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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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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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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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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

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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FIG. 2-9 Fotografas de torres de fraccionamiento

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FIG. 2-10 Fotografas de torres de fraccionamiento iluminadas de noche

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.

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