Título: Propuestas de diseño para los equipos de ...

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)

http://www.monografias.com/trabajos14/soluciones/soluciones.shtml

http://www.monografias.com/trabajos15/separacion-mezclas/separacion-mezclas.shtml

http://www.monografias.com/trabajos11/metods/metods.shtml

http://www.monografias.com/trabajos11/tdequim/tdequim.shtml#REACC

http://www.monografias.com/trabajos6/dige/dige.shtml#evo

http://www.monografias.com/trabajos14/dinamica-grupos/dinamica-grupos.shtml

http://www.monografias.com/trabajos11/teosis/teosis.shtml

http://www.monografias.com/trabajos11/grupo/grupo.shtml

http://www.monografias.com/trabajos10/carso/carso.shtml

http://www.monografias.com/trabajos5/estat/estat.shtml

http://www.monografias.com/trabajos13/visco/visco.shtml

http://www.monografias.com/trabajos11/metods/metods.shtml#ANALIT

http://www.monografias.com/trabajos13/termodi/termodi.shtml#teo

http://www.monografias.com/trabajos4/leyes/leyes.shtml


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).

http://www.monografias.com/trabajos12/elproduc/elproduc.shtml

http://www.monografias.com/trabajos6/diop/diop.shtml

http://www.monografias.com/trabajos5/recicla/recicla.shtml#papel

http://www.monografias.com/trabajos14/propiedadmateriales/propiedadmateriales.shtml

http://www.monografias.com/trabajos13/termodi/termodi.shtml#teo

http://www.monografias.com/trabajos/aire/aire.shtml


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.


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


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


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)


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


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


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).


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.


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


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


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.


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.


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.


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.


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.


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.


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


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


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.

http://www.monografias.com/trabajos10/gase/gase.shtml

http://www.monografias.com/trabajos11/presi/presi.shtml

http://www.monografias.com/trabajos11/presi/presi.shtml

http://www.monografias.com/trabajos/tomadecisiones/tomadecisiones.shtml

http://www.monografias.com/Tecnologia/index.shtml

http://www.monografias.com/Quimica/index.shtml

http://www.monografias.com/trabajos16/estrategia-produccion/estrategia-produccion.shtml

http://www.monografias.com/trabajos12/elproduc/elproduc.shtml

http://www.monografias.com/trabajos14/problemadelagua/problemadelagua.shtml


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

http://www.monografias.com/trabajos14/administ-procesos/administ-procesos.shtml#PROCE

http://www.monografias.com/trabajos10/restat/restat.shtml

http://www.monografias.com/trabajos10/carso/carso.shtml

http://www.monografias.com/trabajos14/problemadelagua/problemadelagua.shtml

http://www.monografias.com/trabajos10/restat/restat.shtml




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.


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.


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.

http://www.monografias.com/trabajos15/transf-calor/transf-calor.shtml

http://www.monografias.com/trabajos15/transformacion-madera/transformacion-madera.shtml

http://www.monografias.com/trabajos5/recicla/recicla.shtml#papel

http://www.monografias.com/Fisica/index.shtml

http://www.monografias.com/trabajos/aire/aire.shtml


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.


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.


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


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


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


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


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


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.


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.


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.


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


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


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


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


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.


44

Alternativa 2 : Compuesta por la columna destiladora (CD) de platos perforados y la


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:


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



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.


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


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


Cantidad de calor intercambiada 1174 h

KJ






48


KJ


KJ


Longitud 1,98 m


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


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


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



50


destiladora.

Tabla 2.8 Datos de diseño del calentador


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


KJ


KJ


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



51

Carga de la bomba 15,24 m

Potencia Útil 4,85 W

Potencia consumida 0,00064 KW

Potencia de instalación 0,0125 KW


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.


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


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


Cantidad de calor intercambiada 9654 h

KJ






KJ


KJ


Longitud 2,30 m


Área en exceso 24 %

Masa de vapor necesaria 10 h

Kg


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


Carga de la bomba 12 m

Potencia Útil 6.8 W

Potencia consumida 0.00122 KW

Potencia de instalación 0.0146 KW



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.


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


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


59

Tanque de almacenamiento 500 25


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


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



Alternativa 2: Compuesta por la columna destiladora (CD) de platos perforados y la



destiladora.


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


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.


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.


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


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.


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


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).


a la destiladora, con el destilado de la columna rectificadora (ver anexo 13)


a la destiladora, con el residuo de la columna rectificadora (ver anexo 14)


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


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


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


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


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


0,109 1,000 1,000 1,000 1,000


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


0,040 0,040 0,431 0,015 0,078


0,960 0,960 0,569 0,985 0,922


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…)


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


0,898 0,898 0,000 0,000


0,102 0,102 1,000 1,000


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


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


Variables Destilado residuo frio

Vapor Vapor atm

QR QC


-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


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


Variables Fondo Fondo frio

Residuo Vapor atm

QR QC


-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


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.


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.


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.


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.


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


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


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.

Bibliografía

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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)


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



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


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.


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


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


Flujo que se evapora 10 h

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


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


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


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

Título: Propuestas de diseño para los equipos de ...

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