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FRACCIONAMIENTO DE LOS LQUIDOS DEL GAS NATURAL 2.1
Introduccin
Los lquidos recuperados del gas natural (LGN), forman una mezcla
multicomponente la cual se separa en fracciones de compuestos
individuales o mezclados, mediante una operacin de fraccionamiento.
Se le llama destilacin al proceso mediante el cual se logra
realizar la operacin de fraccionamiento.
En forma general cuando el gas natural de produccin tiene 1.3 %
mol de propano, puede ser econmico recuperar gases licuados del
petrleo (GLP) segn el GPSA.
Cuando el porcentaje es inferior a dicho valor, debe hacerse un
anlisis de alternativas minucioso antes de instalar facilidades
para recuperacin de GLP. 2.2 Descripcin del proceso La Destilacin
es probablemente el mtodo ms econmico para separar una mezcla en
sus componentes individuales. La separacin es fcil si la
volatilidad relativa de los compuestos clave liviano y clave pesado
es substancialmente mayor que uno. Los componentes ms livianos
(producto de cima), se separan de los ms pesados (producto de
fondo).
De esta forma, el producto de fondo de una columna es el
alimento a la prxima columna, la cual puede operar a una presin
menor pero a temperatura mayor.
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2
La altura de la columna, nmero de platos o altura de empaque,
depende de la volatilidad relativa. Entre ms baja sea la
volatilidad relativa, la altura de la columna ser mayor. En la Fig.
2 -1 se muestra en forma esquemtica una torre de fraccionamiento
con sus diferentes componentes. El calor se introduce al rehervidor
para producir los vapores de despojo. El vapor sube a travs de la
columna contactando el lquido que desciende. El vapor que sale por
la cima de la columna entra al condensador donde se remueve calor
por algn medio de enfriamiento. El lquido se retorna a la columna
como reflujo para limitar las prdidas de componente pesado por la
cima. Internos tales como platos o empaque promueven el contacto
entre el lquido y el vapor en la columna. Un ntimo contacto entre
el vapor y el lquido se requiere para que la separacin sea
eficiente. El vapor que entra a una etapa de separacin se enfra con
lo cual ocurre un poco de condensacin de los componentes pesados.
La fase lquida se calienta resultando en alguna vaporizacin de los
componentes livianos. De esta forma, los componentes pesados se van
concentrando en la fase lquida hasta volverse producto de fondo. La
fase de vapor continuamente se enriquece con componente liviano
hasta volverse producto de cima. El vapor que sale por la cima de
la columna puede ser totalmente o parcialmente condensada En un
condensador total, todo el vapor que entra sale como lquido, y el
reflujo retorna a la columna con la misma composicin que el
producto de cima destilado.
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FIG. 2 - 1 Diagrama Esquemtico Del Proceso De
Fraccionamiento
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2.3 Principio de la Destilacin En la destilacin el proceso de
separacin se basa en la volatilidad relativa de los compuestos a
ser separados. La separacin ocurre debido a que un componente se
calienta hasta que pasa a la fase de vapor y el otro componente
permanece en la fase lquida.
Cuando la mezcla no es de dos componentes sino multicomponente.
La separacin se selecciona entre dos componentes denominados
claves, por ejemplo etano y propano.
Se aplica calor hasta que todo el etano y los compuestos ms
livianos se vaporizan, mientras que a la presin y temperatura de
operacin, el propano y los compuestos ms pesados permanecen en la
fase lquida.
Entre mayor sea la diferencia en volatilidad de los dos
compuestos claves seleccionados, ms fcil ser efectuar la separacin.
Por lo tanto, en el proceso destilacin se requiere que haya una
diferencia en los puntos de ebullicin a la presin de operacin, y
que los compuestos sean estables trmicamente para que no se
descompongan. El componente ms pesado que se vaporiza se denomina
componente clave liviano y el componente ms liviano que permanece
en la fase lquida se denomina componente clave pesado. En la
destilacin todos los clculos se ejecutan usando etapas tericas de
equilibrio. Una columna de fraccionamiento puede ser considerada
como una serie de equilibrios flash con dos corrientes de alimento
y dos de producto, como se muestra en la Fig. 2-2.
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El vapor entra al flash desde la etapa inferior a alta
temperatura y la corriente de lquido entra desde la etapa superior
a baja temperatura. En esta etapa ocurre transferencia de calor y
de masa de forma tal, que las corrientes que salen estn en el punto
de burbuja de lquido y en el punto de roco de vapor, a la misma
temperatura y presin. Las composiciones de estas fases estn
relacionadas por la constante de equilibrio as:
yi=Ki*xi Ec. l La relacin entre los balances de materia y energa
para cada etapa es la base para el diseo de toda la torre de
fraccionamiento. Dos consideraciones importantes que afectan el
tamao y costo de una columna de fraccionamiento son el grado de
separacin y la volatilidad de los componentes.
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FIG. 2-2 Modelo Bsico De Fraccionamiento
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El grado de separacin o pureza de un producto tiene un impacto
directo sobre el tamao de la columna y los requerimientos de
servicios. Alta pureza requiere ms platos, ms reflujo, mayor
dimetro y o reducida cantidad de producto. Una medida cuantitativa
de la dificultad para una separacin es el factor de separacin SF,
definido como: SF = (XD/XB)LK (XB/XD)HK Ec. 2 Tpicamente para la
mayora de los problemas de separacin este factor est en el rango de
500 a 2,000. Sin embargo, para separaciones muy puras este valor
puede llegar a 10,000. El nmero de platos aproximadamente ser el
logaritmo del factor de separacin para un determinado sistema. La
volatilidad de los componentes solamente se expresa como
volatilidad relativa . Esta variable est definida como la relacin
de las constantes de equilibrio de los compuestos claves liviano y
pesado as: = KLK / KHK Ec. 3 Para sistemas de hidrocarburo en dos
fases, compuestos que estn en una fase estarn tambin presentes en
la otra fase, en proporcin al valor de su constante de equilibrio
K. Por lo tamo, es necesario tener muchas etapas de contacto
gas/lquido, para provocar una concentracin gradual de los
componentes livianos en la fase gaseosa, y los componentes pesados
en la fase lquida. Esto requiere que la columna de destilacin tenga
muchas etapas de separacin, que se agregue calor al fondo de la
columna para suministrar la energa de
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despojo, y que se aplique condensacin en la cima para licuar los
componentes que se retornan a la cima de la torre como reflujo.
TORRE DE FRACCIONAMIENTO Las torres de fraccionamiento son
cilindros verticales, altos y de gran dimetro, que suelen
configurar el entorno de una refinera. Aunque tal cosa no se
descubre a simple vista, estn organizados para sacarle al petrleo
los diferentes componentes, desde los ms livianos hasta los ms
pesados. Cada una de las torres se encarga de retirarle una porcin
a la cadena de hidrocarburos. Al comienzo saldrn los ms livianos y,
progresivamente, los pesados; hasta dejar los bitmenes pastosos que
ya no aceptan mayores cortes. Con el gas natural ocurre lo mismo,
pero en este caso se trata de la separacin de los integrantes ms
livianos de la cadena de hidrocarburos. El diseo de una torre
comienza con la indagatoria a fondo del fluido que se va a
procesar. Del conocimiento y la seguridad que se tenga de la
composicin del gas natural que debe llegar a la planta depender la
filosofa que soporte todas y cada una de las decisiones. Una vez
que se conozcan los diversos componentes que integran la muestra y
se tenga garantizada la produccin, se podr iniciar el anlisis del
proceso. De all la importancia que tiene, a los efectos de un
diseo, conocer a cabalidad la materia prima que alimentar la
primera torre. Si esa primera parte es dudosa, en el mismo grado se
habr impactado la economa del proceso. La torre tiene una presin ms
o menos estable en toda su longitud. La nica diferencia de presin
que hay entre el tope y el fondo es debido al peso propio de los
fluidos. En cambio la temperatura del tope es mucho ms baja que la
del fondo de la torre.
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Cuando se trata de una columna fraccionadora, la parte liviana
se ir al tope de la torre mientras que la porcin pesada quedar en
el fondo (Flujo de Vapor).
TIPO DE FRACCIONADORES
El nmero y tipo de fraccionador requerido depende del nmero de
productos a ser producidos y la composicin de la alimentacin Los
productos tipicos son los liquidos del gas natural, los cuales son
los siguientes procesos de fraccionamiento.
o Demetanizador o Deetanizador o Depropanizadora o
Debutanizadora
FLUJO DE VAPOR
Fuente: GPSA-98, Fig. 19-9
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2.4 Propsito del Fraccionamiento Cualquier planta de
procesamiento de gas que produce lquidos del gas natural (LGN),
requiere de al menos una fraccionadora para producir un lquido que
cumpla con las especificaciones para venta. Por lo tanto, el
propsito del fraccionamiento es obtener de una mezcla de
hidrocarburos lquidos, ciertas fracciones que como productos deben
cumplir especificaciones.
Para separar una corriente lquida de hidrocarburos en varias
fracciones, se requiere una torre de destilacin por fraccin. De
otra forma silo que se quiere es estabilizar la corriente del
hidrocarburo condensado recolectado en el separador de entrada a la
planta, para recuperar las fracciones de pentano y ms pesadas
(C5+), se utiliza una torre estabilizadora en la cual se separan
las fracciones de pentano y ms pesados, los cuales salen por el
fondo y las fracciones de butano y ms livianos (C4-), las cuales
salen por la cima.
Generalmente esta fraccin de cima de butano y ms livianos, se
consume dentro de la misma planta como gas combustible.
El producto de fondo se vende como un condensado estabilizado,
al cual se le controla en la torre la presin de vapor Reid (RVP),
con la cual se determina el tipo de tanque de almacenamiento
requerido (Para gasolina natural 1034 RVP, se recomiendan tanques
esfricos, cilndricos horizontales o verticales con domo; para
gasolina 5-14 RVP tanques con techo flotante o de techo fijo con
venteo). En la Fig. 2-3 se ilustra una instalacin tpica para
estabilizacin de condensado. El nmero total de columnas de
destilacin depende de la composicin del alimento y del nmero de
productos a ser recuperado. En un sistema en el cual se recupera
etano, GLP (mezcla de C3s y C4s) y el balance como C5+, se requiere
un mnimo de tres columnas de destilacin para las separaciones
siguientes:
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- Separar el metano de los hidrocarburos de dos y ms carbonos. -
Separar el etano de los hidrocarburos de tres y ms carbonos. -
Separar el GLP y los C5+. En la Fig. 2-4 se muestra un tren de
fraccionamiento usado para producir tres productos. La corriente de
alimento contiene mucho etano para ser incluido en los productos;
por eso, la primera columna es una deetanizadora. La corriente de
cima de la deetanizadora se recicla a la planta de procesamiento
aguas arriba, o se enva al sistema de gas combustible.
El producto de fondo de dicha columna, es la carga a la segunda
columna llamada depropanizadora; en la cual se obtiene como
producto de cima, propano en especificaciones. El producto de fondo
es una mezcla de C4s y gasolina que va a la tercera columna.
Esta es una debutanizadora, en la cual se separan los productos
butano y gasolina.
Esta separacin es controlada por la limitacin de presin de vapor
en la gasolina. El butano producto se puede vender como una mezcla,
o se puede separar en otra torre en iso-butano y normal-butano,
productos que tienen aplicacin como materia prima para
petroqumicos.
La demetanizadora es otra clase de fraccionadora, la cual no usa
condensador de reflujo externo para producir lquido para el
contacto con los vapores en la torre. Esta torre se encuentra en
plantas criognicas. Como puede verse en la Fig. 2-5, el alimento al
plato de cima compuesto por 12% mol como lquido a baja temperatura,
suministra el lquido de reflujo. Este lquido junto con las otras
corrientes de alimento, es la carga lquida a la torre.
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El rehervidor es el punto de control para la pureza del producto
de fondo. La composicin de cima es funcin de las unidades de
proceso aguas arriba. Esta es una aproximacin econmica para obtener
un solo producto, pero la eficiencia de separacin est limitada. Una
mejor recuperacin o una separacin ms fina, se logra adicionando un
condensador de reflujo y una seccin de rectificacin.
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FIG. 2-3 Proceso Tpico De Estabilizacin De Condensados
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FIG. 2.4 Tren De Fraccionamiento Y Rendimientos
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C1 1,5 1,5 C2 24,6 22,2 2,4 2,4 C3 170,3 7,5 162,8 161,9 0,9 0,9
iC4 31,0 31,0 0,9 30,1 30,1 nC4 76,7 76,7 76,7 72,1 4,6 C5 + 76,5
76,5 76,5 0,9 75,6 Total 380,6 31,2 349,4 184,2 104,0 80,2 gal/day
41340,0 31160,0 29290,0
1 2 3 4 5 6 7
FIG. 2.4 Tren De Fraccionamiento Y Rendimientos
(Continuacin)
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FIG. 2. 5 Demetanizador
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En la Fig. 2.6 se muestran dos alternativas de secuencias en un
tren de fraccionamiento de dos torres, las cuales fsicamente son
viables pero hay una que es la ptima. El arreglo ptimo depende del
nmero y cantidad de compuestos a ser separados, de la volatilidad
relativa, de la pureza requerida, etc. King hizo un anlisis
generalizado para una mezcla de n componentes a ser separados en n
productos utilizando n- 1 torres, y recomienda las siguientes
cuatro reglas del dedo gordo, con base principalmente en
consideraciones de ahorro de energa y dificultad para la separacin:
1. La secuencia directa de separar los compuestos uno a uno es la
que ms se favorece, a menos que aplique uno de los siguientes
eventos. 2. Se debe dar prelacin en la secuencia, a la separacin
que resulte en una divisin equimolar entre el producto de cima y el
de fondo. 3. Componentes adyacentes cuya volatilidad relativa est
cercana a la unidad deben separarse sin presencia de otros
componentes; por lo tanto, esta separacin debe reservarse para la
ltima torre en la secuencia. 4. La separacin que exija una alta
recuperacin de las fracciones debe dejarse para lo ltimo en la
secuencia.
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EJEMPLO 2-1 (GPSA) Para la siguiente corriente de alimento en
moles C2=2.4, C3=162.8, iC4=31.0, nC4=76.7 y C5=76.5, el 98% del
propano se recupera como producto de cima, el cual tiene un
contenido mximo de iC4 de 1.0% mol. Seleccionar los componentes
clave liviano y pesado. Estimar las composiciones de los productos
de cima y fondo. - Se selecciona el C3 como componente clave
liviano por ser el ms pesado de los componentes que se vaporiza. -
Se selecciona el iC4 como componente clave pesado, por ser el ms
liviano de los componentes que permanece en la fase lquida. Para
propano: - Moles en la cima = (0.98) * 162.8 = 159.5 moles de C3 -
Moles en el fondo = 162.8 159.5 = 3.3 moles de C3 Para etano: -
Moles en la cima = 100 % del alimento = 2.4 moles de C2 Calcular el
total de moles en la cima: - Como el iC4 es el 1 % mol del producto
de cima, la suma de C3 + C2 ser el 99% (todo el C4 y C5+ estn en el
fondo). Entonces:
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FIG. 2-6 Alternativas De Secuencias De Tren De
Fraccionamiento
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Moles de cima*0.99 = C3 + C2
Moles de cima = (C3 + C2)/0.99 = (159.5+2.4)/0.99 = 161.9/0.99 =
163.5
Moles de iC4 en la cima = 163.5 161.9 = 1.6 En una operacin real
los componentes ms livianos que el clave liviano (C3), y los
componentes ms pesados que el clave pesado (iC4), no se separarn
perfectamente. Para propsitos de estimativos y clculos a mano,
asumir una separacin perfecta de los componentes no claves es una
simplificacin muy til. El balance global ser: 2.5 Consideraciones
De Diseo Las principales consideraciones de diseo, se muestran a
continuacin:
Componentes Alimento Producto de cima Producto de fondo moles
moles % mol moles % mol C2 2.4 24 1.5 - - C3 162.8 159.5 97.5 3.3
1.8 iC4 31.0 1.6 1.0 29.4 15.8 nC4 76.7 - - 76.7 41.2 C5 76.5 - -
76.5 41.2 Total 349.4 163,5 100.0 185,9 100.0
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PRESIN DE OPERACIN Antes de hacer cualquier clculo en un
problema de fraccionamiento, se debe determinar la presin de
operacin de la torre. Una de las consideraciones primarias, es el
medio de enfriamiento disponible para el condensador de
reflujo.
El producto de cima estar a las condiciones del punto de
burbuja, para un producto lquido o del punto de roco para un
producto vapor. La presin para cualquiera de estos puntos, se fija
por la separacin deseada de un componente y la temperatura del
medio de enfriamiento. Tpicamente los medios de enfriamiento usados
son aire, agua y un refrigerante. El enfriamiento con aire
normalmente es el menos caro. Un diseo prctico limita el proceso a
20F de aproximacin con la temperatura ambiente en verano. Esto
resulta en una temperatura de proceso entre 115 y 125F en la mayora
de los sitios. Con agua de enfriamiento se pueden conseguir
temperaturas de proceso entre 95 y 105F. Para temperaturas por
debajo de 95F se requiere refrigeracin mecnica, la cual es el medio
de enfriamiento ms costoso. Generalmente es deseable operar a la
presin ms baja posible para maximizar la volatilidad relativa entre
los componentes claves de la separacin. Sin embargo, en la medida
que se reduzca la presin se requiere el cambio a un medio de
enfriamiento ms caro, lo cual no es una opcin deseable.
En algunos casos el producto de cima de una columna debe ser
comprimido, en este caso una presin de operacin alta es deseable
para reducir la potencia de compresin. Otros puntos que deben ser
considerados en la seleccin de presin son por ejemplo, el hecho de
que si la presin de operacin es muy alta, la temperatura crtica del
producto de fondo puede superarse y la separacin deseada no se
alcanza.
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A manera de gua, mantener la temperatura de fondo en 50F por
debajo de la temperatura crtica favorece La separacin.
Adicionalmente, la presin no puede exceder la presin crtica del
producto de cima deseado. La seleccin de un condensador parcial o
total se fija segn sea el producto de cima requerido. Para un
producto lquido se utiliza un condensador total y para un producto
vapor se utiliza un condensador parcial. Sin embargo, un producto
final lquido puede ser producido en una torre como vapor y
posteriormente ser enfriado o comprimido para producir el lquido
deseado. Hay casos inclusive en los cuales la licuefaccin aguas
abajo es ms econmica. En muchos casos, el sistema de
fraccionamiento con un condensador parcial es ms econmico y debe
compararse contra el costo adicional de los equipos aguas
abajo.
Antes de cualquier comparacin econmica, el diseo de la columna
debe hacerse para ambos tipos de condensador, con varias relaciones
de reflujo y varias presiones de operacin. RELACIN DE REFLUJO Y
NMERO DE ETAPAS El diseo de una columna de fraccionamiento es un
problema de balance entre el costo de inversin y el costo de
energa. Los parmetros primarios son el nmero de etapas y la relacin
de reflujo. La relacin de reflujo se puede definir de varias
formas; en muchos clculos, la relacin de reflujo est definida como
la relacin de la rata molar de reflujo lquido dividida por la rata
molar de producto neto de cima.
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El duty del rehervidor es una funcin directa de la relacin de
reflujo, mientras se mantiene en la columna de fraccionamiento un
balance total de materia y calor para una separacin dada. Una
columna de fraccionamiento puede producir solamente una separacin
deseada entre los lmites de reflujo mnimo y el mnimo nmero de
etapas. Para mnimo reflujo se requiere un nmero infinito de etapas.
Para reflujo total, se requiere un mnimo nmero de etapas. Ninguna
de estas dos situaciones representa la operacin real, pero son los
extremos de la configuracin de diseo posible. Para calcular ambos
casos se han desarrollado mtodos rigurosos; sin embargo, se
requiere una solucin por computador para ejecutar clculos plato a
plato. Para iniciar un diseo detallado, se hacen estimativos de la
relacin mnima de reflujo y el mnimo nmero de platos, usando mtodos
simples de anlisis de componentes binarios claves. MNIMO NMERO DE
ETAPAS El nmero mnimo de etapas puede ser calculado para la mayora
de los sistemas multicomponentes por la ecuacin de Fenske
Sm = log(SF)/log(pro) Ec. 4
Sm en esta ecuacin incluye un rehervidor parcial y un
condensador parcial si ellos se usan. La pro es la volatilidad
relativa promedio en la columna para los componentes claves en la
separacin. El promedio ms comnmente usado es el aritmtico.
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pro = (cima + fondo)/2 Ec. 5 Si la volatilidad vara ampliamente,
se usa la aproximacin de Winn en la cual se modifica la
volatilidad.
ij = KLK/KbHK Ec. 6 donde el exponente b se obtiene de las
figuras para los valores de K en el rango de inters. El mnimo nmero
de etapas se calcula con la siguiente expresin:
ij
bb
HKD
B
LKB
D
m
DB
XX
XX
S loglog
1
Ec.7
Sm incluye el condensador parcial y el rehervidor parcial si
ellos se usan. MNIMA RELACIN DE REFLUJO El mtodo de Undenvood es el
ms usado para calcular la mnima relacin de reflujo. Se asumen
constantes la volatilidad relativa y la relacin molar lquido/vapor.
El primer paso es evaluar e por prueba y error:
n
i ii
Fixq1 /1 Ec.8
Luego de calcular 8, se calcula la mnima relacin de reflujo
as:
n
i ii
Dimm
xRDL1
0 /11/ Ec.9
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25
NMERO DE ETAPAS El nmero de etapas tericas requeridas para una
separacin dada a una relacin de reflujo entre el mnimo y el reflujo
total, se puede determinar por relaciones empricas. Erbar y Maddox
hicieron una extensa investigacin de clculos de fraccionamiento
plato a plato y desarrollaron la correlacin de la Fig. 2-7 (Fig.
19-7 del GPSA). Esta correlacin relaciona la razn mnimo nmero de
etapas a etapas tericas (Sm/S), con la mnima relacin de reflujo
(Rm) y la relacin de reflujo de operacin (R), donde R = L0/D. La
Fig. 2-7 se puede usar para determinar el reflujo de operacin para
un nmero dado de etapas tericas, entrando a la figura con el valor
de Sm/S, movindose hacia arriba hasta la lnea que representa el
valor de Rm/(Rm+1)=(L0/V1)m y se lee sobre las ordenadas a la
izquierda, un valor de R/(R+1)=L0/V1. La relacin de reflujo ptima
de operacin se encuentra cerca a la mnima relacin de reflujo.
Valores de 1.2 a 1.3 veces el mnimo son comunes. Luego para una R
dada se puede determinar el valor de S en la Fig. 2-7. Esta
correlacin se gener sobre la base que el alimento est en su punto
de burbuja. Si el alimento est entre el punto de burbuja y el punto
de roco, el reflujo de operacin debe corregirse. Erbar y Maddox
propusieron la siguiente relacin para ajustar la rata de vapor del
plato de cima, para un alimento que no est en su punto de
burbuja:
calc
c
BPVF
calccorr
LQ
HHFFD
VV
0
1 Ec.10
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26
La rata de reflujo se ajusta posteriormente por el balance de
materia as:
L0=V1D Ec.11 Procedimiento de Clculo Para determinar los
parmetros de diseo para un problema de fraccionamiento, se
recomienda el siguiente mtodo corto:
1. Establecer la composicin del alimento, la rata de flujo, la
temperatura y la presin.
2. Hacer una particin de los productos en la columna y
establecer la temperatura y la presin. Con la presin de la columna
calcular la temperatura del rehervidor.
3. Calcular el mnimo nmero de etapas tericas con la ecuacin de
Fenske (Ec 4). 4. Calcular la mnima relacin de reflujo por el mtodo
de Underwood
(Ecuaciones 8, 9). 5. Obtener la relacin etapas tericas /
reflujo de operacin de la Fig. 2-7. 6. Ajustar el reflujo real para
vaporizacin del alimento si es necesario
(Ecuaciones. 10, 11).
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FIG. 2-7 Correlacin De Erbar Y Maddox
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EFICIENCIA DE PLATO Los clculos para el diseo de las columnas se
hacen usando platos tericos. En un plato real no se alcanza el
equilibrio por las limitaciones en tiempo de contacto entre el
lquido y el vapor. Por lo tanto, en una columna real se requieren
ms platos de los calculados tericamente, para obtener una separacin
deseada. Para determinar el nmero de platos reales se usa una
eficiencia global de plato definida como: Platos tericos
= Platos Tericos / Platos reales Ec. 12 OConnell correlacion 38
sistemas de los cuales 27 son fraccionadoras de hidrocarburos, como
se muestra en la Fig. 2-8 (Fig. 19-18 del GPSA), relacionando la
eficiencia global de plato () con la viscosidad relativa
multiplicada por la viscosidad del alimento (*) a la temperatura
promedio de la columna. En la Tabla 2-1 se indican algunos
parmetros tpicos para fraccionadoras y absorbedoras.
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FIG. 2-8 Eficiencias De Platos Para Fraccionadores
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TABLA 2-1 parmetros tpicos para fraccionadoras y
absorbedoras
Tpicamente se adiciona un plato extra por cada alimento y por
cada intercambiador de calor lateral.
Presin de Operacin psig
Nmero de Platos Reales
Relacin de Reflujo L0/D mol/mol
Relacin de Reflujo L0/F gal/gal
Eficiencia de Plato %
Demetanizadora 200 - 400 18 - 26 Plato cima Plato cima 45 - 60
Deetanizadora 375 - 450 25 - 35 0.9 - 2.0 0.6 1.0 50 - 70
Depropanizadora 240 - 270 30 - 40 1.8 - 3.5 0.9 1.1 80 - 90
Debutanizadora 70 - 90 25 - 35 1.2 - 1.5 0.8 0.9 85 - 95 Separadora
de butanos 80 - 100 60 - 80 6.0 - 14.0 3.015 90 - 110
Despojadora aceite rico 130 - 160 20 - 30 1.75 - 2.0 0.350.4
Cima 67 Fondo 50
Deetanizadora aceite rico 200 - 250 40 - -
Cima 25 - 40 Fondo 40 - 60
Estabilizadora condensado 100 - 400 16 - 24 Plato cima Plato
cima 40 - 60
Separadora de nafta 70 Separadora gasleos 30 Despojadora agua
agria 33
Separadora C37C3 90 Absorbedora con aceite 25 - 35
Absorbedora deetanizadora 40
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PROCEDIMIENTO DE CLCULO PARA DISEO DE FRACCIONADORES Se utilizan
los siguientes pasos para determinar los principales parmetros de
diseo de fraccionadores: 1. Establecer la composicin del alimento,
la rata de flujo, la temperatura y la
presin. 2. Hacer una particin de los productos en la columna y
establecer la temperatura y
la presin de tope. Con la presin de la columna calcular la
temperatura del rehervidor.
3. Calcular el mnimo nmero de etapas tericas con la ecuacin de
Fenske. 4. Calcular la relacin de reflujo por el mtodo de
Underwood. 5. Obtener la relacin etapas tericas/reflujo de la
figura Erbar-Maddox
Correlation of Stages vs Reflux. 6. Ajustar el reflujo real para
vaporizacin de la alimentacin si es necesario. 7. Determinar la
configuracin de fondo y reflujo del rehervidor realizando
balances
de materia. 8. Obtener las cargas de condensacin y rehervidor
por medio de balances de
materia y energa.
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FIG. 2-9 Fotografas de torres de fraccionamiento
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33
FIG. 2-9 Fotografas de torres de fraccionamiento
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FIG. 2-10 Fotografas de torres de fraccionamiento iluminadas de
noche
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FIG. 2-11 Consola de control de una torre debutanizadora
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FIG. 2-12 Torre Depronizadora
Composicin de los hidrocarburos en una torre depropanizadora
C1 0.01C2 0.97C3 53.58iC4 13.20nC4 15.53iC5 4.47nC5 2.56C6
5.75C7 2.45C8 0.53C9 0.70C10 0.25
depropanizador
Producto de fondo
Condensador de reflujoProducto de tope
Rehervidor
C1 0.0182C2 1.7689C3 97.681iC4 0.0043nC4 0.0068
C3 0.03iC4 28.5913
nC4 34.3789
iC5 9.8976nC5 5.6684C6 12.7319
C7 5.4249C8 1.1735C9 1.5500C10 0.5536
Alimentac.
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NOMENCLATURA b = exponente en las Ecs. 6-6, 6-7 B = flujo molar
total de producto de fondos, moles/unidad de tiempo D = flujo molar
total de producto destilado de cima, moles/unidad de tiempo F =
flujo molar total de alimento, moles/unidad de tiempo F = flujo
volumtrico total de alimento, galones/unidad de tiempo H = entalpa,
Btu/lb K = constante de equilibrio L0 = flujo molar total de
reflujo lquido, moles/unidad de tiempo L0 = flujo volumtrico total
de reflujo lquido, galones/unidad de tiempo Qc = duty del
condensador, Btu/h q = moles de lquido saturado en el alimento por
mol de alimento R = relacin de reflujo, moles de reflujo (L0)
dividido por moles de producto neto
(destilado) de cima (D) S = nmero de etapas tericas SF = factor
de separacin definido por la Ec. 6-2 V = flujo molar total de
vapor, moles/unidad de tiempo V1 = flujo molar total de vapores del
plato de cuna, moles/unidad de tiempo x = fraccin molar de lquido X
= flujo molar lquido de un componente en una corriente,
moles/unidad de tiempo y = fraccin molar de vapor LETRAS
GRIEGAS
= volatilidad relativa ij = factor de volatilidad definido por
Ec. 6 = eficiencia global de plato, % = parmetro de correlacin en
Les. 8, 9 = viscosidad, cP
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SUBNDICES B = fondos BP = punto de burbuja corriente de alimento
calc = valor calculado Cima = cima de la columna corr = valor
corregido D = destilado (cima) F = alimento Fondo = fondo de la
columna HK = componente clave pesado i = componente puro LK =
componente clave liviano m = mnino n = plato nmero Pro = promedio
VF = corriente vaporizada de alimento