Fraccionamiento Gas

8/13/2019 Fraccionamiento Gas

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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL

CAPTULO 2

FRACCIONAMIENTO DE LOSLQUIDOS 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.

La altura de la columna, nmero de platos o altura de empaque, depende de lavolatilidad 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.


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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 quela 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 lamisma composicin que el producto de cima destilado.

FIG. 2 - 1 Diagrama Esquemtico Del Proceso DeFraccionamiento


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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 componenteclave 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 deseparacin, que se agregue calor al fondo de la columna para suministrar la


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energa de 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 delfondo de la torre.
http://www.gas-training.com/Articulos/pf_01.jpghttp://www.gas-training.com/Articulos/pf_02.jpghttp://www.gas-training.com/Articulos/pf_03.jpghttp://www.gas-training.com/Articulos/pf_03.jpghttp://www.gas-training.com/Articulos/pf_02.jpghttp://www.gas-training.com/Articulos/pf_01.jpg


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Cuando se trata de unacolumna 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 Demetanizadoro Deetanizadoro Depropanizadorao Debutanizadora

FLUJO DE VAPOR

Fuente: GPSA-98, Fig. 19-9
http://www.gas-training.com/Articulos/pf_04.jpghttp://www.gas-training.com/Articulos/pf_04.jpg


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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 natural1034 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


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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:

- 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 losvapores en la torre. Esta torre se encuentra en plantas criognicas. Como puede


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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.

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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- 50 -

FIG. 2-3 Proceso Tpico De Estabilizacin DeCondensados


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- 51 -

FIG. 2.4 Tren De Fraccionamiento YRendimientos


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- 52 -

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 56

7

FIG. 2.4 Tren De Fraccionamiento YRendimientos 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 iC4de 1.0% mol.

Seleccionar los componentes clave liviano y pesado. Estimar las

composiciones de los productos de cima y fondo.

- Se selecciona el C3como componente clave liviano por ser el ms pesado de los

componentes que se vaporiza.

- Se selecciona el iC4como 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 = 162.8159.5 = 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 iC4es el 1 % mol del producto de cima, la suma de C3+ C2ser el

99% (todo el C4y C5+estn en el fondo). Entonces:


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FIG. 2-6 Alternativas De Secuencias De Tren DeFraccionamiento


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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 iC4en la cima = 163.5161.9 = 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:

ComponentesAlimento 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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2.5 Consideraciones De Diseo

Las principales consideraciones de diseo, se muestran a continuacin:

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 refrigeracinmecnica, 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.


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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.

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.


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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.

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.


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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.

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/Kb

HK 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

D

B

X

X

X

X

Slog

log

1

Ec.7

Smincluye el condensador parcial y el rehervidor parcial si ellos se usan.


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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

xRDL

1

0/

11/

Ec.9

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,


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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 Maddoxpropusieron 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

L

Q

HHFF

D

VV

0

1

Ec.10

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:


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1. Establecer la composicin del alimento, la rata de flujo, la temperatura yla presin.

2. Hacer una particin de los productos en la columna y establecer latemperatura 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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EJEMPLO 2-2 (GPSA)

Una corriente de. 291,000 gal/d en su punto de burbuja, se alimenta a una

fraccionadora con la composicin molar que se indica a continuacin:

COMPONENTES Lb-mol/h

C2 21.5

C3 505.6

iC4 105.0

nC4 250.1

iC5 56.2

nC5 50.0

C6+ 50.4

1,038.8

Se desea recuperar el 98% del propano como producto de cima, el cual tiene

un contenido de iC4de 1.0% mol.

La temperatura del condensador es 120F la cual se consigue mediante

enfriamiento con aire. Calcular:

a. Mnimo nmero de platos requerido

b. Mnima relacin de reflujo

c. Nmero de platos ideales a 1.3 veces la mnima relacin de reflujo


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SOLUCIN:

a. Mnimo nmero de platos requerido:

Seleccin de componentes claves,

Componente clave liviano = C3= LK

Componente clave pesado = iC4= HK

Estimar separacin de productos:

(a) 505.6 * 0.98 = 495.5 moles/h

(b) (21.5+495.5)/0.99 = 522.2 moles/h

(c) 522.2(21.5+495.5) = 5.2 moles / h

Encontrar presin de la torre mediante clculo de punto de burbuja a120F:

Alimento Cima Fondos

Moles % mol Moles % mol Moles % mol

C2 21.5 2.07 21.5 4.1 - -

C3 -- LK 505.6 48.67 (a)495.5 94.9 10.1 2.0

iC4 -- HK 105.0 10.11 (c) 5.2 1.0 99.8 19.3

nC4 250.1 24.08 - 250.1 48.4

iC5 56.2 5.41 - 56.2 10.9

nC5 50.0 4.81 - 50.0 9.7

C6+ 50.4 4.85 - 50.4 9.8

Totales1038.8 100.00 (b)522.2 100.0 516.6 100.0


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Se asume P y lee K (@ 120 F ) en el GPSA o Grficas de Campbell del

Tomo I.

Presin de punto de burbuja = 280psia

De la Ec. 3, cima= KLK/KHK= 0.93/0.45 = 2.067

Estimar temperatura de fondos mediante clculo de temperatura de

burbuja a 280psia (se asume despreciable la cada de presin en la torre):

Se asume T y lee K (@ 280 psia),

Temperatura del punto de burbuja = 250F

(*) Los valores de K para C6+se toman

de la figura para heptano.

De la Ec. 3, cima= KLK/KHK= 2.30/1.40 = 1.643

Ki xDi*Ki

C2 2.8 0.12

C3 0.93 0.88

C4 0.45 0.00

= 1.00

Ki xBi*Ki

C3 2.30 0.05

iC4 1.40 0.27

nC4 1.15 0.56

iC5 0.68 0.07

nC5 0.62 0.06

C6+(*) 0.15 0.01

Totales = 1.02


31/45


De la Ec. 5, pro =(cima + fondo)/2 = (2.067+1.643)/2 = 1.855

De la Ec. 2, SF =(XD/XB)LK (XB/XD)HK = (495.4/10.2)LK (99.8/5.2)HK =

932.14

De la Ec. 4, Sm = log(SF)/log(pro) = log(932.14)/log(1.855) = 11.07

platos

Calcular Sm corrigiendo por cambios en volatilidad relativa usando la Ec. 7

De Ec. 6, ij= KLK/Kb

HK, se calcula b usando los valores de KLKy KHK

en cima y fondo:

KLK(cima) = 0.93 = ij(0.45)b

KLK(fondo)= 2.30 = ij(1.40)b

Dividiendo las dos expresiones (fondo/cima) se obtiene:

2.473 = (3.111)b, donde b=log(2.473)/log(3.111) = 0.798

ij= 0.93/(0.45)0.798

= 1.759

De la Ec. 7,


32/45


platosS

D

B

X

X

X

X

S

m

ij

bb

HKD

B

LKB

D

m

05.11)759.1log(

1.522

7.516

2.5

8.99

2.10

4.495log

log

log

798.01798.0

1

Como puede observarse en los dos clculos de Sm, en este caso corregir

por cambios en volatilidad relativa no afecta el resultado.

b. Calcular la mnima relacin de reflujo:

El primer paso es evaluar O por prueba y error con Ec. 8:

0

/1

11

n

i i

Fiin

i ii

Fi xxq

q = 1 porque el alimento est en el punto de burbuja.

Se calcula pro para el alimento a

Tpro= (Tcima+ Tfondo)/2 = (120+250)/2 = 185F y 280psia


33/45


Ki pro,i pro,i*xFi/(pro,i)

xFi@ 185F y

280psia

Relativa a

C6+

=15.8 =16.0

C2 0.0207 4.1O 68.33 0.0269 0.0270

C3 0.4867 1.60 26.67 1.1941 1.2165

iC4 0.1011 0.83 13.83 -0.7098 -0.6443

nC4 0.2408 0.66 11.00 -0.5518 -0.5298

iC5 0.0541 0.35 5.83 -0.0316 -0.0310

nC5 0.0481 0.30 5.00 -0.0223 -0.0219

C6+

0.0485 0.06 1.00 -0.0033 -0.0032

Totales 1.0000 - -0.0978 0.0133

=15.9

De la Ec. 9,

n

i ii

Dim

xR

1 /1

3367.1

3367.29.1583.13

01.0*83.13

9.1567.26

949.0*67.26

9.1533.68

041.0*33.681

m

m

R

R

c. Calcular el nmero de platos ideales a 1.3 veces la mnima relacin de

reflujo:

Relacin de reflujo R (1.3)*Rm= 1.3*(1.3367) = 1.738.

R/(R+1) = L0/V1= 1.738/(1.738+1) = 0.635

Rm/(Rm+1) = (L0/V1)m= 1.337/(1.337+1) = 0.572

De Fig. 2-7 (@L0/V1= 0.635 y (L0/V1)m= 0.572), Sm/S = 0.54


34/45


S = 11/0.54 = 20.4, usar 21 platos ideales

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.


35/45


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FIG. 2-8 Eficiencias De Platos ParaFraccionadores


36/45

TABLA 2-1 parmetros tpicos para fraccionadoras y absorbedoras

Presin deOperacin

psig

Nmero

de

Platos

Reales

Relacin

deReflujo

L0/D

mol/mol

Relacin

deReflujo

L0/F

gal/gal

Eficienciade Plato

%

Demetanizadora 200 - 400 18 - 26Plato

cima

Plato

cima45 - 60

Deetanizadora 375 - 450 25 - 35 0.9 - 2.0 0.61.0 50 - 70

Depropanizadora 240 - 270 30 - 40 1.8 - 3.5 0.91.1 80 - 90

Debutanizadora 70 - 90 25 - 35 1.2 - 1.5 0.80.9 85 - 95

Separadora de

butanos80 - 100 60 - 80 6.0 - 14.0 3.015 90 - 110

Despojadora aceite

rico130 - 160 20 - 30 1.75 - 2.0 0.350.4

Cima 67

Fondo 50

Deetanizadora

aceite rico200 - 250 40 - -

Cima 25 -

40

Fondo 40 -

60

Estabilizadora

condensado100 - 400 16 - 24

Plato

cima

Plato

cima40 - 60

Separadora de

nafta70

Separadora

gasleos30

Despojadora agua

agria33


37/45


- 75 -

EJEMPLO 2-3

Calcular el nmero de platos reales para el Ejemplo 2-2 si la viscosidad del

alimento a 185F es 0.076 cP.

Temperatura promedio de la columna = (120 + 250)/2 = 185F

pro= 1.855

(*) = (1.855)(0.076) = 0.141

De Fig. 6-8 (@(*)=0.141), = 80%

Del ejemplo 2-2 el nmero de platos ideales requerido es 21 incluyendo el

rehervidor, luego los platos dentro de la torre son 21 - 1.

De Ec. 12, Platos reales = Platos Tericos / = (21-1)/0.80 = 25 platos.

Separadora C37C3 90

Absorbedora con

aceite25 - 35

Absorbedora

deetanizadora40


38/45


- 76 -

Tpicamente se adiciona un plato extra por cada alimento y por cada

intercambiador de calor lateral. En este caso hay un alimento, luego utilizando este

criterio el nmero de platos reales dentro de la torre sera 26.

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 lapresin.

2.Hacer una particin de los productos en la columna y establecer la temperatura yla 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-MaddoxCorrelation of Stages vs Reflux.

6.Ajustar el reflujo real para vaporizacin de la alimentacin si es necesario.


39/45


- 77 -

7.Determinar la configuracin de fondo y reflujo del rehervidor realizando balancesde materia.

8.Obtener las cargas de condensacin y rehervidor por medio de balances demateria y energa.

FIG. 2-9 Fotografas de torres de fraccionamiento


40/45


- 78 -

FIG. 2-9 Fotografas de torres de fraccionamiento


41/45


- 79 -

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


42/45

FIG. 2-11 Consola de control de una torre debutanizadora


43/45


- 81 -

FIG. 2-12 Torre

Depronizadora

Composicin de los hidrocarburos en una torre

depropanizadora

C1 0.01

C2 0.97

C3 53.58

iC4 13.20

nC4 15.53

iC5 4.47

nC5 2.56

C6 5.75

C7 2.45

C8 0.53

C9 0.70

C10 0.25

depropanizador

Producto

de fondo

Condensador de reflujo

Producto de tope

Rehervidor

C1 0.0182

C2 1.7689

C3 97.681

iC4 0.0043

nC4 0.0068

C3 0.03

iC4 28.5913

nC4 34.3789

iC5 9.8976

nC5 5.6684

C6 12.7319

C7 5.4249

C8 1.1735

C9 1.5500

C10 0.5536

Alimentac.


44/45

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 tiempoL0 = 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


45/45


= eficiencia global de plato, %

= parmetro de correlacin en Les. 8, 9

= viscosidad, cP

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

Fraccionamiento Gas

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