CAPITULO V :
CAPITULO V :
METODOS APROXIMADOS PARA LA SEPARACION DE MEZCLAS
MULTICOMPONENTES EN MULTIETAPAS
Aunque actualmente existen mtodos rigurosos mediante el
computador para resolver los problemas de separacin de mezclas
multicomponentes, los mtodos aproximados se siguen utilizando para
diferentes propsitos, entre ellos el diseo preliminar, estudio de
condiciones de diseo ptimo, etc.
5.1Mtodos Empricos para Destilacin MulticomponenteEl mtodo
emprico ms conocido para destilacin multicomponente es el de
Fenske-Underwood-Gilliland en honor a los autores de los tres pasos
ms importantes para la determinacin de los parmetros de diseo de
columnas multicomponentes. El algoritmo para este mtodo se presenta
en diez etapas en la Figura 5.1
5.1.1Seleccin de Componentes Claves
El diseo de operaciones de multietapas, consiste en resolver las
relaciones para las variables de salida, despus de seleccionar los
valores de las variables de diseo que satisfacen los grados de
libertad.Comnmente se presentan dos casos :
Casi I : Se efecta la especificacin de la recuperacin de uno o
dos componentes de la alimentacin ( componentes claves ) y se
determina el nmero de Etapas de Equilibrio.
Caso II : Se especifica el nmero de Etapas de Equilibrio y se
calcula la separacin de los componentes.
El primer paso consiste en la especificacin de un conjunto de
variables tpicas para una columna de destilacin
convencional.Recordemos que de acuerdo al anlisis de grados de
libertad para una columna convencional tenemos :
ND = 2 N + C + 9
VariablesN de Variables1. Flujo de alimentacin12. Composicin de
la alimentacinC - 13. Temperatura de la alimentacin14. Presin de la
alimentacin15. Etapas adiabticas ( excluyendo el hervidor ) N - 16.
Presin de las etapas ( incluido el hervidor )N7. Separacin del
Clave Liviano18. Separacin del Clave Pesado19. Localizacin de la
alimentacin110. Razn de Reflujo ( Mltiplo de Rmn )111. Temperatura
del Reflujo112. Divisor de Reflujo adiabtico113. Presin del
Condensador Total114. Presin del Divisor de Reflujo1( 2 N + C + 9
)
Siempre es conveniente listar los componentes de la alimentacin
en orden de volatilidades relativas o puntos de ebullicin. Los
componentes ms voltiles se denominan livianos, y los menos voltiles
se llaman pesados. Existir frecuentemente un componente llamado
componente clave liviano , el cual estar presente en el producto de
fondo en cantidades importantes, mientras que los componentes ms
livianos que el clave liviano estarn presentes en pequeas
cantidades. Si todos los componentes estn presentes en el residuo
en concentraciones importantes, entonces el componente ms liviano
es el componente clave liviano.
En forma similar, usualmente hay un componente , el clave pesado
, que estar presente en el destilado en cantidades importantes
mientras que los componentes ms pesados solo se encuentran en
pequeas cantidades. Si todos los componentes est presentes en el
destilado en cantidades importantes, el menos voltil es el
componente clave pesado.La dificultad de escoger los componentes
claves y estimar la composicin completa del destilado y del
producto de fondo, es a menudo la parte ms difcil del diseo de
columnas multicomponentes. En algunos casos, donde la separacin
entre componentes adyacentes es esencialmente completa (gran
diferencia de volatilidades ) las dos variables independientes se
escogen como la concentracin del ms voltil de estos dos en el fondo
y la concentracin del menos voltil en el tope. En este caso la
composicin del destilado y fondo se determinan mediante balances de
materia.
Si el grado de separacin es bajo y/o existen varios componentes
de cercana volatilidad en el rango en que se quiere efectuar la
separacin, la seleccin de las dos concentraciones claves, no darn
suficiente informacin para permitir calcular la composicin total de
los dos productos mediante balances de materia. En este caso, es
necesario estimar las composiciones de los otros componentes que se
distribuyen y comprobar esta estimacin mediante clculo plato a
plato. Si los valores no dan un resultado consistente, se estiman
nuevos valores y se continua con el calculo iterativo.
Como ejemplo consideremos la siguientes alimentacin proveniente
del Reactor de una Planta de Alquilacin, y las especificaciones
requeridas en los productos :
.CompuestoP.E.N. ,
oCmol/hrC3iC4nC4iC5nC5nC6nC7nC8nC9-42-1202836699912615130,7380,0473,036,015,023,039,1272,231,0
Figura 5.2 Proceso de Destilacin de Hidrocarburos
Si se quiere separar la mezcla en tres productos, se debe
utilizar una secuencia de columnas de destilacin, que deben incluir
una De-Isobutanizadora ( Separadora de i-C4 ) ,y una
De-Butanizadora ( Separadora de n-C4).
Para este proceso se pueden dar diferentes grados de separacin,
tal como lo indica la siguiente tabla :
Tabla 5.1Especificacin de componentes claves y estimacin
preliminar de componentes no-claves de planta de alquilacin.
AlimentacinCaso 1: Deisobutanizadora primero,( n-C4 , cp )Caso 2
:Debutanizadora primero ( i-C5 , cp)Caso 3 :Debutanizadora primero,
( C6 , cp
)Comp.fidibidibidibiC3I-C4N-C4I-C5N-C5N-C6N-C7N-C8N-C930.7380.0473.036.015.023.039.1272.231.0(
30.7
)368o25*(0)(0)(0)(0)(0)(0)(0)12*448o(36)(15)(23)(39.1)(272.2)(31.0)(30.7)(380.0)467o13*(1)(0)(0)(0)(0)(0)(0)6*23o(14)(23)(39.1)(272.2)(31.0)(30,7)(380.0)467o(13)(1)0.01*(0)(0)(0)(0)(0)6*(23)(14)22.99o(39.1)(272.2)(31.0)Total1300.0423.7876.3891.7408.3891.7408.3*
por especificacin por balance de materia
En el Caso 1 de la Tabla 5.1, el deisobutanizador se elige como
la primera columna de la secuencia. Puesto que las cantidades
permitidas de n-butano en el reciclo de isobutano, y de isobutano
en el producto de n-butano estn especificados, el isobutano es el
componente clave liviano y el n-butano es el componente clave
pesado. estos dos componentes son adyacentes en volatilidades , y
adems como se indica una buena separacin entre ellos, y los
componentes no claves no estn cerca en volatilidades , podemos
suponer que la separacin de los no-claves es prcticamente
perfecta.
En el Caso 2 , el debutanizador se coloca primero en la
secuencia y de acuerdo a las especificaciones, el n-butano se
selecciona como componente clave liviano. La seleccin del clave
pesado no es obvia, debido a que no se especifica recuperacin o
pureza de ningn componente ms pesado que el n-butano. Como posibles
claves pesados tenemos al isopentano, n-pentano o hexano. El
procedimiento ms simple es seleccionar el componente adyacente en
volatilidad con n-butano, es decir el isopentano.Por ejemplo,
supongamos que se especifican 13 moles/hr. de isopentano (
componente clave pesado ) que aparezcan en el destilado. Debido a
que la separacin de isopentano no es perfecta y la volatilidad del
n-pentano es cercana a la del isopentano, es probable que la
cantidad de n-pentano en el destilado no sea despreciable. Una
estimacin preliminar de la distribucin de los componentes no-claves
para el caso 2 aparece en la Tabla 5.1. Aunque el isobutano puede
distribuirse tambin, se supone una estimacin preliminar de cero en
el fondo de la columna.Finalmente , en el caso 3 , se selecciona
n-butano como componente clave liviano, y el n-hexano como el
componente clave pesado, con un flujo especificado de 0,01 mol/hr
en el destilado. En este caso tanto el isopentano como en n-pentano
se distribuyen entre el destilado y el fondo, en cantidades a ser
estimadas ; como un valor preliminar suponemos la misma distribucin
que en caso 2.En la prctica, usualmente se coloca la columna
deisobutanizadora como primera en la secuencia. El fondo producido
para el caso 1, se convierte en la alimentacin a la columna
debutanizadora, en la cual se selecciona el n-butano e iso-pentano
como componentes claves liviano y pesado respectivamente.
Ejemplo : Especificacin de Columna Debutanizadora
Figura 5.3 Especificacin de Columna Debutanizadora
5.1.2Seleccin de Presin de Operacin de Columnas.
Existen muchos factores que influyen en la determinacin de la
operacin de una columna de destilacin. Entre los ms importantes
podemos nombrar el efecto en la separacin por la presin escogida (
efecto sobre el equilibrio de las mezclas ) , y el tipo de
enfriamiento o refrigerante a usar en el condensador ( aire, agua,
refrigeracin , etc. ).A altas presiones , las composiciones de
equilibrio del vapor y del lquido se aproximan, y por lo tanto la
separacin se hace ms difcil ya que se necesitan un mayor nmero de
etapas para efectuar una separacin dada. A medida que la presin
disminuye la separacin se hace ms fcil ( menos etapas ) debido a
que la diferencia entre la composicin de equilibrio del vapor y del
liquido aumenta ( aumenta la volatilidad relativa ).Por otro lado,
el volumen de vapor aumenta a medida que la presin disminuye, y se
requieren mayores dimetros para este aumento de volumen. Este
aumento de dimetro, aumenta el costo de inversin. Si aumentamos la
presin, esto implica mayores espesores de pared y mayor nmero de
etapas, y por lo tanto de altura, lo que significa un aumento del
costo. Por lo tanto debe existir una presin ptima que nos entregue
un costo mnimo total.Otro factor en la seleccin de la presin de la
columna es el tipo de enfriamiento a utilizar en el condensador. Si
se quiere utilizar agua como medio de refrigeracin, y suponemos que
las condiciones ms desfavorables de la temperatura del agua que
vuelve a la torre de enfriamiento es de 45 o C ( 110 o F ) , la
temperatura del reflujo a la torre debe especificarse al menos en
50 o C ( 120 o F ), suponiendo un salto mnimo de temperatura de 5 o
C. Si se utiliza un refrigerante como medio de enfriamiento, se
pueden utilizar presiones menores, pero en general se tiende a
evitar el uso de refrigerantes por su alto costo de inversin y
operacin.Otro factor en el diseo de la presin de columnas es la
estabilidad trmica de los componentes de la mezcla a separar.
Muchos componentes se descomponen, polimerizan , condensan o
interaccionan cuando la temperatura llega a un valor crtico. Por lo
tanto, la temperatura del hervidor que corresponde al valor ms alto
en la columna, debe cumplir con este criterio, al seleccionar la
presin de operacin, lo cual puede incluso llevar a especificar
presiones negativas ( vaco ).
Para el diseo preliminar de columnas de destilacin, se pude
establecer por lo tanto un algoritmo de clculo para seleccionar la
presin de operacin y el tipo de condensador a utilizar. El criterio
general es utilizar presiones entre 0 y 2860 kPa ( 28 atm., 415
psia ), a una temperatura mnima de 50 oC ( 120 oF) correspondiente
a usar agua como medio de refrigeracin en el condensador. Estos
valores lmites son aproximados ya que dependen de factores
econmicos ( material, espesor, etc.) . Para la prdida de carga de
la columna y del condensador se puede suponer 5 psia ( 35 kPa )
aproximadamente , aunque si se conocen el nmero de etapas se puede
estimar como 0,1 psi/etapa, para columnas sobre la presin
atmosfrica, y de 0,05 psi/etapa para columnas operando a vaco.Se
debe utilizar como regla general un condensador total para
presiones en el estanque de reflujo de hasta 1480 kPa ( 15 atm, 215
psia ) , y condensador parcial para presiones entre 1480 y 2520 kPa
( 25 atm , 365 psia ). Si la presin excede los 2500 kPa se debe
utilizar un refrigerante como medio de enfriamiento.
Figura 5.4 : Algoritmo de Clculo de Presin de Operacin y Tipo de
Condensador de Mtodo de Fenske-Underwood-Gilliland
Expresiones para el clculo de Presin de Operacin .
Una forma aproximada de clculo de la presin de operacin de una
columna multicomponente es utilizar la ecuacin de
Clausius-Clapeyron :
EMBED Equation.3donde :
P0 = Presin de Referencia,T0i = Punto de ebullicin de componente
y a P0 , TD = Punto de burbuja del destilado a TD , (Hv,i,0 = Calor
Latente de Vaporizacin.
Para el caso en que se obtenga prcticamente el componente clave
liviano en gran cantidad en el destilado, se puede usar alguna
ecuacin de clculo de presin de componentes puros (Mollerup,
Antoine, Clapeyron )
Mollerup : EMBED Equation.3
Antoine :EMBED Equation.3Clapeyron :EMBED Equation.3
Usualmente P0 se toma como el punto de ebullicin normal ( 1 atm
) y TD se aproxima a 50 oC ( 120 o F ).
Como resumen, debemos decir que si el punto de burbuja a la
presin atmosfrica es mayor 50 oC se disea la columna para operar a
una presin levemente superior a 1 atm. ( 30 psia ), para evitar la
posible entrada aire al sistema. Si el punto de burbuja es menor a
50 oC , se aumenta la presin hasta que se iguale a TD = 50 oC.
El estado de la alimentacin se obtiene mediante una vaporizacin
adiabtica a una presin estimada de PD + 7,5 psia.Ejemplo 5.1
Determinar la presin de operacin y el tipo de condensador a
utilizar para la columna debutanizadora.
a). Mtodo Aproximado.
Si consideramos que le destilado es principalmente n-butano ,
podemos usar como primera aproximacin la ecuacin de
Clausius-Clapeyron.EMBED Equation.3
Si P0 = 1 atm = 101,3 kPa
T0 = 273 K = 0 o C TD = 323 K = 50 o C(HV0 = 5.352 kcla/kmol =
22.393 kJ/kmolR = 8,3144 kJ/(kmol K)
b ) Si usamos la ecuacin de Clapeyron para Mezclas :EMBED
Equation.3
ComponenteT0i , K(HV,i,0 ,
kJ/kmolxi,DMiIsobutano261,321.2970,025658,124n-butano272,722.3930,944458,124isopentano301,024.6860,027872,151n-pentano309,025.6070,002172,151EMBED
Equation.3
Por lo tanto PD = 452 Kpa = 66 psia
c ) Mtodo de Punto de Burbuja :
De definicin de punto de burbuja : EMBED Equation.3Criterio
punto de burbuja :EMBED Equation.3
Se puede utilizar el mtodo de la posicin falsa, que esta basado
en que se supone que f(P) es lineal en P .
EMBED Equation.3
Para este mtodo se requieren dos valores de P para iniciar la
iteracin. Debemos conocer los valores de Ki .a 50 oC ( 120 oF
).
IteracinP(k)K1K2K3K4f(P(k))13501,381,3800,5950,470-0,377025501,270,9000,4100,32010,099435081,350,9650,4400,3460,034644861,401,0200,4600,360-0,019554951,380,9900,4500,353+0,009864911,3851,0000,4550,357-2
x10-67491-----
Por lo tanto el resultado es : P(7) = 491 kPa ( 71 psia ).
d ) Si se efecta el clculo mediante el Programa GPASIM :
TD , oC 38 4450
PD , kPa356 ( 3, 5 atm)416 ( 4,11 atm )483 ( 4,77 atm )
e ) Segn el Texto Henley & Seader , PD = 545 kPa ( 79 psia )
, por lo tanto debemos utilizar un condensador total ya que PD es
menor a 15 atm ( 1520 kPa ).
Si permitimos una cada de presin de 34 kPa ( 5 psia ) en el
condensador, la presin del tope ser : PT = 579 kPa ( 84 psia ) , y
permitiendo una cada de presin de 34 kPa a travs de la columna, se
obtiene en el fondo PB = 579 + 34 = 613 Kpa ( 89 psia ).
Estimando una presin promedio de P = 551 kPa = 80 psia, se
obtiene para las temperaturas extremas :Temperatura Destilado = 51
o C = 123 o F Temperatura Fondo = 171 o C = 340 o F
5.1.4 Estimacin de Condicin de la Alimentacin.
Por ltimo , para obtener la condicin de la alimentacin a P = 551
kPa , efectuamos una vaporizacin adiabtica a esta presin obteniendo
TF = 82,2 o C = 180 o F , y una fraccin vaporizada de ( = V/F = (
116,9/876,3 ) = 0,1334.
ComponenteVaporLquidoi-C43,38,7n-C4101,5346,5i-C54,631,4n-C51,613,4n-C61,321,7n-C71,337,9n-C83,2269,0n-C90,230,8Total116,9759,3
5.1.3Condiciones Lmites de Operacin
En el diseo de cualquier columna es importante conocer los
lmites de operacin. Un lmite es el nmero de etapas mnimas
requeridos para la separacin sin obtencin de producto. Esta es la
condicin de reflujo total . El otro extremo es el reflujo mnimo que
se puede utilizar para lograr la separacin deseada. Este caso
requiere el mnimo consumo de energa, pero significa una columna de
altura infinita. Obviamente, todos los casos prcticos caern entre
estos lmites. ( Merril R. Fenske , 1932 )
Figura 5.5 Condiciones Lmites de Operacin
Para una determinada separacin de los dos componentes claves,
podemos calcular Nmn , Rmn , y a partir de estos valores , para un
valor de R ( N ) , podemos estimar N ( R ).
a.Numero Mnimo de Etapas . Ecuacin de Fenske
Para una separacin especfica entre dos componentes claves de una
mezcla multicomponente, se puede derivar una expresin exacta para
el nmero mnimo de etapas requeridas, lo cual corresponde a la
condicin de reflujo total.
Figura 5.6 Operacin a Reflujo Total
La derivacin de una ecuacin exacta para el nmero mnimo de etapas
de equilibrio, solo requiere usar la definicin de K y la igualdad
de fracciones molares entre etapas.Comenzando por el fondo, para el
componente y de la etapa 1 :
yi,1 = Ki,1 xi,1
pero :yi,1 = xi,2
por lo tanto :xi,2 = Ki,1 xi,1
para la etapa 2 :yi,2 = Ki,2 xi,2
combinando :yi,2 = Ki,2 Ki,1 xi,1 = xi,3
yi,3 = Ki,3 xi,3 = Ki,3 Ki,2 Ki,1 xi,1
para el plato N :yi,N = Ki,N Ki,N-1 . . . . . . . Ki,2 Ki,1
xi,1
similarmente para el componente j :yj,N = Kj,N Kj,N-1 . . . . .
. Kj,2 Kj,1 xj,1
Combinando estas dos ltimas ecuaciones encontramos
EMBED Equation.3
Esta ecuacin es exacta , y relaciona el enriquecimiento de
cualquier par de componentes i, j, sobre una cascada de N etapas ,
con la volatilidad relativa en cada etapa para dos componentes.Si
escogemos i como el componente clave liviano , y j como el
componente clave pesado entonces :EMBED Equation.3 Las ecuaciones 1
y 2 , raramente se usan en la prctica debido a que se deben conocer
las condiciones de cada etapa para calcular el conjunto de
volatilidades relativas.
En este momento, introducimos la primera aproximacin ; podemos
reemplazar
(N (N-1 (N-2 .......................(2 (1 = (pNmin ( promedio
geomtrico )
Suponiendo que la volatilidad es aproximadamente constante, en
general
EMBED Equation.3
Esta es la famosa ecuacin de Fenske ( 1932 ) , que es
considerada la ecuacin ms til en destilacin multicomponente.
La volatilidad relativa (P corresponde a una volatilidad
promedio en la columna, y como promedio generalmente se toma el
promedio geomtrico entre el tope y fondo.
EMBED Equation.3
Una forma ms conveniente de la ecuacin de Fenske se obtiene al
reemplazar las fracciones molares por los flujos molares de cada
componente en el destilado y fondo.
Definiendo : fCL = F zCL,F , dCL = D xCL,D , bCL = B xCL,B
fCP = F zCP,F , dCP = D xCP,D , bCP = B xCP,BEMBED
Equation.3
La sustitucin es vlida an cuando no exista destilado ni
fondo.
El nmero mnimo de etapas depende del grado de separacin de los
componentes claves, y de su volatilidad relativa, pero es
independiente de las condiciones de la alimentacin.Las ecuaciones 5
y 6 son vlidas en forma exacta para dos etapas tericas , y para una
etapa corresponde a la ecuacin del equilibrio de vaporizacin. En la
prctica , las columnas de destilacin se disean hasta para valores
de 150 etapas tericas.
Cuando la volatilidad relativa vara apreciablemente a lo largo
de la columna, la ecuacin de Fenske aunque inexacta predice valores
conservativos para el nmero de etapas.En este caso se puede usar
una modificacin de la ecuacin de Fenske, obtenida por Winn ( 1958
)
Suponiendo :EMBED Equation.3
(i,j y (i,j son constantes empricas determinadas para el rango
de presin y temperatura de la columna.Lo anterior modifica la
ecuacin de Fenske a la forma de Winn :
EMBED Equation.3
Si la ecuacin 8 no es vlida ( soluciones muy no.ideales ) , la
ecuacin de Winn, tambin predice resultados incorrectos.Los valores
de Ki , Kj deben obtenerse considerando el rango de presin y
temperatura de la columna.A presin atmosfrica o bajo vaco , podemos
suponer que es vlida la ley de gases ideales , y tambin que se
forman soluciones ideales , por lo tanto (iL = (iV = 1.
Si adems la presin del sistema es cercana a la presin de vapor
de las especies, es vlida la ley de Raoult,EMBED Equation.3Ejemplo
5.2 . Estimar para la columna debutanizadora , el nmero mnimo de
etapas mediante a) Ecuacin de Fenske , b) Ecuacin de Winn.Suponga
una presin de operacin uniforme de 552 kPa ( 80 psia) y utilize
valores de K ideales.Solucin :Los componentes claves son n-butano e
isopentano , y las condiciones del destilado y residuo son :
ComponentexN+1 = xDx1 = xBi-C4n-C4 ( CL)i-C5 (CP
)n-C5n-C6n-C7n-C8n-C90,02560,94450,02780,0021000000,01470,05630,03430,05630,09580,66670,07591,00001,0000a)
De la Figura 5.7 se obtienen las siguientes constantes de
equilibrio :
A 51 oC ( 123 oF ) : Kn-C4 = 1,03 , Ki-C5 = 0,495 , por lo tanto
:EMBED Equation.3
A 171 oC ( 340 oF ) , Kn-C4 = 5,20 , Ki-C5 = 3,60
EMBED Equation.3
Si hubiesemos usado la ley de Raoult :
EMBED Equation.3a) Ecuacin de Fenske :
EMBED Equation.3EMBED Equation.3
b) Ecuacin de Winn.
Kn-C4Ki-C5(C4/i-C5
Tope1,030,4952,08Fondo5,203,6001,44
Segn Winn ::EMBED Equation.3
Por lo tanto : Nmin = 7,85 , La ecuacin de Winn da una etapa
menos aproximadamente.b. Distribucin de Componentes No-Claves a
Reflujo Total.-
La ecuacin de Fenske o de Winn, no esta restringida para los
componentes claves. Conocido Nmin , este se puede utilizar para
calcular las fracciones molares xN+1 , y x1 para los componentes no
claves. Estos valores nos dan una primera aproximacin a la
distribucin real, cuando se utilizan un nmero mayor de etapas que
el mnimo.Hagamos i = componente no clave , j = componente clave
pesado o de referencia, EMBED Equation.3
Estas ecuaciones nos dan la distribucin de los componentes no
claves a reflujo total, de acuerdo a la ecuacin de Fenske.Para la
ecuacinde Winn se efectua un tratamiento similar, obteniendose
:EMBED Equation.3
Para calculos exactos se deben utilizar cualquiera de estas
cuatro ecuaciones para estimar el valor ms pequeo de bi y di . El
otro valor se obtiene por un balance de materia global.Los autores
Geddes ( 1958 ) y Hengstebeck (1961 ) notaron que los dos extremos
de operacin para mezclas multicomponentes, el grfico log-log de (
xi,D / xi,B ) vx (y representa una lnea recta.Para reflujo total
:EMBED Equation.3
Ejemplo 5.3 Estimar la distribucin de componentes no-claves para
la columna debutanizadora.
Solucin :Debemos calcular las volatilidades relativas de todos
los componentes con respecto al componente de referencia ( i-C5 ).
Utilizando los Ki de la Figura 6.2 , se obtiene :ComponenteTD = 123
oFTB = 340
oF(Pi-C4n-C5n-C6n-C7n-C8n-C92,8100,7370,3030,1230,04540,01981,6000,8190,5000,2780,1670,1082,1200,7770,3890,1850,0870,046Del
ejemplo anterior 5.2 se tiene : Nm = 8,8 etapas tericas.Para el
Isobutano :fi = 12 lbmol/h , (i,r = 2,120Para el Isopentano :dr =
13 lbmol/h , br = 23 lbmol/h
Por lo tanto :EMBED Equation.3ComponentefiEMBED
Equation.3dibii-C4n-C4i-C5
n-C5n-C6n-C7n-C8n-C91244836152339,1272,231,07901301,00,1060,0002283,11
x 1073,83 x 10-101,41 x 10-1211,9732442,013,00,8510,002976,87 x
10-65,98 x 10-82,48 x
10-110,02686,023,014,14922,997391272,131,0876,3467,8272408,47281
ESPECIFICAR SEPARACIONCOMPONENTES CLAVES
Alimentacin Especificada
ESTIMAR SEPARACIONCOMPONENTES NO CLAVES
2
DETERMINAR PRESIN DECOLUMNA Y CONDENSADOR
Calculo Punto de Burbuja y Roco
3
Flash Adiabtico
DETERMINAR CONDICIONDE ALIMENTACION
4
5
Ecuacin deFenske
CALCULAR NUMERO MINIMO DE ETAPAS
6
Ecuacin de Fenske
CALCULAR SEPARACION DE COMP. NO CLAVES
Ecuacin deUnderwood
CALCULAR RAZON DEREFLUJO MINIMO
7
Correlacin deGilliland
CALCULAR NUMERO DEETAPS TEORICAS
8
Figura 5.1 Algoritmo de Calculo por Metodo de
Fenske-Underwood-Gilliland
Ecuacin deKirkbride
CALCULAR LOCALIZACIONETAPA DE ALIMENTACION
9
10
Balances de Energa
CALCULAR CAPACIDAD DECOND. Y HERVIDOR
reciclo de Isobutano
Comp mol/hr nC4 25
n-butano producto
Procesode Destilacin
Compmol/hr i-C412 C6( 0
alquilato producto
Compmol/hr n-C4 6
Residuo
CLCP
Comp.
mol/hrI-C4N-C4I-C5N-C5N-C6N-C7N-C8N-C91244836152339.1272.231.0Total
876.3
Comp.mol/hrN-C46I-C523N-C5(14)N-C6(23)N-C7(39.1)N-C8(272.2)N-C9(31.0)Total(408.3)
ColumnaDebutanizadora
Comp.mol/hrI-C4(12)N-C4442I-C513N-C5(1)Total(468)
Destilado
Alimentacin
dibi
Usar Condensador TotalSi PD ( 2 atm entonces :Usar PD = 2 atm (
200 kPa, 30 psia)
Calcular Punto de Burbuja del Destilado( PD ) a TD = 50 oC (120
oF)
PD ( 15 atm
( 215 psia )
PD ( 15 atm ( 215 psia )
Calcular Punto de Roco del Destilado ( PD )a TD = 50 oC
TB ( TC
Calcular PuntoBurbuja Fondoa presin PB
EstimarPresin de FondoPB
PD ( 25 atm
O.K.
UsarCondensadorParcial
TB ( TC
PD ( 25 atm
Escoger Refrigerantepara operar condensador parcial aPD = 28 atm
( 420 psia)
Bajar PresinPD
EMBED Equation.3
(
N
Nm
D = 0
Lm D
F
L
L D
Nmin ( N F = 0 ; B=0(L/D= ( )
N = (( L/D )mn
F
N finitoL/D finitol
1
1
1
B = 0
B
B
Reflujo TotalN = NminR = (
Operacin RealNmin ( N ( ((L/D)min ( R ( (
Reflujo MnimoN = (R = Rmin
Esta operacin se puede lograr introduciendo una cierta cantidad
de alimentacin, cortar el flujo de esta alimentacin, y no
extrayendo ni destilado, ni producto de fondo. Todo el vapor que
llega al condensador es condensado y devuelto al plato N como
reflujo. Todo el lquido que deja la etapa 1 es vaporizado y se
vuelve a la etapa 1 como vapor.Para la operacin en estado
estacionario , todo el calor introducido en el hervidor, es
retirado en el condensador ( suponiendo que no hay prdidas de calor
).Por balance de materia, los flujos de vapor y lquido que se
cruzan entre cualquier par de etapas deben ser iguales tanto en
flujo como en composicin ; por ejemplo :VN-1 = LN ; yi,N-1 =
xi,NSin embargo, los flujos de vapor y lquido cambiarn de etapa en
etapa a no ser que se suponga flujo molar constante.
Por balance :L2 = V1 , L2 xi,2 = V1 yi,1
por lo tanto : xi,2 = yi,1
CondensadorTotal
VNyN
LN+1xN+1
LNxN
N
N-1
VN+1yN+1
2
V1y1
L2x2
1
L1x1
V0y0
HervidorTotal
F = ( F zi,F = 876,3 lbmol/h
D = ( D xi,D = 468,0 lbmol/h
B = ( B xi,B = 408,3 lbmol/h
(i,i-C5