proceso de producción de Éter etílico

PROCESO DE PRODUCCIÓN DE ÉTER ETÍLICO

DISEÑO I

SEGUNDA ASIGNACIÓN

Víctor Eduardo CastrillónJulio César Londoño

Inti Yogahanda Montoya Tatiana Andrea Restrepo

Equipo#3

DocenteHeberto Tapias

Departamento de Ingeniería químicaFacultad de Ingeniería

Universidad de AntioquiaEnero 29 de 2014

NOMENCLATURA

Grupo 3Éter etílico

A= AguaB= EtanolS= Ácido sulfúricoE=Éter etílicoN=Hidróxido de sodioSal= Sulfato de sodioxi,j= Composiciones molares de la sustancia i en la corriente jFi,j =Flujo molar de la sustancia i en la corriente jFj= Flujo molar de la corriente iT= TemperaturaTref= Temperatura de referenciaP= PresiónX=Conversión del reactivo principalS= SelectividadCp,i= capacidad calorífica de una especie iδ,α= Coeficientes estequiométricos de las reacciones químicasHi,T = Entalpía de la especie i a la temperatura THi

0 = Entalpía de formación de la especie i a la temperatura Tref

y= Fracción vapor de una especieKi= Volatidad del componente iα i , j= Volatilidad relativa del componente i respecto al componente j

1. INFORMACIÓN DE ENTRADA

2


1.1. Mercado del producto

1.1.1.Calidad del producto

El éter etílico industrial se presenta en el mercado 96% w/w de dietiléter, 3% w/w etanol y 1% w/w agua. [1]

Tabla 1. Especificaciones y propiedades del éter etílico. [2]

FORMULACION (MERK)Riqueza mínima (C.G.) 99,7 %Identidad IR s/e.Densidad a 20/4 0,713-0,715LIMITE MAXIMO DE IMPUREZAS

Color APHA 10

Residuo fijo 0,001 %

Peróxidos (en H2O2) 0,00003 %*

Acetona (C.G.) 0,005 %Etanol (C.G.) 0,05 %Metanol (C.G.) 0,02 %

Sustancias carbonizables por H2SO4 s/e.

Acidez0,0002 meq/g

Carbonilos (en HCHO) 0,001 %Agua (H2O) 0,0075 %

Usos del producto [3] [4]

El éter etílico tiene un extendido uso industrial principalmente como disolvente de grasas, aceites, ceras, resinas, gomas, perfumes, alcaloides, acetato de celulosa, nitrato de celulosa, hidrocarburos y colorantes. Gracias a la facilidad de su eliminación, también es frecuentemente utilizado en la extracción de principios activos de tejidos de plantas y animales, extracción de alcaloides, extracción de resinas y gomas. Mezclado con alcohol etílico, se usa para disolver nitrocelulosas. También se utiliza en una gran variedad de reacciones orgánicas, especialmente en las síntesis de Grignard y Wurtz. A su vez, el éter fue originalmente utilizado como anestésico y aún tiene este uso. Es utilizado en la fabricación de películas fotográficas, en la industria farmacéutica, como refrigerante, en combustibles diesel y en la limpieza en seco, en veterinaria como analgésico y como estimulante subcutáneo, se utiliza en la manufactura de pólvora para balas.

3


Aunque el éter etílico se fabrica con etileno, es útil como fuente comercial de este último en plantas que no disponen de gases de refinerías de petróleo. Por razón de su naturaleza liquida, es más fácil de transportar el éter que el etileno. También se puede usar alcohol etílico desnaturalizado con éter etílico: los vapores se pasan sobre alúmina a temperatura de 343°C; es muy alto el rendimiento y el etileno que se obtiene es muy puro.

El consumo aproximado que tuvo el éter etílico en la industria estadounidense a finales del decenio de 1940 a 1949 fue: para adhesivos y resinas, 1%; sustancias medicinales básicas, 12%; fabricación de productos químicos, 55%; como desnaturalizante, 2%; para colorantes, 4%; productos farmacéuticos, 2%; separación de ácidos grasos, 4%; acabados de calzado y cuero, 1%; y diversos 19%. Para producir anestesia es necesario que el aire inspirado contenga de 6 a 8% de éter. [5]

1.2. Capacidad de la planta

1.2.1.Toneladas de producto comercial

La planta producirá un total de 60000 toneladas anuales de éter etílico, esto basado en el estudio de mercado y recomendado por el interventor del proyecto, Heberto Tapias.

2. Tecnología seleccionada del proceso

2.1 Descripción general del proceso (SPFD)

Ácido sulfúrico concentrado (96% v/v) (5) (6) se acondiciona por medio de una bomba centrífuga (P-1) y un calentador (E-2), esta corriente (7) entra al reactor (R-1); también lo hace una corriente que contiene alcohol etílico (4), luego de mezclarse etanol fresco (96% v/v) (1) con la recuperación del alcohol del proceso, que también contiene agua y un remanente de éter (22) ,acondicionada por medio de un compresor (K-1) y un enfriador (E-2) (2) (3). Luego de darse la reacción, la corriente compuesta de ácido sulfúrico, éter, alcohol y agua (8) a la cual se le reduce la presión (9) y pasa por un tanque de neutralización (R-2) de soda caustica (50% w/w). La corriente de hidróxido (12) proveniente de un tanque de almacenamiento (V-3) y también es tratada (10)(11) por medio de una bomba (P-2) y un calentador (E-3), en dicho reactor es neutralizado el ácido sulfúrico con un exceso de hidróxido del 10%. La corriente neutralizada (13) se calienta en un evaporador (E-4) y la corriente acondicionada (14) va a una unidad de separación (S-1) en donde se presenta la separación del sulfato de sodio formado, el hidróxido de sodio sobrante, una gran cantidad de agua y algunas trazas

4


de éter y etanol (15), mientras por el destilado (16) sale el dietiléter con alcohol etílico y agua. Esta corriente se trata con un enfriador (E-5) ; (17) va a un segundo separador (S-2) en donde por los fondos (18) se tiene la mayor cantidad de etanol y agua que entra a la unidad, mientras que por los topes (23) se separa la mayor cantidad de éter con una parte pequeña de etanol y agua, (23) se trata mediante un enfriador (E-7) (24) y una válvula de expansión (L-3); (25) va a la torre de rectificación (T-1) en donde ese obtiene una corriente de éter sumamente refinado (26) y por la base una pequeña cantidad de agua, alcohol etílico y trazas de éter (27). La corriente (18) que sale del segundo separador pasa por un evaporador (E-6) de donde sale una corriente (20) con la mayor parte de agua y trazas de etanol; luego (19) a un tercer separador (S-3) que dirige (21) como recirculación al mezclador (M-1) que se acondiciona antes por medio de una válvula (L-1) (22) antes de mezclarse con el etanol fresco (1). [6][7]

V-1

V-3

7

10

1

2

4

3

12

11

9

5

V-2R -1 R -2

S - 1 S - 2 S - 3

P -1

6 E-2

E-1

E-3

E-4 E-5 E-6

M-12122

8 13 1614 17 18 19

1520

23

26

T-1

27

L -1

L -2

K -1

P -2

P-3

2524

E-7 L-3

2.1. Decisiones sobre % pérdidas de materia prima y producto en el proceso.

Se consideran pérdidas de producto (éter etílico) globales del 2%. Para la materia prima se Esto se justifica en los cálculos que sepresentan en el tercer punto de esta entrega (Numeral 3.4).

2.2. Calidad de materias primas, proveedor y precio.

5


- Etanol: Pureza: 96 %Impurezas: Agua 4%Precio: 0,88 $USD /Kg =880 $USD/TONELADAProveedor: C.A Cartavio (PER) [8]

- Ácido sulfúrico: Pureza: 98% Impurezas: Agua 1%; Ceniza 0,5%; Metales pesados 0.5%Precio: 275 $USD / TONELADAProveedor: MULTINSA (COL) [9]

- Hidróxido de sodio (Solución 50% w/w): Precio: 430 $USD / TONELADAProveedor: Bredox BV (Países Bajos) [10]

2.3. Tipo de operación de la planta

El tipo de operación será continua debido a varios factores:

a). En el proceso de producción del éter etílico no es necesario un tiempo de residencia largo según la literatura. [11]

b) La presencia de varias unidades de separación flash y una de destilación multicomponente las cuales deben mantenerse estables, por lo tanto se les debe suministrar un flujo constante de alimentación ya que no es económicamente rentable estabilizar cada torre cada vez que venga un lote.

c) Por la recirculación que se presenta en el proceso.

2.4. Operación anual horas/año

Debido a que de un año de 365 días se descuentan 30 días por mantenimiento, reparaciones y fallas no programadas; por lo que en 335 días de operación continua da un total de 8040 horas de operación anual.

3. INFORMACIÓN DE SALIDA

3.1. Condiciones de operación de la planta

6


3.1.1.Matriz de caracterización de las corrientes del proceso

FLUJOS A (Kg/h) B (Kg/h) S (Kg/h) E (Kg/h) N (Kg/h) Sal (Kg/h) T (K) P (psig)

1 516.19 9688.52 0 0 0 0 300.15 14.62 23649.95 11101.97 0 746.79 0 0 369.02 14.63 23649.95 11101.97 0 746.79 0 0 606.75 101.54 23649.95 11101.97 0 746.79 0 0 398.15 1005 1608.34 0 70906.08 0 0 0 300.15 14.66 1608.34 0 70906.08 0 0 0 300.15 101.57 1608.34 0 70906.08 0 0 0 398.15 1008 27101.79 1665.30 70906.08 8337.91 0 0 398.15 1009 27101.79 1665.30 70906.08 8337.91 0 0 398.15 2510 27505.79 0 0 0 63602.9235 0 300.15 14.611 27505.79 0 0 0 63602.9235 0 300.15 26.512 27505.79 0 0 0 63602.9235 0 398.15 2513 80633.47 1665.30 0 8337.91 6360.29235 102686.572 398.15 2514 80633.47 1665.30 0 8337.91 6360.29235 102686.572 400.5 23.515 37394.73 101.04 0 7.83 6360.29235 102686.572 400.5 23.516 45771.444 1576.34 0 8531.55 0 0 400.5 23.517 45771.444 1576.34 0 8531.55 0 0 353 2218 45333.72 1423.07 0 746.79 0 0 353 2219 45333.72 1423.07 0 746.79 0 0 400 20.520 22199.958 9.62 0 0.0023 0 0 400 20.521 23133.762 1413.45 0 746.785683 0 0 400 20.522 23133.762 1413.45 0 746.785683 0 0 398.5 14.623 437.72706 153.28 0 7784.76 0 0 353 2224 437.72706 153.28 0 7784.76 0 0 323.5 1925 437.72706 153.28 0 7784.76 0 0 323.5 1026 262.6362 120.01 0 7461.48 0 0 323.5 827 175.090824 33.26 0 323.28 0 0 323.5 12

MATRIZ DE FLUJOS: A: agua, B: etanol, S:ácido sulfúrico, E: éter etílico, N: NaOH, Sal: Na2SO4

3.2. Descripción del proceso

7

3.2.1.Diagrama de flujo del proceso

V-1

V-3

7

10

1

2

4

3

12

11

9

5

V-2R -1 R -2

S - 1 S - 2 S - 3

P -1

6 E-2

E-1

E-3

E-4 E-5 E-6

M-12122

8 13 1614 17 18 19

1520

23

26

T-1

27

L -1

L -2

K -1

P -2

P-3

2524

E-7 L-3


3.2.2.Descripción del proceso

Ácido sulfúrico concentrado (96% v/v) (5) (6) se acondiciona por medio de una bomba centrífuga (P-1) y un calentador (E-2), esta corriente (7) entra al reactor (R-1); también lo hace una corriente que contiene alcohol etílico (4), luego de mezclarse etanol fresco (96% v/v) (1) con la recuperación del alcohol del proceso, que también contiene agua y un remanente de éter (22) ,acondicionada por medio de un compresor (K-1) y un enfriador (E-2) (2) (3). Luego de darse la reacción, la corriente compuesta de ácido sulfúrico, éter, alcohol y agua (8) a la cual se le reduce la presión (9) y pasa por un tanque de neutralización (R-2) de soda caustica (50% w/w). La corriente de hidróxido (12) proveniente de un tanque de almacenamiento (V-3) y también es tratada (10)(11) por medio de una bomba (P-2) y un calentador (E-3), en dicho reactor es neutralizado el ácido sulfúrico con un exceso de hidróxido del 10%. La corriente neutralizada (13) se calienta en un evaporador (E-4) y la corriente acondicionada (14) va a una unidad de separación (S-1) en donde se presenta la separación del sulfato de sodio formado, el hidróxido de sodio sobrante, una gran cantidad de agua y algunas trazas de éter y etanol (15), mientras por el destilado (16) sale el dietiléter con alcohol etílico y agua. Esta corriente se trata con un enfriador (E-5) ; (17) va a un segundo separador (S-2) en donde por los fondos (18) se tiene la mayor cantidad de etanol y agua que entra a la unidad, mientras que por los topes (23) se separa la mayor cantidad de éter con una parte pequeña de etanol y agua, (23) se trata mediante un enfriador (E-7) (24) y una válvula de expansión (L-3); (25) va a la torre de rectificación (T-1) en donde ese obtiene una corriente de éter sumamente refinado (26) y por la base una pequeña cantidad de agua, alcohol etílico y trazas de éter (27). La corriente (18) que sale del segundo separador pasa por un evaporador (E-6) de donde sale una corriente (20) con la mayor parte de agua y trazas de etanol; luego (19) a un tercer separador (S-3) que dirige (21) como recirculación al mezclador (M-1) que se acondiciona antes por medio de una válvula (L-1) (22) antes de mezclarse con el etanol fresco (1).

3.2.3.Descripción de funciones de los equipos

-REACTOR R-1: Reactor principal, en donde la corriente de etanol es catalizada con ácido sulfúrico para producir éter etílico, el cual es el producto de interés. T= 398 K ,P= 100 psig

12


-REACTOR R-2: Reactor en donde el ácido sulfúrico proveniente de R-1 se neutraliza con una solución al 50% de hidróxido de sodio. T= 398 K , P= 25 psig

-SEPARADOR FLASH S-1: Torre en la que se separa el sulfato de sodio formado en R-2, el hidróxido de sodio en exceso y parte de la corriente de agua producto de la neutralización. T=400.5 K ,P=23.5 psig

- SEPARADOR FLASH S-2: Unidad en la que se separa la mayor cantidad de agua en los fondos enriqueciendo los vapores en éter y etanol. T= 353 K, P= 22 psig .

- SEPARADOR FLASH S-3: Unidad que busca purificar la corriente de recirculación de etanol al alimento de R-1, buscando evitar la pérdida de grandes cantidades de materia prima. T=398.5 K ,P=20.5 psig

-TORRE DE DESTILACIÓN T-1: Torre de rectificación al vacío, en donde se logra la pureza requerida del producto final; éter etílico al 96% peso. T=323.5 K,P= 10 psig

3.3. PROCESO DE GENERACIÓN DE INFORMACIÓN DE SALIDA

3.3.1.Información sobre reactores3.3.1.1. Reacciones

-En el reactor R – 101(Reacción en presencia de calor):

2CH3CH 2OH H 2SO4→

CH 3CH 2O CH2CH 3+H 2O

-En el reactor R -102 (Reacción de neutralización):

2NaOH+H 2SO4→Na2SO 4+2H 2O

3.3.1.2. Condiciones de operación de los reactores

13


-R-1 [12]:Presión: 100 psig Temperatura: 125ºCCondición de alimentos de reactivos: Etanol- ácido sulfúrico 1:3

-R-2 [13]:Presión: 25 psigTemperatura: 125 ºCCondición de alimentos de reactivos: Ácido sulfúrico- Hidróxido de sodio 1:1 con exceso de hidróxido del 10%.

3.3.1.3. Tipos de reactores

-R-1 [12]: Reactor de lecho móvil isotérmico con chaqueta de calentamiento.-R-2: Tanque de neutralización con agitación.

3.3.1.4. Naturaleza del catalizador

-R-1: H 2SO4

Ácido sulfúrico, es un ácido fuerte altamente corrosivo, inoloro e incoloro. En su presentación comercial puede contener hierro, mercurio, plomo y cenizas en concentraciones menores al 0,05%.[14]-R-2: No presenta catalizador, es una reacción de neutralización ácido fuerte-base fuerte.

3.3.1.5. Conversión en cada reactor

-R-1: 85% [12]-R-2: 100% [15]

3.3.1.6. Selectividad

-R-1: 1-R-2: 1

3.3.2.Tipos de operaciones unitarias que aparecen en el SPDF

-TRANSFERENCIA DE MASA: Separación flash, destilación.

14


Separadores flash: S-1, S-2, S-3. Torres de destilación: T-1.

-TRANSFERENCIA DE CALOR: Intercambiadores de calor (Calentadores y refrigeradores): E-1,E-2,E-3,E-

4,E-5,E-6,E-7.

-TRANSFERENCIA DE MOMENTUM [16]:Este tipo de operaciones unitarias aprovecha las diferencias en la cantidad de movimiento que experimenta un fluido.

Compresores: K-1. Sistemas de expansión: L-1, L-2, L-3. Bombas: P-1, P-2.

3.3.3.Operaciones de separación especiales

-Destilación azeotrópica: En la unidad T-1 se realizará una destilación multicomponente que presenta azeótropos. A continuación se señalan.

Tabla 2. Condiciones de azeótropos formados en la mezcla principal a 22 psig [16]

Condiciones de los azeótropos a P= 22 psig en fracción molar

Etanol-Agua (88.72 °C) Éter etílico-Agua (45.92°C)

Etanol 0.8843 Éter etílico 0.0657

Agua 0.1157 Agua 0.9343

3.3.4.Decisiones sobre pérdidas de materia prima y producto en el proceso [17]

Se tienen los siguientes datos para conocer los flujos requeridos de alimento:

Tabla 3. Características iniciales del proceso de producción de éter etílico.

Capacidad de la planta 60000 ton/año

15


Pureza de producto 96% w/w

Capacidad real planta 7773,63 Kg/h

Conversión etanol 85%

Selectividad 1

Ecuaciones:

w= Conversión en reactor por paso (fracción)y1,y2 =Pérdidas de producto generado por paso.y1+y2=y: Pérdidas totales de producto generado por paso.X= Fracción de reactivo que se transforma en producto (selectividad)z1,z2, z3= Pérdidas de materia prima.z1+z2+ z3= z : Pérdidas totales de materia prima fresca.α =Coeficiente de etanol, 2.δ= Coeficiente éter etílico, 1.B= Etanol.E= Éter etílico.

Producto generado en el reactor por paso:

P

(1−x1− y2 ) x= 100.68Kmol /h

(1−0.005−0.015 )1=102.73Kmol /h

Reactivo que reacciona por paso:

P ( αδ)

(1− y1− y2 )=100.68KMol /h( 2

1)

(1−0.005−0.015 )=201.36Kmol /h

Reactivo fresco alimentado en el proceso:

16

Separación y purificación del

Recuperación de la materia prima

ReactorPreparación de la materia prima


P( αδ

)

(1− y1− y2 ) x (1−z1−z2 )=

100.68KMol /h( 21)

(1−0.005−0.015 )1 (1−0.005−0.018 )=210.30Kmol /h

Reactivo alimentado al reactor:

P( αδ)

(1− y1− y2 ) xw=

104.88KMol /h (21)

(1−0.005−0.015 )1∗0.85=251,81Kmol /h

Reactivo recirculado:

P( αδ

)

(1− y1− y2 ) x [ 1−( z1+z2+ z3 )−w (1−z1)w (1−z1−z2−z3 ) ]= 100.68KMol /h( 2

1)

(1−0.005−0.015 )1 [ 1− (0.005+0.018+0.005 )−0.85(1−0.005)0.85 (1−0.005−0.018−0.005 ) ]=32 ,23Kmol /h

Reactivo:

P ( αδ)(1−z1)

(1− y1− y2 ) x (1−z1−z2−z3 )=

100.68KMol /h( 21)

(1−0.005−0.015 )1 (1−0.005−0.018−0.005 )=211.39Kmol /h

Reactivo que no reacciona:

P( αδ)(1−w)

(1− y1− y2 ) xw=100.68KMol /h( 2

1)(1−0.85)

(1−0.005−0.015 )1∗0.85=36.26Kmol /h

NOTA: Las pérdidas del producto estarán entonces por debajo del 3%.

Cuantificación de producción del producto

FE,26= 100.68 Kmol/h

Cuantificación de materias primas frescas puras alimentadas al proceso

17


FB,1= 210.3 Kmol/h

1.1. Resumen de memorias de cálculo.

A continuación se en señalan los cálculos para el proceso con la última iteración del ciclo de recirculación y decisiones finales.

1.1.1. Heurísticas utilizadas en la toma de decisiones sobre equipos de acondicionamiento[18]

Heurística 31 : Considere la caída de presión en un intercambiador de calor como se muestra a continuación:

1,5 psi – Evaporación y condensación.3 psi – Para un gas.5 psi – Para un líquido de baja viscosidad.7-9 psi – Para un líquido de alta viscosidad.

Heurística 34 : Compresor para alcanzar presiones mayores a 206 KPa o 30 psi.

Heurística 37 : Cabezas por debajo de 3200 ft y velocidad de flujo entre 10 a 5000 gpm se usa una bomba centrífuga.

Heurística 40 : Expansor para la reducción de la presión de un gas y una turbina de recuperación de la presión para la reducción de la presión de un líquido.

Heurística 42 : Estimar la potencia teórica (THP) para la reducción de la presión de un líquido.

T HP=∆ P (psi)1,714

[¿ ] gpm

1.1.2. Selección del modelo termodinámico utilizado en los cálculos

18


Dentro de las recomendaciones de uso que hacen algunos autores consultados [23][20] con respecto a la selección del modelo termodinámico para un sistema específico, se encontró que para la mezcla éter-etanol-agua (sin tener en cuenta los compuestos que forman mezclas no evaporables como el hidróxido y las sales de sodio o el ácido sulfúrico), el modelo más aplicable para sistemas multicomponentes en fase líquido-vapor o líquido-líquido (siempre suponiendo que se cuenta con coeficientes de interacción o se los puede estimar), que forman soluciones azeotrópicas, que contiene mezclas de compuestos orgánicos en presencia de agua, y que además es utilizable en la producción de éter (según referencias consultadas, ver [23][20]) es el NRTL (Non Random Two Liquids). Para el caso particular en el cual esta misma mezcla de éter, agua y etanol era rica en la fase acuosa, se hizo uso del modelo Peng-Robinson; sin embargo, en la mayoría de las simulaciones fue empleado el modelo NRTL.

1.1.3. Balances para el mezclador(M-1)

Balances de materia

Para corriente 1.Tabla 4. Tabla de composiciones y flujos para corriente 1.Sustancia Flujo(Kmol/h) xi

Etanol (FB,1) 219.08 0.88Agua (FA,1) 29.87 0.12Total (F1) 248.95 1

Base de cálculo= 100 mL solución

%v / v=VstoVsln

=VetohVsln

=0.96

Vetoh=96mL− ρetoh=0.789g /mL

netoh=(0.789 gmL )(96mL)( mol

46.07 g )=1.64mol

%v / v=VstoVsln

=VaguaVsln

=0.04

19


Vagua=4mL− ρagua=1 g/mL

nagua=(1 gmL ) (4mL )( mol

18g )=0.22mol

ntotal=1.64mol+0.22mol=1.86mol

F1=FA ,1+FB,1=0.12F1+219.08F1=248.9Kmol /h

F A,1=29.87Kmol /h

Para corriente 22.

Tabla 5. Composiciones y flujos para corriente 22.

Sustancia Flujo(Kmol/h) xi

Etanol (FB,22) 32.43 0.9693Èter (FE,22) 12.05 0.0224Agua (FA,22) 1402.93 0.0083Total (F22) 1447.41 1

De la última iteración se tiene que:

F22=F A ,22+FB ,22+F E,22=1402.93+32.43+12.05F22=1447.41Kmol /h

Balance por componente Entra=Sale

EtanolFB, 2=FB,1+FB, 22

219.08Kmol /h+32.43Kmol /h=FB,2

251.51=FB ,2

AguaF A,2=F A ,1+FA ,22

29.875Kmol /h+1402.93Kmol /h=FB,2

1431.805Kmol /h=F B,2

Éter etílico

20


FE, 2=FE, 1+F E,22

0Kmolh

+12.05Kmol /h=FE, 2

12.05Kmol /h=F E,2

Balances de energía

ENTRA =SALE + Q

Considerando un proceso de mezclado con pérdidas mínimas de calor al exterior, se realiza un balance adiabático.

F1H 1+F22 H 22=F2 H 2

Todas las corrientes que entran al mezclador están en estado líquido-vapor y Corrientes gaseosas

HG=∑i=A

E

y i CpG(T−T O)

Temperatura de referencia: 298 K

Valores de las constantes de los calores específicos a presión constante en función de la temperatura. [19]

Tabla 6. Capacidades calóricas para componentes del mezclador.

Cp (KJ/Kmol.K) etanol (298 K) 112.9Cp (KJ/Kmol.K) agua (298 K) 74.878Cp (KJ/Kmol.K) eter (298 K) 128.370

Unidades de acondicionamiento

En el ciclo de recirculación de S-3 a M-1 se encuentra una válvula de expansión que busca acondicionar la corriente que va al mezclador. Las decisiones tomadas se basan en la heurística 40. [18]. Se usó el modelo NRTL para dichos cálculos apoyados en el software ASPEN PLUS:

Tabla 7. Acondicionamiento para la corriente de entrada a M-1.

Corriente 21 22Presión 20 psig 14.6 psigTemperatura 400 K 400 KEstado Líquido-vapor Líquido-vapor

21


Figura 2 .Unidad de acondicionamiento de entrada a M-1

Caracterización de las corrientes

1.1.4. Balances para el reactor R-1

Balances de materia

2CH3CH 2OH H 2SO4→

CH 3CH 2O CH2CH 3+H 2O

A las condiciones de operación del reactor se garantiza que se produce solo esta reacción.Condiciones de operación:T= 125°CP=100 psig

Selectividad, S=1Conversión, xB=0.85

Para corriente 4.

Tabla 8. Composiciones y flujos de la corriente 4.


Etanol (FB,4) 251.51 0.845Agua (FA,4) 1432.805 0.155Total (F4) 1696.36455 1

Para corriente 7.Tabla 8.1. Composiciones y flujos de la corriente 7.


Ácido sulfúrico (Fs,7) 754.53 0.89Agua (FA,7) 93.257 0.11Total (F7) 847.787 1


%v / v=VstoVsln

=VácidoVsln

=0.96

22


Vetoh=96mL− ρetoh=1.8g /mL

netoh=(1.8 gmL) (96mL )( mol

98 g )=1.76mol

Proporción de alimento Etanol/ácido = 1/3

FB, 4=251.51Kmol /h

FS , 7=3 FB,7=754.53Kmol /h

F7=847.787Kmol /hF A,7=0.11F3=93.257Kmol /h

Balance de reactivos

Etanol(1−0.85)FB, 4=FB, 8=0.15 (251.51 )=37.727Kmol /h

Balance de inertes (Catalizador en este caso)

Ácido sulfúricoFS , 7=FS ,8=754.53Kmol /h

Balance de productos

Agua

F A, 4+FA ,7+12∗0.85∗251.51=F A, 8=1632.953Kmol /h

Éter etílico0.85∗251.79=F E,8=118.94Kmol /h

F8=FS , 8+F A ,8+FB,8+F E,8=2544.151Kmol /h Tabla 9. Información corriente de salida de R-1.

Corriente Flujo(Kmol/h)FB, 8 37.727FS , 8 754.53F A, 8 1632.953

23


FE, 8 118.94F8 2544.151


Para encontrar el flujo de energía movilizado en el reactor R-1 se requieren los siguientes datos:

Tabla 10 . Capacidad calorífica líquido a 398 K. Cp=a+bT+cT2+dT3

Sustancia A b C dAgua(A) 4.72*10-2 1.83*101 -1.34*10-8 1.81*10-6

Etanol(B) 1.5*10-1 -3.25*102 -1.40*10-2 1.7*10-5

Àcido(S) 0 1.39*10-1 0 0Éter (E) 1.01*10-1 3.94 -2.84*10-3 4.18*10-6

Tabla 11. Capacidad calorífica gaseosa a 398 K. Cp=a+bT+cT2+dT3

Sustancia a b C dAgua(A) 3.40*101 -9.65*101 3.3*10-5 -2.04*10-8

Etanol(B) 1.77*101 1.5*10-1 8.95*10-2 -1.97*10-7

Ácido(S) 0 0 0 0Éter (E) 4.63*101 1.01*10-1 5.69*10-4 -7.74*10-7

Tabla 12. Cp líquido y gaseoso calculado a 298 KSustancia CP,L (KJ/molK) CP,g (KJ/molK)Agua(A) 75,88 3,595Etanol(B) 136,83 72,169Ácido(S) 0,1926 0Éter (E) 0 118,06

∑i= j

n

F i H i−S ∆ HR ,T∑i= j

n

F A, i=FM H M+Q

∆ H R=∆ H °R+∆C P(T−T 0)∆ CP=CP ( productos )−CP(reactivos)

∆ CP=68.767 J /molK

∆ H °R=65464.6 J /mol

∆ H R=65464.6 J

mol+ 68.767J

molK (398K−298K )=36170.669J /mol

H 3=975.49J /mol

H 2=19197.84 J /mol

H 4=1426.29J

mol

24


Q=∑i= j

n

F i H i−S X B ∆ HR, T∑i= j

n

FB,i−F M H M

S=1 y X B=0.85

∑i= j

n

F i H i=6421798107KJ

h

FB, 2=251.79Kmol /hH M=142629KJ /Kmol

Q̇=6421798107−1∗0.85∗36170.66∗6421798107−1639084381 Q̇=−821.83KJ /s


Desde el tanque de almacenamiento de ácido sulfúrico V-2 y desde el mezclador M-1 entran corrientes acondicionadas al primer reactor R-1. Desde el tanque se encuentra una bomba centrífuga y un evaporador, y desde el mezclador se tiene un compresor isoentrópico y un enfriador con la intención de tener las corrientes de entrada al reactor en las condiciones especificadas en la patente [13].Las decisiones tomadas se basan en las heurísticas recomendadas [18].Se usó el modelo NRTL para dichos cálculos apoyados en el software ASPEN PLUS:

Tabla 13. Acondicionamiento de corrientes entre V-2 y R-1.Corriente 5 6 7Presión 14.6 psig 101.5 psig 100 psigTemperatura 300.15 K 300.15 398 KEstado Líquido Líquido-

vapor

Tabla 14. Acondicionamiento de corrientes entre M-1 y R-1.

Corriente 2 3 4Presión 14.6 psig 101.1 psig 100 psigTemperatura 369.02 K 606.75 K 398 KEstado Líquido-vapor Líquido-vapor Líquido-

vapor

25


Figura 3 .Unidad de acondicionamiento de entrada a R-1


1.1.5. Balances para el reactor R-2

Balances de materia

2NaOH+H 2SO4→Na2SO 4+2H 2O

Dado que es una reacción de neutralización ácido fuerte-base fuerte con exceso de hidróxido se garantiza la conversión del ácido.

Condiciones de operación:T= 100°CP=25 psig

Selectividad, S=1Conversión, xS=1

Para corriente 8.

Tabla 15. Composiciones y flujos en corriente 8.


Etanol (FB,9) 37.727 0.015Ácido (FS,9) 754.53 0.2962Agua (FA,9) 1632.953 0.6418Éter (FE,9) 118.94 0.047Total (F9) 2544.151 1

Para corriente 12.

Tabla 16. Composiciones y flujos en corriente 12.


Hidróxido (FN,12) 1659.97 0.49Agua (FA,12) 1594.87 0.51Total (F12) 3254.835 1

26



%v / v=VstoVsln

=VNaOHVsln

=0.5

VNaOH=50mL− ρetoh=2.1g /mL

nNaOH=(2.1 gmL ) (50mL)( mol

39.99 g )=2.62mol

%v / v=VstoVsln

=VaguaVsln

=0.5

Vagua=50mL− ρetoh=1g /mL

nNaOH=(1 gmL ) (50mL)( mol

18 g )=2.7mol

Proporción de alimento Ácido/Hidróxido = ½Exceso NaOH 10% [13]

FS , 9

F N ,12

= 12.2

FN ,12=2.2∗FS ,9=1594.87Kmol /h

F12=FN ,12

0.49=3419.89Kmol /h

F A,12=0.51 F12=1758.05Kmol /h

Balance de reactivos

Ácido sulfúrico(1−1)F S ,9=FS ,6=0Kmol /h

Hidróxido de sodioXN=0.9

(1−0.9) FN ,12=FN , 13=0Kmol /h

27


(0.1 )1659.97Kmol /h=165.997 Kmolh

=FN ,13

Balance de productos

Agua

F A, 9+F A, 12+21∗1∗1∗754.53=F A ,13=4736.882Kmol /h

Sulfato de sodio11∗1∗1∗754.53=FSal ,13=754.53Kmol/h

F13=F Sal,13+F A, 13+FN ,13+FB,13+FE, 13=4576.19Kmol /h Tabla 16. Información corriente de salida de R-2

Corriente Flujo(Kmol/h)FSal ,13 754.53F A,13 4736.882FN ,13 165.997FB, 13 37.727FE, 13 118.94F13 5814.08


Tref=T0= 125ªC=398 K

∑i= j

n

F i H i−S i X A, i ∆H R, T , A∑i= j

n

F A ,i=FM HM+Q

S1=1X S=1α=1

∆ H R, T ,12=∆ H R,T , A

α=∆ HR ,T , A

28


∆ H R, T , A=∆ H °R+∆CP(T−T 0)

∆ CP= ∑i=1

productos

αi CP,i− ∑i=1

reactivos

αi CP, i

∑i= j

n

F i H i−∆ H R,T , A∑i= j

n

FS , i=FM HM+Q̇

F8H 8+F12H 12−∆H R, T ,12(FS , 8)=F13H 13+Q̇

Q̇=F8 H 8+F12H 12−F13H 13−∆ HR ,T , 12(FS ,4)

Se tiene entonces que:

∆ H R, T , A=∆ H °R+∆CP(T−T 0)Para ∆ H °R (∆ H °f consultadas en tablas [23])

∆ H °R=∆ H °f , Na2SO4 +2∆ H °f , H2O

−∆ H °f , H 2SO4 -2∆ H °f , NaOH

∆ H °R=−330+2∗(−57.8 )−(−193.91 )−2∗197=−646.59Kcal /mol

∆ H °R=−2705.33KJ /mol

Para ∆ CP (Valores consultados en tablas [19])

∆ CP= ∑i=1

productos

αi CP,i− ∑i=1

reactivos

αi CP, i

∆ CP=CP, Na2 SO4+2C P, H 2O

−CP, H 2SO4−2C P, NaOH

∆ CP=30.5+2 (74.87 )−139−2∗(80.33 )=−119.42 J /molK

∆ CP=−0.11942KJ /molK

∆ H R, 125ºC , S=−2705.33KJ

mol− 0.11942KJ

molK (398K−298K )

∆ H R, 125ºC , S=−2717.27KJ /mol

Entalpía para una corriente líquida

29


H i=∑i=A

C

x iCPi , L (T−T 0 )−xc λc ,T 0+∆ H M ,T , x

Entalpía para una corriente vapor

H i=∑i=A

C

x iCPi , L (T−T 0 )+xc λc ,T0+∆H M , T , x

Entalpías de mezcla


Desde el tanque de almacenamiento de hidróxido de sodio V-3 y desde el reactor R-1 entran corrientes acondicionadas al tanque de neutralización R-2. Desde el tanque se encuentra una bomba centrífuga y un evaporador, y desde el reactor se encuentra una válvula de expansión adiabátican[18].Se usó el modelo NRTL para los cálculos desde R-1 y PENG-ROBINSON para la corriente proveniente del tanque V-3, esto apoyados en el software ASPEN PLUS[21]:

Tabla 17. Acondicionamiento de corrientes entre V-3 y R-2.Corriente 10 11 12Presión 14.6 psig 26.5 psig 25 psigTemperatura 300.15 K 300.10 K 398.15 KEstado Líquido Líquido Líquido-

vapor

Tabla 18. Acondicionamiento de corrientes entre R-1 y R-2.

Corriente 8 9Presión 100 psig 25 psigTemperatura 398.15 K 398.15 KEstado Líquido-vapor Líquido-vapor

Figura 4 .Unidad de acondicionamiento de entrada a R-2


30


1.1.6. Balances para el separador S-1

Balances de materia

Condiciones de operaciónT=400.5 KP=23.5 psig

Modelo termodinámico usado: NRTL [23]

Tabla 19. Flujos en el flash S-1.

SUSTANCIA

ALIMENTO(F14)(Kmol/h)

FONDOS(F15)(Kmol/h)

DESTILADO(F16)(Kmol/h)

Agua 4736.882 2167.72 2636.27Etanol 37.727 2.3 35.49Éter 118.94 0.11 106.9NaOH 165.997 165.997 0Na2SO4 754.53 754.53 0Total 5814.077 3090.657 2791.08

Tabla 20. Composiciones en el flash S-1.

SUSTANCIA ALIMENTO(xi) FONDOS(xi) DESTILADO(xi)Agua 0.8147 0.701 0.945Etanol 0.0065 0.00074 0.013Éter 0.0205 0.000036 0.042NaOH 0.0286 0.0537 0Na2SO4 0.1300 0.244 0Total 1 1 1

TBURBUJA= 317 KTROCÍO= 402.32 K


EtanolFB, 14=FB,15+FB,16

2.3Kmolh

+ 35.49Kmolh

=37.727Kmol /h

31


AguaF A,14=FA ,15+FA ,16

2167.72Kmolh

+2636.27 Kmolh

=4736.882Kmol /h

Éter etílicoFE, 14=FE ,15+F E,16

0.11Kmol /h+118.94Kmol /h=118.94 Kmol /h

Hidróxido de sodioFN ,14=FN ,15+FN , 16

165.997Kmol /h+0Kmol /h=165.997Kmol /h

Sulfato de sodio

FSal ,14=FSal ,15+FSal, 16

754.53Kmol /h+0Kmol /h=754.53Kmol /h


Tabla 21. Capacidades caloríficas líquida en corriente 14.

C1,L C2,L C3,L C4,L T0(K) Cp0(J/mol.K) T(K) Cp(J/mol.K) ʃCpi,L(J/molK)A 1.83E+01 4.72E-01 -1.34E-03 1.31E-06 298.15 74.88170251 400.5 77.0661843 75.9067069B -3.25E+02 4.14E+00 -1.40E-02 1.70E-05 298.15 112.83098056 400.5 175.911356 137.698307E 3.94E+01 8.83E-01 -2.84E-03 4.18E-06 298.15 161.20075128 400.5 206.389561 181.101905N 8.83E+01 -2.50E+00 -3.01E+00 8.63E-01 298.15 22593674.44828990 400.5 54929931.2 37188767.7

Sal 1.9703E+02 -2.8000E-05 1.1000E-05 -1.0000E-06 298.15 171.49890553 400.5 134.545889 154.832873

CAPACIDAD CALORICA LIQUIDA CP,L Corriente 14

Tabla 22. Capacidades caloríficas gaseosa en corriente 14.

C1,G C2,G C3,G C4,G T0(K) Cp0(J/mol.K) T(K) Cp(J/mol.K) ʃCpi,G(J/molK)A 3.40E+01 -9.65E-02 3.30E-05 -2.04E-08 298.15 7.665138039 400.5 -0.62427977 3.50022766B 1.77E+01 1.50E-01 8.95E-05 -1.97E-07 298.15 64.99660115 400.5 79.2511136 72.3287795E 4.68E+01 1.01E-01 5.69E-04 -7.74E-07 298.15 106.9297289 400.5 128.740446 118.257944

CAPACIDAD CALORICA GASEOSA CP,G Corriente 14

Tabla 23. Capacidades caloríficas gaseosas en corriente 16.

C1,G C2,G C3,G C4,G T0(K) Cp0(J/mol.K) T(K) Cp(J/mol.K) ʃCpi,G(J/molK)A 3.40E+01 -9.65E-02 3.30E-05 -2.04E-08 298.15 7.665138039 400.5 -0.62427977 3.500227664B 1.77E+01 1.50E-01 8.95E-05 -1.97E-07 298.15 64.99660115 400.5 79.2511136 72.32877953E 4.68E+01 1.01E-01 5.69E-04 -7.74E-07 298.15 106.9297289 400.5 128.740446 118.2579439


32


Tabla 24. Capacidades caloríficas líquida en corriente 15.

C1,L C2,L C3,L C4,L T0(K) Cp0(J/mol.K) T(K) Cp(J/mol.K) ʃCpi,L(J/molK)A 1.83E+01 4.72E-01 -1.34E-03 1.31E-06 298.15 74.88170251 400.5 77.0661843 75.90670687B -3.25E+02 4.14E+00 -1.40E-02 1.70E-05 298.15 112.83098056 400.5 175.911356 137.6983071E 3.94E+01 8.83E-01 -2.84E-03 4.18E-06 298.15 161.20075128 400.5 206.389561 181.1019053N 8.83E+01 -2.50E+00 -3.01E+00 8.63E-01 298.15 22593674.44828990 400.5 54929931.2 37188767.73

Sal 1.9703E+02 -2.8000E-05 1.1000E-05 -1.0000E-06 298.15 171.49890553 400.5 134.545889 154.8328729


Balance de Energía F14H 14=F16H 16+F15H 15

Corriente 14

H 14= yA ,14CPA ,G (T 14−T 0 )+ y B,14CPB ,G (T 14−T 0 )+ y E,14CPE ,G (T 14−T 0 )+ y A ,14 λA+ yB,14 λB+ y E,14 λE+x A, 14CPA , L (T 14−T 0 )+xB ,14C PB , L (T14−T0 )+x E,14CPE , L (T 14−T 0 )+xN ,14CPN , L (T 14−T 0 )+xSal ,14C PSal , L (T 14−T 0 )

H14= 114352867,2102690KJ/Kmol

Corriente 16

H 16= y A ,16C PA ,G (T 16−T 0 )+ yB, 16CPB , G ( T16−T 0 )+ y E,16CPE ,G (T 16−T 0 )+ y A ,16 λ A+ y B,16 λB+ yE ,16 λE

H16= 990,2453310 KJ/Kmol

Corriente 15

H 15=x A, 15CPA , L (T 15−T 0 )+xB,15CPB , L (T 15−T0 )+x E,15CPE , L (T 15−T0 )+x N , 15CPN , L (T 15−T 0 )+xSal, 15CPSal , L (T15−T 0 )

H15= 204405921,8796020 KJ/Kmol


Partiendo del tanque de neutralización R-2 hacia el primer separador flash S-1 se encuentra un evaporador para acondicionar la corriente de alimentación. Las decisiones tomadas se basan en las heurísticas recomendadas [18].Se usó el modelo NRTL para los cálculos apoyados en el software ASPEN PLUS:

33


Tabla 25. Acondicionamiento de corrientes entre R-2 y S-1.

Corriente 13 14Presión 25 psig 23.5 psigTemperatura 398.15 K 400.5 KEstado Líquido-vapor Líquido-

vapor

Figura 5 .Unidad de acondicionamiento de entrada a S-1



Condiciones de operaciónT=350 KP=22 psigModelo termodinámico usado: NRTL [23]

Balances de materia

Tabla 25. Flujos en el flash S-2.SUSTANCIA ALIMENTO(F17)

(Kmol/h)FONDOS(F18)(Kmol/h)

DESTILADO(F23)(Kmol/h)

Agua 2636.27 2614.98 21.29Etanol 35.57 32.63 2.94Éter 119.24 12.05 107.19Total 2791.08 2659.66 131.42

Tabla 26. Volatilidades en el flash S-2.SUSTANCIA

ALIMENTO(xi)

X y Ki,HK αi,JHK

Agua 0.945 0.978 0.15 0.15 1Etanol 0.013 0.016

50.027

1.63 10.74

Éter 0.042 0.0052

0.82 158.4

1039.3

Total 1 1 1

Tabla 27. Composiciones en el flash S-2.

34


SUSTANCIA

ALIMENTO(xi) FONDOS(xi) DESTILADO(xi)

Agua 0.945 0.983 0.170Etanol 0.013 0.012 0.014Éter 0.042 0.005 0.816Total 1 1 1



EtanolFB, 17=FB,18+FB,23

32.63Kmol /h+2.94Kmol /h=35.57Kmol /h

AguaF A,17=F A ,18+F A ,23

2614.98Km olh

+21.29 Kmolh

=2636.27Kmol /h

Éter etílicoFE, 17=FE, 18+F E,23

12.05Kmolh

+ 107.19Kmolh

=119.24 Kmol /h


Tabla 28. Capacidades caloríficas líquida corriente 17.

C1,L C2,L C3,L C4,L T0(K) Cp0(J/mol.K) T(K) Cp(J/mol.K) ʃCpi,L(J/molK)A 1.83E+01 4.72E-01 -1.34E-03 1.31E-06 298.15 74.88170251 350 75.88519 75.41079783B -3.25E+02 4.14E+00 -1.40E-02 1.70E-05 298.15 112.83098056 350 134.749525 122.6559438E 3.94E+01 8.83E-01 -2.84E-03 4.18E-06 298.15 161.20075128 350 180.046615 170.0743809


Tabla 29. Capacidades caloríficas gaseosa corriente 17.

35


C1,G C2,G C3,G C4,G T0(K) Cp0(J/mol.K) T(K) Cp(J/mol.K) ʃCpi,G(J/molK)A 3.40E+01 -9.65E-02 3.30E-05 -2.04E-08 298.15 7.665138039 350 3.43549949 5.5444403B 1.77E+01 1.50E-01 8.95E-05 -1.97E-07 298.15 64.99660115 350 72.5255448 68.80696439E 4.68E+01 1.01E-01 5.69E-04 -7.74E-07 298.15 106.9297289 350 118.614472 112.8543474


Tabla 30. Capacidades caloríficas gaseosas corriente 23.

C1,G C2,G C3,G C4,G T0(K) Cp0(J/mol.K) T(K) Cp(J/mol.K) ʃCpi,G(J/molK)A 3.40E+01 -9.65E-02 3.30E-05 -2.04E-08 298.15 7.665138039 350 3.43549949 5.5444403B 1.77E+01 1.50E-01 8.95E-05 -1.97E-07 298.15 64.99660115 350 72.5255448 68.80696439E 4.68E+01 1.01E-01 5.69E-04 -7.74E-07 298.15 106.9297289 350 118.614472 112.8543474


Tabla 31. Capacidades caloríficas líquidas corriente 18

C1,L C2,L C3,L C4,L T0(K) Cp0(J/mol.K) T(K) Cp(J/mol.K) ʃCpi,L(J/molK)A 1.83E+01 4.72E-01 -1.34E-03 1.31E-06 298.15 74.88170251 323.5 75.4138327 75.15990076B -3.25E+02 4.14E+00 -1.40E-02 1.70E-05 298.15 112.83098056 323.5 121.853137 117.1434472E 3.94E+01 8.83E-01 -2.84E-03 4.18E-06 298.15 161.20075128 323.5 169.592755 165.2832495


Balance de Energía F17H 17=F23H23+F18 H 18

Corriente 17

H 17= y A ,17C PA ,G (T 17−T 0 )+ yB, 17CPB , G ( T17−T 0 )+ y E,17CPE ,G (T 17−T 0 )+ y A ,17 λ A+ y B,17 λB+ yE ,17 λE+ xA ,17CPA , L (T17−T0 )+x B,17C PB , L (T17−T 0 )+x E,17CPE , L (T 17−T 0)

H17 = 4628,7690102 KJ/KmolCorriente 23

H 23= y A ,23CPA ,G (T 23−T0 )+ yB,23CPB ,G (T 23−T 0 )+ yE ,23CPE ,G (T 23−T0 )+ y A,23 λA+ yB, 23 λB+ y E,23 λE

H23 = 5104,1454998 KJ/Kmol

Corriente 18

H 18=xB ,18CPB , L (T 18−T 0 )+xE ,18CPE , L (T 18−T 0 )+x A, 15CPA , L (T 18−T 0 )

H18 = 4190,0710041 KJ/Kmol


36


Desde la unidad S-1 hacia el segundo separador flash S-2 se encuentra un evaporador para acondicionar la corriente de alimentación. Las decisiones tomadas se basan en las heurísticas recomendadas [18].Se usó el modelo NRTL para los cálculos apoyados en el software ASPEN PLUS:

Tabla 32. Acondicionamiento de corrientes entre S-1 y S-2.

Corriente 8 21Presión 23.5 psig 25psigTemperatura 400.5K 353KEstado Líquido-vapor Líquido-

vapor




Condiciones de operaciónT=400 KP=20.5 psigModelo termodinámico usado: NRTL [23]

Balances de materia

Tabla 33. Flujos para flas S-3.

SUSTANCIA

ALIMENTO(F19)(Kmol/h)

FONDOS(F20) (Kmol/h)

DESTILADO(F21) (Kmol/h)

Agua 2614.98 1212.06 1402.93Etanol 32.63 0.2 32.43Éter 12.05 0.0 12.05Total 2659.66 1212.26 1447.41

Tabla 34. Flujos para flas S-3.

SUSTANCIA

ALIMENTO(xi) FONDOS(xi) DESTILADO(xi)

Agua 0.983 1 0.969

37


Etanol 0.012 0 0.022Éter 0.005 0 0.009Total 1 1 1



EtanolFB, 9=FB,11+F B,23

0.2Kmol /h+32.43Kmol /h=32.63Kmol /h

AguaF A,19=F A, 21+F A, 20

1402.93Kmolh

+1212.06 Kmolh

=2614.98Kmol /h

Éter etílicoFE, 19=FE, 21+FE ,20

0Kmol /h+12.05Kmol /h=12.05Kmol /h


Tabla 35. Capacidades caloríficas líquido para corriente 19.



Tabla 36. Capacidades caloríficas gaseosa para corriente 19.

C1,G C2,G C3,G C4,G T0(K) Cp0(J/mol.K) T(K) Cp(J/mol.K) ʃCpi,G(J/molK)A 3.40E+01 -9.65E-02 3.30E-05 -2.04E-08 298.15 7.665138039 400 -0.5843208 3.520377533B 1.77E+01 1.50E-01 8.95E-05 -1.97E-07 298.15 64.99660115 400 79.187964 72.29495152E 4.68E+01 1.01E-01 5.69E-04 -7.74E-07 298.15 106.9297289 400 128.648228 118.2067097


Tabla 36. Capacidades caloríficas gaseosa para corriente 21.

38


C1,G C2,G C3,G C4,G T0(K) Cp0(J/mol.K) T(K) Cp(J/mol.K) ʃCpi,G(J/molK)A 3.40E+01 -9.65E-02 3.30E-05 -2.04E-08 298.15 7.665138039 400 -0.5843208 3.520377533B 1.77E+01 1.50E-01 8.95E-05 -1.97E-07 298.15 64.99660115 400 79.187964 72.29495152E 4.68E+01 1.01E-01 5.69E-04 -7.74E-07 298.15 106.9297289 400 128.648228 118.2067097


Tabla 37. Capacidades caloríficas líquido para corriente 20.



Balance de Energía F19H 19=F21H21+F20H 20

Corriente 19

H 19= y A ,19CPA , G (T19−T 0 )+ y B,19CPB ,G (T 19−T 0)+ yE ,19CPE , G (T19−T 0 )+ y A ,19 λA+ y B,19 λB+ yE ,19 λE+x A ,19CPA , L (T 19−T 0 )+xB, 19CPB , L (T 19−T 0 )+xE, 19CPE , L (T 19−T 0 )

H19 = 8378,0218274 KJ/Kmol

Corriente 21

H 21= y A ,21CPA , G (T21−T 0 )+ y B,21CPB , G (T21−T 0 )+ y E, 21CPE ,G (T 21−T 0 )+ y A, 21 λA+ yB, 21 λB+ y E,21 λE

H21 = 400,3098313 KJ/Kmol

Corriente 20

H 20=xB ,20CPB , L (T 20−T 0 )+xE ,20C PE , L (T20−T 0 )+x A ,20CPA , L (T 20−T 0 )

H20 = 7957,0366511 KJ/Kmol


Desde el separador S-2 hacia el tercer separador flash S-3 se encuentra un evaporador para acondicionar la corriente de alimentación. Las decisiones tomadas se basan en las heurísticas

39


recomendadas [18].Se usó el modelo NRTL para los cálculos apoyados en el software ASPEN PLUS:

Tabla 38. Acondicionamiento de corrientes entre S-2 y S-3.

Corriente 18 19Presión 22 psig 20.5 psigTemperatura 353 K 398 KEstado Líquido-vapor Líquido-

vapor



1.1.9. Balances para la torre T-1

Especificación del alimento.

De acuerdo a la patente consultada y a la tabla en la que se muestran las condiciones del azeótropo, es preciso revisar y evaluar la posibilidad de modificar estas condiciones, tal que se pueda obtener el producto de interés con las especificaciones requeridas. Mediante el software ASPEN PLUS se obtuvo el diagrama ternario para conocer la ubicación de los azeótropos de la mezcla a separar, observándose que a las condiciones de la corriente de salida de S-2, no es posible lograr la concentración requerida de éter, ya que se encontraba por fuera de la región de destilación como se observa a continuación:

40


Figura 8 . Diagrama ternario etanol-agua-éter etílico a 22 psig.

Luego se llevaron a cabo varias pruebas disminuyendo la presión para determinar un valor que incluyera, dentro de la región de destilación, la composición a la cual se intenta obtener el producto de interés. Según la bibliografía [22] al tenerse azeótropos de punto de ebullición mínimo se puede bajar la presión hasta obtenerse la separación deseada. En este caso se tendría una torre de destilación al vacío.

A 12 psig se encontró una separación deseada, pero en función de tener en cuenta las caídas de presión dentro de la torre, se eligió una presión de alimentación de 10 psig. A continuación se tiene el diagrama ternario de la mezcla a esta presión:

41


Figura . Diagrama ternario etanol-Agua-éter etílico a 10 psig.

Según este desplazamiento del azeótropo, el proceso de destilación azeotrópica se conforma ahora en un proceso de destilación ordinaria y al vacío, ya que la presión del sistema es menor que la presión atmosférica (14.7 psig). Balances de materia

Una forma metódica y típica de identificar el comportamiento de las sustancias, y las condiciones iniciales de acuerdo al grado de separación que se desea para el compuesto de interés en una torre de destilación, es simular un flash adiabático con las condiciones a las que ingresa una mezcla de compuestos. Este es el primer paso para la caracterización de la torre, mediante un método analítico riguroso.Al realizar un flash, que generalmente se hace mediante software especializado en simulación de equipos en los procesos de producción, se están considerando las propiedades de los sistemas que se analizan (las cuales se encuentran contenidas en las bibliotecas del programa), así como las variables de estado que pueden ser determinadas de forma manual mediante análisis termodinámicos, por lo que el uso de estas herramientas

42


tienen absoluta validez. Para la caracterización de la torre de destilación multicomponente, se hizo uso en un principio de la herramienta software ASPEN PLUS para la estimación de la distribución de los componentes. Esto permitió especificar las condiciones fisicoquímicas de los componentes que ingresan a la torre, las cuales pueden ser líquido, mezcla de un líquido y un vapor, o un vapor, dependiendo de su contenido energético. De acuerdo a las condiciones ingresadas de flujo, características de los componentes, temperatura y presión, es preciso definir las condiciones de operación demandándole al programa la temperatura de burbuja y de rocío de la mezcla, que finalmente constituyen, a una presión fija, el rango de temperaturas entre las cuales se logrará la separación:

TBURBUJA = 323.2 KTROCÍO = 340.7 K

Para las condiciones a las que se requiere que salga el producto de interés, se realizó la simulación del flash ingresando las siguientes condiciones de flujo, temperatura y presión:

Tabla 39. Condiciones para Flash en el alimento a T-1 (Corriente 25).

SUSTANCIA

FLUJO MOLAR

(Kmol/h)

Fracción Molar

(xi)Éter etílico 105.0292 0.7916

Etanol 3.327006 0.0251Agua 24.31817 0.1833Total 132.674376 1

T= 323.5 K – P=10 psigEsta presión fue seleccionada debido a las condiciones del azeótropo que presentaba la mezcla. Haciendo uso del software ASPEN PLUS se pudo observar, cómo fue desplazado el azeótropo disminuyendo la presión hasta poder separar de la mezcla, éter etílico con una composición molar del 91%. Por otro lado, de acuerdo al reporte del modelo termodinámico para la mezcla éter-etanol-agua (rica en fase orgánica), se ingresó NRTL como modelo específico que mejor ajuste develó teniendo en cuenta el comportamiento, los coeficientes de actividad y las interacciones moleculares de las sustancias en la mezcla, evidenciando acoplamiento con cero errores y advertencias por el uso de este modelo.Gracias a este programa fue posible determinar las fracciones molares de los compuestos presentes en la mezcla tanto en la fase vapor como en la fase líquida, los coeficientes de distribución en el equilibrio, el punto de ebullición de la mezcla, la entalpía de la corriente de entrada, entre otras

43


propiedades. Los resultados del flash adiabático en el alimento a la presión del sistema se muestran a continuación, y constituyen la base para la obtención de los datos del equilibrio termodinámico, así como los datos para la selección de los componentes clave ligero y clave pesado con el cálculo previo de las volatilidades, y en general los datos para la posterior aplicación de los métodos de Hengstebeck-Geddes y Winn.

Tabla 40 . Resultados del Flash Adiabático en el alimento para T-1.

Componente

F X Y K

VOLATILIDAD

RELATIVA,αi,j

FLUJOS MOLARE

S (Kmol/h)

Éter Etílico

0.8

15

6

0.0118

0.9075

74.8205

1006.5675

105.0292

Clave Ligero (LK)

Etanol0.0224

0.0307

0.0214

0.6846

9.2098 3.3270

Clave Pesado (HK)

Agua0.1620

0.9576

0.0711

0.0743

1.0000 24.3182

TOTAL132.67

44

En esta tabla se incluyó la volatilidad relativa respecto al componente clave pesado, que para este caso fue definida el agua. Como se puede observar, el componente que interesa obtener se encuentra por encima del clave ligero con una volatilidad relativa lo suficientemente alta como para garantizar un grado de recuperación aceptable por la corriente del destilado en relación con lo que se alimenta. El cálculo de las volatilidades relativas se llevó a cabo mediante la siguiente operación matemática:

α i , j=K i

K HK

Donde:α i , j: Volatilidad relativa del componente i, con relación al compuesto clave pesado j.K i: Volatilidad del compuesto i.

K HK: Volatilidad del compuesto clave pesado.

Así pues, utilizando la relación anterior para el éter etílico:

αE , A=54.82050.0743

αE , A=1006.5675

44


Del mismo modo, para el etanol:

αB, A=0.68460.0743

αB, A=9.2098Para el agua, elegida como compuesto clave pesado, será entonces:

α A, A=12. Función de la unidad de destilación. (Sustancias a separar).

T-1: Lo que se pretende mediante la Unidad de Destilación T-1, es rectificar una mezcla líquido-vapor que contiene éter, etanol y agua, proveniente del proceso para la producción de éter etílico por deshidratación continua de etanol en R-1 (Unidad de Reacción Principal) a través de la corriente 25, de manera que se pueda obtener un destilado rico en éter para comercializar por medio de la corriente 26, con una composición de impurezas del 4% w/w, y un producto de fondo, corriente 27, compuesto principalmente por etanol y agua.3. Orden de las sustancias de acuerdo con la volatilidad.El orden de las sustancias, de acuerdo con la volatilidad, se encuentra reportado en la tabla anterior. Según esta tabla y las propiedades tenidas en cuenta por el software de simulación ASPEN PLUS, el componente más volátil es el éter etílico. Quiere decir que este compuesto pasará fácilmente de la fase líquida a la fase vapor, y la mayor cantidad de este compuesto se recuperará por los topes de la torre. Luego le sigue el etanol, que se asume clave ligero para garantizar que éste, y los compuestos más volátiles que éste, se vayan en gran proporción por el destilado. Por último, resta el agua que representa el compuesto clave pesado, y la mayor parte de lo que ingresa de este componente, es retirado por los residuos o fondos de la columna rectificadora. Como se explicó anteriormente, el método para determinar las volatilidades de las sustancias fue realizando un flash adiabático en el alimento. (Ver Tabla anterior de Resultados del Flash Adiabático en el alimento para T-1).

Especificación de los compuestos clave: LK y HK.

La elección de los compuestos clave se hizo de acuerdo a los valores de K para cada sustancia, teniendo en cuenta los valores más cercanos (en este caso para el etanol y el agua, cuyos valores de K son contiguos), según los resultados del Flash Adiabático en el alimento para T-1. De esta forma, la separación del compuesto de interés estará garantizada por el destilado, ya que su respectivo valor de K se encuentra por encima del clave ligero (LK).5. Grados de separación de los compuestos claves.Según los requerimientos de distribución y mercado del producto, fue preciso definir los grados de separación para los compuestos clave ligero y clave pesado; esto significa que, bajo la premisa de que se debía producir

45


éter etílico al 96% w/w, se realizó la distribución mediante la aplicación del método de Hengstebeck-Geddes y se tantearon los grados de separación manteniendo fijas las composiciones y el flujo de entrada, y variando los flujos de destilado y fondos para cada clave, hasta que se obtuviera un valor aproximadamente igual a la capacidad de producción de la planta de éter etílico.

MÉTODO DE HENGSTEBECK-GEDDES

Del balance global, se tiene que:F i=d i+w i

Para estimar los valores de A y B, fue usada la ecuación de Hengstebeck-Geddes, la cual está dada por:

log( d i

wi)=A × log α ij+B

Donde:d i: Flujo del componente i en el destilado.w i: Flujo del componente i en los fondos.A: Número mínimo de etapas ideales.B: Relación de reflujo mínimo.α ij: Volatilidad relativa respecto al clave pesado.

Según el estimado mediante ensayo y error, fue posible detectar los grados de separación que satisficieron los requerimientos del éter a distribuir. Para el clave ligero, se estableció un grado de separación del 78.3% (GSLK), y para el clave pesado uno del 60% (GSHK). Basados en esta información lograda, se obtuvieron los parámetros constantes A y B de la ecuación de Hengstebeck-Geddes, que se calculan posteriormente. A continuación se mostrará el método de cálculo para los flujos de destilado y residuos, según los grados de separación obtenidos para los componentes clave:Para el compuesto clave ligero (LK), se tiene:

GSLK=dLK

FLK

Donde:GSLK: Grado de separación para el clave ligero (0.783)

d LK: Flujo del componente clave ligero en el destilado.

FLK: Flujo del componente clave ligero en el alimento (3.3270 Kmol/h).

Despejando el flujo del compuesto clave ligero (LK) en el destilado, dLK, se obtiene:

d LK=FLK ×GSLK

Reemplazando los valores de FLK y GSLK:

46


d LK=3.3270Kmol

h×0.783

d LK=2.6050Kmol

h

Despejando del balance de masa por componente el flujo del clave ligero en los fondos, se tiene:

wLK=FLK−dLK

Donde:wLK: Flujo del componente clave ligero en los fondos.Reemplazando los valores de FLK y dLK:

wLK=3.3270Kmol

h−2.6050Kmol

h

wLK=0.7220Kmol

hSiguiendo el mismo procedimiento, pero esta vez para el compuesto clave pesado (HK), se tiene:

GSHK=d HK

FHK

Donde:GSHK: Grado de separación para el clave pesado (0.6)

d HK: Flujo del componente clave pesado en el destilado.

FHK: Flujo del componente clave pesado en el alimento (24.3182 Kmol/h).

Despejando el flujo del compuesto clave pesado (HK) en el destilado, dHK, se obtiene:

d HK=FHK × GSHK

Reemplazando los valores de FHK y GSHK:

d HK=24.3182Kmol

h×0.6

d HK=14.5909Kmol

hDespejando del balance de masa global el flujo del clave ligero en los fondos, se tiene:

wLK=FLK−dLK

Donde:wLK: Flujo del componente clave ligero en los fondos.Reemplazando los valores de FLK y dLK:

47


wLK=24.3182Kmol

h−14.5909Kmol

h

wLK=9.7273Kmol

h

Haciendo uso del Modelo de Hengstebeck-Geddes, y teniendo en cuenta las condiciones para el componente clave pesado, se tiene:

log( dHK

wHK)=A × log αHK , HK+B

Donde:d HK: Flujo del componente clave pesado en el destilado (14.5909 Kmol/h).wHK: Flujo del componente clave pesado en los fondos (9.7273 Kmol/h).A: Número mínimo de etapas ideales.B: Relación de reflujo mínimo.αHK , HK: Volatilidad relativa del clave pesado, respecto al clave pesado (1).

Sustituyendo los valores de dHK, wHK y αHK,HK, queda que:

AlogαHK ,HK=0

Por lo tanto, la ecuación se reduce a:

log( 14.59099.7273 )=B

B=0.1761

Este valor de B es sustituido nuevamente en el Modelo de Hengstebeck-Geddes pero ahora considerando las condiciones de flujo para el clave ligero, para determinar, el valor de A:

log( dLK

wLK)=Alog α LK , HK+B

Donde:d LK: Flujo del componente clave ligero en el destilado (2.6050 Kmol/h).wLK: Flujo del componente clave ligero en los fondos (0.7220 Kmol/h).A: Número mínimo de etapas ideales.B: Relación de reflujo mínimo (0.1761).

48


α LK , HK: Volatilidad relativa del clave ligero, respecto al clave pesado (9.2098).

Despejando A , y sustituyendo los valores de dLK, wLK, αLK,HK y B queda que:

A=

log( d LK

wLK)−B

log α LK , HK

A=log( 2.6050Kmol /h

0.7220Kmol /h )−0.1761log (9.2098)

A=0.3953

La constante A genera la primera expectativa de funcionamiento del equipo de destilación, pues denota, de manera aproximada, las etapas requeridas en el proceso para separar el compuesto de interés. Para el caso particular, este valor obtenido de A permite inferir que la destilación del éter no constituye un proceso complejo y que, idealmente, se requiere menos de una etapa para obtener el producto; por lo tanto la separación por etapas no será necesaria, y que por practicidad y operabilidad, además de las condiciones del sistema (presión de vacío), es recomendable diseñar una torre empacada. Este tipo de sistemas garantizarán la separación debido al contacto continuo entre la superficie de los empaques y la mezcla líquido-vapor compuesta por éter-etanol-agua. Los empaques actúan como pequeñas etapas que impiden evaporar los menos volátiles, ayudando al más volátil a alcanzar su nivel de energía para divorciarse de los demás componentes.

Separación del compuesto no clave

Para el sistema de análisis (un sistema ternario constituido por éter-etanol-agua, cuyo compuesto de interés, el éter, se encuentra en orden de volatilidades por encima del clave ligero), solo se tiene un compuesto no clave, cuya recuperación, en relación con lo que se alimenta, será significativa. La separación para el éter, GSNoK, como único componente no clave, fue calculada mediante la ecuación de Hengstebeck-Geddes (empleando los valores de las constantes A y B determinadas anteriormente) y realizando un balance por componente para el no-clave, de la siguiente forma:

log( dNoK

wNoK)=A ×log αNoK , HK+B

Donde:d NoK: Flujo del componente no-clave en el destilado.wNoK: Flujo del componente no-clave en los fondos.

49


A: Número mínimo de etapas ideales (0.3953).B: Relación de reflujo mínimo (0.1761).αNoK , HK: Volatilidad relativa del no-clave, respecto al clave pesado (1006.5675).

Este valor de volatilidad relativa, αNoK,HK, se obtuvo por la relación de los valores de volatilidad del no-clave y el clave pesado, arrojados por el flash adiabático a las condiciones del alimento.Despejando dNoK/wNoK, se tiene:

( d NoK

wNoK)=10A ×log ¿¿

( d NoK

wNoK)=100.3953× log (1006.5675)+0.1761

( d NoK

wNoK)=23.0806

Despejando dNoK en función de wNoK, queda:

d NoK=23.0806×wNoK

Del balance por componente para el no-clave, se tiene que:

d NoK=F NoK−wNoK

Donde:FNoK: Flujo del componente no-clave en el alimento (105.0292 Kmol/h).Numéricamente,

d NoK=105.0292Kmol /h−wNoK

Igualando la relación obtenida mediante Hengstebeck-Geddes y la ecuación despejada del balance por componente anterior, se obtiene:

105.0292Kmol

h−wNoK=23.0806× wNoK

105.0292Kmol

h=23.0806× wNoK+wNoK

105.0292Kmol

h=24.0806× wNoK

Despejando wNoK,

wNoK=105.0292

Kmolh

24.0806

50


wNoK=4.3616Kmol

h

Reemplazando este valor de wNoK en la ecuación del balance por componente, resulta que:

d NoK=105.0292Kmol

h−4.3616 Kmol

h

d NoK=100.6676Kmol

hPara el cálculo del grado de separación para el éter etílico, se emplea la relación de flujo de salida con respecto a los de entrada, así:

GSNoK=dNoK

FNoK

Reemplazando los valores de dNoK y FNoK, el hallado y el del alimento respectivamente, se obtiene:

GSNoK=100.6676

Kmolh

105.0292Kmol

h

GSNoK=0,9585

Se determinó, en forma de porcentaje, un grado de separación para el éter del 95,85%.

Estimación del flujo de destilado y del residuo.

Para el flujo total del destilado:

D=∑i=0

n

d i

Donde:d i: Flujo molar del compuesto i en el destilado [=] Kmol/h.D: Flujo molar total de la corriente del destilado [=] Kmol/h.n: Número de componentes presentes en la corriente del destilado.

Reemplazando valores de cada flujo particular para cada componente en la sumatoria expuesta anteriormente, se puede ver que:

D=(100.6676+2.6050+14.5909) Kmolh

51


D=117.8636 Kmolh

Para el flujo total de los fondos:

W =∑i=0

n

w i

Donde:w i: Flujo molar del compuesto i en el residuo [=] Kmol/h.W : Flujo molar total de la corriente residual [=] Kmol/h.n: Número de componentes presentes en la corriente del destilado.

Sustituyendo los flujos particulares para cada componente en la sumatoria anterior, se obtiene:

W =(4.3616+0.7220+9.7273) Kmolh

W =14.8109 Kmolh

A continuación se muestra una tabla con los resultados de los cálculos anteriores, por utilización del Modelo de Hengstebeck-Geddes:

Tabla 41. Distribución de los componentes en T-1, mediante Modelo de Hengstebeck-Geddes.

tipo de clave

componente i

volatilidad relativa,αi,j

alimento, fi

(corriente 25)(kmol/h)

destilado, di

(corriente 26) (kmol/h)

fondos, wi

(corriente 27)(kmol/h)

grados de separación(%)

No clave (NoK)

Éter etílico

1006.56

75105.029

2100.667

64.3616 95.85

Clave Ligero (LK)

Etanol 9.2098 3.3270 2.6050 0.7220 78.3

Clave Pesado

(HK)Agua 1.0000 24.3182 14.5909 9.7273 60

TOTAL132.67

44117.86

3614.81

08

Definición de presión de operación/presión del destilado y presión del residuo

De acuerdo al desplazamiento del azeótropo que evidenció el sistema como producto de la disminución en la presión para garantizar la separación, se llevó a cabo un estudio de las condiciones de operación que favorecieran la

52


meta de producir 60 000 ton/año, incluyendo reservas de caída de presión tanto en los topes como en los fondos. Al considerar que a la presión desplazada (10 psig) el sistema operaría a una temperatura cercana a la temperatura de burbuja de la mezcla y se lograría la separación, se propuso reservar una caída de presión de -2psig en el tope de la torre y +2 psig en los fondos, ya que es necesario controlar la presión por la condición de vacío que evidenció tal desplazamiento del azeótropo. De este modo, la presión en la zona de alimentación será 10 psig, en la zona de enriquecimiento será de 8 psig y en los fondos una presión de 12 psig.

Tabla 42. Presión de Operación, Destilado y Fondos.

PRESIÓN

(psig)DESTILA

DO 8FONDOS 12OPERACI

ÓN 10

Tipo de condensador y tipo de ebullidor:

La tabla para la selección de rehervidores a las condiciones de operación de una torre de destilación en la zona de enriquecimiento [26], provee una guía aplicable para escoger de sistemas de intercambio de calor que permitan maximizar la eficiencia del proceso en particular. Basados en ella, se logró determinar que el ebullidor requerido para satisfacer la demanda energética de los fondos de la torre, teniendo en cuenta la diferencia de temperatura de diseño que relaciona los fondos de la torre y la mezcla que se condensa al interior de ella (19K aprox. denotando un cambio de temperatura relativamente pequeño), el factor de ensuciamiento para la mezcla (bajo), las características de la mezcla a tratar (baja densidad) y el más favorable dada la condición de vacío del sistema para la separación (vacío semi-profundo), es una caldera.Por otra parte, para la selección del tipo de condensador,

Tabla 43. Selección del Tipo de Ebullidor/Condensador.TIPO DE

CONDENSADOR/EBULLIDORCRITERIO DE SELECCIÓN

EBULLIDOR TIPO CALDERA

Presión (vacío) ΔT (pequeño) Ensuciamiento (bajo) Densidad, concentración, viscosidad de la

mezcla (baja) [].

CONDENSADOR TOTAL Para el caso particular de destilación al vacío, se recomienda hacer uso de un condensador total ya que, teniendo en cuenta la caída de presión en los topes, posteriormente en este equipo de intercambio de calor, y en general, una caída de presión en la zona de enriquecimiento de 6psig, se obtendría aún unos límites de presión de vacío

53


aceptables en la torre para la obtención del producto. Además de que la presión en los topes no supera las 14-15 atm (206 psi), lo que argumenta también la selección de esta unidad [27]. De acuerdo a esta especificación, también se recomienda el uso de agua como fluido de servicio, con cambio en la temperatura de la mezcla a condensar mínimo de 50 °C.

Cálculo flash adiabático del alimento a P = PD +7.5psi

Con la columna operando a la presión establecida, la alimentación puede someterse a una operación de destilación súbita adiabática para una presión del plato de alimentación de PD + 0.5 atm con el fin de determinar la condición fásica de la alimentación. Por lo cual, se estableció que la presión máxima en el punto de alimentación debe ser 10psig, que fue la presión a la que fue movido el azeótropo para lograr la separación del componente de interés. De acuerdo con esto, la presión de diseño puede ser tan baja (del orden de 2 psig), de manera que la separación sea posible (pues el azeótropo era desplazado cada vez disminuyendo la presión) y las caídas de presión en el sistema global sean consideradas sin ningún problema.10. Cálculo del Nmin: Método de Winn.El número mínimo de etapas para la separación requerida en el Sistema trabajado está dada por:

Nm=

log [( x i , d

x i, w)∗( x j , w

x j ,d)φi , j]

log ξ i. j

Donde d y w se refiere al destilado y a los fondos, y los subíndices i y j representan los componentes clave ligero y pesado respectivamente. Para determiner los parámetros ξi,j y φi,j se procedió de la siguiente manera:

1. Se determinaron las temperaturas de burbuja y rocío realizando una simulación flash adiabático mediante ASPEN PLUS a las presiones y flujos previamente encontrados, tanto para la cabeza como para los fondos de la torre.

2. Luego se realizó un nuevo flash adiabático pero esta vez ingresando una temperatura promedio entre la de burbuja y rocío detectadas para cada flujo, destilado y fondos. De esta manera se obtuvieron unos nuevos valores de K (coeficientes de distribución) de cada especie en cada corriente.

A continuación se presentan los flashes y las temperaturas de burbuja, rocío y promedio, para cada extremo de la torre:

Tabla 44. Resultados del Flash adiabático en el Destilado usando ASPEN PLUS.

Tb (K) 320.57

Tr (K) 337.17

Tprom, d (K) 328.87

54


FLASH EN EL DESTILADO

Componente F X Y K

Éter 0.8694 0.0071 0.8800124.28

77

Etanol 0.0180 0.0165 0.0180 1.0935

Agua 0.1126 0.9764 0.1020 0.1044

Tabla 45. Resultados del Flash adiabático en el Residuo usando ASPEN PLUS.

Tb (K) 325.81

Tr(K) 359.17

Tprom, w (K) 342.49

FLASH EN LOS FONDOS

Componente F X Y K

Éter0.6430 0.0045 0.8027 178.8446

Etanol 0.0334 0.0211 0.0365 1.7335

Agua 0.3235 0.9744 0.1608 0.1650

3. Con los valores de K obtenidos, y calculando las fracciones molares de cada componente en cada corriente determinada mediante Hengstebeck-Geddes, es possible obtener el parámetro φi,j.

Para el cálculo de las fracciones molares:

x i ,d=d i

D

Donde:x i ,d: Fracción molar del compuesto i, en el destilado.d i: Flujo molar del compuesto i, en el destilado.D: Flujo molar total de destilado.Aplicando este modelo a cada componente en la corriente del destilado, se tiene:

Para el éter:

xE ,d=dE

D

Sustituyendo valores, queda que:

xE ,d=100.6676Kmol /h117.8636Kmol /hxE ,d=0.8541

Para el etanol:

xB, d=d B

D

Reemplazando valores, queda que:

55


xB, d=2.6050Kmol /h117.8636Kmol /hxB, d=0.0221

Para el agua:

x A, d=d A

D


x A, d=14.5909Kmol /h117.8636Kmol /hx A, d=0.1238

De igual manera, se calculan las fracciones molares para la corriente de los fondos, así:

x i ,w=wi

W

Donde:x i ,w: Fracción molar del compuesto i, en el residuo.w i: Flujo molar del compuesto i, en el residuo.W : Flujo molar total de residuo.Aplicando este modelo a cada componente en la corriente del residuo, se tiene:

Para el éter:

xE ,w=wE

W

Sustituyendo valores, queda que:

xE ,w=4.3616Kmol/h14.8108Kmol /h

xE ,w=0.2945 Para el etanol:

xB, w=wB

W


xB, w=0.7220Kmol/h14.8108Kmol /h

xB, w=0.0487

Para el agua:

56


x A, w=wA

W


x A, w=9.7273Kmol /h14.8108Kmol /h

x A, w=0.6568A continuación se caracterizan las fracciones molares, los flujos molares y los valores de K de acuerdo a cada componente, en cada corriente:

Tabla 46 . Caracterización del Destilado para aplicación del Método de Winn.COMPONENT

E K di (Kmol/h) xi,d

Éter124.287

7100.6676 0.8541

Clave Ligero (LK)

Etanol 1.0935 2.6050 0.0221

Clave Pesado

(HK)Agua 0.1044 14.5909 0.1238

TOTAL 117.8636 1

Tabla 47. Caracterización del Residuo para aplicación del Método de Winn.COMPONEN

TE K wi (Kmol/h) xi,w

Éter178.844

64.3616 0.2945

Clave Ligero (LK)

Etanol 1.7335 0.7220 0.0487

Clave Pesado

(HK)Agua 0.1650 9.7273 0.6568

TOTAL 14.8108 1

Una vez se tienen explícitas estas variables, se procede al cálculo de φi,j como se muestra a continuación:

φi , j=log ( Kid

Kiw )

log ( Kjd

Kjw)

Donde:Kid: Coeficiente de distribución del clave ligero en el destilado (1.0935).

Kiw: Coeficiente de distribución del clave ligero en los fondos (1.7335).

Kjd: Coeficiente de distribución del clave pesado en el destilado (0.1044).

Kjw: Coeficiente de distribución del clave pesado en los fondos (0.1650).

57


Reemplazando los valores de cada coeficiente en la ecuación anterior, queda que:

φi , j=log (1.0935

1.7335)

log (0.10440.1650

)

φi , j=1.0078

Luego, se calcula ξi,j de la siguiente manera:

ξi , j= Kid

Kjdφi , j

Sustituyendo los valores respectivos, se tiene que:

ξi , j= 1.0935

0.10441.0078

ξi , j=10.6550

Por último, se reemplazan los valores de las fracciones y los parámetros calculados en los numerales anteriores, para determinar el número mínimo de etapas, así:

Nm=log [( 0.02210.0487 )∗( 0.65680.1238 )

1.0078]log(10.6550)

Nm=0.3765

De esta manera se corrobora la hipóstesis de que no se requerirá una torre de platos ya que se require, según el valor de Nm calculado, menos de una etapa; y en vez de esta, es preciso llevar a cabo el diseño de una torre empacada para la última fase del proceso de producción de éter etílico.11. Cálculo separación del componente no-clave: Método de Winn.Dela ecuación de Winn para Nm, se tiene:

Nm=

log [( x i , d

x i, w)∗( x j , w

x j ,d)φi , j]

log ξ i. j

Donde d y w se refiere al destilado y a los fondos, y los subíndices i y j representan los componentes no-clave y clave pesado, respectivamente.Haciendo uso de las ecuaciónes para calcular los parámetros ξi,j y φi,j, teniendo en cuenta que i es ahora el componente no-clave, se tiene que:

58


φi , j=log ( Kid

Kiw )

log ( Kjd

Kjw)

Donde:Kid: Coeficiente de distribución del no-clave en el destilado (124.2877).

Kiw: Coeficiente de distribución del no-clave en los fondos (178.8446).

Kjd: Coeficiente de distribución del clave pesado en el destilado (0.1044).

Kjw: Coeficiente de distribución del clave pesado en los fondos (0.1650).

Reemplazando los valores de cada coeficiente en la ecuación anterior, queda que:

φi , j=log ( 124.2877

178.8446)

log (0.10440.1650

)

φi , j=0.7959

Luego, se calcula ξi,j considerando que i es el componente no-clave:

ξi , j= Kid

Kjdφi , j

Sustituyendo los valores respectivos, se tiene que:

ξi , j= 124.2877

0.10440.7959

ξi , j=750.6620

Reemplazando en la ecuación de Winn, y despejando la relación (xi,d/xi,w), se tiene:

0.3765=

log [( xi , d

x i ,w)∗( 0.65680.1238 )

0.7959]log(750.6620)

( xi , d

x i ,w)= [100.3765×log (750.6620 )]

( 0.65680.1238 )0.7959

( xi , d

x i ,w)=3.2048

59


Ya que se pretende conocer la separación del componente no clave, y para ello en necesario conocer los flujos de destilado y fondos de este componente, se expresarán las fracciones en términos de los flujos divididos el flujo total, dependiendo de la corriente. Quiere decir entonces, que en la relación anterior, (xi,d/xi,w) = (di/D)/(wi/W) y reemplazando:

(d i

Dw i

W)=3.2048

Conociendo D = 117.8336 Kmol/h y W = 14.8108 Kmol/h del procedimiento con Henggstebeck Geddes (estimados en el numeral 7), la ecuación anterior se reduce a:

( d i×14.8108Kmol /hw i×117.8336 Kmol /h )=3.2048

( d i

w i

×0.1257)=3.2048Despejando di de esta ecuación, queda que:

d i=3.20480.1257

×w i

d i=25.4971× wi

Por otra parte, se realizó un balance por componente para el compuesto no-clave, de la siguiente forma:

d i+w i=F i

Despejando wi:w i=F i−d i

Reemplazando en la relación anterior queda que:

d i=25.4971×(F i−d i)

Agrupando variables y despejando di:

d i+25.4971×d i=25.4971× F i

26.4971×d i=25.4971× F i

d i=25.4971× F i

26.4971

60


Sabiendo que Fi = 105.0292 Kmol/h, di será entonces:

d i=25.4971×105.0292Kmol /h

26.4971

d i=101.0654 Kmol /h

Reemplazando en la ecuación despejada para calcular wi, se tiene:

w i=F i−d i

w i=(105.0292−101.0654 ) Kmol /h

w i=(3.9638 ) Kmol /h

Así pues, el grado de separación para el componente no-clave GS i, obtenido mediante el método de Winn, será:

GSi=d i

F i

Reemplazando el flujo en el destilado di, y conociendo el flujo de entrada Fi, queda que:

GSi=101.0654105.0292

GSi=0.9623

El porcentaje de recuperación por la corriente 26 del compuesto de interés (éter) mediante el método de Winn, fue del 96.23%.

Comparación de las separaciones del no-clave.

Anteriormente se determinaron las corrientes de salida para cada componente, tanto claves como no-claves, haciendo uso de procedimientos analíticos como lo son el Método de Hengstebeck-Geddes y Winn. Mediante estos modelos fue posible determinar el grado de separación para el no-clave del sistema que se está estudiando, que inclusive se constituye en el compuesto de interés.El modelo de Hengstebeck-Geddes registró una separación del 95.85%, mientras que siguiendo la metodología de Winn se encontró una separación del 96.23%. Esto demuestra que el procedimiento de Hengstebeck-Geddes es más riguroso, aunque no muy lejano del modelo de Winn.Calculando una desviación comparativa respecto al modelo de Hengstebeck-Geddes, se observó lo siguiente:

%Desv.Comp=|GSH−G−GSWinn

GSH−G|×100%

61


%Desv.Comp=|0.9585−0.96230.9585 |×100%%Desv.Comp=0.3932%

Este cálculo informa que ambos modelos para el cálculo de la distribución de los componentes de una mezcla a destilar mediante una torre multicomponente, son válidos.

CORRIENTES DE SALIDA

Tabla 48. Caracterización del Destilado de T-1, corriente 26.

Corriente del DestiladoSustanci

aVariab

ledi

(kmol/h) xi,dÉter

etílico FE, 26 100,66760,854

1

Etanol FB, 26 2,60500,022

1

Agua FA, 26 14,59090,123

8

TOTAL F26 117,86361,0000

T (K) 328,87

P (psig) 8

Tabla 49. Caracterización del Destilado de T-1, corriente 26.

Corriente del ResiduoSustancia

Variable

wi (Kmol/h) xi,w

Éter etílico FE, 27 4,3616

0,2945

Etanol FB, 27 0,72200,048

7

Agua FA, 27 9,72730,656

8

TOTAL F27 14,81081,0000

T (K) 342,49

P (psig) 12


F25H 25=F26H26+F27H 27

Corriente 25

62


H 25= y A ,25CPA ,G (T 25−T0 )+ yB,25CPB ,G (T 25−T 0 )+ yE ,25CPE ,G (T 25−T0 )+ y A,25 λA+ yB, 25 λB+ y E,25 λE+x A,25CPA , L (T 25−T0 )+x B,25C PB , L (T25−T 0 )+x E,25CPE , L (T 25−T0 )

Corriente 26

H 26= y A ,26CPA ,G (T 26−T 0 )+ yB, 26CPB , G (T26−T0 )+ y E, 26CPE , G ( T26−T 0 )+ y A ,26 λA+ yB, 26 λB+ y E,26 λE

Corriente 27

H 27=x A ,27CPA ,L ( T27−T 0 )+xB ,27CPB ,L ( T27−T 0 )+x E,27CPE , L (T 27−T0 )


Partiendo del separador flash S-3 se tiene una corriente que alimenta a la torre de rectificación T-1y para acondicionar dicha corriente se usa tanto un evaporador como una válvula de expansión adiabática [].Las decisiones tomadas se basan en las heurísticas recomendadas [].Se usó el modelo NRTL para los cálculos, esto apoyados en el software ASPEN PLUS:

Tabla 50. Acondicionamiento de corrientes entre S-3 y T-1.

Corriente 23 24 25Presión 22 psig 20.5 psig 10 psigTemperatura 350 K 323.5 K 323.5 KEstado vapor Líquido-vapor Líquido-

vapor

Figura 10 .Unidad de acondicionamiento de entrada a T-1


1.1. Iteraciones del ciclo con recirculación de etanol.

En el proceso se cuenta con una recirculación, para la cual fue usado el método iterativo para realizar los respectivos balances. Para ello se usó la siguiente ecuación para el cálculo del porcentaje de error:

63


%DV= 1n+2∑i=1

n+2 |µ'i−µi|µ i

∗100

Donde n: número de compuestosi: Variable(temperatura, presión, flujo, composición de n-1 componentes)µ' i: Último cálculo de cada una de las variables

µi: Valor de la misma variable en el cálculo anterior.

Las iteraciones se terminaron cuando el error calculado en todas las corrientes fue inferior al 5%.

Este lazo de recirculación está comprendido por los equipos: M-1, R-1, R-2, S-1, S-2 y S-3.

1.1.1.Primera iteración.

Tabla 51. Datos iniciales para los cálculos del ciclo que incluye recirculación de etanol.flujo A B S E N Sal T P

1 28,6772727 210,3 0 0 0 0 300,15 14,62 50,4328927 242,23117 0 9,448162 0 0 300,15 14,63 89,8160518 0 726,69351 0 0 0 398,15 1004 243,197192 36,3346755 726,69351 112,396409 0 0 398,15 1005 1536,0306 0 0 0 1598,72572 0 398,15 256 3232,61481 36,3346755 0 112,396409 159,872572 726,69351 398,15 257 874,2579 1,032044 0 0,043115 166,18 755,35 400,5 23,58 2356,062 35,4195 0 103,2369 0 0 400,5 23,59 2334,305 32,10989 0 9,448186 0 0 353 2210 21,75562 3,309582 0 93,78861 0 0 353 2211 1304,694 31,93117 0 9,448162 0 0 398,5 14,612 0 0 0 0 0 0 0 013 0 0 0 0 0 0 0 014 50,4328927 242,23117 0 9,448162 0 0 398,15 13,115 50,4328927 242,23117 0 9,448162 0 0 398,15 10016 89,8160518 0 726,69351 0 0 0 300,15 14,617 89,8160518 0 726,69351 0 0 0 398,15 14,618 243,197192 36,3346755 726,69351 112,396409 0 0 398,15 2519 3232,61481 36,3346755 0 112,396409 159,872572 726,69351 400,5 23,520 1304,694 31,93117 0 9,448162 0 0 398,5 20,521 2356,062 35,4195 0 103,2369 0 0 353 2222 2334,305 32,10989 0 9,448186 0 0 398,5 20,523 1029,611 0,1787213 0 2,41E-05 0 0 398,5 20,5

64


Tabla 52. Datos encontrados en la primera iteración de los cálculos del ciclo que incluye recirculación de etanol.

flujo A B S E N Sal T P

1 28,6772727 210,3 0 0 0 0 300,15 14,62 50,4328927 242,23117 0 9,448162 0 0 300,15 14,63 89,8160518 0 726,69351 0 0 0 398,15 1004 243,197192 36,3346755 726,69351 112,396409 0 0 398,15 1005 1536,0306 0 0 0 1598,72572 0 398,15 256 3232,61481 36,3346755 0 112,396409 159,872572 726,69351 398,15 257 874,2579 1,032044 0 0,043115 166,18 755,35 400,5 23,58 2356,062 35,4195 0 103,2369 0 0 400,5 23,59 2334,305 32,10989 0 9,448186 0 0 353 2210 21,75562 3,309582 0 93,78861 0 0 353 2211 1304,694 31,93117 0 9,448162 0 0 398,5 14,612 0 0 0 0 0 0 0 013 0 0 0 0 0 0 0 014 50,4328927 242,23117 0 9,448162 0 0 398,15 13,115 50,4328927 242,23117 0 9,448162 0 0 398,15 10016 89,8160518 0 726,69351 0 0 0 300,15 14,617 89,8160518 0 726,69351 0 0 0 398,15 14,618 243,197192 36,3346755 726,69351 112,396409 0 0 398,15 2519 3232,61481 36,3346755 0 112,396409 159,872572 726,69351 400,5 23,520 1304,694 31,93117 0 9,448162 0 0 398,5 20,521 2356,062 35,4195 0 103,2369 0 0 353 2222 2334,305 32,10989 0 9,448186 0 0 398,5 20,523 1029,611 0,1787213 0 2,41E-05 0 0 398,5 20,5

65


A B S E N Sal T P

1 28,6772727 210,3 0 0 0 0 300,15 14,62 1564,70787 210,3 0 9,448162 0 0 369,02 14,63 1564,70787 210,3 0 9,448162 0 0 606,75 101,54 1564,70787 210,3 0 9,448162 0 0 398,15 1005 89,8160518 0 726,69351 0 0 0 300,15 14,66 89,8160518 0 726,69351 0 0 0 300,15 101,57 89,8160518 0 726,69351 0 0 0 398,15 1008 243,197192 36,3346755 726,69351 112,396409 0 0 398,15 1009 243,197192 36,3346755 726,69351 112,396409 0 0 398,15 2510 1536,0306 0 0 0 1598,72572 0 300,15 14,611 1536,0306 0 0 0 1598,72572 0 300,15 26,512 1536,0306 0 0 0 1598,72572 0 398,15 2513 3232,61481 36,3346755 0 112,396409 159,872572 726,69351 398,15 2514 3230,32065 36,4515 0 103,27925 160,3866 729,03 400,5 23,515 2176,062 2,032044 0 0,043115 166,18 755,35 400,5 23,516 1054,2579 34,4195 0 103,2369 0 0 400,5 23,517 2176,062 34,4195 0 103,2369 0 0 353 2218 2334,305 32,10989 0 9,448186 0 0 353 2219 2334,305 32,10989 0 9,448186 0 0 400 20,520 1029,611 0,1787213 0 2,41E-05 0 0 400 20,521 1304,694 31,93117 0 9,448162 0 0 400 20,522 1304,694 31,93117 0 9,448162 0 0 400 14,623 21,75562 3,309582 0 93,78861 0 0 353 22

Segunda iteración.

Dado que en la primera iteración no se logró un porcentaje de error menor a 5% en todas las corrientes se realiza un nuevo cálculo con los datos encontrados y así comparar los resultados.

Tabla 53. Datos encontrados en la segunda iteración de los cálculos del ciclo que incluye recirculación de etanol

66


FLUJO A (Kmol/h) B (Kmol/h) S (Kmol/h) E (Kmol/h) N (Kmol/h) Sal (Kmol/h)T (K) P (psig)

1 28,6772727 210,3 0 0 0 0 300,15 14,62 1313,88627 240,98041 0 10,07536 0 0 369,02 14,63 1313,88627 240,98041 0 10,07536 0 0 606,75 101,54 1313,88627 240,98041 0 10,07536 0 0 398,15 1005 89,3522869 0 722,94123 0 0 0 300,15 14,66 89,3522869 0 722,94123 0 0 0 300,15 101,57 89,3522869 0 722,94123 0 0 0 398,15 1008 1505,65523 36,1470615 722,94123 112,492034 0 0 398,15 1009 1505,65523 36,1470615 722,94123 112,492034 0 0 398,15 25

10 1528,09931 0 0 0 1590,47071 0 300,15 14,611 1528,09931 0 0 0 1590,47071 0 300,15 26,512 1528,09931 0 0 0 1590,47071 0 398,15 2513 4479,637 36,1470615 0 112,492034 159,047071 722,94123 398,15 2514 4479,637 36,1470615 0 112,492034 159,047071 722,94123 400,5 23,515 2077,485 2,193291 0 0,1056446 159,047071 722,94123 400,5 23,516 2542,858 34,21621 0 115,1046 0 0 400,5 23,517 2542,858 34,21621 0 115,1046 0 0 353 2218 2518,54 30,8892 0 10,07539 0 0 353 2219 2518,54 30,8892 0 10,07539 0 0 400 20,520 1233,331 0,2087925 0 3,12E-05 0 0 400 20,521 1285,209 30,68041 0 10,07536 0 0 400 20,522 1285,209 30,68041 0 10,07536 0 0 398,5 14,623 24,31817 3,327006 0 105,0292 0 0 353 2224 24,31817 3,327006 0 105,0292 0 0 323,5 1925 24,31817 3,327006 0 105,0292 0 0 323,5 1026 14,5909 2,605 0 100,667628 0 0 323,5 827 9,727268 0,722 0 4,36157165 0 0 323,5 12

MATRIZ DE FLUJOS: A: agua, B: etanol, S:ácido sulfúrico, E: éter etílico, N: NaOH, Sal: Na2SO4

Tabla 54. Desviación encontrada en la segunda iteración de los cálculos del ciclo que incluye recirculación de etanol

67


flujo A B S E N Sal T P ERROR1 0 0 0 0 0 0 0 0 02 19,0900537 12,7314955 0 6,22506789 0 0 0 0 1,521864683 19,0900537 12,7314955 0 6,22506789 0 0 0 0 1,521864684 19,0900537 12,7314955 0 6,22506789 0 0 0 0 1,521864685 0,51902974 0 0,51902974 0 0 0 0 0 0,041522386 0,51902974 0 0,51902974 0 0 0 0 0 0,041522387 0,51902974 0 0,51902974 0 0 0 0 0 0,041522388 83,8477504 0,51902974 0,51902974 0,08500602 0 0 0 0 3,398832649 83,8477504 0,51902974 0,51902974 0,08500602 0 0 0 0 3,3988326410 0,51902974 0 0 0 0,51902974 0 0 0 0,0415223811 0,51902974 0 0 0 0,51902974 0 0 0 0,0415223812 0,51902974 0 0 0 0,51902974 0 0 0 0,0415223813 27,8375724 0,51902974 0 0,08500602 0,51902974 0,51902974 0 0 1,1791867114 27,8887854 0,84222199 0 8,18972144 0,84222199 0,84222199 0 0 1,5442069115 4,74501621 7,35182883 0 59,1886381 4,48479144 4,4829052 0 0 3,2101271916 14,4245569 0,5941336 0 10,3103612 0 0 0 0 1,0131620717 14,4245569 0,5941336 0 10,3103612 0 0 0 0 1,0131620718 7,31515084 3,9518343 0 6,2251089 0 0 0 0 0,6996837619 7,31515084 3,9518343 0 6,2251089 0 0 0 0 0,6996837620 16,5178691 14,402433 0 22,8660588 0 0 0 0 2,1514544421 1,51609583 4,07673822 0 6,22506789 0 0 0 0 0,4727160822 1,51609583 4,07673822 0 6,22506789 0 0 0,37641154 0 0,4877725423 10,5375939 0,52371411 0 10,7023475 0 0 0 0 0,87054622

DESVIACION

Se observa a continuación la descripción detallada de esta desviación encontrada:

%DV= 1n+2∑i=1

n+2 |µ'i−µi|µ i

∗100

%DV1= 16+2 (|28.68−28.68|28.68

+|210.3−210.3|

210.3+N . A+N . A+N . A+N . A+

|300.15−300.15|300.15

+|14.6−14.6|

14.6 )∗100=0%

%DV2= 16+2 (|1313.89−1564.71|1564.71

+|240.98−210.3|

210.3+N . A+

|10.08−9.45|9.45

+N . A+N . A+|369.02−369.02|

369.02+|14.6−14.6|

14.6 )∗100=1.521%

%DV 3= 16+2 (|1313.89−1564.71|1564.71

+|240.98−210.3|

210.3+ N . A+

|10.08−9.45|9.45

+N . A+N . A+|606.75−606.75|

606.75+|101.5−101.5|

101.5 )∗100=1.521%

%DV 4= 16+2 (|1313.89−1564.71|1564.71

+|240.98−210.3|

210.3+N . A+

|10.08−9.45|9.45

+N . A+N . A+|398.15−398.15|

398.15+|100−100|100 )

¿100=1.521%

%DV 5= 16+2 (|89.35−89.82|89.82

+N . A+|722.94−726.69|

726.69+N . A+N . A+N . A+

|300 .15−300.15|300.15

+|14.6−14.6|

14.6 )∗100=0.042%

68


%DV 6= 16+2 (|89.35−89.82|89.82

+N . A+|722.94−726.69|

726.69+N . A+N . A+N . A+

|300.15−300.15|300.15

+|101.5−101.5|

101.5 )∗100=0.042%

%DV 7= 16+2 (|89.35−89.82|89.82

+N . A+|722.94−726.69|

726.69+N . A+N . A+N . A+

|398 .15−398.15|398.15

+|100−100|100 )∗100=0.042%

%DV 8= 16+2 (|1505.66−243.20|243.20

+|36.15−36.33|

36.33+|722.94−726.69|

726.69+|112.49−112.40|

112.40+N . A+N . A+

|3 98.15−398.15|398.15

+|100−100|100 )∗100=3.399%

%DV 9= 16+2 (|1505.66−243.20|243.20

+|36.15−36.33|

36.33+|722.94−726.69|

726.69+|112.49−112.40|

112.40+N . A+N . A+

|398.15−398.15|398.15

+|25−25|25 )∗100=3.399%

%DV 10= 16+2 (|1528.10−1536.03|1536.03

+N . A+N . A+N . A+|1590.47−1598.73|

1598.73+N . A+

|300.15−300.15|300.15

+|14.6−14.6|

14.6 )∗100=0.042%

%DV 11= 16+2 (|1528.10−1536.03|1536.03

+N . A+N . A+N . A+|1590.47−1598.73|

1598.73+N . A+

|300.15−300.15|300.15

+|26.5−26.5|

26.5 )∗100=0.042%

%DV 12= 16+2 (|1528.10−1536.03|1536.03

+N . A+N . A+N . A+|1590.47−1598.73|

1598.73+N . A+

|398.15−398.15|398.15

+|25−25|25 )∗100=0.042%

%DV 13= 16+2 (|4479.64−3232.61|3232.61

+|36.15−36.33|

36.33+N . A+

|112.49−112.40|112.40

+|159.05−159.87|

159.87+|722.94−726.69|

726.69+|398.15−398.15|

398.15+|25−25|25 )∗100=1.179%

%DV 14= 16+2 (|4479.64−3230.32|3230.32

+|36.15−36.45|

36.45+N . A+

|112.49−103.28|103.28

+|159.05−160.39|

160.39+|722.94−729.03|

729.03+|400.5−400.5|

400.5+|23.5−23.5|

23.5 )∗100=1.544%

%DV 15= 16+2 (|2077.49−2176.06|2176.06

+|2.19−2.03|

2.03+N . A+

|0.11−0.04|0.04

+|159.05−166.18|

166.18+|722.94−755.35|

755.35+|400.5−400.5|

400.5+|23.5−23.5|

23.5 )∗100=3.21%

%DV 16= 16+2 (|2542.86−2176.06|2176.06

+|34.21−34.42|

34.42+N . A+

|115.10−103.24|103.24

+N . A+ N . A+|400.5−400.5|

400.5+|23.5−23.5|

23.5 )∗100=1.013%

%DV17= 16+2 (|2542.86−2176.06|2176.06

+|34.21−34.42|

34.42+ N . A+

|115.10−103.24|103.24

+N . A+N . A+|353−353|353

+|22−22|22 )∗100=1.013%

%DV 18= 16+2 (|2518.21−2334.30|2334.30

+|30.89−32.11|

32.11+N . A+

|10.08−9.45|9.45

+N . A+ N . A+|353−353|353

+|22−22|22 )∗100=0.699%

69


%DV19= 16+2 (|2518.21−2334.30|2334.30

+|30.89−32.11|

32.11+N . A+

|10.08−9.45|9.45

+N . A+N . A+|400−400|

400+|20.5−20.5|

20.5 )∗100=0.699%

%DV 20= 16+2 (|1233.33−1029.61|1029.61

+|0.21−0.19|

0.19+N . A+

|3.12∗10−5−2.41∗10−4|2.41∗10−4 +N . A+N . A+

|400−400|400

+|20.5−20.5|

20.5 )∗100=2.15%

%DV2 1= 16+2 (|1285.21−1304.69|1304.69

+|30.68−31.93|

31.93+N . A+

|10.08−9.45|9.45

+N . A+N . A+|400−400|400

+|20.5−20.5|

20.5 )∗100=0.47%

%DV22= 16+2 (|1285.21−1304.69|1304.69

+|30.68−31.93|

31.93+N . A+

|10.08−9.45|9.45

+N . A+N . A+|398.5−400|

400+|14.6−14.6|

14.6 )∗100=0.49%%DV23= 1

6+2 (|24.32−21.76|21.76+|3.33−3.31|

3.31+N . A+

|105.03−93.79|93.79

+N . A+N . A+|353−353|353

+|22−22|22 )∗100=0.87%

Debido a que el error calculado para cada una de las corrientes no supera el 5% establecido se decide trabajar con los flujos encontrados y de esta manera al cerrar ciclo se realizaron los cálculos en la torre de rectificación.

4. REFERENCIAS

[1] KIRK Raymond E –OTHMER Donald F. “Encyclopedia of chemical technology.” Vol 8. Wiley.1998.

[2] ANALYTYCA. “Hoja de seguridad éter dietílico”. Publicación electrónica en línea: http://www.analytyka.com.mx/spanish/espec/E/482770.htm. Consultada el 20 de enero, 201.

[3] 3 MERK, Millipore. “100921 Éter Dietílico”. Publicación electrónica en línea:

http://www.merckmillipore.com/colombia/chemicals/eter-dietilico/MDA_CHEM-100921/p_W.Sb.s1LthUAAAEWtOEfVhTl. Consultada el 20 de enero, 2014.

[4] SMALLWOOD, I.M.”Handbook of Organic Solvent Properties”. Elsevier. 1996. Publicación electrónica disponible: http://app.knovel.com/hotlink/toc/id:kpHOSP0005/handbook-organic-solvent. Consultada el enero 21, 2014.

70

http://app.knovel.com/hotlink/toc/id:kpHOSP0005/handbook-organic-solvent.%20Consultada%20el%20enero%2021



http://www.merckmillipore.com/colombia/chemicals/eter-dietilico/MDA_CHEM-100921/p_W.Sb.s1LthUAAAEWtOEfVhTl



http://www.analytyka.com.mx/spanish/espec/E/482770.htm

http://www.analytyka.com.mx/spanish/espec/E/482770.htm


[5] UNIVERSIDAD NACIONAL DE MÉXICO. “Hoja de seguridad de éter etílico”. Publicación electrónica en línea: http://www.quimica.unam.mx/IMG/pdf/11eteretilico.pdf. Consultada el 10 de septiembre, 2013.

[6] KIRK Raymond E –OTHMER Donald F. “Encyclopedia of chemical technology.” Vol 8. Wiley.1998

[7] WELLS, Margaret. “Handbook of petrochemicals and processes”, segunda edición,Wiley.1999.

[8] AGRODATA PERÚ. http://www.agrodata.com.pe. Consultado en octubre de 2013

[9] MULTINSA. Cotización directa a través del grupo GASURE de la Universidad de Antioquia.

[10] HANS KRUGER, representandte BREDOX. Cotización directa.

[11] “Agentes Forestales de Extremadura”. Segunda Edición, Junio de 2003. Editorial MAD

[12] KYLANDER, Robert L., TUSCOLA Ill; DU VON,Richard H. Jr. “Recovery of ether in the production of ethanol by ethylene hydration.” United Sates patent office. Patente número 3850993. 1974

[13] COX,Henry L; GREER, Paul S.”Production and purification of diethyl ether”. United States patent office. Patente número 2050600. 1933.

[14] MERK, Millipore. “Ficha de datos de seguridad”. Publicación electrónica en línea: http://www.merckmillipore.co

m/colombia/chemicals/acido-sulfurico/MDA_CHEM-100921/p_W.Sb.s1LthUAAAEWtOEfVhTl. Consultada el 10 de septiembre, 2013.

[15] “Neutralización ácido-base”.http://www.uv.es/pou/docencia/Piloto0405/Tema8.ppt. Consultado octubre de 2013.

[16] WELTY, WICKS, WILSON. “Fundamentos de transferencia de momento calor y masa”.Capítulo 24 Editorial Limusa 1988

[17] TAPIAS,Heberto. “Balances de materia y energía.” Proporcionado en el curso de Diseño I.

[18] “Product and processes design principle”. Segunda edición. Wiley. pp 185-190

[19] YAWS, Carl L. “Yaw’s Handbook of thermodynamic Porperties for Hydrocarbons and Chemicals compounds”. Knovel. 2009. Publicacion electronica en linea: http://app.knovel.com/hotlink/toc/id:kpYHTPPCC4/yaws-handbook-thermodynamic. Consultada 12 de enero, 2014.

[20] “Vapour—liquid equilibrium data collection part: Alcohols 1a”. Publicado por DECHEMA, Frankfurt, 1977; pp 628-631

[21] Software ASPEN PLUS V7.[22] ZHIGANG LEI.”Special

distillation processes”. Pp 152-153.

[23] MIRANDA, Leonardo. “Selección de Modelos Termodinámicos”. Pág. 6, 7. Ee

[24] B. TAMMAMI, Fluor Corp., “How to select the best

71

http://app.knovel.com/hotlink/toc/id:kpYHTPPCC4/yaws-handbook-thermodynamic



http://www.merckmillipore.com/colombia/chemicals/acido-sulfurico/MDA_CHEM-100921/p_W.Sb.s1LthUAAAEWtOEfVhTl



http://www.quimica.unam.mx/IMG/pdf/11eteretilico.pdf

http://www.quimica.unam.mx/IMG/pdf/11eteretilico.pdf


reboiler for your processing operation”, Table 2. Reboiler Selection based on process condition. Houston, Texas.

[25] Referencia web: “Métodos aproximados para el cálculo de operaciones de separación multicomponente-

Selección de la presión de operación y del tipo de condensador” Universidad de Alicante. Consultado el 23 de enero de 2014, a las 14:22 h.http://iq.ua.es/MetAprox/33_seleccin_de_la_presin_de_operacin_y_del_tipo_de_condensador.html#fig10

72

http://iq.ua.es/MetAprox/33_seleccin_de_la_presin_de_operacin_y_del_tipo_de_condensador.html#fig10



proceso de producción de Éter etílico

Documents