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PROCESAMIENTO DE GAS NATURALMSc Marco Antonio Calle Martínez
CAPÍTULO 2FRACCIONAMIENTO DE LOS
LÍQUIDOS DEL GAS NATURAL
2.1 Introducción
Los líquidos recuperados del gas natural (LGN), forman una mezcla
multicomponente la cual se separa en fracciones de compuestos individuales o
mezclados, mediante una operación de fraccionamiento. Se le llama destilación al
proceso mediante el cual se logra realizar la operación de fraccionamiento.
En forma general cuando el gas natural de producción tiene 1.3 % mol de
propano, puede ser económico recuperar gases licuados del petróleo (GLP) según
el GPSA.
Cuando el porcentaje es inferior a dicho valor, debe hacerse un análisis de
alternativas minucioso antes de instalar facilidades para recuperación de GLP.
2.2 Descripción del proceso
La Destilación es probablemente el método más económico para separar
una mezcla en sus componentes individuales. La separación es fácil si la
volatilidad relativa de los compuestos clave liviano y clave pesado es
substancialmente mayor que uno. Los componentes más livianos (producto de
cima), se separan de los más pesados (producto de fondo).
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De esta forma, el producto de fondo de una columna es el alimento a la
próxima columna, la cual puede operar a una presión menor pero a temperatura
mayor.
La altura de la columna, número de platos o altura de empaque, depende
de la volatilidad relativa. Entre más baja sea la volatilidad relativa, la altura de la
columna será mayor. En la Fig. 2 -1 se muestra en forma esquemática una torre
de fraccionamiento con sus diferentes componentes.
El calor se introduce al rehervidor para producir los vapores de despojo. El
vapor sube a través de la columna contactando el líquido que desciende. El vapor
que sale por la cima de la columna entra al condensador donde se remueve calor
por algún medio de enfriamiento.
El líquido se retorna a la columna como reflujo para limitar las pérdidas de
componente pesado por la cima.
Internos tales como platos o empaque promueven el contacto entre el líquido
y el vapor en la columna. Un íntimo contacto entre el vapor y el líquido se
requiere para que la separación sea eficiente. El vapor que entra a una etapa de
separación se enfría con lo cual ocurre un poco de condensación de los
componentes pesados.
La fase líquida se calienta resultando en alguna vaporización de los
componentes livianos. De esta forma, los componentes pesados se van
concentrando en la fase líquida 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 líquido, y el reflujo retorna a la columna con la misma
composición que el producto de cima destilado.
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FIG. 2 - 1 Diagrama Esquemático Del Proceso De Fraccionamiento
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2.3 Principio De La Destilación
En la destilación el proceso de separación se basa en la volatilidad relativa
de los compuestos a ser separados. La separación ocurre debido a que un
componente se calienta hasta que pasa a la fase de vapor y el otro componente
permanece en la fase líquida.
Cuando la mezcla no es de dos componentes sino multicomponente. La
separación se selecciona entre dos componentes denominados claves, por
ejemplo etano y propano.
Se aplica calor hasta que todo el etano y los compuestos más livianos se
vaporizan, mientras que a la presión y temperatura de operación, el propano y los
compuestos más pesados permanecen en la fase líquida.
Entre mayor sea la diferencia en volatilidad de los dos compuestos claves
seleccionados, más fácil será efectuar la separación. Por lo tanto, en el proceso
destilación se requiere que haya una diferencia en los puntos de ebullición a la
presión de operación, y que los compuestos sean estables térmicamente para que
no se descompongan.
El componente más pesado que se vaporiza se denomina “componente
clave liviano” y el componente más liviano que permanece en la fase líquida se
denomina “componente clave pesado”.
En la destilación todos los cálculos se ejecutan usando etapas teóricas 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 líquido 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 estén en el punto de burbuja de líquido y en el punto de rocío
de vapor, a la misma temperatura y presión. Las composiciones de estas fases
están relacionadas por la constante de equilibrio así:
yi=Ki*xi Ec. l
La relación entre los balances de materia y energía para cada etapa es la base
para el diseño de toda la torre de fraccionamiento.
Dos consideraciones importantes que afectan el tamaño y costo de una columna
de fraccionamiento son el grado de separación y la volatilidad de los
componentes.
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FIG. 2-2 Modelo Básico De Fraccionamiento
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El grado de separación o pureza de un producto tiene un impacto directo
sobre el tamaño de la columna y los requerimientos de servicios. Alta pureza
requiere más platos, más reflujo, mayor diámetro y o reducida cantidad de
producto. Una medida cuantitativa de la dificultad para una separación es el
factor de separación SF, definido como:
SF = (XD/XB)LK (XB/XD)HK Ec. 2
Típicamente para la mayoría de los problemas de separación este factor
está en el rango de 500 a 2,000. Sin embargo, para separaciones muy puras este
valor puede llegar a 10,000. El número de platos aproximadamente será el
logaritmo del factor de separación para un determinado sistema.
La volatilidad de los componentes solamente se expresa como volatilidad
relativa α. Esta variable está definida como la relación de las constantes de
equilibrio de los compuestos claves liviano y pesado así:
α = KLK / KHK Ec. 3
Para sistemas de hidrocarburo en dos fases, compuestos que están en una fase
estarán también presentes en la otra fase, en proporción al valor de su constante
de equilibrio K. Por lo tamo, es necesario tener muchas etapas de contacto
gas/líquido, para provocar una concentración gradual de los componentes
livianos en la fase gaseosa, y los componentes pesados en la fase líquida.
Esto requiere que la columna de destilación tenga muchas etapas de
separación, que se agregue calor al fondo de la columna para suministrar la
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energía de despojo, y que se aplique condensación 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 diámetro,
que suelen configurar el entorno de una refinería. Aunque tal cosa no se descubre
a simple vista, están organizados para sacarle al petróleo los diferentes
componentes, desde los más livianos hasta los más pesados. Cada una de las
torres se encarga de retirarle una porción a la cadena de hidrocarburos. Al
comienzo saldrán los más livianos y, progresivamente, los pesados; hasta dejar
los bitúmenes pastosos que ya no aceptan mayores cortes.
Con el gas natural ocurre lo mismo, pero en este caso se trata de la separación de
los integrantes más livianos de la cadena de hidrocarburos.
El diseño 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 composición del gas
natural que debe llegar a la planta dependerá la filosofía 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 producción, se podrá iniciar el
análisis del proceso. De allí la importancia que tiene, a los efectos de un diseño,
conocer a cabalidad la materia prima que alimentará la primera torre. Si esa
primera parte es dudosa, en el mismo grado se habrá impactado la economía del
proceso.
La torre tiene una presión más o menos estable en toda su longitud. La única
diferencia de presión que hay entre el tope y el fondo es debido al peso propio de
los fluidos. En cambio la temperatura del tope es mucho más baja que la del
fondo de la torre.
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Cuando se trata de una columna fraccionadora, la parte liviana se irá al tope de la
torre mientras que la porción pesada quedará en el fondo (Flujo de Vapor).
TIPO DE FRACCIONADORES
El número y tipo de fraccionador requerido depende del número de productos a
ser producidos y la composición de la alimentación 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 Propósito Del Fraccionamiento
Cualquier planta de procesamiento de gas que produce líquidos del gas
natural (LGN), requiere de al menos una fraccionadora para producir un líquido
que cumpla con las especificaciones para venta. Por lo tanto, el propósito del
fraccionamiento es obtener de una mezcla de hidrocarburos líquidos, ciertas
fracciones que como productos deben cumplir especificaciones.
Para separar una corriente líquida de hidrocarburos en varias fracciones, se
requiere una torre de destilación por fracción. 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 más pesadas
(C5+), se utiliza una torre estabilizadora en la cual se separan las fracciones de
pentano y más pesados, los cuales salen por el fondo y las fracciones de butano y
más livianos (C4-), las cuales salen por la cima.
Generalmente esta fracción de cima de butano y más 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 presión de vapor Reid (RVP), con la cual se
determina el tipo de tanque de almacenamiento requerido (Para gasolina natural
10—34 RVP, se recomiendan tanques esféricos, cilíndricos 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 instalación típica para
estabilización de condensado.
El número total de columnas de destilación depende de la composición del
alimento y del número de productos a ser recuperado. En un sistema en el cual se
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recupera etano, GLP (mezcla de C3’s y C4’s) y el balance como C5+, se requiere
un mínimo de tres columnas de destilación para las separaciones siguientes:
- Separar el metano de los hidrocarburos de dos y más carbonos.
- Separar el etano de los hidrocarburos de tres y más 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 envía 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 C4’s y gasolina que
va a la tercera columna.
Esta es una debutanizadora, en la cual se separan los productos butano y
gasolina.
Esta separación es controlada por la limitación de presión 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
aplicación como materia prima para petroquímicos.
La demetanizadora es otra clase de fraccionadora, la cual no usa
condensador de reflujo externo para producir líquido para el contacto con los
vapores en la torre. Esta torre se encuentra en plantas criogénicas. Como puede
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verse en la Fig. 2-5, el alimento al plato de cima compuesto por 12% mol como
líquido a baja temperatura, suministra el líquido de reflujo. Este líquido junto con
las otras corrientes de alimento, es la carga líquida a la torre.
El rehervidor es el punto de control para la pureza del producto de fondo. La
composición de cima es función de las unidades de proceso aguas arriba. Esta es
una aproximación económica para obtener un solo producto, pero la eficiencia de
separación está limitada.
Una mejor recuperación o una separación más fina, se logra adicionando
un condensador de reflujo y una sección de rectificación.
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FIG. 2-3 Proceso Típico De Estabilización 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 56
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FIG. 2.4 Tren De Fraccionamiento Y Rendimientos (Continuación)
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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 físicamente son viables pero hay una
que es la óptima.
El arreglo óptimo depende del número y cantidad de compuestos a ser
separados, de la volatilidad relativa, de la pureza requerida, etc.
King hizo un análisis 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 energía y dificultad para la separación:
1. La secuencia directa de separar los compuestos uno a uno es la que más se
favorece, a menos que aplique uno de los siguientes eventos.
2. Se debe dar prelación en la secuencia, a la separación que resulte en una
división equimolar entre el producto de cima y el de fondo.
3. Componentes adyacentes cuya volatilidad relativa está cercana a la unidad
deben separarse sin presencia de otros componentes; por lo tanto, esta separación
debe reservarse para la última torre en la secuencia.
4. La separación que exija una alta recuperación de las fracciones debe dejarse
para lo último 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 máximo 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 más pesado de los
componentes que se vaporiza.
- Se selecciona el iC4 como componente clave pesado, por ser el más liviano de
los componentes que permanece en la fase líquida.
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 será el
99% (todo el C4 y C5+ están 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 operación real los componentes más livianos que el clave liviano (C3),
y los componentes más pesados que el clave pesado (iC4), no se separarán
perfectamente. Para propósitos de estimativos y cálculos a mano, asumir una
separación perfecta de los componentes no claves es una simplificación muy útil.
El balance global será:
2.5 Consideraciones De Diseño
Las principales consideraciones de diseño, se muestran a continuación:
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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PRESIÓN DE OPERACIÓN
Antes de hacer cualquier cálculo en un problema de fraccionamiento, se
debe determinar la presión de operación de la torre. Una de las consideraciones
primarias, es el medio de enfriamiento disponible para el condensador de reflujo.
El producto de cima estará a las condiciones del punto de burbuja, para un
producto líquido o del punto de rocío para un producto vapor. La presión para
cualquiera de estos puntos, se fija por la separación deseada de un componente y
la temperatura del medio de enfriamiento.
Típicamente los medios de enfriamiento usados son aire, agua y un
refrigerante. El enfriamiento con aire normalmente es el menos caro. Un diseño
práctico limita el proceso a 20°F de aproximación con la temperatura ambiente
en verano. Esto resulta en una temperatura de proceso entre 115 y 125°F en la
mayoría de los sitios.
Con agua de enfriamiento se pueden conseguir temperaturas de proceso
entre 95 y 105°F. Para temperaturas por debajo de 95°F se requiere refrigeración
mecánica, la cual es el medio de enfriamiento más costoso. Generalmente es
deseable operar a la presión más baja posible para maximizar la volatilidad
relativa entre los componentes claves de la separación. Sin embargo, en la
medida que se reduzca la presión se requiere el cambio a un medio de
enfriamiento más caro, lo cual no es una opción deseable.
En algunos casos el producto de cima de una columna debe ser
comprimido, en este caso una presión de operación alta es deseable para reducir
la potencia de compresión. Otros puntos que deben ser considerados en la
selección de presión son por ejemplo, el hecho de que si la presión de operación
es muy alta, la temperatura crítica del producto de fondo puede superarse y la
separación deseada no se alcanza.
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A manera de guía, mantener la temperatura de fondo en 50°F por debajo
de la temperatura crítica favorece La separación. Adicionalmente, la presión no
puede exceder la presión crítica del producto de cima deseado.
La selección de un condensador parcial o total se fija según sea el producto de
cima requerido. Para un producto líquido se utiliza un condensador total y para
un producto vapor se utiliza un condensador parcial.
Sin embargo, un producto final líquido puede ser producido en una torre
como vapor y posteriormente ser enfriado o comprimido para producir el líquido
deseado.
Hay casos inclusive en los cuales la licuefacción aguas abajo es más
económica. En muchos casos, el sistema de fraccionamiento con un condensador
parcial es más económico y debe compararse contra el costo adicional de los
equipos aguas abajo.
Antes de cualquier comparación económica, el diseño de la columna debe
hacerse para ambos tipos de condensador, con varias relaciones de reflujo y
varias presiones de operación.
RELACIÓN DE REFLUJO Y NÚMERO DE ETAPAS
El diseño de una columna de fraccionamiento es un problema de balance
entre el costo de inversión y el costo de energía. Los parámetros primarios son el
número de etapas y la relación de reflujo.
La relación de reflujo se puede definir de varias formas; en muchos
cálculos, la relación de reflujo está definida como la relación de la rata molar de
reflujo líquido dividida por la rata molar de producto neto de cima.
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El duty del rehervidor es una función directa de la relación de reflujo,
mientras se mantiene en la columna de fraccionamiento un balance total de
materia y calor para una separación dada.
Una columna de fraccionamiento puede producir solamente una separación
deseada entre los límites de reflujo mínimo y el mínimo número de etapas. Para
mínimo reflujo se requiere un número infinito de etapas. Para reflujo total, se
requiere un mínimo número de etapas.
Ninguna de estas dos situaciones representa la operación real, pero son los
extremos de la configuración de diseño posible.
Para calcular ambos casos se han desarrollado métodos rigurosos; sin
embargo, se requiere una solución por computador para ejecutar cálculos plato a
plato. Para iniciar un diseño detallado, se hacen estimativos de la relación
mínima de reflujo y el mínimo número de platos, usando métodos simples de
análisis de componentes binarios claves.
MÍNIMO NÚMERO DE ETAPAS
El número mínimo de etapas puede ser calculado para la mayoría de los
sistemas multicomponentes por la ecuación de Fenske
Sm = log(SF)/log(αpro) Ec. 4
Sm en esta ecuación incluye un rehervidor parcial y un condensador parcial
si ellos se usan.
La αpro es la volatilidad relativa promedio en la columna para los
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componentes claves en la separación. El promedio más comúnmente usado es el
aritmético.
αpro = (αcima + αfondo)/2 Ec. 5
Si la volatilidad varía ampliamente, se usa la aproximación de Winn en la
cual se modifica la volatilidad.
βij = KLK/KbHK Ec. 6
donde el exponente b se obtiene de las figuras para los valores de K en el
rango de interés.
El mínimo número de etapas se calcula con la siguiente expresión:
Ec.7
Sm incluye el condensador parcial y el rehervidor parcial si ellos se usan.
MÍNIMA RELACIÓN DE REFLUJO
El método de Undenvood es el más usado para calcular la mínima relación de
reflujo. Se asumen constantes la volatilidad relativa y la relación molar
líquido/vapor. El primer paso es evaluar e por prueba y error:
Ec.8
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Luego de calcular 8, se calcula la mínima relación de reflujo así:
Ec.9
NÚMERO DE ETAPAS
El número de etapas teóricas requeridas para una separación dada a una
relación de reflujo entre el mínimo y el reflujo total, se puede determinar por
relaciones empíricas. Erbar y Maddox hicieron una extensa investigación de
cálculos de fraccionamiento plato a plato y desarrollaron la correlación de la Fig.
2-7 (Fig. 19-7 del GPSA).
Esta correlación relaciona la razón mínimo número de etapas a etapas
teóricas (Sm/S), con la mínima relación de reflujo (Rm) y la relación de reflujo de
operación (R), donde R = L0/D.
La Fig. 2-7 se puede usar para determinar el reflujo de operación para un
número dado de etapas teóricas, entrando a la figura con el valor de Sm/S,
moviéndose hacia arriba hasta la línea 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 relación de reflujo óptima de operación se encuentra cerca a
la mínima relación de reflujo. Valores de 1.2 a 1.3 veces el mínimo son comunes.
Luego para una R dada se puede determinar el valor de S en la Fig. 2-7.
Esta correlación se generó sobre la base que el alimento está en su punto de
burbuja. Si el alimento está entre el punto de burbuja y el punto de rocío, el
reflujo de operación debe corregirse.
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Erbar y Maddox propusieron la siguiente relación para ajustar la rata de
vapor del plato de cima, para un alimento que no esté en su punto de burbuja:
Ec.10
La rata de reflujo se ajusta posteriormente por el balance de materia así:
L0=V1–D Ec.11
Procedimiento de Cálculo
Para determinar los parámetros de diseño para un problema de
fraccionamiento, se recomienda el siguiente método corto:
1. Establecer la composición del alimento, la rata de flujo, la temperatura y
la presión.
2. Hacer una partición de los productos en la columna y establecer la
temperatura y la presión. Con la presión de la columna calcular la
temperatura del rehervidor.
3. Calcular el mínimo número de etapas teóricas con la ecuación de Fenske (Ec 4).
4. Calcular la mínima relación de reflujo por el método de Underwood
(Ecuaciones 8, 9).
5. Obtener la relación etapas teóricas / reflujo de operación de la Fig. 2-7.
6. Ajustar el reflujo real para vaporización del alimento si es necesario
(Ecuaciones. 10, 11).
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FIG. 2-7 Correlación 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 composición molar que se indica a continuación:
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 iC4 de 1.0% mol.
La temperatura del condensador es 120°F la cual se consigue mediante
enfriamiento con aire. Calcular:
a. Mínimo número de platos requerido
b. Mínima relación de reflujo
c. Número de platos ideales a 1.3 veces la mínima relación de reflujo
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SOLUCIÓN:
a. Mínimo número de platos requerido:
Selección de componentes claves,
Componente clave liviano = C3 = LK
Componente clave pesado = iC4 = HK
Estimar separación 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 presión de la torre mediante cálculo de punto de burbuja a
120°F:
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
Totales 1038.8 100.00 (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 Gráficas de Campbell del
Tomo I.
Presión de punto de burbuja = 280psia
De la Ec. 3, αcima = KLK/KHK = 0.93/0.45 = 2.067
Estimar temperatura de fondos mediante cálculo de temperatura de
burbuja a 280psia (se asume despreciable la caída de presión en la torre):
Se asume T y lee K (@ 280 psia),
Temperatura del punto de burbuja = 250ºF
(*) Los valores de K para C6+ se toman
de la figura para heptano.
De la Ec. 3, αcima = 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
Σ= 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 Σ= 1.02
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De la Ec. 5, αpro = (αcima + αfondo)/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(αpro) = log(932.14)/log(1.855) = 11.07
platos
Calcular Sm corrigiendo por cambios en volatilidad relativa usando la Ec. 7
De Ec. 6, βij = KLK/KbHK, se calcula b usando los valores de KLK y KHK
en cima y fondo:
KLK(cima) = 0.93 = βij(0.45)b
KLK(fondo) = 2.30 = βij(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
βij = 0.93/(0.45)0.798 = 1.759
De la Ec. 7,
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Como puede observarse en los dos cálculos de Sm, en este caso corregir
por cambios en volatilidad relativa no afecta el resultado.
b. Calcular la mínima relación de reflujo:
El primer paso es evaluar O por prueba y error con Ec. 8:
q = 1 porque el alimento está en el punto de burbuja.
Se calcula αpro para el alimento a
Tpro = (Tcima + Tfondo)/2 = (120+250)/2 = 185°F y 280psia
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Ki αpro,i αpro,i*xFi/(αpro,i – θ)
xFi
@ 185°F y
280psia
Relativa a
C6+
θ=15.8 θ=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
θ=15.9
De la Ec. 9,
c. Calcular el número de platos ideales a 1.3 veces la mínima relación de
reflujo:
Relación 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
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De Fig. 2-7 (@L0/V1 = 0.635 y (L0/V1)m = 0.572), Sm/S = 0.54
S = 11/0.54 = 20.4, usar 21 platos ideales
EFICIENCIA DE PLATO
Los cálculos para el diseño de las columnas se hacen usando platos teóricos.
En un plato real no se alcanza el equilibrio por las limitaciones en tiempo de
contacto entre el líquido y el vapor. Por lo tanto, en una columna real se
requieren más platos de los calculados teóricamente, para obtener una separación
deseada.
Para determinar el número de platos reales se usa una eficiencia global de
plato definida como:
Platos teóricos
ε = Platos Teóricos / Platos reales Ec. 12
O’Connell correlacionó 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 (ε) con la viscosidad relativa
multiplicada por la viscosidad del alimento (α*μ) a la temperatura promedio de la
columna.
En la Tabla 2-1 se indican algunos parámetros típicos para fraccionadoras y
absorbedoras.
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FIG. 2-8 Eficiencias De Platos Para Fraccionadores
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TABLA 2-1 parámetros típicos para fraccionadoras y absorbedoras
Presión de
Operación
psig
Número
de
Platos
Reales
Relación
de
Reflujo
L0/D
mol/mol
Relación
de
Reflujo
L0/F’
gal/gal
Eficiencia
de Plato
%
Demetanizadora 200 - 400 18 - 26Plato
cima
Plato
cima45 - 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 3.0—15 90 - 110
Despojadora aceite
rico 130 - 160 20 - 30 1.75 - 2.0 0.35—0.4
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
cima40 - 60
Separadora de
nafta 70
Separadora
gasóleos 30
Despojadora agua 33
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agria
Separadora C37C3 90
Absorbedora con
aceite 25 - 35
Absorbedora
deetanizadora 40
EJEMPLO 2-3
Calcular el número de platos reales para el Ejemplo 2-2 si la viscosidad del
alimento a 185°F es 0.076 cP.
Temperatura promedio de la columna = (120 + 250)/2 = 185°F
αpro = 1.855
(α*μ) = (1.855)(0.076) = 0.141
De Fig. 6-8 (@(α*μ)=0.141), ε = 80%
Del ejemplo 2-2 el número 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 Teóricos / ε = (21-1)/0.80 = 25 platos.
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Típicamente 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 número de platos reales dentro de la torre sería 26.
PROCEDIMIENTO DE CÁLCULO PARA DISEÑO DE
FRACCIONADORES
Se utilizan los siguientes pasos para determinar los principales parámetros de
diseño de fraccionadores :
1. Establecer la composición del alimento, la rata de flujo, la temperatura y la
presión.
2. Hacer una partición de los productos en la columna y establecer la temperatura y
la presión de tope. Con la presión de la columna calcular la temperatura del
rehervidor.
3. Calcular el mínimo número de etapas teóricas con la ecuación de Fenske.
4. Calcular la relación de reflujo por el método de Underwood.
5. Obtener la relación etapas teóricas/reflujo de la figura “Erbar-Maddox Correlation
of Stages vs Reflux”.
6. Ajustar el reflujo real para vaporización de la alimentación si es necesario.
7. Determinar la configuración de fondo y reflujo del rehervidor realizando balances
de materia.
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8. Obtener las cargas de condensación y rehervidor por medio de balances de
materia y energía.
FIG. 2-9 Fotografías de torres de fraccionamiento
FIG. 2-9 Fotografías de torres de fraccionamiento
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FIG. 2-10 Fotografías 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
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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 volumétrico total de alimento, galones/unidad de tiempo
H = entalpía, Btu/lb
K = constante de equilibrio
L0 = flujo molar total de reflujo líquido, moles/unidad de tiempo
L0’ = flujo volumétrico total de reflujo líquido, galones/unidad de tiempo
Qc = duty del condensador, Btu/h
q = moles de líquido saturado en el alimento por mol de alimento
R = relación de reflujo, moles de reflujo (L0) dividido por moles de producto neto
(destilado) de cima (D)
S = número de etapas teóricas
SF = factor de separación 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 = fracción molar de líquido
X = flujo molar líquido de un componente en una corriente, moles/unidad de
tiempo
y = fracción molar de vapor
LETRAS GRIEGAS
α = volatilidad relativa
βij = factor de volatilidad definido por Ec. 6
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ε = eficiencia global de plato, %
θ = parámetro de correlación en Les. 8, 9
μ = viscosidad, cP
SUBÍNDICES
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 = mínino
n = plato número
pro = promedio
VF = corriente vaporizada de alimento
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