Autora: Heydi Crespo Aguerrido
Tutores: Dra. Irenia Gallardo Aguilar Ing. Reinier Feyt Leyva
Curso 2008-2009 Año del 50 Aniversario de la Revolución
…..Hay que trabajar para enriquecer los conocimientos adquiridos durante los estudios, para saberlos aplicar en la práctica de manera creadora y recordar que la realidad es siempre mucho más rica que la teoría, pero que la teoría es imprescindible para desarrollar el trabajo profesional de un mundo científico.
Fidel Castro Ruz.
A mi madre quien ha sido en todos estos años de travesía la estrella guía
de mi camino, mi fuerza y mi luz….
A mi abuelita querida, que desde el cielo cuida de mí y porque fue la
mujer mas especial que conocí.
A mi hermana por ser mi fuente de inspiración y por creer en mí A mi novio por soportarme tanto, por ser un gran apoyo y porque lo amo
mucho
♣ A dios por existir y por hacer posible mis sueños.
♣ A mis padres y hermana.
♣ A mi tío Santiago, a Teresa y en especial a Sandro.
♣ A mi hermana Yanisley por ser tan alegre y porque me enseñó que ante cada
golpe de la vida ha que mantenerse firme.
♣ A mis tutores Feyt e Irenia por su dedicación y apoyo incondicional, pues
sin su ayuda no hubiese terminado este trabajo.
♣ A mis compañeros de aula por ayudarme tanto, especialmente a Yalaina,
Daniel y Luis.
♣ A mis amigos que han estado conmigo cuando los he necesitado en especial
a Ortelio, William, Yusmany, Delvis, Youris y Osmel.
♣ A todos los profesores, que al ofrecer sus conocimientos hicieron posible mi
preparación durante todos estos años.
♣ A Andy, Eniel, Serguei Menes, Yadriel, Serguei del Rio y a José Daniel por
ser las personas más nobles del mundo y por permitirme ser parte de sus
vidas todos los días.
♣ A mis tías y primos.
♣ A Dora Mendoza por creer en mi
♣ A Cristina, Margarita, Eduardo y muy especialmente a Miguel
♣ A todos aquellos que contribuyeron de una forma u otra a la realización de
este trabajo.
♣ A la Revolución
Resumen En el siguiente trabajo se realiza un análisis sobre los equipos de transferencia de
masa del Laboratorio de Operaciones Unitarias. Primeramente se llevó a cabo una
revisión bibliográfica donde se realizó un estudio de los aspectos más importantes de
los procesos de destilación, absorción y secado, los equipos que se utilizan para
cada una de esas operaciones y la aplicabilidad de los mismos en la industria
química. Luego se realizó un análisis para la etapa de destilación a partir de
alternativas propuestas con el objetivo de seleccionar aquella de menor consumo
energético, diseñándose cada uno de los equipos presentes en cada alternativa.
Además se rediseñó la columna de absorción con los equipos que la componen y se
realizó un diagnóstico sobre el equipo de secado del laboratorio proponiéndose
medidas que garanticen la vida útil del equipo y el buen funcionamiento del mismo y
finalmente a partir de los cambios realizados se perfeccionan las técnicas operatorias
existentes. Se realizό el análisis económico para cada alternativa diseñada y se
simularon en Hysys las alternativas propuestas para cada sistema.
Abstract In this work an analysis is realized on the equipment of mass transfer of the
Laboratory of Unitary Operations. Firstly it was carried out a bibliographical revision
where a study of the most important aspects of the processes of distillation,
absorption and drying, the equipment that are used for each of those operations, the
applicability of these in the chemical industry. Also an analysis for the stage of
distillation from propose alternatives with the aim of selecting that one of smaller
power consumption was realized, designing each one of the present equipment in
each alternative. In addition the absorption column with the equipment was
redesigned composes that it and a diagnostic one was realized on the measured
equipment of drying of the laboratory setting out which they guarantee the life utility of
the equipment and the good operation of the same and finally from the realized
changes perfect the existing operating techniques. It was realized the economic
analysis for each designed alternative and simulated in Hysys the alternative for each
system.
Índice. Pág. Introducción 1
Capítulo I. Revisión Bibliográfica. 4
1.1.1 Introducción a la transferencia de masas 4
1.1.2 Clasificación general de la transferencia de masa 5
1.1.3 Aplicaciones de los procesos de transferencia de masas 5
1.2 Operación de destilación. 5
1.2.1 Generalidades del proceso de destilación 6
1.2.2 Métodos para conducir la operación de destilación. 7
1.2.3 Tipos de destilación 8
1.2.4 Estudio termodinámico del proceso de destilación 12
1.2.5 Ventajas de la operación de destilación 12
1.2.6 Desventajas de la operación de destilación 13
1.2.7 Equipos más usados en la operación de destilación 13
1.2.7.1 Columnas de Platos 15
1.2.7.2 Columnas rellenas 17
1.2.6 Aplicaciones de la operación de destilación 18
1.3 Operación de absorción gaseosa 18
1.3.1 Generalidades de la operación de absorción 18
1.3.2 Tipos de absorción 19
1.3.3 Mecanismos de la operación de absorción 19
1.3.4 Selección del disolvente para absorción 21
1.3.5 Equipos utilizados en la operación de absorción 22
1.4 Operación de secado 23
1.4.1 Generalidades de la operación de secado 23
1.4.2 Mecanismos de la operación de secado 24
1.4.3 Clasificación de operación de secado 25
1.4.4 Selección del método de secado: 25
1.4.5 Equipos utilizados en la operación de secado: 27
1.4.5. 1 Tipos de secaderos 27
1.5 Simulador Profesional Hysysv3.2. 33
1.5.1 Características Principales 34
1.6 Conclusiones parciales 34
Capítulo II: balance de materiales y diseño de los equipos 35
2.1 Metodología de cálculo de las columnas de destilación 35
2.1.1Diseño de la columna destiladora de platos 35
2.1.2 Diseño de las columna rellenas 36
2.1.3 Determinación de la altura de la columna 36
2.2 Metodología de cálculo de los equipos auxiliares 39
2.2.1 Diseño de los calentadores y del condensador 39
2.2.2 Diseño de la caldereta 40
2.2.3 Diseño de tuberías y accesorios 41
2.2.4 Diseño de los tanques de almacenamiento 42
2.3 Descripción del proceso de destilación de etanol 42
2.4 Alternativas valoradas 43
2.5 Balances de materiales para las columnas: 44
2.5 Descripción del proceso de absorción 51
2.5.1 Alternativa de diseño para el sistema de absorción 52
2.6 Secadero de cama fluidizada 55
2.6.1 Situación actual del equipo 55
2.7 Conclusiones parciales 56
Capítulo 3 Análisis económico y simulación. 57
3.1 Análisis económico 57
3. 2. Análisis de los resultados 60
3.3. Simulación de las Prácticas de Laboratorio de Destilación y Desorción. 61
3.3.1. Pasos a seguir para la simulación del sistema destilación de una solución alcohólica. 61
3.3.2. Pasos a seguir para la simulación del sistema de desorción de una solución
amoniacal con aire. 63
3.3.3. Selección del paquete de propiedades para la simulación de las prácticas. 65
3.3.4. Simulación de la práctica de destilación. 68
3.3.5. Simulación de la práctica de desorción. 69
3.3.6. Resultados de la simulación. 77
3.3.7. Análisis de los resultados de la simulación. 78
3.3.8. Análisis detallado de la simulación de la práctica de destilación de la variante
seleccionada (V4) de destilación 79
3.4 Conclusiones Parciales. 80
Conclusiones 81
Recomendaciones 82
Bibliografía 83
Anexos 85
Introducción
1
Introducción
El estudio de las operaciones de transferencia de masa es de vital importancia en la
formación del ingeniero químico.
La clase es el método más idóneo para obtener los conocimientos teóricos sobre en
que consiste cada una de las operaciones, los equipos utilizados, las ventajas y
desventajas de las mismas, así como la aplicabilidad en la industria química,
mientras que la práctica de laboratorio es la estructuración de la actividad del
profesor y de los estudiantes más apropiada en relación con la finalidad de lograr de
la manera más eficiente los objetivos de los planes y programas de estudio mediante
la aplicación didáctica y la utilización de los métodos y medios de enseñanza que
contribuyen al mayor desarrollo de este proceso y a la apropiación por los
estudiantes de los conocimientos y habilidades necesarios para su práctica
profesional.
En nuestra facultad contamos con un laboratorio de operaciones unitarias en el cual
existen equipos relacionados con la transferencia de masa como son columnas
rellenas, un secadero y una torre de enfriamiento, pero estos aparatos presentan
dificultades en su funcionamiento debido principalmente a que se han usado durante
mucho tiempo lo que ha conllevado al deterioro de los mismos y por tanto a la
imposibilidad realizar las prácticas de laboratorio con la calidad requerida.
Teniendo en cuenta todos estos aspectos este trabajo se dirigió fundamentalmente al
diseño y construcción de una columna de destilación, remodelación de una columna
de absorción así como los equipos auxiliares y además se realizo un análisis de las
causas que conllevan al mal funcionamiento del secadero proponiéndose las
medidas para contrarrestar las mismas.
Por lo que se plantea la siguiente problemática científica:
Introducción
2
Problema científico La situación de los equipos de las prácticas en el Laboratorio de Operaciones Unitarias no garantiza la adquisición total de los objetivos de desarrollo de habilidades prácticas en los estudiantes. Hipótesis Es posible lograr unas buenas prácticas de laboratorio de transferencia de masa, mediante un estudio investigativo, que permita la remodelación de los equipos fundamentales y auxiliares existentes y el empleo de simuladores profesionales para analizar variantes de operación. Objetivo general de la tesis: Realizar un estudio de los equipos vinculados a la asignatura de transferencia de masa específicamente los relacionados con la operación de destilación, absorción y secado con el objetivo de su remodelación, para garantizar el desarrollo de las prácticas de laboratorio con la calidad requerida. Objetivos específicos:
1. Realizar una revisión bibliográfica sobre las operaciones de transferencia de masa que se aplican en las prácticas de laboratorio.
2. Diseñar los equipos y accesorios necesarios para lograr el buen
funcionamiento de aquellos asociados a las practicas de transferencia de masa
3. Aplicar software profesionales que permitan predecir la influencia de las
variables ante cualquier cambio de operación que se realice.
Objetivos parciales
1. Realizar un estudio bibliográfico de los temas relacionados con la etapa de
destilación, absorción y secado.
2. Analizar para la destilación diferentes alternativas que contemplen el uso de
corrientes para el aprovechamiento energético.
3. Diseñar los equipos principales y auxiliares presentes en cada una de las
alternativas seleccionadas.
4. Remodelar el sistema de absorción y los equipos que lo componen.
5. Diagnosticar el secadero y proponer medidas para mejorar su funcionamiento.
Introducción
3
6. Realizar un análisis económico para las alternativas analizadas.
7. Realizar la simulación de la columna de absorción y la columna de destilación
para las diferentes alternativas propuestas.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
4
Revisión bibliográfica
1.1 Introducción a la transferencia de masa:
La transferencia de masa cambia la composición de soluciones y mezclas mediante
métodos que no implican necesariamente reacciones químicas y se caracteriza por
transferir una sustancia a través de otra u otras a escala molecular. Cuando se
ponen en contacto dos fases que tienen diferente composición, la sustancia que se
difunde abandona un lugar de una región de alta concentración y pasa a un lugar de
baja concentración. (Treybal, R. E. 2007)
1.1.2 Clasificación general de la transferencia de masa.
El mecanismo de transferencia de masa, depende de la dinámica del sistema en que
se lleva a cabo.
Hay dos mecanismos para llevar a cabo las operaciones de transferencia de masa:
1. molecular: La masa puede transferirse por medio del movimiento molecular
fortuito en los fluidos (movimiento individual de las moléculas), debido a una
diferencia de concentraciones. La difusión molecular puede ocurrir en sistemas de
fluidos estancados o en fluidos que se están moviendo.
2. convectivo: La masa puede transferirse debido al movimiento global del fluido.
Puede ocurrir que el movimiento se efectúe en régimen laminar o turbulento. El
flujo turbulento resulta del movimiento de grandes grupos de moléculas y es
influenciado por las características dinámicas del flujo, tales como densidad,
viscosidad, etc.
Usualmente, ambos mecanismos actúan simultáneamente. Sin embargo, uno puede
ser cuantitativamente dominante y por lo tanto, para el análisis de un problema en
particular, es necesario considerar solo a dicho mecanismo. La transferencia de
masa en sólidos porosos, líquidos y gases sigue el mismo principio, descrito por la
ley de Fick. (Treybal, R. E. 1981)
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
5
1.1.3 Aplicaciones de los procesos de transferencia de masa
Los procesos de transferencia de masa son importantes ya que la mayoría de los
procesos químicos requieren de la purificación inicial de las materias primas o de la
separación final de productos y subproductos. Para esto en general, se utilizan las
operaciones de transferencia de masa.
Algunos de los ejemplos del papel que juega la transferencia de masa en los
procesos industriales son:
• La recuperación de solventes valiosos empleados en diferentes procesos,
mediante operaciones de absorción y/o destilación.
• La remoción de materiales contaminantes de las corrientes de descarga de los
gases y aguas contaminadas.
• La difusión de neutrones dentro de los reactores nucleares.
• La difusión de sustancias al interior de poros de carbón activado.
• El acondicionamiento del aire.
1.2 Operación de destilación.
1.2.1 Generalidades del proceso de destilación
La destilación es uno de los métodos más empleados en la industria química, para
separar componentes de una solución, en dependencia de la distribución de las
sustancias entre las fases gaseosa y líquida, es aplicable a los casos donde todos
los componentes se hallan presentes en ambas fases. Es una operación de
separación directa, donde no se introduce una nueva sustancia a la mezcla para
lograr una segunda fase, como se hace en otras operaciones con transferencia de
masa, como absorción o desorción gaseosa, la nueva fase se crea de la solución
original por evaporación o condensación. (Treybal, R. E. 1977) (Aguilar S. A. 1994).
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
6
La destilación es la operación que incluye la evaporación parcial de la mezcla a
separar y la condensación sucesiva de los gases formados, efectuada una o varias
veces, como resultado de la condensación se obtiene un líquido cuya composición es
distinta a la mezcla inicial. En la misma la fase líquida se empobrece, mientras que la
fase vapor se enriquece en el componente más volátil. El líquido que se queda en el
fondo de la caldera se denomina residuo y destilado el obtenido como resultado de la
condensación de los vapores. (Hernán P. 1956).
1.2.2 Métodos para conducir la operación de destilación.
Existen diferentes métodos para conducir la operación de destilación de acuerdo a
diferentes puntos de vista. (Ulrich, G. D.1999)
Cualquiera de estos métodos que se apliquen en dependencia de las condiciones de
calidad, economía, se podrá llevar a cabo en forma continua o discontinua.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
7
1.2.3 Tipos de destilación
Destilación simple: Es la operación de evaporación parcial efectuada una sola vez de la mezcla líquida y la condensación de los vapores formados. Es aplicable sólo para separar mezclas cuya volatilidad de los componentes difiere inicialmente, es decir, donde la relación entre volatilidades relativas de los constituyentes, es considerable.
La destilación en fracciones: Se realiza mediante la evaporación gradual del
líquido que se encuentra en el alambique (Destilador - separador). Los vapores
originados se extraen y se condensan. La operación se puede ejecutar de forma
continua o discontinua.
Destilación simple con reflujo: Para elevar el grado de separación en la mezcla se
realiza la destilación con enriquecimiento adicional del destilado por reflujo. El fin de
la operación se controla según la temperatura de ebullición del líquido en el
alambique, se deberá corresponder a la composición dada del residuo.
Destilación en equilibrio: La evaporación rápida o destilación en equilibrio, como
también se le llama, es una operación de una etapa en la que una mezcla líquida se
evapora parcialmente, al vapor se le lleva al equilibrio con el líquido residual y las
fases líquidas y de vapor resultante se separan y extraen del equipo. Puede llevarse
a cabo de manera continua o discontinua.
Una separación más compleja de la mezcla líquida en componentes se logra por
medio de la rectificación.
Destilación fraccionada o rectificación: La rectificación continua, o fraccionamiento, es una destilación en contracorriente y en etapas múltiples. Para una solución binaria, con ciertas excepciones, generalmente es posible por medio de este método separar la solución en sus componentes, separando cada uno en estado de pureza que se desee. Esta operación se efectúa porque
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
8
el flujo de vapor y de líquido poseen diferentes temperaturas y se realiza por lo común, en la columna de fraccionamiento.
Destilación azeotrópica y extractiva: Debido a la imposibilidad termodinámica de
separar mezclas binarias azeotrópicas por destilación convencional, la forma
usualmente empleada para resolver este problema es la adición de un tercer
compuesto a la mezcla, que proporcione un patrón termodinámico más favorable,
facilitando la separación de ambos compuestos originales. A partir de la aplicación de
este concepto surgieron procesos especiales de destilación denominados destilación
azeotrópica y destilación extractiva. En consecuencia, fue necesario el
establecimiento de reglas que faciliten la selección de agentes de separación
efectivos para lograr la separación deseada. Estas reglas comúnmente están
relacionadas con la temperatura de ebullición del agente separador para definir si el
mismo es ligero, intermedio o pesado en la mezcla ternaria resultante, así como con
su habilidad para formar o no puntos azeotrópicos con los componentes originales.
La destilación azeotrópica se diferencia de la destilación extractiva en que el agente
separador se alimenta junto con la mezcla binaria inicial en el balón y una mezcla
azeotrópica constituye generalmente el producto de la columna. Sin embargo para
los procesos de destilación azeotrópica es imposible establecer una sola regla
general pues muchos autores encontraron que más de un agente separador puede
cumplir los criterios de factibilidad. (López B.N .2005)
Los esquemas mas modernos para la obtención de etanol absoluto, emplean la
operación de destilación para llevar la mezcla hasta alcohol azeotrópico y para su
posterior concentración emplean otras técnicas como la separación con membranas
(pervaporación) y los tamices moleculares.
1.2.4 Estudio termodinámico del proceso de destilación.
Estudio del equilibrio líquido − vapor de sistemas binarios a bajas presiones
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
9
Para poder llevar a cabo la separación de una mezcla de líquido por medio de la
destilación se requiere que la composición del vapor que emerge de la mezcla líquida
sea diferente a la del líquido, siendo necesario conocer la relación que existe entre
estas composiciones para que sea posible realizar los cálculos que permiten el
diseño cuantitativo de un equipo de destilación, y esta se obtiene de datos de
composición de vapor en equilibrio con el líquido.
Cuando se van a obtener estos datos se debe tener muy en cuenta las
características de las mezclas y las condiciones a la que va a ser sometida durante el
proceso. (Mondeja, D. 1981).
Sí se tuviese una mezcla miscible y con comportamiento ideal su estudio se pudiera
llevar a cabo considerando comportamiento ideal en ambas fases líquido y vapor.
Para un líquido con comportamiento ideal, la fugacidad del componente (i) se
expresa:
o
iLfixiVfiLf ⋅== (1.1)
oilf : fugacidad en el estado tipo del componente (i) a [T, P]
Donde para bajas presiones la fugacidad del componente i en la fase vapor puede
ser sustituida por la presión parcial, así como la fugacidad en el estado tipo por la
presión de vapor del componente puro a la temperatura correspondiente. Bajo estas
condiciones la ecuación anterior se transforma en:
o
ipixip ⋅= : siendo esta la expresión de la ley de Raoult. (1. 2)
oo221121 pxpxppP ⋅+⋅=+= (1. 3)
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
10
Debiendo señalarse además que o1p y o
2p dependen de la temperatura del sistema
que bajo condiciones isobáricas varían al cambiar la composición de las fases en
equilibrio. La composición de equilibrio líquido−vapor pude mostrarse en un diagrama
de coordenadas y−x a presión constante como se muestra en la figura 1.1:
Figura 1.1 Diagrama de equilibrio vapor líquido
A mayor distancia entre la curva de equilibrio y la diagonal mayor será la diferencia
entre las composiciones del líquido y del vapor, y más fácil será la separación por
destilación figura 1.2
Figura 1.2 Variación de la volatilidad relativa Diagrama y vs x
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
11
Una medida cuantitativa del grado de separación la expresa la volatilidad relativa α.
Para valores de α por encima de la unidad mayor será la facilidad de separación.
(1. 4)
Para una solución ideal: o
o
2
1
pp
=α
Por lo que se puede concluir que para soluciones ideales es posible calcular el
equilibrio vapor−líquido a partir de las presiones de vapor de los componentes puros.
Para el caso de una mezcla con comportamiento ideal en la fase líquida a bajas
presiones se puede hacer la siguiente consideración:
Fase líquida real
Fase vapor ideal
Para el tratamiento cuantitativo de los sistemas que se analizan, fase líquida real,
basta sustituir la fracción molar xi en las ecuaciones derivadas, para los sistemas
ideales, por la actividad o por el producto ϒi xi así:
opxPyp 11111 ⋅⋅=⋅= γ (1. 5)
opxPyp 22122 ⋅⋅=⋅= γ (1. 6)
El tratamiento de las soluciones no ideales mediante coeficientes de actividad
posibilita que con un número pequeño de datos puedan predecirse todos los
equilibrios vapor −líquido.
Una vez definido estos datos de equilibrio es fundamental para la destilación realizar
el análisis de las condiciones térmicas de cada corriente. Por lo general las
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
12
alimentaciones y los productos entran y salen respectivamente como líquidos
saturados, aunque el producto del destilado puede estar saliendo como líquido
saturado si el condensador es total y como vapor saturado si el condensador es
parcial. Desde el punto de vista termodinámico los vapores que abandonan cada
plato, así como los líquidos se encuentran en condiciones de saturación y en
equilibrio, por tanto se encuentran a sus puntos de rocío o de burbuja
respectivamente.
En el caso industrial, en el proceso de destilación se puede considerar la fase líquida
con comportamiento real y la fase vapor ideal, pues esta última se encuentra como
vapor saturado y a presión atmosférica que es considerada una presión baja. El
cálculo del punto de burbuja y de rocío se puede realizar mediante diversos métodos.
1.2.5 Ventajas de la operación de destilación.
El método de destilación tiene como ventajas su simplicidad, baja inversión de capital
y bajo potencial de riesgo; la nueva fase difiere de la original por su contenido
calórico, pero el calor se adiciona o extrae rápidamente sin dificultad, aunque por
supuesto, deberá inevitablemente considerarse el costo para hacer esto. De hecho la
destilación como proceso, es difícil de vencer cuando los componentes a ser
separados son térmicamente estables a su punto de ebullición y tienen una
volatilidad relativa de 1.5 o más La separación directa que es posible generalmente
mediante este tipo de proceso, o sea la que permite obtener productos puros que no
requieran un proceso posterior, ha hecho de la destilación una de las más
importantes operaciones con Transferencia de Masa. (Treybal, R. E.1981)
1.2.6 Desventajas de la operación de destilación.
A pesar de la destilación ser de gran importancia en las operaciones de
transferencia de masa tiene como aspecto negativo su baja eficiencia termodinámica
por lo que se necesita hacer un estudio termodinámico a fondo de esta etapa.
Presenta además otra desventaja y son sus elevados costos por conceptos de
energía necesaria. (Treybal, R.E.1981) (Mondeja, D.y col. 1981).
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
13
1.2.7 Equipos más usados en la operación de destilación.
Para realizar el contacto gas-líquido de manera que ocurra la transferencia de masa
entre ellos, la operación, como se explicó antes, puede ser por etapas, en las
columnas de platos y por contacto continuo en las llamadas columnas rellenas,
donde su uso ha estado dirigido a la destilación a pequeña escala, planta piloto y
para las instalaciones que trabajan a vacío. (González S. E.2005)
1.2.7.1 Columnas de Platos
La operación se lleva a cabo en etapas. El contacto por etapas es un contacto
escalonado entre las fases. El plato va a proporcionar una mezcla íntima entre las
corrientes de líquido y vapor. El líquido pasa de un plato a otro por gravedad en
sentido descendente, mientras que el vapor fluye en sentido ascendente a través de
las ranuras de cada plato, burbujeando a través del líquido.
Al plato se le exige que sea capaz de tratar las cantidades adecuadas de líquido y
vapor sin una inundación o un arrastre excesivos, que sea estable en su
funcionamiento y resulte relativamente simple en cuanto a instalación y
mantenimiento. También es importante conseguir que la caída de presión en el plato
sea mínima
El número de platos necesarios para efectuar una separación dada vendrá
determinado por factores de diseño. Por lo general cuanto mayor sea el número de
platos de la torre, mayor será el grado de separación conseguida.
Se pueden encontrar diferentes tipos de platos:
• Platos de campanas de borboteo: Ha sido el plato más ampliamente utilizado,
las campanas están colocadas sobre unos conductos de subida.
• Platos perforados: Su construcción es mucho más sencilla, requiriendo la
perforación de pequeños agujeros en la bandeja.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
14
• Platos de válvulas: Es un intermedio entre los de campanas o de borboteo y
los platos perforados. La construcción es similar a los de campanas, cada
agujero tiene por encima una válvula que se eleva ante el paso del vapor.
En la figura 1.3 se muestra el esquema de una columna convencional de platos y
los diferentes tipos de platos.
Normalmente el tipo de plato más empleado es el plato perforado, debido
fundamentalmente a su economía. Si se requiere una mayor flexibilidad entonces se
hará uso de los platos de válvulas; actualmente los platos de borboteo aparecen
únicamente en los casos en que es necesario controlar el tiempo de residencia para
que se dé una determinada reacción química o si el flujo de vapor es insuficiente y se
produce un goteo del líquido. Según estadísticas de los últimos años de las
columnas que se fabrican:
• 80 a 70 % son de platos de válvulas
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
15
• 10 a 15 % son de platos perforados o de criba
• 5 a 8 % son de platos de cazoletas de burbujeo
• 5 a 7 % son de otros tipos.
Existen varios factores que justifican la fabricación de estas columnas: Capacidad:
depende del arrastre y este a su vez depende de la dirección del flujo de vapor, la
cota sobre el nivel del plato y el espacio libre entre platos. (Boizán, M.; L.
Rivero.1984)
• Eficacia o eficiencia.
• Flexibilidad: depende de la autorregulación del plato
• Costo
De acuerdo a estos factores los distintos tipos de platos tienen la siguiente ubicación
según se muestra en la tabla 1.1:
Tabla 1.1 Comparación de columnas de platos
Tipo Capacidad Eficiencia Flexibilidad Costo
Válvulas 10 10 10 20
Cribas 20 20 30 10
Cazoletas 30 30 20 30
1.2.7.2 Columnas rellenas
En las columnas de relleno la operación de transferencia de masa se lleva a cabo de
manera continua. Estas son ocasionalmente usadas en procesos de destilación pues
compiten por su bajo costo con las de bandejas, son particularmente útiles en los
casos en que debe ser baja la caída de presión, como en los destiladores a bajas
presiones y en la destilación de materiales sensibles al calor cuya exposición a altas
temperaturas debe reducirse al mínimo. También su empleo se ve favorecido en los
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
16
casos que las columnas sean de pequeñas dimensiones (menos de 0,6m de
diámetro y una altura de relleno inferior a 6 m), si se tienen sustancias corrosivas o
se forma mucha espuma y si la velocidad del líquido es elevada.
La función principal del relleno consiste en aumentar la superficie de contacto entre
el líquido y el vapor, aumentar la turbulencia y por tanto mejorar la eficacia. A medida
que aumenta el tamaño del relleno disminuye la eficiencia de la transferencia de
masa y aumenta la pérdida de carga, por tanto para determinar el tamaño óptimo de
relleno habrá que llegar a un compromiso entre estos dos factores.
La selección del material de relleno se basa en criterios como resistencia a la
corrosión, resistencia mecánica, resistencia térmica y características de mojado.
Además, es necesario disponer de un distribuidor de líquido en la parte superior de la
columna para asegurar que el líquido moje de manera uniforme todo el relleno y no
se desplace hacia las paredes.
Se tienen varios tipos de relleno:
Volcados al azar: Este tipo de relleno es bastante económico y suelen ser de
materiales resistentes a la corrosión (metálicos, cerámicos o de plástico). Los
rellenos más empleados eran los anillos Rashig y las sillas o monturas Berl, pero
ahora han sido reemplazados por otros más eficientes como los anillos Pall, las
monturas Intalox y los anillos Bialecki.
Estructurados: es bastante más caro por unidad de volumen que el relleno al azar,
pero ofrece mucha menos pérdida de carga y tiene mayor eficiencia y capacidad.
Las desventajas de estos equipos están en su difícil limpieza, en la posibilidad de
ocurrencia de canalizaciones y a que en ocasiones se requieren redistribuidores de
líquido si la altura es considerable.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
17
En la figura 1.4 se presenta una columna rellena y los diferentes tipos de empaque.
Es de destacar que la zona por donde penetra la alimentación debe estar desprovista
de empaque, por la resistencia que este ofrecería a la entrada.
1.2.6 Aplicaciones de la operación de destilación.
Existen infinidad de aplicaciones de la operación de destilación. Se emplean en
numerosas industrias desde la industria petroquímica a la farmacéutica. Se puede
afirmar que prácticamente en cualquier proceso químico va a aparecer una
destilación debido a la necesidad de separación de ciertos componentes de otros
menos valiosos.
Algunos ejemplos de aplicación son:
• Uno de los procesos más empleados es el de separación del aire con el fin de
obtener nitrógeno y oxígeno puros para su empleo en la industria electrónica.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
18
• En las refinerías de petróleo aparecen numerosas unidades de destilación que
separan diversos productos según su aplicación.
• En las unidades de fraccionamiento catalítico para la posterior separación de
las diferentes fracciones
• Para la separación de los compuestos aromáticos.
El tambor resulta como un híbrido entre un secador y un evaporador.
1.3 Operación de absorción gaseosa
1.3.1 Generalidades de la operación de absorción.
La absorción es el proceso de disolución selectiva de uno o más componentes de
una mezcla gaseosa, conocidos como absorbatos, solutos o componentes, en un
líquido conocido como absorbente, o simplemente solvente, en el cual el gas es más
o menos soluble. La operación es un caso típico de transferencia o transporte de
masa, donde entran o juegan una fase gaseosa y una líquida, ocurriendo el
transporte de la fase gaseosa a la líquida. (Treybal, R. E. 2008)
Cuando la transferencia de masa ocurre en sentido inverso, es decir cuando el
solvente está saturado del soluto, ocurriendo su transporte del líquido al gas, la
operación es conocida como desorción.
En la práctica son mezclas de gases y no gases individuales los que son absorbidos
por el solvente; estos se consideran los componentes activos en la operación,
mientras que a los componentes que no se disuelven se les conoce como gases
inertes o simplemente inertes.
La fase líquida consiste en el absorbente y el componente absorbido. El absorbente
o solvente es frecuentemente una solución del componente activo, el cual reacciona
químicamente con el componente para ser absorbido.
El gas inerte y el absorbente son los portadores de los componentes en las fases
gaseosas y líquidas.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
19
1.3.2 Tipos de absorción
En esta operación se distinguen dos tipos: la absorción física y la quimisorción.
En la absorción física el gas inerte y el absorbente no toman parte en la transmisión
de un componente de una fase a la otra y la disolución no va acompañada de
reacción química o no tiene influencia apreciable en el proceso.
La quimisorción va acompañada por una reacción química del soluto con el solvente,
pudiendo ser esta reacción reversible o irreversible, y más o menos rápida, por lo
que hay que considerar conceptos de transferencia de masa y de ingeniería de las
reacciones químicas. (Treybal, R. E. 2008)
En la mayoría de los procesos industriales de la que forma parte esta operación va
acompañada por la desorción, pudiendo ser reutilizado el solvente. Esta
recuperación del solvente mediante la operación inversa tiene solo lugar en la
absorción física, ya que en la quimisorción hay que recuperarlo por métodos
químicos. (Gomis. M. A)
1.3.3 Mecanismos de la operación de absorción
Para explicar el mecanismo de transporte se han propuesto varias teorías.
La de película supone que existen a ambos lados de la interfase sendas películas de
fluido que se deslizan en régimen laminar, mientras que en el resto del fluido la
mezcla es completa; la velocidad del fenómeno está controlada por la difusión
molecular a través de las películas.
La teoría de la difusividad turbulenta considera que en la transferencia de materia en
régimen estacionario colaboran simultáneamente la difusividad molecular y la
turbulenta.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
20
La teoría de la penetración de Higbie es en la que se supone que la absorción tiene
lugar durante una serie de breves contactos entre los fluidos; antes de alcanzar la
homogeneidad de la disolución.
1.3.4 Selección del disolvente para absorción:
Si el principal objetivo de la operación de absorción es producir una disolución
específica, como en la producción de ácido clorhídrico, evidentemente el disolvente
esta especificado por la naturaleza del producto. Si el propósito principal es eliminar
un determinado constituyente de un gas, normalmente, habrá diversas opciones. El
agua es, desde luego, el más barato
y mejor disolvente, pero en muchas ocasiones no resulta adecuado. En general hay
que tener en cuenta las siguientes consideraciones:
1. Solubilidad del gas
La solubilidad del gas debe ser elevada, lo que se traduce en aumentos de la
velocidad de absorción y disminución de la cantidad de disolvente. Normalmente los
disolventes de la misma naturaleza que el soluto a ser tratado proporcionan buenas
solubilidades. Así por ejemplo, se utilizan hidrocarburos líquidos, y no agua, para
eliminar benceno del gas de coquería. En los casos de disoluciones ideales, la
solubilidades igual en términos de fracciones molares, para todos los disolventes.
Pero es mayor en términos de fracciones másicas para los disolventes de menor
peso molecular y, por tanto, son necesarias menores cantidades de esos disolventes.
La reacción química con el disolvente normalmente se traduce en aumentos de la
solubilidad. Ahora bien, si el disolvente ha de ser reutilizado, dicha reacción debe ser
reversible. Por ejemplo, el sulfuro de hidrógeno se absorbe fácilmente a bajas
temperaturas sobre etanolamina y también se desorbe fácilmente de sus
disoluciones a altas temperaturas. La sosa absorbe mucho mejor este compuesto,
pero no lo desorbe en la operación de desorción.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
21
2. Volatilidad
El disolvente debe tener una baja presión de vapor, ya que el gas que abandona una
torre de absorción está normalmente saturado con el vapor del disolvente, y por
tanto, la mayoría de este disolvente se perderá. En ocasiones es necesario utilizar un
segundo líquido menos volátil para recuperar el disolvente arrastrado por el gas,
como es el caso de la absorción de hidrocarburos por aceites relativamente
volátiles, pero que proporcionan una elevada solubilidad de los gases. Estos aceites
volátiles se recuperan posteriormente absorbiéndolos sobre aceites más pesados.
Análogamente, el sulfuro de hidrógeno puede absorberse sobre disoluciones
acuosas de fenolato sódico, pero el gas tratado se lava de nuevo con agua para
recuperar el fenol evaporado.
3. Corrosividad
La corrosividad del disolvente debe ser tal que no implique materiales de
construcción especiales o muy caros.
4. Costo
El costo debe ser bajo, de forma que se puedan aceptar las posibles pérdidas del
mismo. Debe tratarse de disolventes comerciales de fácil disponibilidad.
5. Viscosidad
Se prefieren bajas viscosidades ya que proporcionan rápidas velocidades de
absorción, mejor comportamiento fluido dinámico, permiten intervalos más amplios
de operación antes del anegamiento en torres de absorción, bajas pérdidas de
presión en el bombeo y buenas características de transmisión de calor.
6. Toxicidad, reactividad, punto de congelación:
El disolvente, siempre que sea posible, no debe ser tóxico o inflamable, debe ser
estable químicamente y debe tener un bajo punto de congelación.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
22
1.3.5 Equipos utilizados en la operación de absorción
Como en esta operación la transferencia de masa ocurre sobre la interfase gas-
líquido los equipos deben tener una gran superficie interfacial, la cual se logra
mediante la dispersión de las fases. Así, pueden encontrarse varias clasificaciones
de equipos o equipos que caen en varios grupos. Se señalaran dos grupos
fundamentales de equipos. (Gallardo, I )
1. Los que logran la superficie interfacial mediante la dispersión de la fase líquida,
por ejemplo los absorbedores de película, dentro de los que caen las columnas
rellenas, las torres rociadoras y los absorbedores de spray.
2. Los que dispersan la fase gaseosa para lograr una gran superficie interfacial,
ejemplo de estos equipos son los recipientes con agitación y las torres de
burbujas, donde caen los diferentes tipos de platos (cazoletas, perforados y
válvulas).
En la figura 1.5 aparecen esquemas de estos equipos
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
23
Figura 1.5 Esquemas de diferentes equipos empleados en Absorción
1.4.6 Aplicaciones de la operación de absorción
Esta operación, al igual que la destilación, es ampliamente usada en la industria
química, en procesos tales como:
• Preparación de un producto puro por la absorción de un gas por un líquido. Se
emplea en la producción de ácidos a partir de gases como son los ácidos
sulfúrico, clorhídrico y nítrico.
• Separaciones o recuperación de uno o varios componentes valiosos a partir
de una mezcla gaseosa, mediante el poder selectivo o capacidad absortiva del
solvente por los diferentes componentes de la mezcla.
• Purificación o limpieza de gases de otras impurezas que no deben estar
presentes en el producto. Este aspecto se tiene en cuenta en la protección
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
24
ambiental, ya que muchos gases son limpiados por absorción antes de ser
mandados a la atmósfera, como sucede en la producción de fertilizantes
inorgánicos.
• Atrapar o recuperar componentes valiosos a partir de una mezcla gaseosa
para evitar sus pérdidas o por razones higiénicas. Ejemplo es la recuperación
de solventes volátiles.
La absorción se emplea sobre todo para retirar los contaminantes gaseosos de una
corriente de gas saliente de un proceso como resultado por ejemplo de una
combustión. También se emplea para eliminar olores, humos y otros componentes
tóxicos. Se pueden eliminar contaminantes de la corriente producto como: dióxido de
azufre, sulfuro de hidrógeno, ácido clorhídrico, óxidos de nitrógeno, cloro, dióxido de
carbono, amoniaco, dióxido de cloro, ácido fluorhídrico, aminas, mercaptanos, óxido
de etileno, alcoholes, fenol, formaldehído, olores, ácido sulfúrico, ácido acético.
1.4 Operación de secado
1.4.1 Generalidades de la operación de secado
La operación de secado es una operación de transferencia de masa de contacto gas-
sólido, donde la humedad contenida en el sólido se transfiere por evaporación hacia
la fase gaseosa, en base a la diferencia entre la presión de vapor ejercida por el
sólido húmedo y la presión parcial de vapor de la corriente gaseosa. Cuando estas
dos presiones se igualan, se dice que el sólido y el gas están en equilibrio y el
proceso de secado cesa.
Esta operación se utiliza ampliamente en la tecnología química y es muy común que
sea la última operación en la producción precedente a la salida del producto
resultante ya que garantiza la conservación del producto. Es evidente que la
eliminación de agua o en general de líquidos existentes en sólidos es más
económica por acción mecánica que por acción térmica.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
25
1.4.2 Mecanismos de la operación de secado:
Cuando se seca un sólido se producen dos procesos fundamentales y simultáneos:
1. Transmisión del calor para evaporar el líquido.
2. Transferencia de masa en humedad interna y líquido evaporado.
En esta operación hay transferencia de masa y de calor las que depende de una
serie de factores que van desde condiciones internas a externas.
Las condiciones externas están definidas por la resistencia a la transferencia de calor
y de masa de la capa límite del gas, y en el caso que predominen, el secado no
dependerá de las características del sólido sino de las condiciones del gas, y estará
controlado por la transferencia de masa y calor entre el gas y la superficie del sólido,
empleándose en la evaporación todo el calor que se recibe del gas, la cual se
comporta como una superficie libre de agua.
Las condiciones internas están definidas, por la transferencia de calor y de masa a
través del sólido. En el caso que predominen, es decir, que la resistencia a la
transferencia de masa a través del material sea muy superior a la de la capa límite
del gas, la difusión interna controlará el proceso y lo más importante será las
propiedades del sólido.
1.4.3 Clasificación de operación de secado:
De modo general se pueden clasificar las operaciones de secado en continuas y
discontinuas.
En las operaciones continuas pasan continuamente a través del equipo tanto la
sustancia a secar como el gas. (Treybal, R. E. 2008)
La operación discontinua en la práctica se refiere generalmente a un proceso
semicontinuo, en el que se expone una cierta cantidad de sustancia a secar a una
corriente de gas que fluye continuamente en la que se evapora la humedad
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
26
1.4.4 Selección del método de secado:
Hay que tener en cuenta diversos criterios para escoger el método que mejor se
adapte al secado de una sustancia:
• El modo de funcionamiento del aparato
• La naturaleza y calidad del producto a secar
• La fuente de calor y el modo de transmisión del mismo
• La seguridad
• El consumo de energía
• La facilidad para controlar el tiempo de tratamiento
1. Modo de funcionamiento del aparato
El funcionamiento puede ser discontinuo o continuo. La elección depende de la
importancia de la producción. Si ésta es pequeña, a menudo se escoge un
funcionamiento discontinuo. Si al contrario, la producción es importante, las
operaciones de carga o descarga a efectuar en discontinuo se volverían más
tediosas. Por lo tanto, el funcionamiento continuo es deseable y económicamente
más rentable.
2. Naturaleza del producto a secar
La preparación, modo de manejo, fuente de calor a utilizar, modo de transmisión y
concepción de los sistemas de aereación, dependen de la naturaleza del producto a
secar. Puede tratarse de líquidos, pastas, materiales pulverizados, granulados,
fibrosos o compactos:
Los cuerpos pastosos muy viscosos frecuentemente se laminan sobre tambores y
después se desmenuzan, lo cual les confiere una textura cercana a la de los sólidos.
También pueden ser tratados sobre bandas o en secadores de tornillo.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
27
Los sólidos polvosos (o susceptibles a ser triturados) son secados generalmente en
secadores de banda, cilindro, lecho fluido, lecho móvil, transporte neumático.
Los productos compactos o en trozos son tratados en secadores de gabinete, en
túneles de carros o banda transportadora.
3. Fuente de calor y modo de transmisión
En los secadores de convección o conducción, pueden utilizarse los fluidos calientes
clásicos (vapor, agua caliente, gas de combustión) para suplir el calor necesario para
la extracción de humedad. Estos fluidos circulan generalmente por chaquetas o por
tubos en contacto con el material a secar (secado por conducción) o dentro de los
recalentadores de aire (secado por convección). Si los gases de combustión están
limpios, se les puede poner en contacto directo con el material a secar.
El secado por irradiación infrarroja se efectúa por medio de lámparas eléctricas o de
paneles calefactores. El secado por corrientes de alta frecuencia se utiliza sobre todo
cuando la calidad del producto seco es determinante.
4. Seguridad del proceso
Conviene no perder de vista que el secado de algunos productos puede llevar a la
formación de polvo en las zonas secas, esto es, a la salida del secador o de los
ciclones, lo que puede provocar problemas de contaminación. Además, algunos
productos que conlleven emanaciones tóxicas deben ser tratados por métodos
especiales.
5. Consumo de energía
La eficiencia energética de los secadores térmicos es baja. En efecto, debemos
recordar que el objetivo del secado es de arrastrar y eliminar un líquido de un
producto al cual está inicialmente ligado por uniones de tipo químico (iónicas,
covalentes, metálicas) o de tipo electrostático (enlaces de Van der Waals, puentes de
hidrógeno), uniones que requieren un gran consumo de energía para ser rotas.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
28
1.4.5 Equipos utilizados en la operación de secado:
Los equipos utilizados para secar se pueden clasificar también de acuerdo a
cualquiera de estas categorías:
• Métodos de operación: Continuos ó Discontinuos.
• Métodos de propiciar el calor necesario para la evaporación de la humedad:
En secaderos directos e indirectos
• Naturaleza de la sustancia a secar: Puede ser la sustancia un sólido rígido
como la madera, un material flexible como el papel o la tela, un sólido
granular tal como la masa de cristales, una pasta espesa o delgada o una
solución. Es probable que la forma física de la sustancia y los distintos
métodos de manipulación empleados, ejerzan la influencia más grande en el
tipo de secadero a utilizar.
1.4.5. 1 Tipos de secaderos.
De acuerdo a la clasificación de la operación de secado encontramos los siguientes
tipos de equipos:
Secaderos de calentamiento directo.
Equipos discontinuos
• Secaderos de bandejas con corriente de aire.
• Secaderos de cama fluidizada.
• Secaderos con circulación a través del lecho sólido.
Equipos continuos
• Secaderos de túnel.
• Secaderos neumáticos.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
29
• Secaderos ciclónicos.
• Secaderos de cama chorreada.
• Secaderos de cama vibratoria.
• Secadero de cama fluidizada.
• Secaderos sprays.
• Secaderos de tipo turbina.
• Secaderos rotatorios.
Secaderos de calentamiento indirecto:
Equipos discontinuos.
• Secaderos de bandejas a vacío.
• Secaderos de bandejas a presión atmosférica.
• Secaderos por congelación.
Equipos continuos.
• Secaderos de tambor.
• Secaderos con circulación a través del lecho.
• Secaderos de Túnel
El secador de bandejas, o secador de anaqueles, consiste en un gabinete, de
tamaño suficientemente grande para alojar los materiales a secar, en el cual se hace
correr suficiente cantidad de aire caliente y seco. En general, el aire es calentado por
vapor, pero no saturado, de modo que pueda arrastrar suficiente agua para un
secado eficiente.
En general, en este tipo de secadores, las variables que pueden fijarse o variarse
son los gradientes, he allí la importancia que el aire no entre frío ni húmedo, puesto
que esto minimiza el gradiente y elimina la eficiencia del secador.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
30
Esto último es cierto para todos los tipos de secadores, no obstante, es más marcado
en este tipo de secador, puesto que en los siguientes, las otras variables no son tan
rigurosamente fijas.
Secadores indirectos al vacío con anaqueles
Este tipo de secador, es un secador por lotes, que funciona de manera similar al
secador de bandejas. Este secador está formado por un gabinete de hierro con
puertas herméticas, de modo que se trabaje al vacío. Los anaqueles están vacíos
dónde se colocan las bandejas con los materiales húmedos. En términos generales,
se trabaja con aire calentado con vapor. Esto no es siempre cierto, pues es posible
utilizar agua caliente, para operaciones a temperaturas suficientemente bajas.
La conducción de calor en este tipo de secadores es por radiación desde las paredes
metálicas del secador. La humedad extraída del material es recogida por un
condensador dispuesto en el interior.
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
31
Figura 1.6 Esquemas de secaderos discontinuos
Régimen del secado discontinuo
Para poder establecer programas de secado y diseñar los equipos es necesario
conocer el tiempo de secado, por lo que es necesario hacer pruebas experimentales.
Prueba de secado. Se toman las condiciones parecidas a la industria (sup. hum. /
sup.seca, propiedades del gas como velocidad, Y y TG) y se traza curva de X vs Ө
Con esta prueba figura 1,7 (a) se traza la curva de régimen de secado donde N que
es la velocidad o régimen de secado viene dado por :
Ls: flujo de sólido seco, A: área de secado X: humedad θ: tiempo de secado
En la figura 1.7 (b) aparece esta curva
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
32
Figura 1.7 Prueba de secado (a) y Curva de régimen de Secado (b)
Secadores continuos de túnel
Este tipo de secador está formado por un túnel, por el cual pasan bandejas o
carretillas con el material a secar, dentro del túnel, se hace fluir, generalmente a
contracorriente, aire caliente, el cual sirve para secar los sólidos. Este tipo de
secador es típico de la industria alimenticia.
A diferencia de los secadores de bandejas, en este caso, el área superficial, no es
tan importante, debido a que la velocidad del aire y el tiempo de estadía dentro del
secador pueden variar en un rango muy amplio, por ende, estos secadores son muy
utilizados para materiales grandes.
Secadores Rotatorios
En general, un secador rotatorio consta de un cilindro hueco que gira sobre su eje,
con una ligera inclinación, para permitir el desliz de los sólidos a secar hacia la boca
de salida. Se alimentan por la boca de entrada y por la boca de salida se alimenta el
gas caliente, que habrá de secar a contracorriente el sólido que se desliza despacio
hacia la salida, a medida que se va secando. El método de calentamiento es por
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
33
contacto indirecto a través de la pared del cilindro que se calienta por el paso de los
gases. Las partículas atraviesan una sección relativamente corta, a medida que se
deslizan, mientras su humedad disminuye de la misma manera en que descienden.
Secadores de tambor rotatorio
Consta de un tambor de metal calentado, como se observa en la figura 3, en las
paredes se evapora el líquido, mientras una cuchilla metálica, raspa lentamente el
sólido, para que descienda por el tambor, hasta la salida. Este tipo de secadores son
típicos del trabajo con pastas, suspensiones, y soluciones.
En la figura 1.8 y 1.9 se muestran algunos secaderos continuos típicos
Figura 1.8 Esquemas de algunos secaderos típicos
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
34
Figura 1.9 Esquemas de algunos secaderos típicos
1.5 Simulador Profesional Hysysv3.2. En nuestro trabajo se emplea una herramienta de simulación para simular las
prácticas de laboratorios de destilación de una mezcla de etanol-agua y desorción de
una solución amoniacal con aire.
En el campo de la Ingeniería Química existen varios simuladores de procesos, pero
destacan sobre todos ellos los Simuladores ASPEN PLUS y el HYSYS, por su
potencia y robustez en la simulación compleja de procesos.
El simulador HYSYS 3.2, pertenece al grupo de simuladores modulares
secuenciales, los cuales se basan en módulos de simulación independientes que
siguen aproximadamente la misma filosofía que las operaciones unitarias, es decir,
cada equipo: bomba, válvula, intercambiadores, etc.; son modelados a través de
modelos específicos para los mismos y además, el sentido de la información coincide
Capítulo I: Revisión Bibliográfica
35
con el “flujo físico” en la planta. En esta filosofía se tiene como ventaja el hecho que
cada sistema de ecuaciones es resuelto con una metodología que resulta adecuada
para el mismo, ya que es posible analizar bajo todas las circunstancias posibles, el
comportamiento del método de resolución propuesto, esto es sistemas ideales, no
ideales, topología diversas del equipo, distintas variantes, etc. (Hyprotech, 1998).
1.5.1 Características Principales
• Costo aproximado de 30 000 Euros para una licencia de 5 años.
• Fabricante: Aspentech.
• HYSYS es, junto con ASPEN, uno de los dos mayores programas de
Simulación en Ingeniería Química. Este programa tan sólo puede compararse
con ASPEN.
• Enorme base de datos de propiedades de sustancias.
• Enorme base de datos de modelos termodinámicos, incluyendo parámetros
para muchas mezclas.
• Gran cantidad de operaciones disponibles para estudios en estado
estacionario y dinámico.
• Optimizador incorporado.
• Utilizado en las grandes compañías, sobre todo en la Industria del Petróleo,
para la que dispone de potentes módulos. Considerado como un simulador
serio (Domínguez, 2007).
1.6 Conclusiones parciales. 1) El estudio bibliográfico nos permite tener los conocimientos necesarios para
llevar a cabo el desarrollo de la remodelación de las prácticas de laboratorio con
las alternativas necesarias para mejorar la calidad de las mismas.
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
35
Capítulo 2: Balance de materiales y diseño de los equipos
2.1 Metodología de cálculo de las columnas de destilación
Se diseño la columna destiladora y la rectificadora del sistema de destilación y del
sistema de absorción solo se diseñaron los equipos auxiliares escogiéndose como
columna de absorción la ubicada en el laboratorio de operaciones unitarias.
2.1.1Diseño de la columna destiladora de platos
Para el diseño de las columnas de platos, en el cálculo del número de etapas
teóricas se emplearon métodos no muy usados tradicionalmente por ejemplo en la
destiladora, se aplicó el método de las ecuaciones de Kremser, ya que se tiene que
concentrar mucho el alcohol, partiendo de una baja concentración, se comporta
como una sección de agotamiento, por lo que el método gráfico de Mc. Cabe Thiele,
no resulta. (Ver anexo 1)
Para la sección empobrecedora:
( )
A
AAxx
xx
mNw
w
wm
p 1log
1log
1 ⎥⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢⎢
⎣
⎡+−
−
−
=+− α
α
xm: composición del líquido que abandona el plato m, α es la volatilidad relativa.
VLA α=
( )( )⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡−−
= *
*
11
yxxyα
Para la sección enriquecedora:
( ) ( )( ) ( )
AAAxy
xy
n
n
log
111/11/11log
1 01
0⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡+⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛ −
−−−−−−
=−αα
ny : Vapor que abandona el plato n desde la alimentación hasta arriba.
Xo: componente del reflujo
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
36
VLA α
=
Donde: L y V son los flujos de líquido y vapor en la columna
Para la mayoría de los líquidos ideales en donde α es casi constante para todas las
concentraciones, las expresiones se pueden aplicar al fraccionador completo
2.1.2 Diseño de las columnas rellenas Para la columna rectificadora se empleó el método de Sorel-Lewis como lo desarrolla
El método es una modificación del de Mc. Cabe-Thiele, pero es analítico. Para su
aplicación hay que conocer las ecuaciones que relacionan los datos de equilibrio y
conocer la línea de operación (LO) de cada sección por balances de materiales.
( )xfy =∗ Ecuación de la curva de equilibrio
111 ++
+=+ R
xxR
Ry Dnn LO de la sección enriquecedora
Pasos a seguir:
1. Se parte del condensador con Dyy = sobre la CE se halla X.
2. Con la X calculada en I.17 se determina 1+Ny en I.18
3. Con 1+Ny en (1) se determina X, y así sucesivamente.
(Ver anexo A1 a)
Las ecuaciones utilizadas para el cálculo de los parámetros de diseño son las
siguientes:
2.1.3 Determinación de la altura de la columna.
Para columnas de platos
Cálculo del número de platos reales, NPR.
ηPT
PRNN =
Conociendo el número de etapas teóricas NPT y donde η es la eficiencia de la
columna
Ecuación de O′ Conell es la eficiencia total del plato.
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
37
η= 0.5419 – 0.28531 log (α μ )
La altura de transferencia de masa para la columna viene dada por:
( )hNH PR 1−=
h : distancia entre platos
B) Para columnas empacadas
Para el cálculo de la altura H de estas columnas se puede partir de la altura de una
equivalente a un plato teórico HETP. (Romero M. A.)
El método de la HETP se basa en determinar el número de platos teóricos NPT
requeridos para una sección dada por cualquiera de los métodos explicados
anteriormente. HETP representa una altura de empaque que realiza el mismo efecto
de separación que una etapa teórica. Este término generalmente es usado para
expresar la eficiencia de las torres empacadas y depende del tamaño y tipo de
empaque, de las propiedades del sistema y del diámetro de la torre.
H = HETP*NPT
Donde: HETP se obtiene por la ecuación descrita por (Guilliland, R. 1950).
HETP=⎥⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢⎢
⎣
⎡+
5.075.0
'3-'0.2
) ()(
)G10 2.96(44.94GMgDt
DlLHPD ρ
μμ
L’, G’ flujos másicos superficiales kg/s m2, D Difusividad del sistema m2/s, Dt
diámetro de la torre m, ρ densidad del líquido kg/m3, μ viscosidad del líquido Pa.s,
Mg Masa molecular del vapor kg/kmol, H Constante de Henry, P presión atm, HP =
16(α Ml/ρ), α volatilidad relativa, ML masa molar del líquido.
Determinación del diámetro de las columnas (Pavlov.K.F. 1981) Para columnas rellenas. (a) Fijando una caída de presión. 1. Determinar la razón de flujos (L/G) en unidades másicas.
2. Calcular el factor siguiente en unidades másicas.
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
38
GL
G
GL
ρρρ−
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
3. Calcular el flujo de gas de inundación por unidad de área. 21
10
/
.)(
⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡ −=′
JCgYG
F
cGLGFF μ
ρρρ
4. Determinar el flujo de gas de operación como un porcentaje del flujo de gas de
inundación
G' = (50 %-80 %) Gf
5. Determinar el diámetro
GGD′
= π
4
Para columnas de platos
Mediante el método descrito por (Treybal. R.E. 1981)
1. Propiedades físicas de las fases y los flujos.
2. Calcular el valor de L
G
GL
ρρ
3. Asumir el un valor de t = (15.24 - 91.44) cm.
4. Cálculo de a, b,Cf.
a = 0.0492t+0.00405
b = 0.0564t+0.0204
Para platos perforados
Cf= ⎥⎦⎤
⎢⎣⎡ +
⎥⎥⎥⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢⎢⎢⎢
⎣
⎡
+ 5.05 1logAaAob
GL
a
L
G
ρρ
5. Cálculo de Vf
Vf= Cf5.0
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛ −
G
GL
ρρρ
6. Cálculo de V
V=75%Vf Cuando hay formación de espuma.
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
39
V= (80-85) %Vf Cuando no hay formación de espuma.
7. Calculo del valor de An
An=VQ
8. Cálculo del valor de At
At= An + Ad
Para el cálculo de Ad se busca el valor de 100AtAd en la Tabla 6.1 del (Treybal. R.E.
1981) suponiendo un valor de W = (0.7d-0.8 d) longitud del bajante
-Mediante el método descrito por (Pavlov.K.F. 1981)
-Cálculo de la velocidad del vapor
w=vap
vapliqCρ
ρρ −
Donde: ρL y ρG son las densidades del líquido y vapor en kg/m3 y C es una
constante que depende del tipo de plato y la distancia entre ellos.
Cuando liqρ > vapρ vap
liqCwρρ
=
-Cálculo del diámetro.
D= w785.0
V
Donde: V es el flujo de vapor mayor en la columna en m3/s, W es la velocidad
ficticia del gas referida a la sección transversal en m/s.
2.2 Metodología de cálculo de los equipos auxiliares
2.2.1Diseño de los calentadores y del condensador Todos los calentadores y condensadores utilizados se diseñaron por el método convencional de cálculo del (Kern, 1999):
Los resultados se muestran en las tablas 2.3, 2.4, 2.8 y 2.11
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
40
RdreqUc
U D
+=
11
hohiohohioUc
+⋅
=
DeqKNuho ⋅
=
DEDIhihio ⋅=
HOAANoHo =
Donde: Q es la cantidad de calor que necesita la mezcla de alimentación
( hKJ ),mmezc es la masa de la mezcla de Bioetanol – Agua ( h
Kg ), Cp es la
capacidad calorífica a presión constante ( CKgKJ
o ), ∆T es la diferencia de
temperatura que experimenta la mezcla de Bioetanol – Agua (oC), UD es el
coeficiente de diseño sucio ( ChmKJ
o2 ), A es el área de transferencia de calor (m2),
∆Tverd es la diferencia de temperatura verdadera (oC), Uc es el coeficiente de diseño
limpio ( CmW
o2 ), Ao es área de cada horquilla (m2), A es el área total (m2), NoHo es
el número de horquillas
2.2.2 Diseño de la caldereta Para el diseño de la caldereta se utilizó la metodología propuesta por (Kern. D. Q. 1999) Los resultados se muestran en la tabla 2.5 Q= HF Δ⋅
A=3600
1000⋅⋅
⋅dTUd
Q
Av= atL ⋅⋅π
NoV=AvA
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
41
Dcald=1.5 DV
Lc=Ls+0.05
Vcald= 1000785.0 2 LcDcald
Vc= 1000785.0 2 LcDv
Donde: Q es la cantidad de calor que necesita el residuo, F es el flujo de residuo que
entra a la caldereta, HΔ es la diferencia de entalpía entre el líquido y el vapor,λ es
el calor latente de cambio de fase , A es el área de transferencia de calor, UD
coeficiente de diseño sucio, dT es la diferencia de temperatura en entrada y la
salida, Av es el área por vueltas, at es la superficie exterior del tubo, L longitud de
una vuelta , Nov es el número de vueltas del serpentín, Dv es el diámetro de una
vuelta , Dcald es el diámetro de la caldereta , Ls es la longitud del serpentín, Lc es la
longitud de la caldereta ,Vcald es el volumen de la caldereta, Vc es el volumen
cubierto en el serpentín.
2.2.3 Diseño de tuberías y accesorios Para el diseño de las tuberías y accesorios de cada una de las alternativas se
utilizaron las ecuaciones referenciadas en (Rosabal.V.J. 1989).
Los resultados se muestran en las tablas 2.6,2.9,2.13
AVQ ⋅=
4
2DVQ ⋅⋅=
π
( ) hpg
Vg
PZH +⋅
Δ+
⋅Δ
+Δ=2
2αρ
gVK
DiLfhp
⋅⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ += ∑ 2
2
QgHN ⋅⋅⋅= ρ
1000'
⋅=η
NN
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
42
''' NN ⋅= β
Donde: Q es el flujo de líquido ( sm3
), V es la velocidad del fluido ( sm ), A es el
área de la tubería , D es el diámetro de la tubería, H es la carga de la bomba (, ∆Z
es la altura de la tubería , hp son las pérdidas locales , g es la aceleración de la
gravedad , ρ es la densidad del fluido, PΔ es la caída de presión , β es el
coeficiente de reserva de potencia de los motores, K coeficientes de resistencia
locales, N es la potencia útil , N’ es la potencia consumida , N’’ es la potencia de
instalación , η es la eficiencia de la bomba.
2.2.4 Diseño de los tanques de almacenamiento Para el diseño de los tanques de almacenamiento de alimentación se utilizaron las
fórmulas planteadas por (Peters. M.S. 2003) para conocer las dimensiones del
mismo.
Los resultados se muestran en las tablas 2.7 y 2.12
hrVTANQUE ⋅⋅= 2π
Donde: h es la altura del tanque (m), d es el diámetro del tanque (m), VTANQUE es el
volumen del tanque (m).
2.3 Descripción del proceso de destilación de etanol.
En el proceso de obtención de etanol por vía fermentativa, al efectuarse la destilación
de los vinos fermentados por distintos procedimientos, de acuerdo a la materia prima,
se obtienen flemas alcohólicas de 45 a 50 oGL y también de hasta 90 a 95 oGL. Estas
flemas se caracterizan por contener todas las impurezas volátiles que tenían los
vinos, como alcoholes superiores, aldehídos, ésteres, ácidos, etc, las cuales resultan
inadecuadas para la preparación de productos de alta calidad como esencias,
perfumes, rones clase A y otros varios usos industriales . Para obtener el alcohol
puro exigido para los usos citados es preciso realizar una depuración de las flemas,
operación que se denomina rectificación y que en esencia es una destilación
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
43
fraccionada realizada en una forma especial. En ella se consigue un alcohol puro de
máxima concentración y la extracción de impurezas lo más concentrada posible.
Todos los esquemas de rectificación se basan en los mismos principios y todos
incluyen de una manera u otra las siguientes columnas:
• Columna Destiladora/Destrozadora: Elimina la mayor parte del agua de la
batición o vino de la fermentación, junto con los sólidos suspendidos, sales
minerales disueltas y otros productos no volátiles.
• Columna Rectificadora: Su principal función es alcanzar el grado alcohólico
deseado y eliminar a su vez productos de cola.
Se realizó un estudio donde se determino diseñar un sistema de destilación
compuesto por una columna destiladora y una rectificadora.
Tomamos como rectificadora la columna rellena que se encuentra ubicada en el
laboratorio de operaciones unitarias y se propuso como destiladora una columna de
platos perforados. Se plantearon dos alternativas de diseño con el objetivo de
seleccionar la de menor consumo energético, diseñándose para cada una los
equipos auxiliares que la componen.
Los datos seleccionados para el diseño fueron obtenidos a parir de investigaciones
realizadas anteriormente sobre la columna.
2.4 Alternativas valoradas
Alternativa I : Compuesta por la columna destiladora (CD) de platos perforados y la
columna rectificadora (CR) rellena con anillos de porcelana y diámetro de 25x25x1.5
mm. Se calienta la alimentación con vapor en un calentador.
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
44
Alternativa 2 : Compuesta por la columna destiladora (CD) de platos perforados y la
columna rectificadora (CR) rellena con anillos de porcelana y diámetro de 25x25x1.5
mm. Precalentamiento de la alimentación con el residuo del fondo de la columna
destiladora.
2.5 Balances de materiales para las columnas:
Los datos seleccionados para el diseño fueron:
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
45
Para la columna destiladora:
Composición de la alimentación: X F = 5 oGL
Composición del residuo o vinaza XW=1.8 oGL.
Composición del vapor del tope: X VA =48.6 oGL
Del balance de materiales los flujos fueron los siguientes:
Flujo de Batición F= 94.80 Kg/h
Flujo de Vinaza Vi= 99.4 Kg/h
Flujo de vapor V= 10 Kg/h
Para la columna rectificadora:
Composición de la alimentación en forma de vapor XVA=48.6 oGL
Composición del destilado en el tope XD= 92.1 oGL
Composición del residuo o cola XW=9 oGL
Flujo de Alcohol Destilado D=2.312 Kg/h
Flujo de Cola en la rectificadora W: 3,065Kg/h
Relación de reflujo R =3
Alternativa I: Compuesta por la columna destiladora (CD) de platos perforados y la
columna rectificadora (CR) rellena con anillos de porcelana y diámetro de 25x25x1.5
mm. Se calienta la alimentación con vapor en un calentador.
En todas las alternativas seleccionadas la columna destiladora, la rectificadora, el
condensador, la caldereta el tanque de almacenamiento de la alimentación se
diseñaron de la misma forma, por lo que sólo se reportará en esta alternativa. El
calentador de residuo se reportara en la otra alternativa.
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
46
Tabla 2.1 Datos del diseño de la columna destiladora
Parámetro Resultados Unidades Número de Platos teóricos 9,2 _
Eficiencia 0,8 _
Número de Platos reales 12 _
Distancia entre platos 0,24 m
Altura 3 m
Diámetro 0,15 m
Material de Construcción Acero inoxidable _
Tabla 2.2 Datos de diseño de la columna rectificadora
Parámetro Resultado Unidades Empaque de anillos de porcelana 25x25x1,5 -
Diámetro 0,0512 m
Número de platos teóricos sección enriquecedora.
7,6 -
HETP en la sección enriquecedora 0,323 m
Altura de la sección enriquecedora 3,65 m
Número de platos teóricos sección empobrecedora
0,96 -
HETP en la sección empobrecedora
0,75 m
Altura de la sección empobrecedora
0,1 m
Altura total de empaque en la torre 3,0 m
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
47
Tabla 2.3 Datos del diseño del calentador
Parámetros Resultado Unidades
Cantidad de calor intercambiada 11 334 h
KJ
Diámetro interior del tubo interior 0,128 m
Diámetro exterior del tubo interior 0,012 m
Diámetro exterior del tubo exterior 0,029 m
Diámetro interior del tubo exterior 0,021 m
Coeficiente limpio de diseño 1026 2hm
KJ
Coeficiente sucio de diseño 724 2hm
KJ
Número de horquillas 2 _
Longitud 2,96 m
Área de transferencia 0,22 m²
Área en exceso 28,2 %
Masa de vapor necesaria 5.33 h
Kg
Tabla 2.4 Datos del diseño del condensador
Parámetros Resultado Unidades
Cantidad de calor intercambiada 1174 h
KJ
Diámetro interior del tubo interior 0,0062 m
Diámetro exterior del tubo interior 0,00098 m
Diámetro exterior del tubo exterior 0,012 m
Diámetro interior del tubo exterior 0,0124 m
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
48
Coeficiente limpio de diseño 675 2hm
KJ
Coeficiente sucio de diseño 586 2hm
KJ
Número de horquillas 2 _
Longitud 1,98 m
Área de transferencia 0,092 m²
Área en exceso 23,2 %
Masa de vapor necesaria 2.4 h
Kg
Tabla 2.5 Datos del diseño de la caldereta
Parámetro Resultado UM Cantidad de calor necesaria 9147,2
Diámetro interior del tubo 0,0695 m
Diámetro exterior del tubo 1 plg
Área de transferencia 0,28 m²
Número de vueltas 12 _
Diámetro de la vuelta 0,157 m
Diámetro de la caldereta 0,259 m
Longitud de la caldereta 0,24 m
Masa de vapor 6,78 Kg/h
Flujo volumétrico 15 L
Volumen de la caldereta 14,96 m³
Volumen cubierto en el serpentín 6,98 L
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
49
Tabla 2.6 Datos del Diseño de las tuberías y accesorios
Parámetro Resultado Unidades Diámetro de la tubería 0,00426 m
Velocidad del fluido 1,4 m/s
Longitud de la tubería 4 m
Carga de la bomba 10,4 m
Potencia Útil 4,8 W
Potencia consumida 0,00068 KW
Potencia de instalación 0,0125 KW
Motor Trifásico 1800 rpm
Tabla 2.7 Diseño del tanque de almacenamiento
Parámetro Resultado Unidades
Diámetro 0.38 m
Altura 0.57 m
Volumen del tanque 0.077 m³
Alternativa 2 : Compuesta por la columna destiladora (CD) de platos perforados y la
columna rectificadora (CR) rellena con anillos de porcelana y diámetro de 25x25x1.5
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
50
mm. Precalentamiento de la alimentación con el residuo del fondo de la columna
destiladora.
Tabla 2.8 Datos de diseño del calentador
Parámetros Resultado Unidades
Cantidad de calor intercambiada 11 334 h
KJ
Diámetro interior del tubo interior 0.0062 m
Diámetro exterior del tubo interior 0.098 m
Diámetro exterior del tubo exterior 0.012 m
Diámetro interior del tubo exterior 0.0124 m
Coeficiente limpio de diseño 682 2hm
KJ
Coeficiente sucio de diseño 529 2hm
KJ
Número de horquillas 2 _
Longitud 2,94 m
Área de transferencia 0.35 m²
Área en exceso 28.3 %
Tabla 2.9 Datos del Diseño de las tuberías y accesorios
Parámetro Resultado Unidades Diámetro de la tubería 0,00415 m
Velocidad del fluido 1,2 m/s
Longitud de la tubería 12 m
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
51
Carga de la bomba 15,24 m
Potencia Útil 4,85 W
Potencia consumida 0,00064 KW
Potencia de instalación 0,0125 KW
Motor Trifásico 1800 rpm
Selección de la alternativa a implementar.
Entre las variantes I y II (uso de vapor saturado a 10atm y del fondo de la columna de
destilación respectivamente para calentar la alimentación) se selecciona la variante II
debido a varios factores, entre los que se encuentran:
El ahorro de flujo de vapor saturado para calentar la alimentación. Posibilidad de
enfriar el fondo de la columna de destilación, ahorrándose agua de enfriamiento para
esta operación. Se obtiene de forma global un grado de separación mayor
empleando la variante II.
2.5 Descripción del proceso de absorción
La operación de desorción es la inversa de la de absorción y por tanto la
transferencia de masa ocurre en sentido inverso, es decir cuando el solvente está
saturado del soluto, ocurriendo su transporte del líquido al gas.
En el proceso de desorción del amoniaco se transfiere el amoniaco presente en una
solución amoniacal hasta el gas que en ese caso es aire. La fase líquida consiste en
el absorbente y el componente absorbido. El absorbente o solvente es
frecuentemente una solución del componente activo, el cual reacciona químicamente
con el componente para ser absorbido.
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
52
2.5.1 Alternativa de diseño para el sistema de absorción
Remodelar el sistema de absorción, con cambios en la estructura de la práctica,
proponiéndose el calentamiento de la solución de agua- NH3 con el objetivo de
aumentar la separación de NH3 en la columna, pues en estos procesos la solubilidad
disminuye con el aumento de la temperatura, aumentando el grado de desorción en
la operación. Además, el sistema analizado tiene la característica de que el NH3 es
muy soluble en el agua y debe hacerse todo lo posible en función de disminuir esta
solubilidad .Haciendo pasar la solución alimentada por un intercambiador de calor
con vapor saturado.
El sistema de absorción estará compuesto por un aunque de almacenamiento de
liquido, un calentador, un soplador, bomba y la columna de absorción.
Tabla 2.10 Diseño de la columna de absorción
Parámetro Resultado Unidades
Empaque de anillos de rasching 10x10x2 -
Diámetro. 0.075 m
Número de platos teóricos sección enriquecedora
8 -
HETP en la sección enriquecedora 3.85 m
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
53
Altura de la sección enriquecedora 0.98 m
Número de platos teóricos sección empobrecedora
0.85 -
HETP en la sección empobrecedora 0.82 m
Altura de la sección empobrecedora 0.15 m
Altura total de empaque en la torre 0.9 m
Tabla 2.11 Diseño del calentador de alimentación de la solución agua- NH3
Parámetros Resultado Unidades
Cantidad de calor intercambiada 9654 h
KJ
Diámetro interior del tubo interior 0,0098 m
Diámetro exterior del tubo interior 0,0145 m
Diámetro exterior del tubo exterior 0,098 m
Diámetro interior del tubo exterior 0,0172 m
Coeficiente limpio de diseño 1043 2hm
KJ
Coeficiente sucio de diseño 564 2hm
KJ
Número de horquillas 2 _
Longitud 2,30 m
Área de transferencia 0,18 m²
Área en exceso 24 %
Masa de vapor necesaria 10 h
Kg
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
54
Tabla 2.12 Datos de diseño del tanque de almacenamiento de amoníaco
Parámetro Resultado UM Diámetro 0.64 m
altura 0.96 m
Volumen del tanque 1.28 m³
Tabla 2.13 Datos de tuberías y accesorios para el sistema de absorción
Parámetro Resultado Unidades Diámetro de la tubería 0.00465 m
Velocidad del fluido 1.4 m/s
Longitud de la tubería 6 m
Carga de la bomba 12 m
Potencia Útil 6.8 W
Potencia consumida 0.00122 KW
Potencia de instalación 0.0146 KW
Motor Trifásico 1800 rpm
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
55
Tabla 2.14 Datos de diseño del soplador.
Parámetro Resultado UM Capacidad del soplador 1.03 m³/s Consumo de potencia 0.265 KW
Rendimiento 0.48 -
A partir de los cambios realizados en las practicas de destilación y absorción se
decidió renovar las mismas.(ver anexos 9 y 10 )
2.6 Secadero de cama fluidizada
El secadero de cama fluidizada trabaja en régimen discontinuo y se utiliza para el
secado de zeolita húmeda.
El equipo esta formado por un soplador, cámara de calentamiento de aire y cámara
de secado. En la cámara de calentamiento están instaladas varias resistencias que
propician el calentamiento del aire que proviene del soplador, cuyo flujo se puede
controlar a través de la compuerta de entrada del aire al mismo. Una vez que el aire
penetra a través de la compuerta pasa por la cámara de calentamiento y sube
verticalmente a la cámara de secado, atraviesa la rejilla de soporte del sólido y
fluidiza automáticamente el sólido que se encuentra en la cámara de secado y que
es alimentado a la misma por la parte superior del secadero. El aire luego de
atravesar la cámara de secado sale a la atmósfera por la parte superior del secadero
y el sólido es descargado por la parte inferior.
2.6.1 Situación actual del equipo El equipo de secado se encuentra funcionando correctamente aunque presenta
problemas en el soplador de aire, además de que las resistencias que conforman la
cámara de calentamiento no garantizan que el aire proveniente del soplador salga
con la calidad requerida para el proceso.
Medidas para garantizar el buen funcionamiento del equipo
♣ Remodelar el soplador existente.
♣ Cambiar el material a secar.
Capítulo II: Balances de Materiales y Diseño de los Equipos
56
♣ Cambiar las resistencias de la cámara de calentamiento.
♣ Garantizar el calentamiento del aire para lograr el buen funcionamiento del
mismo.
Conclusiones parciales
1. El diseño de una columna destiladora permite tener un esquema completo de
un sistema de destilación para la obtención de etanol con determinada pureza
para ser empleado con fines investigativos.
2. Para el diseño de la columna de destilación se utilizó una columna de platos
perforados porque su construcción es mucho más sencilla, son los más
empleados y los más económicos y como rectificadora una rellena porque son
la mas efectivas en procesos a pequeña escala, planta piloto y para las
instalaciones que trabajan a vacío.
3. La desorción se llevo a cabo en una columna rellena por ser la existente en el
laboratorio y por ser una de las mas usadas para este tipo de operación
4. Se escogió el programa HYSYS por su potencia y robustez en la simulación
compleja de procesos.
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
57
Capítulo 3 Análisis económico y simulación. 3.1 Análisis económico Para la realización del análisis económico fue necesario determinar los principales
parámetros de costo, entre los que se encuentran:
Costo total de la inversión (CTI). CTI = CFI + Inv Trab (Peters, 2003).
Inversión de trabajo (Inv Trab) = 10 % CTI
Costo total de la inversión (CTI). CTI = CFI + Inv Trab (Peters, 2003).
Inversión de trabajo (Inv Trab) = 10 % CTI
Costo fijo de la inversión (CFI) CFI = CD + CI
Costos Indirectos de inversión (CI) Ingeniería y supervisión=5 % CD
Contigencias=5 % CFI
Costos directos de inversión (CD) Costo actual de los equipos
Instrumentación y Control=6 % CA Instalaciones eléctricas=8 % CA
Costo total de producción (CTP) CTP = C Fab + GG
CTP = CD + CF + +CI + GG (Peters. M.S. 2003).
Costos Directos (CD) Mano de obra = 5250
Mantenimiento =2 % CTI
Supervisión= 10% Mano de obra
Requerimientos del Proceso= Vapor +electricidad
Costos Fijos (CF) Depreciación
Impuestos =1 % CFI
Seguro=0.4 % CFI
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
58
Gastos Generales (GG) Administración=2 % CTP Distribución y venta=2 % CTP Investigación y desarrollo=2 % CTP Financiamiento=1 % CTI
Costos indirectos (CI) CI=0.5% ( Mantenimiento+Supervisión+Mano de obra)
Costo del vapor =
Costo de la electricidad =
Depreciación de los equipos (Dep) Para el cálculo de la depreciación de los equipos se utilizó la siguiente fórmula:
Dep = útilVidaCfCo
_−
Co – Costo inicial del equipo.
Cf – Costo final del equipo.
Vida útil – 20 años
Para el costo del equipamiento se emplea el análisis económico que se plantea en el
(Peters.M. S.2003). Tabla 3.1 costo actual de los equipos del sistema de absorción
Equipo Costo ($) Depreciación ($/a)
Calentador 1 2000 100
Condensador 2100 105
Columna destiladora de platos
4000 200
Columna rectificadora rellena (anillos de porcelana)
3500 170
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
59
Tanque de almacenamiento 500 25
Calentador 2 2200 110
Accesorios 80 4
Tuberías 250 13
Bomba1 1300 65
Tabla 3.2 Costo actual de los equipos del sistema de absorción
Equipo Costo ($) Depreciación ($/a)
Columna de absorción 4500 250
Soplador 1500 45
Tanque de almacenamiento 500 75
Columna rectificadora rellena (anillos de porcelana)
3500 175
Bomba 1 1300 65
Calentador 1 2000 100
En la tabla 3.3 se muestran los resultados de las variables principales del costo para
cada una de las alternativas. Como se planteó en el capítulo anterior.
Alternativa I: Compuesta por la columna destiladora (CD) de platos perforados y la
columna rectificadora (CR) rellena con anillos de porcelana y diámetro de 25x25x1.5
mm. Se calienta la alimentación con vapor en un calentador.
Alternativa 2: Compuesta por la columna destiladora (CD) de platos perforados y la
columna rectificadora (CR) rellena con anillos de porcelana y diámetro de 25x25x1.5
mm. Precalentamiento de la alimentación con el residuo del fondo de la columna
destiladora.
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
60
Tabla 3.3 Costos de Inversión y de producción de las alternativas de dest.
Alternativa CTI ($) CTP($/a) TR I 18250 28963 0.462
II 16369 26854 0.528
En la tabla 3.4 se muestran los resultados de las variables principales del costo para
la alternativa del sistema de absorción. Tabla 3.4 Costos de Inversión y de producción de la alternativa de absorción
Alternativa CTI ($) CTP($/a) TR I 15530 23456 0.623
3. 2. Análisis de los resultados
Después de haber analizado cada una de las alternativas se puede apreciar que
aunque cada una presenta la misma cantidad de equipos la alternativa de mayor
costo total de inversión es la alternativa I ya que el costo de producción para esta
alternativa es mucho mas alto que para la alternativa II debido a que en esta última
el intercambiador de calor funciona con el residuo de la columna mientras que para
la otra alternativa hay que suministrar vapor que es lo que hace de esta operación
sea mas costosa.
3.3. Simulación de las Prácticas de Laboratorio de Destilación y Desorción. En la realización de prácticas de laboratorio con fines docentes en la enseñanza de
la Ingeniería Química, es de gran importancia poder contar con una herramienta para
la simulación de estas prácticas, con vistas a poder predecir el comportamiento del
sistema o analizar los datos recolectados en el transcurso de la misma, así como
analizar las variables en el proceso de la práctica y seleccionar la variante adecuada
de acuerdo a los resultados obtenidos con la simulación. Por otra parte esta relación
entre la simulación de procesos y las prácticas laborales reviste gran interés pues es
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
61
posible emplear los datos experimentales obtenidos en las prácticas para validar los
modelos matemáticos empleados en la simulación del proceso en cuestión, siendo
posible extender la aplicación de los modelos validados en otras situaciones
similares.
En nuestro trabajo emplearemos como simulador el Hysysv3.2 elaborado por
Hyprotech Ltd (1998). Hysys es un Simulador Modular Secuencial, pues se basa en
módulos de simulación independientes que siguen aproximadamente la misma
filosofía que las operaciones unitarias, es decir, cada equipo: Bomba, válvula,
intercambiadores, columnas, etc, es representado a través de modelos específicos
(Hyprotech, 1999).
Los objetivos principales de la simulación fueron:
- Analizar diferentes alternativas tecnológicas para llevar a cabo la Práctica de
Laboratorio de Destilación Continua y seleccionar la más adecuada para los fines
educativos propuestos por la asignatura.
- Realizar un estudio de la Práctica de Laboratorio de Desorción mediante estudios
de casos efectuados en la simulación con el Hysys.
Los pasos generales a seguir en la simulación de la práctica de destilación y
desorción se describen a continuación.
3.3.1. Pasos a seguir para la simulación del sistema destilación de una solución alcohólica.
- Crear la lista con los componentes involucrados en la simulación; en este caso se
buscan de la base de datos de compuestos que posee el simulador las sustancias
“agua” y “alcohol”.(Ver anexo 16)
- Seleccionar el paquete propiedades o ecuaciones para estimar las propiedades
termodinámicas y físico-químicas de los componentes involucrados (Ver epígrafe
3.2.3).
- Una vez seleccionados los componentes y el paquete de propiedades se entra al
ambiente de simulación (PFD por sus siglas en inglés) donde se construirá el
diagrama de flujo.
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
62
- Crear las corrientes materiales que forman parte del proceso.
- Colocar los equipos o módulos que formarán parte del proceso de destilación, los
principales son la columna destiladora y la columna rectificadora. En el caso de la
columna de destilación se empleará un módulo de destilación sin caldereta ni
condensador pues se alimenta vapor directo en el fondo y por el tope se obtiene
vapor saturado el cual constituye la alimentación a la columna rectificadora, la
cual es representada por un módulo de destilación rigurosa compuesta por una
columna con caldereta o rehervidor en el fondo y un condensador total en el tope
(Ver anexos 13 y 14).
- Además se emplean intercambiadores de calor y válvulas reductoras según sea
la variante analizada. El módulo de intercambio de calor se emplea para
precalentar la alimentación con corrientes calientes provenientes de las columnas
o con el uso de vapor saturado. La válvula se utiliza para reducir la presión del
vapor desde 10 atm hasta 1 atm antes de entrar a la columna de destilación (Ver
anexos 13 y 14)
- Finalmente se construye el diagrama de simulación uniendo los módulos que
representan los equipos con las corrientes de proceso( Ver anexos 13 y 14).
3.3.2. Pasos a seguir para la simulación del sistema de desorción de una solución amoniacal con aire.
- Crear la lista con los componentes involucrados en la simulación; en este caso se
buscan los compuestos “aire”, “agua” y “amoniaco”
- Seleccionar el paquete propiedades o ecuaciones para estimar las propiedades
termodinámicas y físico-químicas de los componentes involucrados (ver epígrafe
3.2.3).
- Una vez seleccionados los componentes y el paquete de propiedades se entra al
ambiente de simulación.
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
63
- Crear las corrientes materiales que forman parte del proceso con la información
suministrada en la tabla 3.8.
- Seleccionar el módulo para simular la columna de deserción.
- Construir el diagrama de simulación uniendo el módulo de desorción con las
corrientes de proceso (Ver anexo15).
3.3.3. Selección del paquete de propiedades para la simulación de las prácticas.
El diseño y simulación de procesos químicos necesitan de datos de propiedades
físicas, termodinámicas y de transporte, y estos se calculan a partir de modelos de
propiedades con base teórica o empírica. La representación precisa de las
propiedades es fundamental para la simulación de procesos. Se debe seleccionar el
modelo correcto para representar las propiedades y relaciones termodinámicas, el
uso de un modelo inadecuado puede cambiar radicalmente el uso de la simulación y
perder validez. Los errores en la simulación por una incorrecta selección del modelo
para las propiedades, no se pueden detectar o prevenir fácilmente, pues los
resultados pueden parecer correctos y no ser así.
La selección del modelo termodinámico apropiado a una aplicación especifica, es
una decisión crucial para el éxito de la simulación. Los criterios para una correcta
selección del modelo o ecuaciones se basan en la naturaleza de los componentes,
idealidad o no de la mezcla, intervalo de composiciones, temperaturas y presión, tipo
de aplicación (equilibrio vapor-líquido o líquido-líquido), entre otros.
Es por ello que emplearemos una parte de este capítulo en la justificación de los
modelos seleccionados para cada caso.
Selección del paquete de propiedades para la operación de destilación.
Para escoger las ecuaciones adecuadas nos basamos en una estrategia de
selección propuesta por los diseñadores del software (hyprotech 1998), a partir de la
cual se escogen las ecuaciones de los modelos de actividad (UNIQUAC, NRTL,
Wilson, Margules, entre otros) para trabajar con compuestos como el etanol y agua a
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
64
bajas presiones para equilibrio vapor-líquido, para el caso de la fase vapor se
recomienda usar las ecuaciones de SRK (hyprotech 1998).
Para esto se calculan algunas propiedades del etanol empleando diferentes
paquetes de propiedades pertenecientes a los modelos de actividad y se comparan
con datos experimentales expuestos por Perry (1990) (ver tabla 3.4), además se
determina el diagrama T-xy para la mezcla de etanol-agua a 1 atm con cada una de
las ecuaciones y se compara con el reportado en la bibliografía (Perry, 1990) (ver fig
3.1).
Tabla 3.4. Comparación de diferentes paquetes de propiedades para la simulación de la destilación.
Parámetros UNIQUAC-SRK NRTL-SRK Wilson-SRK Perry Densidad (kg/m3) 787,6 786,6 788,6 785,06 Cp (cal/gC) 0,7885 0,7783 0,7890 0,577 Viscocidad (cP) 0,962 0,972 0,961 1,1 Tb (C) 78,2 78,3 79,1 78,4
Fig.3.1 Diagrama T-xy estimado para el sistema etanol-agua
Se puede apreciar que las tres ecuaciones seleccionadas resultan adecuadas para la
estimación de las propiedades del etanol, a pesar de que el valor del Cp del etanol se
encuentra algo distante del valor dado por el Perry (1990). En el diagrama de la fig.
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
65
3.1 podemos comprobar que las ecuaciones de UNIQUAC y NRTL representan
adecuadamente el equilibrio vapor-líquido de la mezcla etanol-agua a bajas
presiones. Por lo que es posible escoger uno de estos dos métodos para la
simulación de la destilación de etanol. En nuestro caso seleccionamos las
ecuaciones de NRTL para la fase líquida y para la fase vapor las ecuaciones de
SRK, según el manual y los tutoriales del simulador (Hyprotech, 1998).
Selección del paquete de propiedades para la simulación de la desorción.
En el caso de la práctica de desorción el método a emplear para la selección de las
ecuaciones para determinar las propiedades y relaciones de equilibrio, fue comparar
los resultados obtenidos por la simulación empleando 3 paquetes de propiedades
diferentes pertenecientes a los modelos de actividad de acuerdo a las características
del sistema (NRTL, UNIQUAC y Wilson), para la fase vapor al igual que en la
destilación se emplea las ecuaciones de SRK. La tabla 3.5 muestra los resultados
principales del proceso para cada variante de ecuaciones.
Tabla3.5 Comparación de diferentes paquetes de propiedades para la simulación de la desorción.
NRTL-SRK
UNIQUAC-SRK
Wilson-SRK
Composición NH3 en agua a la salida
2,65E-03 2,30E-03 2,69E-03
Composición NH3 en aire a la salida
1,76E-02 3,27E-02 1,57E-02
Temperatura de agua a la salida 24,6 24,5 24,7 Temperatura del aire a la salida 25,01 25,01 25,01
Los resultados de la desorción muestran que es posible usar cualquiera de los tres
paquetes de propiedades pues los resultados son muy similares, aunque las
ecuaciones de NRTL y Wilson dan resultados más similares. En nuestro caso
seleccionamos el modelo de NRTL para la fase líquida y de SRK para la fase vapor
(hyprotech 1998).
3.3.4. Simulación de la práctica de destilación.
En esta simulación se proponen varias alternativas para la realización de la práctica
de destilación continua, analizando las ventajas tecnológicas y operaciones de cada
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
66
una. En todas las variantes se propone usar una columna de destilación y otra de
rectificación; los datos entrados a las corrientes materiales son los expuestos en los
anexos 17 y 20, los datos de los módulos de las columnas empleadas se presentan
en las tablas 3.6 y 3.7 .
Las variantes analizadas para la realización de la práctica de destilación son:
1- V1: Sistema de destilación y rectificación con precalentamiento de la alimentación
a la destiladora, con vapor de agua saturado a 10 atm (ver anexo 13).
2- V2: Sistema de destilación y rectificación con precalentamiento de la alimentación
a la destiladora, con el destilado de la columna rectificadora (ver anexo 13)
3- V3: Sistema de destilación y rectificación con precalentamiento de la alimentación
a la destiladora, con el residuo de la columna rectificadora (ver anexo 14)
4- V4: Sistema de destilación y rectificación con precalentamiento de la alimentación
a la destiladora, con el residuo de la columna destiladora (ver anexo 14)
Tabla 3.6 Datos de las corrientes en la simulación.
Corrientes Datos Valores Unidades
Alimentación Fría (V1 y V4)
T 30 ºC
T 60 ºC
P 1 atm
Flujo 94,80 kg/h Alimentación a Destiladora
Comp. etanol 5 ºGL
Vapor saturado a 10atm (V1)
P 10 atm
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
67
P 10 atm Vapor
Flujo 10 kg/h
Vapor atm P 1 atm
Tabla 3.7 Datos de los equipos en la simulación.
Equipos Datos Valores Unidades
Npt 10
PCondensador 1 atm Destiladora
PRehervidor 1 atm
Npt 9
Plato de alimentación 6
PCondensador 1 atm
PRehervidor 1 atm
R 3
Rectificadora
Comp etanol en
Destilado 91,1 ºGL
ΔPTubos 0 atm E-100
ΔPCoraza 0 atm
VLV-100 ΔP 911,92 kPa
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
68
3.3.5. Simulación de la práctica de desorción.
Para realizar esta simulación se emplea el módulo de la columna de absorción con
que cuenta el Hysys. En este caso se realizaron varios estudios de caso para
observar la influencia de algunas variables como temperatura y flujos sobre las
composiciones resultantes en diferentes escenarios, y seleccionar la variante
tecnológica adecuada para realizar la práctica.
Los datos de las corrientes de entrada para la simulación se tomaron de una corrida
realizada durante una de las prácticas de laboratorio de desorción y se muestran en
la tabla 3.8
El diagrama de flujo de la simulación de la operación de desorción se muestra en el
anexo 15
Tabla 3.8. Datos de las corrientes en la simulación.
Corrientes Datos Valores Unidades
T 25 ºC
P 1 Atm
Flujo 60 kg/h Solución
amoniacal
Composición de
NH3
3,199e-4 Fracción
molar
T 25 ºC
P 1 atm
Flujo 30,96 kg/h Aire
Composición de
NH3
0 Fracción
molar
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
69
3.3.6. Resultados de la simulación.
Destilación de la mezcla etanol-agua.
En los anexos 13 y 14 se muestran los diagramas de flujo de las diferentes variantes
simuladas de la operación de destilación.
Los resultados de los balances de masa y energía de cada variante se exponen a continuación en las tablas de la 3.9 a la 3.16
Tabla 3.9: Resultados de los balances de masa y energía para la V1.
Variables Alimentación fría
Alimentación a
Destiladora
Alimentación a
Rectificadora
Fondo Residuo
Fracción Vapor 0 0 1 0 0Temperatura (ºC) 30,000 60,000 93,570 98,377 93,051Presión (atm) 1 1 1 1 1Flujo (kmol/h) 5,133 5,133 0,221 5,467 0,162Flujo (kg/h) 94,800 94,800 5,395 99,405 3,056Densidad (kg/m3) 998,613 975,212 0,820 947,182 942,751Flujo (L/h) 94,932 97,210 6577,562 104,948 3,242Flujo de calor (kJ/h) -1,460E+06
-1,448E+06 -5,233E+04 -
1,527E+06-
4,513E+04Comp. etanol (másica)
0,040 0,040 0,431 0,015 0,078
Comp. agua (másica)
0,960 0,960 0,569 0,985 0,922
Comp. etanol (molar)
0,016 0,016 0,228 0,006 0,032
Comp. agua (molar) 0,984 0,984 0,772 0,994 0,968Comp. etanol (volumen)
0,050 0,050 0,487 0,019 0,096
Comp. agua (volumen)
0,950 0,950 0,513 0,981 0,904
Tabla 3.10: Resultados de los balances de masa y energía para la V1 (cont…)
Variables Destilado Vapor Vapor atm
Vapor sat a 10 atm
Cond sat QR QC
Fracción Vapor 0 1 1 1 0 Temperatura (ºC) 78,348 180,464 166,042 180,464 180,463 Presión (atm) 1 10 1 10 10 Flujo (kmol/h) 0,059 0,555 0,555 0,324 0,324
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
70
Flujo (kg/h) 2,339 10,000 10,000 5,841 5,841 Densidad (kg/m3) 775,464 5,097 0,503 5,097 874,186 Flujo (L/h) 3,016 1961,914 19897,994 1145,974 6,682 Flujo de calor (kJ/h)
-1,618E+04
-1,311E+05
-1,311E+05
-7,660E+04 -8,851E+04
2,99E+2 9,28E+3
Comp. etanol (másica)
0,891 0,000 0,000 0,000 0,000
Comp. agua (másica)
0,109 1,000 1,000 1,000 1,000
Comp. etanol (molar)
0,762 0,000 0,000 0,000 0,000
Comp. agua (molar)
0,238 1,000 1,000 1,000 1,000
Comp. etanol (vol.)
0,911 0,000 0,000 0,000 0,000
Comp. agua (vol.) 0,089 1,000 1,000 1,000 1,000
Tabla 3.11: Resultados de los balances de masa y energía para la V2. Variables Alimentación
fría Alimentación
a Destiladora
Alimentación a
Rectificadora
Fondo Residuo
Fracción Vapor 0,000 0,000 1,000 0,000 0,000Temperatura (ºC) 59,617 60,000 93,570 98,377 93,057Presión (atm) 1,000 1,000 1,000 1,000 1,000Flujo (kmol/h) 5,133 5,133 0,221 5,467 0,163Flujo (kg/h) 94,800 94,800 5,395 99,405 3,076Densidad (kg/m3) 975,517 975,212 0,820 947,182 940,875Flujo (L/h) 97,179 97,210 6577,590 104,948 3,269Flujo de calor (kJ/h)
-1,45E+06 -1,45E+06 -5,23E+04 -1,53E+06
-4,54E+04
Comp. etanol (másica)
0,040 0,040 0,431 0,015 0,078
Comp. agua (másica)
0,960 0,960 0,569 0,985 0,922
Comp. etanol (molar)
0,016 0,016 0,228 0,006 0,032
Comp. agua (molar)
0,984 0,984 0,772 0,994 0,968
Comp. etanol (vol.)
0,050 0,050 0,487 0,019 0,096
Comp. agua (vol.) 0,950 0,950 0,513 0,981 0,904 Tabla 3.12: Resultados de los balances de masa y energía para la V2 (cont…)
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
71
Variables Destilado Destilado frio
Vapor Vapor atm
QR QC
Fracción Vapor 0,000 0,000 1,000 1,000 Temperatura (ºC) 78,305 60,000 180,464 166,042 Presión (atm) 1,000 1,000 10,000 1,000 Flujo (kmol/h) 0,058 0,058 0,555 0,555 Flujo (kg/h) 2,319 2,319 10,000 10,000 Densidad (kg/m3) 773,105 791,771 5,097 0,503 Flujo (L/h) 3,000 2,929 1961,914 19897,994 Flujo de calor (kJ/h)
-1,59E+04
-1,60E+04
-1,31E+05
-1,31E+05 1,25E+02 9,11E+03
Comp. etanol (másica)
0,898 0,898 0,000 0,000
Comp. agua (másica)
0,102 0,102 1,000 1,000
Comp. etanol (molar)
0,775 0,775 0,000 0,000
Comp. agua (molar)
0,225 0,225 1,000 1,000
Comp. etanol (vol.)
0,917 0,917 0,000 0,000
Comp. agua (vol.) 0,083 0,083 1,000 1,000 Tabla 3.13: Resultados de los balances de masa y energía para la V3.
Variables Aliment fria
Alimentación a
Rectificadora
Alimentación a
Destiladora
Fondo Residuo
Fracción Vapor 0,000 1,000 0,000 0,000 0,000Temperatura (ºC) 59,579 93,579 60,000 98,377 93,051Presión (atm) 1,000 1,000 1,000 1,000 1,000Flujo (kmol/h) 5,133 0,221 5,133 5,467 0,163Flujo (kg/h) 94,800 5,400 94,800 99,400 3,081Densidad (kg/m3) 975,547 0,820 975,212 947,182 942,751Flujo (L/h) 97,176 6585,977 97,210 104,942 3,268Flujo de calor (kJ/h) -1,45E+06 -5,24E+04 -1,45E+06 -1,53E+06 -4,55E+04Comp. etanol (másica) 0,040 0,430 0,040 0,015 0,078Comp. agua (másica) 0,960 0,570 0,960 0,985 0,922Comp. etanol (molar) 0,016 0,228 0,016 0,006 0,032Comp. agua (molar) 0,984 0,772 0,984 0,994 0,968
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
72
Comp. etanol (vol.) 0,050 0,486 0,050 0,019 0,096Comp. agua (vol.) 0,950 0,514 0,950 0,981 0,904
Tabla 3.14: Resultados de los balances de masa y energía para la V3 (cont…)
Variables Destilado residuo frio
Vapor Vapor atm
QR QC
Fracción Vapor 0,000 0,000 1,000 1,000 Temperatura (ºC) 78,306 80,000 180,464 166,042 Presión (atm) 1,000 1,000 10,000 1,000 Flujo (kmol/h) 0,058 0,163 0,555 0,555 Flujo (kg/h) 2,319 3,081 10,000 10,000 Densidad (kg/m3) 773,169 953,748 5,097 0,503 Flujo (L/h) 3,000 3,231 1961,914 19897,994 Flujo de calor (kJ/h)
-1,59E+04
-4,57E+04
-1,31E+05 -1,31E+05 1,18E+02 9,11E+03
Comp. etanol (másica) 0,898 0,078 0,000 0,000 Comp. agua (másica) 0,102 0,922 1,000 1,000 Comp. etanol (molar) 0,775 0,032 0,000 0,000 Comp. agua (molar) 0,225 0,968 1,000 1,000 Comp. etanol (vol.) 0,917 0,096 0,000 0,000 Comp. agua (vol.) 0,083 0,904 1,000 1,000
Tabla 3.15: Resultados de los balances de masa y energía para la V4.
Variables Aliment fria
Alimentación a
Destiladora
Alimentación
Rectificadora
Destilado
Vapor
Fracción Vapor 0,000 0,000 1,000 0,000 1,000Temperatura (ºC) 30,000 60,000 93,579 78,306 180,464Presión (atm) 1,000 1,000 1,000 1,000 10,000Flujo (kmol/h) 5,133 5,133 0,221 0,058 0,555Flujo (kg/h) 94,800 94,800 5,401 2,319 10,000Densidad (kg/m3) 998,613 975,212 0,820 773,176 5,097Flujo (L/h) 94,932 97,210 6586,680 3,000 1961,914Flujo de calor (kJ/h)
-1,46E+0
-1,45E+06 -5,24E+04 -1,59E+04
-1,31E+0
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
73
6 5Comp. etanol (másica) 0,040
0,040 0,430 0,898 0,000
Comp. agua (másica) 0,960
0,960 0,570 0,102 1,000
Comp. etanol (molar) 0,016
0,016 0,228 0,775 0,000
Comp. agua (molar) 0,984
0,984 0,772 0,225 1,000
Comp. etanol (vol.) 0,050
0,050 0,486 0,917 0,000
Comp. agua (vol.) 0,950 0,950 0,514 0,083 1,000
Tabla 3.16: Resultados de los balances de masa y energía para la V4 (cont…)
Variables Fondo Fondo frio
Residuo Vapor atm
QR QC
Fracción Vapor 0,000 0,000 0,000 1,000 Temperatura (ºC) 98,377 69,742 93,048 166,042 Presión (atm) 1,000 1,000 1,000 1,000 Flujo (kmol/h) 5,467 5,467 0,163 0,555 Flujo (kg/h) 99,399 99,399 3,082 10,000 Densidad (kg/m3) 947,182 970,736 942,749 0,503 Flujo (L/h) 104,942 102,395 3,269 19897,994 Flujo de calor (kJ/h)
-1,53E+06
-1,54E+06
-4,55E+04 -1,31E+05 1,17E+02 9,11E+03
Comp. etanol (másica) 0,015 0,015
0,0780,000
Comp. agua (másica) 0,985 0,985
0,9221,000
Comp. etanol (molar) 0,006 0,006
0,0320,000
Comp. agua (molar) 0,994 0,994
0,9681,000
Comp. etanol (vol.) 0,019 0,019
0,0960,000
Comp. agua (vol.) 0,981 0,981 0,904 1,000
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
74
Desorción de la solución amoniacal.
En el anexo 15 se muestra el diagrama de flujo de la operación de desorción
simulada.
Los resultados del balance de masa y energía se exponen a continuación en la tabla
3.17
Tabla 3.17. Resultado de los balances de materiales y de energía para la desorción. Variable Solución
Amoniacal Aire Aire-NH3
salida Solución a la
salida Temperatura (ºC) 25,000 25,000 25,006 24,742Presión (atm) 1 1 1 1Flujo (kmol/h) 5,550 1,069 1,092 5,244Flujo (kg/h) 100,000 30,960 31,212 99,748Flujo (L/h) 99,289 26156,474 26714,037 98,317Comp. Agua (másica)
0,99970 0,00000 0,01987 0,99944
Comp. NH3 (másica)
0,00030 0,00000 0,00173 0,00027
Comp. Aire (másica)
0,00000 1,00000 0,97839 0,00029
Resultados de los casos de estudio en la operación de desorción usando la herramienta “Case Studies” del Hysys.
Caso de estudio 1: Análisis del calentamiento de la solución amoniacal en la
alimentación.
En este caso de estudio se analiza la influencia del aumento de la temperatura del
líquido alimentado con el grado de desorción en la columna. Variando la temperatura
desde 20ºC hasta 60ºC. La fig 3.2 muestra los resultados del estudio de caso 1.
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
75
Fig 3.2. Estudio de caso 1 Caso de estudio 2: Análisis de la variación del flujo de líquido en la columna.
Se analiza la influencia de la variación del flujo de solución a la entrada de la
columna con el grado de desorción en la operación. La fig 3.3 muestra los resultados
del estudio de caso 2.
Fig 3.3. Estudio de caso 2.
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
76
Caso de estudio 3: Análisis de la variación del flujo de gas en la columna.
Se analiza la influencia de la variación del flujo de aire a la entrada de la columna con
el grado de desorción en la operación. La fig 3.4 muestra los resultados del estudio
de caso 3.
Fig 3.4 Estudio de caso 3.
Caso de estudio 4: Análisis de la relación Líquido-Gas (L/G).
En este caso de estudio se analiza la influencia de la relación másica L/G con el
grado de desorción en la columna. La variación va desde 1 hasta 10. La fig 3.5
muestra los resultados del estudio de caso 4.
Fig 3.5. Estudio de caso 4.
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
77
3.3.7. Análisis de los resultados de la simulación.
Destilación de la mezcla etanol-agua.
De acuerdo con los resultados mostrados en las tablas 3.11 a la 3.14 se evidencia
claramente que las variantes 2 y 3 (uso del destilado y del residuo de la torre
rectificadora respectivamente para la calentar la alimentación al sistema propuesto)
se deben descartar, pues la variación de temperatura que se puede alcanzar en la
alimentación es muy pequeña (ΔT<1ºC). Esto se debe a los flujos tan pequeños del
destilado y residuo de la rectificadora. No ocurriendo así con el empleo de vapor
saturado y el fondo de la destiladora para calentar la alimentación con un ΔT=30ºC.
A pesar de esto las variantes 2 y 3 tiene la ventaja de que es posible la utilización del
condensador o el rehervidor de la columna según sea el caso, requiriéndose un
equipo menos en el esquema, aunque la imposibilidad de calentar la temperatura de
la alimentación es un factor determinante en la decisión de no incluirlas.
Entre las variantes 1 y 4 (uso de vapor saturado a 10atm y del fondo de la columna
de destilación respectivamente para calentar la alimentación) se selecciona la
variante 4 debido a varios factores, entre los que se encuentran:
1- El ahorro de 5,84 kg/h de vapor saturado para calentar la alimentación.
2- Posibilidad de enfriar el fondo de la columna de destilación desde 98,38ºC
hasta 69,74ºC, ahorrándose 187,8 kg/h de agua de enfriamiento para esta
operación.
3- Se obtiene de forma global un grado de separación mayor empleando la
variante 4, con una composición en el destilado en la rectificadora de 89,9%
masa (por 89,1% masa con la variante 1).
4- La variante 4 presenta un balance calórico más favorable que la variante 1,
pues el calor a suministrar en el rehervidor (QR) es menor al igual el calor a
evacuar en el condensador (QC). Esto representa un ahorro de vapor en el
rehervidor y de agua en el condensador.
5- Los demás parámetros de la simulación presentan valores iguales o muy
similares en ambas variantes.
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
78
Desorción de la solución amoniacal.
A partir de los datos obtenidos por el simulador y del análisis del estudio de caso 1,
se propone calentar la alimentación compuesta por la solución de agua-NH3, con el
objetivo de aumentar la separación de NH3 en la columna, pues en estos procesos la
solubilidad disminuye con el aumento de la temperatura, aumentando el grado de
desorción en la operación. Además, el sistema analizado tiene la característica de
que el NH3 es muy soluble en el agua y debe hacerse todo lo posible en función de
disminuir esta solubilidad. El calentamiento se puede llevar a cabo mediante una
resistencia eléctrica introducida dentro del tanque de alimentación o haciendo pasar
la solución alimentada por un intercambio de calor con vapor saturado.
Los estudios de caso 2 y 3, pueden ser usados para predecir el comportamiento del
sistema ante cambios en las variables “flujo de solución” y “flujo de aire”. Los
resultados obtenidos están en concordancia con los resultados reales de la
operación de desorción, pues el grado de separación o desorción disminuye con el
aumento del flujo de líquido y con la disminución del flujo de aire. Aunque la
simulación no refleja la condición de inundamiento de la torre, siendo necesario
determinarla por métodos experimentales o matemáticos.
El estudio de caso 4 es la unión de los estudios de casos 2 y 3, donde se muestra la
variación de relación L/G con el grado de separación en la operación de desorción.
De la misma manera que se realizó el análisis de la operación de desorción puede
realizarse para la operación de absorción, mostrando como a medida que aumenta la
relación de alimentación entre el líquido y el gas, el grado de desorción disminuye,
estando en correspondencia con los resultados de los estudios de casos 2 y 3.
3.3.8. Análisis detallado de la simulación de la práctica de destilación de la variante seleccionada (V4) de destilación
En los anexos16 y 17, se muestran los resultados principales de la simulación de la
columna destiladora en la práctica de destilación analizada. El anexo 16 muestra la
página principal del módulo de destilación escogido, donde se pueden ver las
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
79
corrientes de entrada y salida de la columna, así como el número de etapas teóricas,
nombre de la columna, presiones en la columna, entre otros. El anexo 16 muestra los
perfiles de concentración en el líquido en cada plato de la columna, mientras que el
anexo 18 muestra de forma gráfica los perfiles de concentración del etanol en la fase
vapor y en la fase líquida. El (anexo 17) muestra un resumen del balance de
materiales en la columna observándose los flujos y las composiciones másicas de las
cuatro corrientes involucradas. En el (anexo 17) se expone una tabla con los perfiles
de temperatura, presión y flujo másico de líquido y de vapor en la columna; de
manera gráfica se muestra el perfil creciente de temperatura en la columna.(Ver
anexo 19) Por último se muestran gráficamente, los valores de K para cada
componente en los platos de la columna.
En el caso de la columna rectificadora se muestran los mismos resultados de la
simulación que en el caso de la destiladora, estos están en los anexos del 20 al 24
3.4 Conclusiones Parciales.
1. Se propone una metodología para realizar la simulación de las prácticas de
destilación y desorción en el laboratorio de operaciones unitarias, apoyándonos en
los criterios manejados en la documentación y los tutoriales del software Hysys.
2. Se selecciona como paquete termodinámico para la simulación de la práctica de
destilación y desorción las ecuaciones de NRTL y para la fase vapor las
ecuaciones de SRK.
3. Se obtienen los resultados de los balances de materiales y de energía para cada
alternativa propuesta en la práctica de destilación usando la herramienta de
simulación, mostrando la variante 4 los mejores resultados (Destilación de la
mezcla etanol-agua usando una columna destiladora seguida de una rectificadora,
calentando la alimentación con el residuo de la primera).
4. Usando la herramienta de estudio de casos del Hysys, se realiza el análisis de la
operación de desorción lo que permite proponer el calentamiento de la solución
Capítulo III: Análisis Económico y Simulación
80
amoniacal alimentada a la columna para aumentar el grado de separación.
Además se analiza la influencia de los flujos de líquido y gas en la torre con el
grado de desorción, mostrando que a medida que aumenta la relación L/G
disminuye el mismo.
5. Se exponen los resultados detallados de la simulación de la práctica de
destilación, mostrándose los perfiles de temperatura, composición y flujos en las
columnas de destilación y rectificación.
Conclusiones
81
Conclusiones generales: 1. El empleo de ecuaciones no convencionales para el diseño de las torres de
destilación fue efectivo dada la facilidad de los mismos y los resultados
obtenidos.
2. El análisis de diferentes alternativas en la práctica de destilación, nos permitió
determinar cuál era la más idónea a aplicar desde el punto de vista de
consumo energético.
3. El calentamiento de la solución agua- NH3 es una alternativa para garantizar
el buen desarrollo de la practica de deserción, por ser el NH3 muy soluble en el
agua.
4. El correcto funcionamiento de los equipos depende en gran medida de la
exigencia con que se apliquen las medidas propuestas.
5. El empleo del Software HYSYS nos permite completar la adquisición de
habilidades practicas en cuanto a las respuestas que pueden dar las
operaciones ante cambios en las variables de operación
Recomendaciones
82
Recomendaciones
1. Aplicar los resultados obtenidos en este trabajo en las prácticas de laboratorio de
destilación y desorción.
2. Efectuar las inversiones, remodelaciones y mantenimientos propuestos en este
trabajo.
3. Mejorar las condiciones de seguridad y protección en el laboratorio de
operaciones unitarias, especialmente en el área de destilación y absorción.
4. Implementar el uso de vapor saturado proveniente de la caldera y/o de
resistencias eléctricas para satisfacer las necesidades calóricas de las prácticas.
5. Incluir en las prácticas de destilación y absorción el uso del simulador profesional
HYSYS, para analizar otras alternativas de operación ante cambios en las
variables operación.
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la universidad de alicante, 1999
37. Reyes .J.A “Diseño de columnas de columnas de rectificación y extracción
multicomponente”
38. Documentos de la red sobre diseño de secaderos.
Anexos
Anexos
Anexo # 1: Ficha técnica de la columna de destilación
Parámetros Datos Equipo Columna rellena de anillos rasching de
½ pulgadas.
Diámetro 2 pulg (50 mm)
Altura de empaque 2m
Altura de la sección enriquecedora 140 cm Altura de la sección empobrecedora
60 cm
Estructura
La columna consta de un condensador y de dos caldera de 20L de capacida cada una.
Función Este equipo se construyó con el objetivo de realizar las prácticas de laboratorio de destilación de la asignatura de transferencia de masa.
Situación del equipo La columna no se encuentra
funcionando porque la resistencia se
encuentra en mal estado.
.
Anexos
Anexo # 2 Ficha técnica de la columna de absorción:
Parámetros Datos
Equipo Torre de vidrio rellena de anillos
rasching 10x10x2 mm
Diámetro de la columna 10 cm
Altura de la sección rellena 90 cm
Estructura La columna consta de un tanque de
almacenamiento de líquido, de un
soplador, una bomba centrífuga, un
rotámero y dos válvulas.
Función Este equipo se construyó con el
objetivo de realizar las prácticas de
laboratorio de absorción de la
asignatura de transferencia de masas.
Situación del equipo El equipo no funciona correctamente
porque presenta problemas en el
funcionamiento de los equipos
auxiliares como el soplador.
Anexos
Anexo # 3: Ficha técnica del secadero de bandejas:
Parámetros Datos
Equipo Secadero de cama fluidizada discontinuo.
Estructura El equipo está formado por un soplador, cámara de calentamiento de aire y cámara de secado. En la cámara de calentamiento estan instaladas varias resistencias que propician el calentamiento del aire que proviene del soplador,está compuesto por la rejilla de soporte del sólido y fluidiza automaticamente el sólido que se encuentra en la cámara de secado y que es alimentado a la misma por la parte superior del secadero. El aire luego de atravesar la cámara de secado sale a la atmósfera por la parte superior del secadero y el sólido es descargado por la parte inferior. La temperatura del aire que entra a la cámara de secado puede tomarse en el termómetro que se encuentra instalado al efecto en la misma.
Función Este equipo se construyó con el objetivo
de realizar las prácticas de laboratorio de
secado de la asignatura de transferencia
de masa y de fluidización de la
asignatura de separaciones mecánicas.
Situación Aunque se encuentra funcionando
presenta problemas en el soplador y con
las resistencias de la cámara de
calentamiento.
Anexos
Anexo #4: Diseño del calentador de vapor de agua (alternativa I de destilación) Para el diseño del calentador utilizamos las ecuaciones de diseño mediante el
(Kern.D.Q. 1999) Para el calentamiento de la alimentación hasta el punto de
ebullición, se utiliza el método tradicional propuesto por (Kern.D.Q. 1999)
TCpmmezcQ Δ=
Donde:
Q es la cantidad de Calor que necesita la mezcla de alimentación ( hKJ ), mmezc
es la masa de la mezcla de Bioetanol – Agua ( hKg ),Cp es la capacidad calorífica a
presión constante ( CKgKJ
o ), ∆T es la diferencia de temperatura que experimenta
la mezcla de Bioetanol – Agua (oC).
Para el diseño del calentador se parte de la ecuación de diseño como se plantea
(Kern.D.Q. 1999)
MLDTFtTverd
TverdAUDQ
⋅=Δ
Δ⋅⋅=
Donde:
UD es el coeficiente de diseño sucio ( ChmKJ
o2 ),A es el área de transferencia de
calor (m2), ∆Tverd es la diferencia de temperatura verdadera (oC),Ft es el factor de
corrección de la temperatura, MLDT es la media logarítmica de la diferencia de
temperatura (oC).
Para el cálculo de UD utilizamos la siguiente ecuación propuesta por (Kern.D.Q.
1999)
Cálculo del coeficiente total de transferencia de calor (UD)
UD=Rdreq
Uc+
11
Rdreq=Rdi+Rdo (m2 oC) (Tabla 12 Kern)
hohiohohioUc
+⋅
=
Anexos
Donde: Uc es el coeficiente de diseño limpio ( CmW
o2 ), Rdreq es la suma de cada
uno de los coeficientes de obstrucción, ho y hi son los coeficientes peliculares
exterior e interior respectivamente (W/m2 oC).
Cálculo del área de transferencia de calor necesaria
Para el cálculo de A utilizamos la ecuación planteada en (Kern.D.Q. 1999)
A=3600 ⋅⋅MLDTU
Q
D
Cálculo del coeficiente pelicular exterior (ho).
Para el cálculo del coeficiente pelicular exterior (ho) se utiliza el criterio del número
de Nusselt:
DeqKNuho ⋅
=
25.018.043.08.0
PrPrPrRe017.0 ⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⎟⎠⎞
⎜⎝⎛=
pf
doidioNu
1PrPr
=pf para el caso del calentamiento
599.0AS KK
K⋅
=
0.6031yE 0063.010 210 4 2538 +⋅−⋅+⋅−= −− yEyEKs mKw
5709.00013.0110210 2537 +⋅+⋅+⋅−= −− TmedTmedTmedK S mKw
221 TT
Tmed+
= (o C)
KCp μ⋅
=Pr
μρDeqv
=Re
Donde: K es la conductividad térmica de la mezcla ( CmW
o ), KS y KA son las
conductividades térmicas del etanol y el agua respectivamente ( CmW
o ), obtenidas
Anexos
de (Kern.D.Q. 1999) , Re y Pr son los números adimensionales de Reynold y
Prandtl respectivamente.
Determinación del coeficiente pelicular interior (hi)
hi = 10000(W/m2 oC) Coeficiente pelicular interior obtenido del (Kern.D.Q. 1999)
hio = hi
Determinación de la longitud (L).
L=atA
Donde: at es la superficie exterior de los tubos (m2/m)
Cálculo del número de horquillas (NoHo).
HOAANoHo =
AHO= at Lo 2 Área de cada horquilla (m2)
Donde: Lo es la longitud de cada horquilla (m)
Cálculo del valor real del coeficiente de transferencia de calor (UDC).
UDC=3600 MLDT Ac
Q 1000⋅⋅
⋅
Ac= HOA ⋅NoHo
Donde: Ac el área calculada (m2)
UDC es el coeficiente sucio de diseño calculado (W/m2 oC)
Cálculo del coeficiente de obstrucción (Rdcalc).
CD
CD
UUc
UUcRdcalc
−
−=
Donde: Rdcalc ( m2 oC)
Determinación del área en exceso
Aexc= 100 Rdreq
RdreqRdcalc −
Donde: Aexc(%)
Anexos
El coeficiente pelicular para el vapor de agua se asumió según lo descrito en el
Kern.1999.
Ubicación de los fluidos:
Por dentro de los tubos: Vapor de agua
Por fuera de los tubos: Alimentación
Condiciones para el diseño del calentador.
Parámetro Valor UM
Temperatura de entrada de la alimentación 30 oC
Temperatura de salida de la batición 60 oC
Temperatura de entrada del vapor 180 oC
Calor latente 2249 Kg
KJ
Viscosidad del vapor 0.0128 10-4
Pa.s
Coeficiente pelicular interior 1005 Cm
Wo2
Densidad del vapor 5.097 3m
kg
Viscosidad del etanol 355 10-6 Pas
Densidad del etanol 998 3m
kg
Superficie exterior de los tubos 0.80 lg
lg 2
pp
Calor específico 4.27 CKg
KJo
Coeficiente de obstrucción interior 0 -
Coeficiente de obstrucción exterior 2.3 10-4
WCm o2
Anexos
Otras fórmulas fundamentales para el diseño
v= aaFvol Velocidad del fluido (m/s)
Fvol= ρ⋅3600
F Flujo volumétrico ( sm3
)
aa= ( )4
22 doidio −π Área de flujo en el anulo (m2)
Deq=Phaa4 Diámetro equivalente (m)
Ph= doi⋅π Perímetro húmedo (m)
Anexos
Anexo # 5: Datos para el diseño del condensador para las alternativas de destilación. Para el diseño del condensador se utilizó la misma metodología que en el
calentador, sólo cambiaron los coeficientes de diseño.
En la siguiente tabla se muestran los datos para el diseño del mismo.
El coeficiente pelicular hi se obtuvo de la Tabla 14-3 del (Peters. M.S. 2003)
Ubicación de los fluidos:
Por dentro de los tubos: Destilado
Por fuera de los tubos: Vapor
Condiciones para el diseño del condensador
Parámetro Valor UM Temperatura de salida del destilado 78 oC
Temperatura de entrada del vapor 166 oC
Calor latente 2249 Kg
KJ
Viscosidad del vapor 0.014810-4 Pas Densidad del vapor 0.503
3mkg
Viscosidad de la destildo 549 10-6 Pas Densidad de la destilado 773.1
3mkg
Coeficiente pelicular interior 1918.1 Cm
Wo2
Longitud de una pata 0.6 m Superficie exterior de los tubos 0.1963
lglg 2
pp
Calor específico 4.27 CKg
KJo
Coeficiente de obstrucción interior 0 - Coeficiente de obstrucción exterior 2.3 10-4
WCm o2
Anexos
Anexo # 6: Diseño del calentador. Datos para el diseño del calentador de fondo de la columna destiladora ( Alternativa II de destilación) En el caso del diseño del calentador de fondo de la columna destiladora se utilizó la
misma metodología que en el calentador con vapor de agua con la diferencia de
que es el intercambio de calor entre dos líquidos por lo que cambian los coeficientes
de transferencia de calor, el coeficiente pelicular hi fue tomado de la Tabla 14-3
Peters.2003. En la siguiente tabla se muestran los datos utilizados para el diseño.
Ubicación de los fluidos:
Por fuera de los tubos: Batición
Por dentro de los tubos: Fondo
Datos para el diseño del calentador de fondo
Parámetro Valor UM
Temperatura de entrada de la batición 30 oC
Temperatura de salida de la batición 60 oC
Temperatura de entrada del fondo 98 oC
Temperatura de salida del fondo 69 oC
Viscosidad del fondo 1000 Pas
Densidad del fondo 947 3m
kg
Viscosidad de la batición 988 Pas
Densidad de la batición 998 3m
kg
Longitud de una pata 0.91 m Superficie exterior de los tubos 0.1863
lglg 2
pp
Calor específico de la batición 0.577 CKg
KJo
Calor específico del fondo 5.32 CKg
KJo
Coeficiente pelicular interior 1500
CmW
o2
Anexos
Anexo #7: Diseño de la caldereta Para el diseño de la caldereta se utilizó la metodología del Kern y se programó igual
Se debe determinar la cantidad de calor necesaria a suministrar para calentar ese
residuo mediante la ecuación planteada por (Kern.D.Q. 1999)
Q= HF Δ⋅
Donde: Q es la cantidad de calor que necesita el residuo ( hKJ ), F es el flujo de
residuo que entra a la caldereta ( hKg ), HΔ es la diferencia de entalpía entre el
líquido y el vapor )( KgKcal .
Se necesita saber la cantidad de vapor que se necesita en la misma mediante la
ecuación:
mv=λQ
Donde: λ es el calor latente de cambio de fase ( KgKJ )
Para el diseño de la caldereta se parte de la ecuación del área de transferencia de
calor:
A=3600
1000⋅⋅
⋅dTUd
Q
Donde : A es el área de transferencia de calor (m2) , Ud coeficiente de diseño sucio
( CmW
o2 ), dT es la diferencia de entrada y de salida (oC)
Cálculo del área por vuelta
Av= atL ⋅⋅π
Donde: Av es el área por vuelta (m2) , at es la superficie exterior del tubo
( lglg 2
pp ), L longitud de una vuelta (m).
Cálculo del número de vueltas
NoV=AvA
Donde: Nov es el número de vueltas del serpentín
Cálculo del diámetro de una vuelta
Anexos
Dv=785.0Av
Donde: Dv es el diámetro de una vuelta (m)
Cálculo del diámetro de la caldereta
Dcald=1.5 DV
Donde: Dcald es el diámetro de la caldereta (m)
Longitud del serpentín
Ls=0.02 (No V-1)
Donde: Ls es la longitud del serpentín (m)
Longitud de la caldereta
Lc=Ls+0.05
Donde: Lc es la longitud de la caldereta (m)
Volumen de la caldereta
Vcald= 1000785.0 2 LcDcald
Donde: Vcald es el volumen de la caldereta (m3)
Volumen del área cubierta en el serpentín
Vc= 1000785.0 2 LcDv
Donde: Vc es el volumen cubierto en el serpentín (m3)
Anexos
Datos para el diseño Ubicación de los fluidos:
Por el interior del serpentín: El residuo
Por el exterior del serpentín: Vapor de agua
El coeficiente total de transferencia de calor UD lo obtuvimos de la Tabla 14-5
(Peters.D.Q. 2003). Condiciones para el diseño de la caldereta
Parámetro Valor UM Temperatura de entrada del residuo la caldera 93 oC
Temperatura de salida de los vapores alcohólicos
160 oC
Temperatura de entrada del vapor 166 oC
Flujo que se evapora 10 h
Kg
Calor latente 2249 Kg
KJ
Entalpía del vapor 355 Kg
Kcal
Entalpía del liquido 96 Kg
Kcal
Longitud de una vuelta 0.2 m Superficie exterior de los tubos 0.309
lglg 2
pp
Calor específico 4.27 CKg
KJo
Coeficiente de diseño sucio 800 W/m2 o C
Anexos
Anexo # 8: Diseño del calentador de la alternativa de absorción .Ubicación de los fluidos:
Por fuera de los tubos: Solución amoniacal
Por dentro de los tubos: Vapor de agua
Datos para el diseño del calentador con vinazas
Parámetro Valor UM
Temperatura de entrada de la solución 25 oC
Temperatura de salida de la solución 60 oC
Temperatura de entrada del vapor 104 oC
Viscosidad de la solución 355 Pas
Densidad de la solución 988 3m
kg
Viscosidad de la vapor 0.0128 10-4 Pas
Densidad del vapor 5.097 3m
kg
Longitud de una pata 0.89 m Superficie exterior de los tubos 0.1963
lglg 2
pp
Calor específico del vapor 4.27 CKg
KJo
Calor específico de la solución 1.97 CKg
KJo
Coeficiente pelicular interior 1500
CmW
o2
Anexos
Anexo #9: Práctica de laboratorio de destilación A partir de la alternativa seleccionada se realizaron cambios en los objetivos, en la técnica operatoria y en los cálculos. Objetivos: • Estudiar la operación de destilación en una columna de platos la rectificación
en una columna rellena.
• Realizar los balances de masas y energía en el simulador Hysys.
• Plantear en el simulador diferentes alternativas y analizar como influyen los
cambios en las variables operacionales.
• Calcular la eficiencia de la columna de platos a partir de hallar el Npt por
cualquier de los métodos estudiados en clases.
• Calcular la eficiencia de la columna rellena en términos de HETP.
Técnica operatoria La alimentación con una composición de 5oGL de etanol se calienta hasta la temperatura
de 60 oC, con la cual entra a la columna destiladora de platos obteniéndose un destilado
de composición 48.6 oGL, ese destilado en forma de vapor pasa a la columna rectificadora
de donde se obtiene un residuo de composición 9 oGL de etanol y un producto de
composición 91.2 oGL, se miden los flujos de destilado, del residuo y se procede a realizar
las corridas. Previamente se fija una relación de reflujo con las válvulas adecuadas y se
circula agua al condensador.
Relación de la corridas: Se miden los flujos de reflujo, de destilado y de residuo o cola y la composición del
destilado con los alcoholímetros Gay Luzca. Con la temperatura de los vapores a la
entrada de la alimentación a la columna rellena se determina la composición de la
Anexos
alimentación en un diagrama t-x,y. Se realizan tres corridas y se toman promedios. Se
cambia la relación de reflujo y se repiten las corridas.
Cálculos a realizar -Levar las composiciones de 0GL a fracción masa.
-Determinar por balances de materiales flujos y composiciones que faltan y compararlos
con los resultados obtenidos en Hysys.
-Determinar la relación de reflujo R = L0/ D
-Determinación de las etapas de equilibrio de la columna de platos por el método de Mc
Cabe Thiele.
-Determinar la eficiencia de la columna mediante la determinación del HETP y compararlo
con el obtenido por la ecuación que aparece en el fundamento teórico.
-Planetar diferentes alternativas para el equipo y analizar como varían las variables
operacionales ante cualquier cambio que se realice.
Anexos
Anexo # 10 Práctica de laboratorio de absorción Desorción de una solución amoniacal en aire Objetivos - Estudiar la operación de desorción en una torre rellena
- Realizar los balances de masas y energía en el simulador Hysys.
- Plantear en el simulador diferentes alternativas y analizar como influyen las
variables de operación en el proceso..
- Determinar los parámetros de la torre como son NTOG, coeficiente de
transferencia de masa y grado de desorción.
Técnica operatoria
Se circula aire por la columna conectando el ventilador y cerciorándose que la
válvula esté cerrada, se abre esta y se fija un flujo determinado de aire.
Se calienta la solucion amoniacal y cerciorándose que hay un nivel razonable de
solución amoniacal en el tanque de alimentación se echa a andar la bomba, se abre
la válvula y se fija un flujo de líquido en el rotámetro.
Una vez que se alcance el regimende trabajo se procede a tomar dos muestras del
líquido del tanque de alimentación y del que sale de la columna.
Estas muestras se recogen en elenmeyers tapados a intervalos de 3 a 5 minutos en
cantidad de 10 ml y se añade una gota de metilnaranja como indicador.
Se repite la operación variando el flujo de líquido en un caso y luego variando el de
gas.
Las muestras se valoran con HCL 0,2N determinándose la normalidad de las
mismas cuando la solución cambia de naranja para fresa.
Cálculos a realizar -Por balance determine la concentración de salida del gas y compararla con los resultados
obtenidos en Hysys.
Anexos
-Determinación de las etapas de equilibrio de la columna de platos por el método de Mc
-Planetar diferentes alternativas para el equipo y analizar como varían las variables
operacionales ante cualquier cambio que se realice.
- Determine la concentración de las soluciones:
V1N1 = V2N2
N = #Equiv. Gramos / lt
Equiv. = MM / valencia
Se lleva a KgNH3 / Kgsln = N (MMNH3 ) / lt (ρsln)
- Por balance determine la concentración de salida del gas.
.- Determine el NTOL.
.-Determine HTOL.
.-Determine el coeficiente total de transferencia de masa basado en la
concentración de la fase líquida Kxa.
f- Determine el gardo de desorción.
g- Analice los resultados obtenidos.
Anexo 11: Diseño del tanque de la alimentación para la destilación y la desorción
Anexos
Para el diseño del tanque utilizamos las fórmulas planteadas en el (Peters.D.Q
2003) para conocer las dimensiones del mismo.
Debemos determinar la altura del tanque y para ello nos basamos en la siguiente
ecuación.
hrVTANQUE ⋅⋅= 2π
Donde: VTANQUE es el volumen del tanque en (m3), r es el radio del tanque (m), h es
la altura (m)
Luego debemos determinar la longitud del mismo.
L = 2rV⋅π
Donde: L es la longitud del tanque
Condiciones para el diseño del tanque de destilación. Flujo de baticion (D)=94.80 kg/h
Tomamos que la altura (h)=1.5 d
Condiciones para el diseño del tanque de destilación Flujo de baticion (D)=100 kg/h
Tomamos que la altura (h)=1.5 d
Anexos
Anexo 12 Análisis económico.
Costos Indirectos de inversión (CI)
Aspecto % I II III Ingeniería y supervisión 5 % CD 679 741 718
Contingencias 5 % CFI 280 250 200
Costos directos de inversión (CD)
Aspecto % I II III Costo actual de equipo - 11930 13000 12500
Inst y control 6 % CA 715 780 875 Inst eléctricas 8 % CA 954 1040 1000
Costos totales de la inversión
Alternativas CFI Inv Trabajo CTI I 14558 1825 18250
II 15811 1336 16369
III 15293 1553 15530
Costos directos
Aspecto % I II III Mano de obra - 350 350 350 Mantenimiento 2%CTI 365 327 310.6
Supervisión 10% MO 35 35 35 Req del proc V+E+A 250 230 193
Costos fijos
Aspecto % I II III
Depreciación - 682 692 710 Impuestos 1%CFI 145 158 152
Seguro 0.4%CFI 5.82 6.32 6.11 Total
Anexos
Costos indirectos
Alternativas CI I 29.68 II 26.45 III 25.34
Gastos generales
Aspecto % I II III Admon 2%CTP 579 537 469
Distrib. Y venta 2%CTP 579 537 469 Inv y Desarrollo 2%CTP 579 537 469 Financiamiento 1%CTI 182 163.69 155.3
Costo total de producción
Alternativas CTP I 28963 II 26854 III 23456
Anexos
Anexo 13 : Esquema para la alternativa I y II
Alternativa I: Precalentamiento de la alimentación con vapor de agua
Alternativa II: Precalentamiento de la alimentacion con el destilado de la columna rectificadora.
Anexos
Anexo 14: Esquema para las alternativas III y IV
Alternativa III: precalentamiento de la alimentacion con el residuo de la rectificadora.
Alternativa IV: Precalentamiento de la alimentacion con el residuo del fondo de la destiladora.
Anexos
Anexo 15 :Esquema de la torre de absorción
Anexos
Anexo16: Simulación de la columna destiladora
Anexos
Anexo 17: Balance de materiales en la columna destiladora.
Perfiles de temperatura, presión y flujo másico de líquido y de vapor en la columna
Anexos
Anexo 18: Forma gráfica de los perfiles de concentración del etanol en la fase vapor y en la fase líquida de la columna destiladora.
Anexos
Anexo: 19 Perfil creciente de temperatura en la columna destiladora.
Valores de K para cada componente en los platos de la columna destiladora.
Anexos
Anexo 20: Simulación de la columna rectificadora
Anexos
Anexo 21: Balance de materiales en la columna rectificadora.
Perfiles de temperatura, presión y flujo másico de líquido y de vapor en la columna Rectificadora.
Anexos
Anexo 22 Forma gráfica de los perfiles de concentración del etanol en la fase vapor y en la fase líquida en la columna rectificadora.
Anexos
Anexo 23 Perfil creciente de temperatura en la columna rectificadora.
Valores de K para cada componente en los platos de la columna rectificadora
Anexos