Guia Equipos Operaciones Unitarias

Guía de Diseño de Equipos de Operaciones Unitarias

Entre los techos, existe una capa de nitrógeno para neutralizar el H 2 S que excede el techo flotante, el nitrógeno es suministrado por una válvula controladora e indicadora de presión (PIC). d.- Tanques Abiertos o Sin Techo. Son los tanques construidos a cielo abierto, tipo represas y se utilizan para almacenar grandes cantidades de productos que no sean volátiles. e.- Tanques de Forma Esférica. Son los tanques utilizados para almacenar productos bifásicos (Gas-Líquido), que operan a presión presión mayor que la atmosférica. El comportamiento comportamiento de las moléculas se encuentra en constante movimiento circular, ocupando todo el espacio que lo contiene. f.- Tanques con Techo y Fondo Cóncavo. Este tanque está diseñado para almacenar productos con altas presiones, los cuales pueden ser ejercidos por líquidos y/o gases. Estos tipos de tanques son de menor tamaño que los anteriores y se utilizan mayormente en las plantas de refinación cumpliendo funciones de tambor acumulador o tanque de expansión. Se presentan en forma vertical u horizontal con botas y/o domos. Partes de un Tanque de Techo Fijo: a.- Boca de aforo: es la abertura ubicada en el techo del tanque, que permite las labores de aforación. A partir de la boca de aforo, se determina la altura de referencia o el punto de aforación del tanque. La boca de aforo, se le conoce también como clara boya. b.- Respiradero: son dispositivos ubicados en el techo del tanque, el cual impide la acumulación de presión excesiva al realizarse la operación de llenado. Además permite la entrada de aire cuando el tanque está siendo vaciado, para evitar deformaciones. c.- Rompe Viento: Viento: es una estructura metálica, en forma de valla, que permite al aforador efectuar su labor sin interrupción del viento. La misma posee una regla calibrada para fijar los niveles en el cordel para la toma de muestras. Estos rompe vientos solo existen en en los tanques de de techo fijo. d.- Boca de Inspección o de Visita: es la estructura metálica bridada, que permite el pase de personal al interior en caso de mantenimiento o reparación del tanque. e.- Boquillas: es una punta de línea bridada, ubicada en la parte inferior del tanque, el cual permite la instalación de una tubería auxiliar para el drenaje del fondo en caso de mantenimiento. f.- Termopozo: espacio de la pared del tanque donde está ubicado el termocupla de medición y transmisión de temperatura a la sala de control. 3


Además posee un indicador de temperatura, ubicado en la parte exterior del tanque. g.- Línea de Drenaje: es una instalación ubicada muy cerca del fondo de los tanques, que permite desalojar el agua de los crudos y productos. h.- Líneas de entrada y salida: son tuberías diseñadas para almacenar o transferir crudos y productos. Ambas líneas están ubicadas cerca del fondo del tanque cumpliendo con las normas de seguridad. EJEMPLO: EJEMPLO: Diseñar un tanque atmosférico para almacenar benceno por 15 días a las siguientes condiciones: Diagrama del Equipo:

T – 101

F = 2550 kg/h 3 ρ =859 kg/m T= 40 °C P= 1 atm Benceno

Tiempo de Almacenamiento: El tiempo de almacenamiento seleccionado ha sido de 15 Días. Tiempo suficiente para no perder la continuidad del proceso, y la reposición de dicho compuesto. Tipo de Tanque a Utilizar: Para conocer el tipo de tanque a utilizar, se debe hallar la presión de vapor de la sustancia a alimentar a la temperatura de almacenamiento. La presión de vapor es generalmente el criterio decisivo para elegir el tipo de tanque; por ejemplo, para bajas presiones se recomienda elegir un tanque tipo G1 o G2, para presiones más elevadas, se recomienda elegir tanques tipo G3. Presión de Vapor del Benceno a la temperatura de Almacenamiento: La expresión para el cálculo de la presión de vapor del Benceno a una temperatura determinada es: logP=A-B/(T+C)= 6.9057-1211.03/(220.79+T 6. 9057-1211.03/(220.79+T)) La Temperatura de Operación es 40 ºC. La presión de Vapor calculada para este valor de Temperatura, es 182.8 mmHg= 0.24 atm. Para esta presión se recomienda escoger un Tanque del Tipo G2.

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Cálculo de la capacidad del tanque: La capacidad del tanque se calcula por medio de la Ecuación: F t  Donde: C es la capacidad del tanque, m3. F es la velocidad Másica del fluido para almacenar, kg/h. 3  Es la densidad volumétrica del fluido para almacenar, kg/m . t es el tiempo de almacenamiento del fluido, h. C

La capacidad calculada para este tanque es: C 

2550 * 360 859

= 1069 m3

Capacidad real del tanque: La capacidad obtenida para el tanque debe aproximarse a una capacidad tabulada, para de esta manera, poder tomar los datos disponibles en la bibliografía. Además, esto permite diseñar con un porcentaje de sobrediseño si se escoge una capacidad por encima de la calculada. La capacidad más próxima por encima de la calculada es de 1220 m3. Una vez seleccionada esta capacidad, se pueden obtener el porcentaje de sobrediseño. Cálculo del Porcentaje de Sobrediseño: El porcentaje de sobrediseño se puede calcular calcular en base a la capacidad capacidad calculada calculada y su su diferencia con la capacidad real: %sobrediseño =

%sobrediseño =

Creal  C C

*100

1220  1069 1220

*100=14%

Dimensión de las chapas: Número de las chapas por virola: N=

 * D 2

=

 *12 2

 6 chapas

D=12 m Altura del cuerpo= 10.8 m Altura de la chapa= 1.8 m 2  es el ancho de una virola Número de virolas virolas del cuerpo: 10.8/1.8= 6 virolas Número total de chapas: Nch  N  Nvirolas 5


Número de chapas totales del cuerpo= 6*6= 36 chapas Espesor del tanque y material a utilizar: Para determinar el espesor de pared se debe conocer la presión y temperatura de diseño del equipo, donde la primera estará comprendida por la presión de vapor del compuesto así como de la presión hidrostática del líquido, esto en vista que el almacenamiento se dará en condiciones atmosféricas. Pop=Pv+ρgh+Patmósferica= Pop=Pv+ρgh+Patmósferic a= 0.24+(859*9.8*10.8/10 0.24+(859*9.8*10.8/101300)+1= 1300)+1=

Pop=2.14 atm Pdiseño=1.15*2.14= 2.46 atm (15% sobrediseño) Pmanométrica diseño= (2.46*14.7)-14.7= 21.46 psig Temperatura de diseño= 121ºC (temp operación =40ºC< 93ºC) Según la tabla de resistencia química de los materiales, se tiene que para el compuesto a almacenar, se puede utilizar acero, que tienen una buena resistencia para contenerlo. Se empleará como material de elaboración elaboración del tanque acero al carbono C-Si, numero SA-516, grado 55 cuyo valor de esfuerzo según la referencia es de 13800psi. Puede entonces calcularse el espesor del material. En base a los tipos de justas soldadas, se asume un valor de la eficiencia (E) de la junta de 0,85 suponiendo que el material fue radiografiado por zonas, para colocar un pequeño sobrediseño al equipo, mientras m ientras que según el mismo autor, Ec es el margen de corrosión cuyo valor satisfactorio para recipientes es de 0,125 pulg. e= e=

Pmag * D

2 * S *   0.8 * Pmag 21.46 * 472.4

 Ec =

2 *13800 * 0.85  0.8 * 21.46

 0.125  0.56 pu lg  14.2mm

Dimensiones del Tanque T-101 Capacidad, m3 1220 Diámetro, m 12 Altura del cuerpo, m 10.8 2 Superficie del fondo, m 113.1 Forma del techo Esférico, flecha (1/12) Estructura Sin pies derechos Angulo de cabeza, mm 70*70*7 Techo(espesor de chapa, mm) 5 Fondo(espesor de chapa, 8 mm) Espesor del cuerpo, mm 14.2 Número de chapas totales 36 Tipo G2(cilíndrico vertical) Material Acero al carbono

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DISEÑO DE SEPARADORES En el caso de mezclas vapor –líquido, la mezcla de fases entra al separador y, si existe, choca contra un aditamento interno ubicado en la entrada, lo cual hace que cambie el momentum de la mezcla, provocando así una separación gruesa de las fases. Seguidamente, en la sección de decantación (espacio libre) del separador, actúa la fuerza de gravedad sobre el fluído permitiendo que el líquido abandone la fase vapor y caiga hacia el fondo del separador (sección de acumulación de líquido). Esta sección provee del tiempo de retención suficiente para que los equipos aguas abajo pueden operar satisfactoriamente y, si se ha tomado la previsión correspondiente, liberar el líquido de las burbujas de gas atrapadas. En el caso de separaciones que incluyan dos fases líquidas, se necesita tener un tiempo de residencia adicional, dentro del tambor, lo suficientemente alto para la decantación de una fase líquida pesada, y la “flotación” de una fase líquida liviana Normalmente,

pueden identificarse cuatro zonas principales en los separadores

Separación primaria El cambio en la cantidad de movimiento de las fases a la entrada del separador genera la separación gruesa de las fases. Esta zona incluye las boquillas de entrada y los aditamentos de entrada, tales como deflectores ó distribuidores. Separación secundaria Durante la separación secundaria se observan zonas de fase continua con gotas dispersas (fase discontinua), sobre la cual actúa la fuerza de gravedad. Esta fuerza se encarga de decantar hasta cierto tamaño de gotas de la fase pesada discontinua en la fase liviana continua. También produce la flotación de hasta un cierto tamaño de gotas de la fase líquida liviana (fase discontinua), en la fase pesada continua. En esta parte del recipiente la fase liviana se mueve a una velocidad relativamente baja y con muy poca turbulencia. Separación por coalescencia En ciertas situaciones, no es aceptable que gotas muy finas de la fase pesada discontinua sean arrastradas en la fase liviana: por ello es necesario que, por coalescencia, tales gotas finas alcancen un tamaño lo suficientemente grande para separarse por gravedad: para lograrlo se hace necesario tener elementos como los eliminadores de niebla ó Mallas para el caso de separadores líquido – vapor, o las esponjas o platos coalescedores, en el caso de la separación líquido –líquido Recolección de las fases líquidas Las fases líquidas ya separadas requieren de un volumen de control y emergencia para una operación confiable y segura de los equipos aguas abajo.

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Internos Para ayudar al proceso de separación y/ó impedir problemas de operación aguas abajo del equipo separador, dentro del tambor se incluyen ciertos aparatos, los cuales serán conocidos genéricamente como “Internos”.

Entre los internos más usados se tienen: ti enen:

Deflectores / Distribuidores / Ciclones de entrada: entrada : Estos aditamentos internos adosados a la(s) boquilla(s) de entrada, se emplean para producir un cambio de cantidad de movimiento o de dirección de flujo de la corriente de entrada, y así producir la primera separación mecánica de las fases, además de generar (en el caso de los distribuidores), un patrón de flujo dentro del recipiente que facilite la separación final de las fases, reduciendo posiblemente el tamaño de la boquilla de entrada y, en cierta medida, las dimensiones del equipo mismo.

–

Eliminadores de Niebla: Niebla: Los eliminadores de niebla son aditamentos para eliminar pequeñas gotas de líquido que no pueden ser separadas por la simple acción de la gravedad en separadores vapor –líquido. Entre los diferentes tipos existentes, destacan las mallas de alambre ó plástico, conocidos popularmente

–

como “demisters” ó “Mallas”

Rompe vórtices: vórtices: Están adosados internamente a las boquillas de líquido, y su función es evitar el arrastre de burbujas de vapor/gas en la corriente líquida que deja el tambor.

–

Clasificación y descripción de los l os separadores Los separadores pueden clasificarse, según su forma en: – Separadores cilíndricos – Separadores esféricos – Separadores de dos barriles También los separadores cilíndricos pueden clasificarse según su orientación en: – Separadores verticales – Separadores horizontales Consideraciones generales importantes: 

  



Separadores de líquido son usualmente horizontales. Separadores Gasliquido son generalmente verticales Relación óptima Largo/Diámetro es de 2,5 a 5 El tiempo de residencia para tambores de reflujo es de 5 minutos Los separadores liquido-liquido deben ser diseñados para velocidades de 2 a 3 plg/min 0 ,5   liq   vap   Velocidad del gas en separadores gas-liquido = k     vap 

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EJEMPLO: Diseñar un separador vertical que tiene como objetivo separar la fracción de vapor del cloro que sale de un vaporizador. Las condiciones son las siguientes: Diagrama del Equipo:

F = 9,5 t/h P = 1,5 barg T = -1 ºC Mezcla L-V Cloro

F = 4,6 t/h o T=4 C P = 3 barg Cloro gas

V-101

F = 4,9 t/h o T=4 C P = 3 barg Cloro Liquido

Diseño del Separador: Velocidad terminal (stokes):   L   V  0.5  UT =k  ; k=0.35 para separadores horizontales y k=0,17 para V    separadores verticales 91.1  0.82  0.5 UT = 0.17    = 1.86 pie/s ;  0.82  UV = 0.75UT = 1.4 pie/s

Caudal vapor: QV = 3,62 pie3 /s Diámetro del separador 4 * 3.62  0.5 DV =    = 1.8 pie ;   *1.4 

Área = 2.54 pie2

Caudal líquido: QL = 2.07 pie3 /min

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TH = 5(1)= 5min ; VH = 2.07 pie3 /min*5min = 10.35 pie3 Ts = 2(1) = 2min; Vs = 2.07(2) = 4.14 pie3 Alturas: Hh = 10,35 pie3 /2,54 pie2 = 4,07 pie Hs = 4,14 pie3 /2,54 pie2 = 1,63 pie HLLL = 15 plg = 1.25 pie HLIN = 12 + 0.32 = 12.32 plg ( con deflector interno) = 1.03 pie HD = 36 + 0.5(0.32) = 36.16 plg = 3.01 pies HTotal = 1.25 + 4.07 + 1.63 + 1.03 + 3. 01= 11 pies Espesor : Pop = 4 atm ; Pdiseño = 1,2(4atm) = 4,8 4, 8 atm (20% sobrediseño) Pman diseño = 55,9 E=

(55,9 psig )(21,6 p lg) lg) 2(13800 psi)(0,85)  1,2(55,9 psig )

 0,125 p lg = 0,18 plg = 4,5 mm

Dimensiones Separador V-101 Parámetro Diametro Altura Espesor (carcaza y cabezales semiesféricos) Material

Valor 1,8 pie 11 pies 4,5 mm Acero al carbono

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DISEÑO DE INTERCAMBIADORES CARCAZA Y TUBO Intercambiadores del tipo tubo y carcaza Este es el tipo de intercambiador que se utiliza comúnmente en las refinerías. No es caro, es fácil de limpiar y relativamente fácil de construir en diferentes tamaños y puede ser diseñado para presiones desde moderadas a altas, sin que varíe sustancialmente el costo. Mecánicamente resistente para soportar las tensiones a la cual es sometido durante la etapa de fabricación, el envío, montaje e instalación en sitio; y los esfuerzos externos e internos en las condiciones normales de operación, debido a los cambios en temperatura y presión. Fácil de mantener y reparar (aquellas partes sujetas a fallas frecuentes, tubos y empacaduras, son fáciles de reemplazar). Adicionalmente, la disponibilidad de buenos procedimientos de diseño, de experticia y de facilidades de fabricación, aseguran el diseño y construcción exitoso de este tipo de intercambiadores, convirtiéndoles en la primera opción a seleccionarse para un proceso de transferencia de calor. El intercambiador de tubo y carcaza consiste de un haz de tubos paralelos encerrados en un estuche cilíndrico llamado carcaza. Hay tres tipos básicos de intercambiadores de tubo y carcaza, dependiendo del método utilizado para mantener los tubos dentro de la carcaza. El primero es el de tipo fijo o intercambiadores de placa de tubos fija o de cabezal fijo. En este caso, el equipo tiene tubos rectos, asegurados en ambos extremos en placas de tubos soldados a la carcaza. En este tipo de construcción, algunas veces es necesario incorporar en la carcaza una junta j unta de expansión o una junta de empaques, debido a la expansión diferencial de la carcaza y los tubos. Esta expansión se debe a la operación del equipo a diferentes temperaturas y a la utilización de diferentes materiales en la construcción. La necesidad de esta junta es determinada tanto por la magnitud de la expansión diferencial como del ciclo operativo esperado. Cuando no se requieren estas juntas o empacaduras, el equipo ofrece el máximo de protección contra la fuga del liquido contenido en la carcaza. El haz de tubos no puede ser removido para inspección y limpieza, pero el cabezal en el lado de los tubos, las empacaduras, la cubierta del canal, etc. son accesibles para mantenimiento y reemplazo de las partes. La carcaza puede ser limpiada por retrolavado o químicamente. Los intercambiadores de cabezal fijo son usados en servicios donde el fluido de la carcaza es un fluido limpio, como vapor de agua, refrigerante, gases, cierto tipo de agua de enfriamiento, etc. El segundo tipo de intercambiadores de tubo y carcaza utiliza tubos en forma de U, con ambos extremos de los tubos sujetados a una placa de tubos simple, eliminándose así los problemas de expansión diferencial porque los tubos pueden expandirse y contraerse libremente, la forma de U absorbe estos cambios. A estas unidades se les denomina intercambiadores con tubos en U. El haz de tubos puede ser removido de la carcaza para inspección y limpieza; pero la limpieza mecánica interna de los tubos y su reemplazo es difícil, por lo l o que este tipo de intercambiadores es usualmente aplicable en

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servicios limpios o cuando la limpieza química es efectiva. El costo de estas unidades a presión baja es aproximadamente igual al de las unidades de cabezal fijo, pero a presión alta es significativamente mas barato, por lo que es muy usado en este tipo de aplicación. El tercer tipo de intercambiadores de tubo y carcaza, al igual que las unidades de cabezal fijo, presenta dos placas de tubos, pero con solo una de ellas soldada a la carcaza y la otra moviéndose libremente, y así evitando los problemas de expansión diferencial. A este diseño se le conoce como intercambiadores de cabezal flotante. flotante . El haz de tubos de este tipo de intercambiador puede removerse para mantenimiento y para la limpieza mecánica de la carcaza y los tubos, también, pueden ser limpiados mecánicamente tanto en su exterior como en su interior. El diseño de cabezal flotante es mas caro (aprox. en un 25%) que el diseño de cabezal fijo, y es apropiado para servicios asociados a altas temperatura y presiones, pero limitado a aquellos servicios donde la fuga del fluido contenido en la carcaza es tolerable. Consideraciones generales importantes i mportantes      

  

Para la ecuación Q = UAF (LMTD) usar F = 0,9 (más común) La configuración de flujo más usual es de un (1) paso por carcaza y dos (2) pasos por tubos (1-2) Los tubos más usados son de ¾ plg (1,9 cm) de diámetro externo en un espaciado triangulas de 1 plg con 16 pies (4,9 m) de largo. Los intercambiadores carcaza y tubo se usan para areas de intercambio de calor mayores de 20 m 2 Las velocidades típicas por los tubos son: 3 a 10 pie/s (1 a 3 m/s) para líquidos y 30 a 100 pie/s (9 a 30 m/s) para gases Los fluidos que son corrosivos, sucios y a altas presiones deberían colocarse en el lado de los tubos. Los fluidos viscosos y condensantes se deben colocar en el lado de la carcaza. Las caídas de presión deben estar en el rango de 3 a 10 psia La diferencia mínima de temperatura para intercambiadores de calor carcaza y tubo debe ser de 5 a 10 °C El espaciado de deflectores más usual es de 0,4 < Dc < 0,6 con un corte del 25 al 35 %

Balance de energía Para el diseño de un intercambiador de calor es esencial relacionar la transferencia total de calor con diferentes variables tales como las temperaturas de entrada y salida de los flujos, el coeficiente global de transferencia de calor y el área total de intercambio. En particular si m es la masa del fluido caliente y frío, Cp la capacidad calorífica de los fluidos y Q es la transferencia total de calor entre el fluido caliente y el frío, las potencias cedidas o absorbidas por las dos corrientes pueden calcularse mediante las siguientes ecuaciones: 12


Qc = mc Cp,c (Tc,e – Tc,s) Qf = mf.Cp,f (Tf,s – Tf,e) Siendo los subíndices c y f los correspondientes a los fluidos caliente y frío respectivamente y los subíndices e y s a las secciones de entrada y salida del intercambiador respectivamente. Este balance se puede aplicar si se considera despreciable la transferencia de calor entre el intercambiador y sus alrededores así como los cambios de energía potencial y cinética de los fluidos, no existen cambios de fase de los mismos y sus calores específicos se mantienen constantes. Temperatura media logarítmica y coeficiente global de transferencia de calor La relación que se establece entre el calor transferido y la diferencia de temperaturas ha de desarrollarse en función del coeficiente global de transferencia de calor U y el área de intercambio A. Sin embargo, como la diferencia de temperatura varía con la posición en el intercambiador es necesario trabajar con la siguiente expresión: Q = U.A. LMTD Donde LMTD es la diferencia de temperatura media logarítmica, que depende de la diferencia de temperatura en las regiones de entrada y salida de los dos fluidos: T 1  T 2 LMTD = Ln(T 1 / T 2 ) En el caso de intercambiadores en contraflujo: ΔT1 = Tc,e – Tf,s

y

ΔT2 = Tc,s – Tf,e

Eficiencia de un intercambiador Se puede utilizar la eficiencia de un intercambiador como parámetro que mide la actuación del intercambiador en funcionamiento. La potencia máxima que es capaz de disipar un intercambiador se da cuando la temperatura de salida del fluido frío coincide con la entrada del fluido caliente o la temperatura de entrada del flujo frío coincida con la salida del fluido caliente (área de intercambio infinita). La eficiencia queda definida como la razón entre la transferencia real de calor y la transferencia de calor máxima posible.  

q q max max



 T c, s ) m C (T  T )  f p, f f ,e f ,s (mC p ) min (T c ,e  T f ,e ) (mC p ) min (T c ,e  T f ,e ) mc C p ,c (T c ,e

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Por otro lado se definen los parámetros NTU (número de unidades transferidas) y Cr de la forma: NTU =

UA

Cr =

(mC p ) min

(mC p ) min (mC p ) ma max x

Cpmin = Capacidad calorífica de menor valor numérico De esta manera se obtiene:  

1  exp(  NTU (1  C r ))

NTU = -

1  C r exp(  NTU (1  C r ))

   1   Ln C r  1   C r  1  1

Longitud del Intercambiador 1



Dc

1,25 

Pt

15

Dc = Diámetro de la carcaza L = Longitud del intercambiador



L

1 5

Arreglo de tubos do

 1,5

Pt = distancia entre los centros de los tubos do = diámetro externo de los tubos Diámetro de la carcaza  Pt  Ao   do 

Dc  0,637

2

do

L

Ao = Área requerida Número de tubos Nt 

Ao

 d o L

Cálculo de Coeficientes Globales de Transferencia de Calor (Limpio y Sucio) U l



d o d i hi



1 d o ln(d o / d i ) 2k

14



1 ho


U s



d o d i hi



d o Ri d i



1 d o ln(d o / d i )

 Ro 

2k

1 ho

UL = Coeficiente Global de Transferencia de Calor (Limpio) US = Coeficiente Global de Transferencia de Calor (Sucio) ho = Coeficiente de convección (externo) hi = Coeficiente de convección (interno) k = coeficiente de conducción do = diámetro externo de carcaza di = diámetro interno de carcaza Coeficiente de Limpieza y Factor de Ensuciamiento Rst



1  CF

1

U s CF

U s



1 U l

 Rst

CF = Coeficiente de limpieza = 0,85 (valor típico) Rst = Factor de de ensuciamiento ensuciamiento total Sobrediseño del área SA = 100 UL.Rst Caída de Presión  V 2 L   2  P t  2 f    V N pt  2  D 

fG ( N  1) Dc

K f N pt

(Tubos)

2

 P c  N pc

 Deq

f = factor de fricción fr icción de Fanning Npt = Numero de pasos por tubos Kf = Factor de pérdidas V = Velocidad por los tubos  = densidad del fluido Npc = Numero de pasos por carcaza N = Numero de deflectores Dc = Diámetro de carcaza Deq = Diámetro equivalente G = flujo másico por unidad de área

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(Carcaza)


DISEÑO DE EVAPORADORES EVAPORADORES La evaporación es el proceso físico por el cual una sustancia en estado líquido pasa al estado gaseoso, tras haber adquirido energía suficiente para vencer la tensión superficial. A diferencia de la ebullición, este proceso se produce a cualquier temperatura, siendo más rápido cuanto más elevada aquélla. No es necesario que toda la masa alcance el punto de ebullición. Cuando existe un espacio libre encima de un líquido calentándose, una fracción de sus moléculas está en forma gaseosa, al equilibrase, la cantidad de materia gaseosa define la presión de vapor saturante, la cual depende de la temperatura. Si la cantidad de gas es inferior a la presión de vapor saturante, una parte de las moléculas pasan de la fase líquida a la gaseosa: eso es la evaporación. Vista como una operación unitaria, la evaporación es utilizada para eliminar el vapor formado por ebullición de una solución líquida para así obtener una solución concentrada. En la gran mayoría de los casos, la evaporación vista como operación unitaria se refiere a la eliminación de agua de una solución acuosa. El objetivo de la evaporación es concentrar una solución consistente en un soluto no volátil y un solvente volátil. En la mayor parte de las evaporaciones, el solvente es agua. La evaporación se realiza vaporizando una parte del solvente para producir una solución concentrada de licor espeso. La evaporación difiere del secado en que el residuo es un líquido (a veces altamente viscoso) en vez de un sólido; difiere de la destilación en que el vapor es generalmente un solo componente, y aún cuando el vapor sea una mezcla, en la evaporación no se intenta separar el vapor en fracciones; difiere de la cristalización en que su interés reside en concentrar una solución y no en formar cristales. En la frontera entre evaporación y cristalización cristalización dista mucho de ser ser nítida. La evaporación produce a veces una suspensión de cristales en un licor madre saturado. En la evaporación por lo general, el producto valioso es el líquido concentrado (licor espeso) mientras que el vapor se condensa y se desecha. Sin embargo, en un caso específico es probable que ocurra lo contrario. El agua mineral se evapora con frecuencia a fin de obtener un producto exento de sólidos para la alimentación de calderas, para procesos con requerimientos especiales o para el consumo humano. Esta técnica se conoce con frecuencia con el nombre de destilación de agua, pero técnicamente es evaporación. Se han desarrollado procesos de evaporación a gran escala que se utilizan para la recuperación de agua potable a partir de agua de mar. En este caso, el agua condensada es el producto deseado. Sólo se recupera una fracción del agua total contenida en la alimentación, mientras que el resto se devuelve al mar. Características del líquido a evaporar Concentración: aunque la solución de alimentación que entra como licor a un evaporador puede estar suficientemente diluida teniendo muchas de las propiedades físicas del agua, a medida que aumenta la concentración la solución adquiere cada vez un carácter más individualista. La densidad y la viscosidad aumentan con el contenido de sólidos hasta que la solución se 16


transforma en saturada o el licor se vuelve demasiado viscoso para una transferencia de calor adecuada. La ebullición continuada de una solución saturada da lugar a la formación de cristales, que es preciso separar, pues de lo contrario, los tubos se obstruyen. La temperatura de ebullición de la solución puede también aumentar en forma considerable al aumentar el contenido de sólidos, de modo que la temperatura de ebullición de una solución concentrada puede ser mucho mayor que la del agua a la misma presión. pr esión. Formación de espuma: algunos materiales, en especial las sustancias orgánicas, forman espuma durante la vaporización. Una espuma estable acompaña al vapor que sale del evaporador, e vaporador, causando un fuerte arrastre. Sensibilidad a la temperatura: muchos productos químicos finos, productos farmacéuticos y alimentos se deterioran cuando se calientan a temperaturas moderadas durante tiempos relativamente cortos. En la concentración de estos materiales se necesitan técnicas especiales para reducir tanto la temperatura del líquido como el tiempo t iempo de calentamiento. Incrustaciones: algunas soluciones depositan costras sobre la superficie de calentamiento. En estos casos, el coeficiente global disminuye progresivamente hasta que llega un momento en que es preciso interrumpir la operación del evaporador y limpiar los tubos. Materiales de construcción: siempre que es posible, los evaporadores se construyen con algún tipo de acero. Sin embargo, muchas soluciones atacan a los metales ferrosos y se produce contaminación. En estos casos se utilizan materiales especiales tales como cobre, níquel, acero inoxidable, aluminio, grafito y plomo. Debido a que los materiales son caros, resulta especialmente deseable obtener elevadas velocidades de transferencia de calor con el fin de minimizar los costos del equipo. Un evaporador es un intercambiador de calor entre fluidos, de modo que mientras uno de ellos se enfría, disminuyendo su temperatura, el otro se calienta aumentando su temperatura, pasando de su estado líquido original a estado vapor (cabiendo la posibilidad de un calentamiento ulterior, con lo que se dice que alcanza el estado de vapor sobrecalentado). A fin de cuentas un evaporador, es un intercambiador de calor más complejo, en el que además de producirse el cambio de fase pueden darse otros fenómenos asociados a la concentración de la disolución, como la formación de sólidos, la descomposición de sustancias. Los evaporadores se fabrican en muy diversos tamaños y con distintas disposiciones, siendo profusamente empleados en gran cantidad de procesos térmicos. Los evaporadores, deben funcionar siempre a vacío parcial, pues esta medida reduce la temperatura de ebullición en la cámara de evaporación. Otro punto a tener en cuenta es que cuando se procede a la instalación de cascadas de etapas en serie, estas deben de ir en vacío sucesivo, es decir en la cámara de cada evaporador debe haber siempre menos presión que en el anterior, y en el primero de ellos siempre menos de la atmosférica. De no ser así la evaporación no tendría efecto 17


Tipos de evaporadores evaporadores 1) Evaporadores de tubos largos verticales: verticales: a) Flujo ascendente (película ascendente) ascendente) b) Flujo descendente (película descendente) c) Circulación forzada 2) Evaporadores de tubos cortos (circulación natural) Consideraciones generales 

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



Los evaporadores más comunes son de tubo vertical largo con circulación natural o forzada. El rango de tubos va de ¾ plg a 2,5 plg (19 a 63 mm) en diámetro y de 12 a 30 pies (3,6 a 9,1 m) de largo Velocidades por los tubos de circulación forzada son generalmente de 15 a 20 pie/s (4,5 a 6 m/s) La Elevación del Punto de Ebullición (BPE) es la diferencia entre la temperatura de la solución y la temperatura del vapor saturado. BPE mayores de 7 ºF (3,9 ºC) resulta en un evaporador de 4 a 6 efectos en serie. Las presiones inter-etapas pueden ser incrementadas con eyectores (20 a 30% eficiencia) o compresores mecánicos (70 a 75% eficiencia)

EJEMPLO: Un evaporador de simple efecto ha de concentrar 20000 lb/h (9070 kg/h) de una disolución de hidróxido sódico al 20 por 100 hasta un 50 por 100 de sólidos. La presión manométrica del vapor de agua será 20 lbJpulg* (1,37 atm) y la presión absoluta en el espacio de vapor 100 mm Hg (1,93 lbJpulg2). El coeficiente global se estima que será 250 Btu/pie’ -h-“F (1400 W/m’-OC). La temperatura de la alimentación es 100 “F (37,8 “C). Calcúlese la cantidad de vapor de agua consumido, la economía y la superficie de calefacción que se requiere. SOLUCIÓN La cantidad de agua evaporada se obtiene a partir de un balance de materia. La alimentación contiene 80/20 = 4 Ib de agua por Ib de sólido; la disolución concentrada contiene 50/50 = 1 Ib de agua por Ib de sólido. La cantidad evaporada es 4 - 1 = = 3 Ib de agua por Ib de sólido, o sea 3 x 20 000 x 0,20 = 12 000 lb/h La velocidad de flujo de disolución concentrada riz es 20000 - 12 000 = 8000 lb/h (3630 kg/h). Consumo de vapor de agua. La temperatura de vaporización de la disolución

de 50 por 100 a una presión de 100 mm Hg se obtiene como sigue. Temperatura de ebullición del agua a 100 mm Hg = 124 “F Temperatura de ebullición de la disolución = 197 “F Elevación del punto de ebullición = 197 - 124 = 73 “F

18


Las entalpías de la alimentación y de la disolución concentrada se obtienen a partir de la Figura: Alimentación, 20 % de sólidos, 100 100 “F: HJ = 55 Btu/lb Disolución concentrada, 50 % de sólidos, 197 “F: H = 221 Btu/lb

La entalpía del vapor que abandona el evaporador se obtiene a partir de las tablas del vapor de agua. La entalpía del vapor de agua sobrecalentado a 197 “F y 1,93 1bJpulg’ es 1149 Btu/lb, que es H, en la Ecuación. El calor de vaporización del vapor de agua 1, a una presión manométrica de 20 lb//pulg’, es 939 Btu/lb.

La velocidad de transmisión de calor y el consumo de vapor de agua pueden obtenerse ahora a partir de la Ecuación : q = (20 000 - 8000)(1149) + 8000 x 221 - 20000 x 55 = 14 456 000 BTU/h ms



14456000 939

= 15 400 400 lb/h (6990 kg/h)

Economía. La economía es 12000/15400 = 0,78. Superficie de calefacción. La temperatura de condensación del vapor de agua es 259 “F. El área de calefacción requerida es A 

14456000 250(259  197)

 930 pie2 (86,4 m2)

Si la entalpía del vapor H, estuviese basada en el vapor saturado a la presión del espacio de vapor en vez del vapor sobrecalentado, la velocidad de transmisión de calor sería 14.036.000 Btu/h (4115,7 kW) y el área de calefacción sería 906 pie 2 (84,2 m2). Por tanto, la aproximación introduce un error de solamente un 3 por 100.

19


DISEÑO DE HORNOS DE PROCESO Están definidos como equipos donde se genera calor que se obtiene de la combustión de combustibles, generalmente líquidos o gaseosos con el oxígeno del aire. Usualmente se suministra un mínimo de aire en exceso. En el horno, los gases que resultan de la combustión ocupan la mayor parte del volumen de calentamiento. El horno contiene una o varias cámaras formadas por una serie de tuberías o serpentines y por cuyo interior circula el fluido que se desea calentar con el calor que genera la combustión. Entre las secciones de los hornos están las siguientes: 



Sección de Convección: es la sección por donde entra la carga a los hornos y el calor se transfiere por convección con los gases de la combustión, se utiliza para precalentar el fluido que entra el horno. Esta transferencia se da entre una superficie sólida y un líquido o un gas. Sección de Radiación: en esta sección, el calor se transfiere tanto por radiación en forma de ondas electromagnéticas con la llama de los quemadores como por convección. Esta sección se utiliza para llevar la temperatura del fluido que se calienta al valor deseado.

Es importante resaltar que la diferencia básica entre un horno con otra clase de intercambiadores de calor es que el horno posee equipos de fuego en su interior, las otras clases de intercambiadores, no lo poseen. La función principal de un horno es generar una cantidad específica de calor a temperaturas relativamente apreciables. Este calor es luego transferido a un fluido sin producir sobrecalentamiento de las partes que integran el horno. Clasificación de los Hornos. 1.- Según su utilidad: 

Horno Rehervidor de Columna: su finalidad es evaporar parcialmente el volumen de carga extraído de una columna de destilación. Generalmente , éste rehervidor, está compuesto de tres corrientes: a.- Una que lleva el fluido líquido de la columna al rehervidor. b.b.- Otra que lleva el fluido como una mezcla bifásica líquido-vapor del rehervidor a la columna. c.- En la mayoría de los casos, del rehervidor sale otra corriente que lleva parte del líquido a otra parte del sistema.



Horno de alimentación de una Columna de Fraccionamiento: se usa para evaporar parcialmente volumen de una carga de fraccionamiento. Generalmente, la corriente entra al horno en estado líquido saturado. Sin embargo, en algunos casos, la corriente de entrada al horno puede contener una acción apreciable de vapor. En las refinerías de crudo se usa este tipo de horno en la alimentación de las torres de destilación atmosférica. Los fluidos entran al horno con temperaturas en el rango de 350 a 450 °F y son llevadas a temperaturas en el rango de 650 a 750 °F. 20








Allí se evapora alrededor de un 60% del volumen de carga y pasa a la torre de destilación. Horno precalentador de un Reactor Químico: se usa para llevar la temperatura del volumen de carga que sirve de alimentación a un reactor químico. Esto permite parte del control de la reacción química. Las variaciones del volumen de carga, de alas presiones y temperaturas de funcionamiento del horno pueden ser apreciables. Ello depende fundamentalmente del tipo de proceso que se realiza en el reactor químico. Horno para el Calentamiento de Fluidos Viscosos: en muchos casos, los bitúmenes, crudos pesados y extra pesados poseen viscosidades altas que imposibilitan su transporte a través de tuberías. Estos hornos pueden calentar dichos fluidos y reducir sus viscosidades, de esta manera se hace posible el bombeo entre regiones que puedan estar apreciablemente distantes. Hornos aplicados a Fluido de Recirculación: se usan para incrementar la temperatura de un fluido de recirculación. Los fluidos que fluyen a través de este tipo t ipo de hornos son generalmente líquidos, tanto a la entrada como a la salida del horno. Este tipo de hornos, permite llevar el fluido de circulación a diversos usos particulares con lo cual se minimizan los costos de equipos ya que un solo horno se puede emplear para realizar varias funciones. Los fluidos de circulación generalmente son: aceites refinados, sales diluidas y líquidos patentados.

2.- Según la orientación del Serpentín en la Sección Radiante Hornos Verticales: en este tipo de horno, los tubos del serpentín de la sección radiante están colocados verticalmente. Los hornos verticales se clasifican en: a.- Horno de Radiación Total y Configuración Vertical Cilíndrica. b.- Horno de Serpentín Helicoidal y Configuración Vertical-Cilíndrica. c.c.- Horno con Convección de Flujo Cruzado y Configuración Vertical Cilíndrica. d.d.- Horno de Sección Integral por Convección y Configuración Vertical Cilíndrica. e.e.- Horno con Serpentín Radiante en forma de U. f.f.- Horno de doble encendido y Serpentín Vertical. 

Hornos Horizontales: en los hornos horizontales. Los tubos del serpentín de la sección radiante están colocados horizontalmente. Los hornos horizontales es clasifican en: a.a.- Horno tipo Cabina y Configuración Conf iguración Horizontal. b.- Horno tipo Cabina dos celdas y Configuración Horizontal. c.c.- Horno tipo cabina con Pared Divisoria y Configuración Horizontal. d.d.- Horno con Quemador en la Pared posterior de Cámara de Combustión y Configuración Horizontal. e.e.- Horno con Quemador en la Pared posterior de la Cámara de Combustión y Sección por Convección Lateral. f.f.- Horno de Doble Encendido y Configuración Horizontal. 

21


SECCION DE RADIACION a) Tamaño de de tubos y número de pasos: Siempre que sea posible, los diámetros de los tubos deben ser seleccionados del tamaño de tubos nominales estándar (IPS), en el rango de 5 a 20 cm (2 a 8 pulg). Debido a que la carga del horno, kg/s (lb/s) es determinada por los requerimientos del proceso, la sección transversal interna del área total del tubo requerida es determinada dividiendo la carga por la velocidad másica. Esta área de la sección transversal determina el diámetro interno de los tubos y el número de pasos paralelos a través de la sección de radiación y usualmente a través de la sección de convección:

b) Disposición de la sección de radiación: El siguiente criterio general de distribución debe ser usado en todas las configuraciones de hornos: 1. El espacio entre el centro de los tubos de radiación debe ser 2 veces el diámetro nominal, codos de curva cerrada en U (Short radius U –bend). 2. Los tubos de radiación adyacentes a la pared deben estar ubicados a una distancia de 1.5 veces el diámetro nominal alejado de la pared. 3. Los tubos de las esquinas en la sección de radiación deben ser ubicadas de tal manera de evitar zonas muertas ya que estos tubos reciben menos calor que la cantidad promedio.

22


4. Para asegurar una visibilidad adecuada desde las puertas de observación de la sección de radiación, el espacio entre tubos a estas puertas debe ser 3 veces el diámetro nominal (Long radius U –bend). 5. Se debe mantener compatibilidad entre la distribución de tubería a la entrada y la recolección de tubería a la salida cuando se esté colocando el arreglo de los tubos. Las longitudes máximas para secciones de convección o para secciones de radiación horizontales, deben ser limitadas a 30 m, (100 pie) debido a la dificultad de su manejo. Por otro lado, las longitudes máximas de tubos verticales deben ser limitadas a 15 m, (50 pie o más pequeños) debido a la excesiva mala distribución del calor de entrada en tubos largo.

Caídas de Presión

23


SECCION DE CONVECCION Arreglo y espaciamiento de los tubos Aunque los tubos de la sección de convección pueden ser situados en forma triangular o rectangular, siempre se usan formas de triángulos equiláteros o isósceles para las secciones de convección de hornos. Coeficientes de transferencia de calor para tubos lisos en forma triangular han sido incluidos con las ecuaciones de transferencia de calor debido a que la forma triangular es más común para calderas.

Velocidad másica de los gases de combustión

DISEÑO DE CHIMENEA Chimeneas soportadas por el suelo – Las chimeneas por debajo de una altura de 76 m (250 pie) son hechas de acero, las mayores de 76 m (250 pie) son de concreto. Chimeneas soportadas por hornos – Estas siempre son de acero. La altura máxima económica para estas chimeneas es de 45 a 60 m (150 a 200 pie) por encima del piso. Para alturas mayores de 60 m (200 pie) se debe especificar una chimenea soportada por el piso. El diámetro es una función de la cantidad de flujo de gas de combustión. Las chimeneas deben ser diseñadas para una velocidad de 7.6 m/s (25 pie/s). Cuando los gases de combustión pasan directamente a la chimenea, el diámetro no debe ser mayor que la anchura externa (alrededor de 300 mm (12 pulg) mayor que la anchura interna) de la sección de convección. convección. 24


MULTIPLES Y LINEAS DE TRANSFERENCIA Los múltiples son utilizados para distribuir y recolectar fluidos de los diferentes pasos de los hornos. Estos múltiples deben estar diseñados para alcanzar una distribución uniforme del flujo en todos los pasos del horno. Una mala distribución del flujo por los pasos del horno puede causar que algunos de ellos se queden sin flujo, resultando en sobrecalentamiento y quema de los tubos.

25


DISEÑO DE CALDERA C ALDERAS S PIROTUBULARES Vapor sat= 15t/h P = 15 barg o T = 202 C

Caldera Generadora de Vapor (SG-401)

FuelOil = 0,944 t/h P = 1 barg o T = 35 C

3

Aire = 12265m /h o T = 28 C P = 1 barg

Agua = 15 t/h P = 1 barg o T = 60 C

Cantidad de vapor saturado a generar: 1,4 (10730 Kg. /h) = 15000 Kg/h (asumiendo 40% sobrediseño) Condiciones del vapor saturado a generar: 202 oC y 16 bar Tubo Hogar Para calcular las dimensiones del tubo hogar es necesario determinar las dimensiones de la llama, producida por la combustión combustible líquido, que en este caso de trata de fuel oil, cuyas características se muestran en la siguiente tabla: tabla: Combustible Poder inferior

Fuel-oil

calorífico 9600 Kcal./Kg.

Componente

% peso

Carbono

86.33

Hidrógeno

13.58

Azufre

0.09

26

3

Humos = 12000 m /h P = 0,01 barg o =


Balance de energía Q  m  Cp  Ts  Te  λ 16bar 

Donde: Q: Calor suministrado por la caldera m: Masa de vapor producido por la caldera Cp: Poder calorífico del agua a presión constante. Te: Temperatura del líquido saturado a la caldera. Ts: Temperatura de salida del vapor de la caldera 16 bar.: Calor latente de vaporización a 16 bar. Q  15000

Kg

1 Kcal   9060000 Kcal  202º C  60º C   462 Kcal   h  Kgº C Kg  h

Requerimientos de combustible Conocido el calor necesario, que debe suministrarse al líquido saturado que se alimenta a la caldera para llevarlo al estado de vapor saturado, se determina la cantidad de combustible B (fuel-oil) a ser quemado. B



Q PCI COMBUSTIBL E



9060000 Kcal 9600 Kcal

h

 944Kg / h

Kg

Dimensiones del tubo hogar: Con la masa de combustible, se determinan las dimensiones de la llama, sustituyendo: 2 D  0.17  944 7  1,2m L

1

 0.2  944 2  6,14m

Carga y densidad Específica La carga específica y la densidad específica se calculan en función de las dimensiones de la llama, según las ecuaciones: Carga especifica 

4Q

D L

Densidad especifica 

2

4 Q

 D

2

=1246260.91 Kcal

h  m3

 10095867.3 Kcal

Se verifica que: Carga específica  1290000 Kcal

h  m3

27

h  m2


Densidad Específica  7200000 Kcal

h  m2

Sobrediseño de las dimensiones del tubo hogar: D= 1,2 m L=6,5 m Cálculo de la superficie de Radiación: Se supone cámara húmeda y la superficie de radiación se obtiene por la siguiente ecuación: A R    D  L   D 2 / 4  25,63m2 Cálculo de la temperatura al final del hogar:

tR  t Qt  273  t    C  100 tR A R  

4

Donde: C= 4.1 para fuel oil tR  2000º C Para fuel oil. Despejando: t = 1121 oC Volumen de gases que salen de la l a caldera: Para obtener el volumen de gases que se producen por la combustión del fuel oil, se asume un exceso de aire de 20% y se lee l ee en [18], esta magnitud es igual 3 a 12,688 m /Kg. Calor absorbido por radiación en el hogar:

QR  B  PCI  QFH Donde QFH es el calor al final del hogar y se calcula por la siguiente ecuación: QFH  B  V H  T GH  C P Donde: TGH es la temperatura de los gases de salida que se puede aproximar a la temperatura al final del hogar, h ogar, que ya ha sido previamente calculada. CP es el poder calorífico a volumen constante para el combustible. Para el fuel Oil este valor es de: 0.372 Kcal 3 m ºC QFH  5000000 Kcal h Q R

 4060000 Kcal h

28


Flujo calorífico Medio. Flujo Calorífico Máximo. Calor absorbido en el Tubo Hogar:  med 

Q R A R

 158408 Kcal

h m

2

Kcal L  ma max x  (0.7  0.25 D)   med  325396 Q H

h * m2

  med    D  L  3881706 Kcal h

Cálculo de la temperatura Máxima del hogar:  e  1   396º C  t s  15   ma  max x  k N  Donde: Ts: Temperatura de saturación del vapor de agua: 202ºC E: Espesor del tubo en mm= 10mm k = 38700 Kcal 2 t ma max x

m º C

N = 3440 Kcal m º C La temperatura máxima es menor que el límite de 420 ºC para acero tipo A 42 RCI, es por esto que se ha seleccionado este material para la construcción de la caldera. 2

Dimensionamiento de la cámara trasera: Para dimensionar la cámara trasera es necesario conocer el diámetro de la boca de acceso, y el diámetro y longitud de la cámara del hogar. Estos dos últimos se encuentran en [18]  1.46  D H  1,752m LCH  0.6 m D B  0.5 * D H  0,6m DCH

A continuación se encuentra un esquema de la parte trasera del hogar, que ayudará a identificar las diferentes superficies que conforman esta parte de la caldera.

29


5

7

1

Tubo hogar

2

Envolvente c. hogar

3

Placa tubular c. hogar

4

Placa trasera c. hogar

5

Placa trasera caldera

6

Boca trasera c. hogar

7

Haz tubular

6

1

4

3

2

Figura “Cámara trasera de la caldera pirotubular”

Envolvente de cámara de hogar S1=   DCH  L =3,3 m2 Placa trasera S2 =

D

2 CH

 D B 2 

 4

= 2,128 m2

Placa tubular S3=   D CH 2  D H 2   N T    d T 2 = 0,733 m2 4

4

Donde: DCH: Diámetro interior de la cámara del hogar DB: Diámetro exterior de la boca de acceso. DH: Diámetro exterior del tubo del hogar. L: Longitud interior de la cámara del hogar. NT: Número de tubos del primer haz tubular. (120) dT: Diámetro externo externo de los tubos 0,0762m (3“).

ST

 S1  S2  S3  6,16 m2

Coeficiente global de transferencia de calor en la zona: La transferencia de calor en esta zona se realiza por convección y radiación, por lo que el coeficiente global será:

K  KCONVECCIÓN  KRADIACIÓN. 30


El coeficiente de calor por convección se toma, conocida la T (temperatura media entre la salida del tubo hogar y la entrada del haz de tuberías. Para este valor se toma un aproximado que consiste en restarle 50ºC a la temperatura de salida de los gases del tubo hogar, ya que se considera que este es el delta de temperatura máximo que puede llegar a experimentar los gases. M

T M

 T gh  50º C  1071º C

K R

 20,65

Kcal m 2 hº C

El coeficiente de transferencia por convección se estima en base a un calor conocido para determinar la velocidad de los gases en esta cámara ya que la velocidad es variable a lo largo de la misma. W 

V H B

3600  DCH  LCH

 3,17 m s

K C

 K O  W 0.75  12,35

K O

 5,2

K  33

Kcal h º C m2

Kcal h º C m 2

Kcal h º C m2

Cálculo del calor absorbido en cada una de las partes de la cámara trasera: a) Envolvente: Q1

 S1  K  T  5445

Kcal h

b) Placa trasera Q2

 S2  K  T   med  D 2   4  182703

Kcal h

c) Placa Tubular: Q3

 K  S3  T  1209,5

Kcal h

El calor total absorbido por la cámara trasera es la sumatoria de los calores calculados anteriormente:

31


QCH

 189357

Kcal h

Calor que entra al primer haz tubular: El calor que entra al primer haz tubular no será otro que la resta entre el calor al final del tubo hogar y el calor total absorbido por la cámara trasera. Q HT

 QFH  QCH  4810643

Kcal h

Este calor permite conocer la temperatura del hogar en este punto ya que: t g

 C P 

Q HT V h * B

El término de la derecha es un valor conocido, entonces, se debe buscar una combinación de Tg y Cp que satisfaga la igualdad. Q HT V h * B

 401,6

Kcal h m3

La combinación que hace exacta la igualdad es: Cp=0.37

Kcal h m 3 º C

Tg=1100 ºC. Primer haz tubular: La transmisión de calor en esta zona zona se produce por convección convección en su mayoría. Debido a que los gases están todavía a muy altas temperaturas, se produce transferencia de calor por radiación, pero este tipo de transferencia no será tomada en cuenta para el diseño del primer haz tubular. Coeficiente de convección (Kc1): 0.75 K O  W t K C 1  0.09578  0.25 dT

Donde: Kc1 es el coeficiente de convección en Kcal./(h*m2*ºC) Ko según tabla con LMTD dT, diámetro exterior de los tubos, en m. Wt es la velocidad de los gases en el haz tubular en m/s.

Wt 

4  V H xB 3600    dt 2  Nt



4  12,688 m 3600

seg h

3

Kg  944 Kg h

   (0.0762m)2  120

32

 6,08

m s


Ko  42,3

K C 1

Kcal h m2 º C

 29,86

Kcal h m2 º C

Cálculo de la superficie de calefacción del primer haz tubular : S1 HT

 Nt    dt  Lt  120    0.0762m  6,5m  186,7m2

Cálculo de la temperatura media logarítmico en el haz tubular: El valor de t2 al final del haz tubular es desconocido, y como resultado óptimo (después del tanteo) se tomarán 440ºC. LMDT=

 t 2 1100  440   497º C  t 1  t S  ln 1100  202     ln  440 202    t 2  t S  t 1

Calor absorbido en el primer haz tubular: Q1 HT

 K C 1  S1 HT  LMDT  2770706 Kcal h

Se debe cumplir que: Calor al inicio del haz tubular-Calor absorbido en el haz tubular= Vh*t2*Cp Q HT  Q1 HT  2039937 Kcal h V H * B  t 2  Cp  2202537 Kcal

h

%error = 8 % Segundo Haz tubular: La temperatura de entrada al segundo haz tubular se toma como 440ºC de esta manera, se asume que en la cámara anterior las pérdidas de temperatura que sufre el gas, son despreciables. Como temperatura de salida del segundo haz tubular, se tomarán 60ºC por encima de la temperatura de saturación del vapor, para asegurar de esta manera que el vapor que se produce, está realmente saturado. De esta manera T3=202ºC+60ºC = 262ºC. Calor absorbido en el segundo haz tubular. Q2 HT

 V h * B  t 2  Cp2  t 3  Cp3   682836 Kcal h

33


Cálculo de la temperatura media logarítmico en el segundo haz tubular: Esta vez, ambas temperaturas, la de entrada y de salida son valores conocidos con lo que el LMDT se puede hallar con facilidad: LMDT2=

 t 3 440  262   129,2º C  t 2  t S  ln 440  202     ln  262 202   t t   3 S  t 2

Coeficiente de convección (Kc2): K O

 0.09578 

K C 2

 W t 0.75

dT

0.25

Donde: Kc1 es el coeficiente de convección en Kcal./(h*m2*ºC) Ko según LMTD2 dT, diámetro exterior de los tubos, en m. Wt es la velocidad de los gases en el haz tubular en m. Wt 

4  V H xB 3600    dt 2  Nt

Ko  39

3600

seg h

3

Kg

 944 Kg h

   (0.0762m)2  60

 14,6

m s

Kcal h m 2 º C

 53,1

K C 2



4  12.688 m

Kcal h m2 º C

Superficie de calefacción necesaria en el segundo haz tubular: S 2 HT



Q2 HT K C  T

=99,5m2

Verificación del número de tubos del segundo haz tubular: Nt 2



S 2 HT

  dt  LC

 64

El número de tubos calculado, se aproxima al número de tubos supuesto. Se asume que los tubos en exceso (4 tubos) están incluidos en el sobrediseño de la caldera.

34


Superficie total de calefacción La sumatoria de todas las superficies de la caldera, arroja como resultado la superficie total de calefacción: SC =

STH

 SCH  S1HT  S2HT

Donde: S TH : Área de radiación STH = 25,63 m2 SCH = Superficie de la cámara hogar SCH = S1 + S2 + S3 SCH = 6,16m S1HT=186,7 m2 S2HT=99,5 m2 2

SC

 318 m2

Dimensionado de la Caldera Diámetro interior del tubo hogar = 1,2 m Longitud del tubo hogar = 6,5 m A: Espacio entre unión del tubo hogar y la soldadura entre placa / envolvente de la cámara A= 40 mm B: Espacio libre entre tubos hogar y haz tubular B= 0,05(D) = 0,05(1,752 m) = 87,6 mm C: Espacio entre el final del haz tubular y la soldadura entre placa / envolvente de la cámara trasera de hogar: C = A 

Dt

2

C=78,1 mm Paso entre los tubos: t = 0.125  D  12.5 = 22 mm D: Espacio libre entre cámara hogar y envolvente D = 100mm E: Espacio libre entre cámara hogar y haz tubular E = 50mm G: Espacio libre entre haz tubular y diámetro interior de la envolvente G G = 78,1 mm. l: Altura del agua a nivel medio sobre zona más alta de la superficie de calefacción l = 70mm. Arreglo de los tubos: empleando un arreglo del tipo Triangular

35


Longitud interna de la caldera LC  L  LCH  e1  e2  M Donde: L: Longitud del tubo hogar = 6,5 m LCH : Longitud interior de la cámara hogar=0.6 m e : Espesor de la placa tubular de la cámara hogar = 0,01m e : Espesor de la placa trasera = 0,01m M: Espesor de agua entre la cámara trasera y la placa hogar M = 0,2 m 1

2

Lc=7,32 m El arreglo de la l a caldera, y sus dimensiones se muestran en la siguiente figura: 78,1mm 87,6mm

40mm 1200mm 1752mm Figura “Vista trasera de las Dimensiones de la caldera”

Altura de la chimenea y caída de presión en la sección de convección En primer lugar se calcula el tiro por 100 pies de altura de la chimenea. La temperatura a la cual es permitido liberar los gases de chimenea al aire es 100ºF y con la temperatura de los gases al final del segundo haz tubular (504 o F), mediante la referencia: t / 100



0,61

pu lg H 2 O

100 pie altura

Se toma el valor de altura de los tubos por arriba de los quemadores (6 pies). Tiro 

0,61  6 100

 0,0366 pu lg H 2O

Un valor típico para la caída de presión a través de los quemadores es 0,25 pulg de H2O. Se determina el tiro requerido al comienzo de la chimenea: TiroTE

 0,25  0,0366 pu lg H 2O  0,2134 pu lg H 2O 36


La caída de presión por fricción en la zona de convección debe calcularse: Se busca la densidad de los gases al nivel del mar de la gráfica ; con la temperatura de los gases de combustión en la zona de convección de 262ºC: 3

G = 0,04 lb. / pie

Con este valor, se calcula la cabeza velocidad en los tubos horizontales de la sección de convección: convección: Pv

G

 0,003

G2

 G



FlujoGas N 2 HT  at  L" HT

G

2,9 lb



21,7 pie  0,9

s pie2

 0,0023 pie

 64

lb pie2 s

2

 lb   0,0023 2  pie s    0,0002 p lg H 2O Pv  0.003  0,04 lb

pie3

Se determina la caída de presión en la zona de convección con la ecuación fc 

fc



LT / Q  Pv

2 64  0,0002 p lg H 2O 2

 0,0064 pu lg H 2O

Se calcula la caída de presión en la chimenea y en el regulador de tiro. Se asume una temperatura de chimenea 100ºF menor a la temperatura de salida de convección: TCH = 504 ºF – 100ºF =404ºF Se lee en [9], el valor de la densidad de los gases:  g

 0,045 lb

pie 3

El flujo volumétrico de gases es: 37


F G

F G





W G

 g 2,9 lb 0,045 lb

s

 64,44

pie

pie3

3

s

Se asume un diámetro de chimenea de 1,75 pie, que origine una velocidad de gases entre 25 y 30 pie/s. Esto se comprueba calculando la sección transversal tr ansversal de la chimenea y la velocidad de los gases: S TCH STCH V G

V G









2 Di CH

4

  

1,75 pie 2 4

 2,41 pie 2

F G S TCH

64,44

pie

3

s

2,41 pie

2

 27

pie s

Se calcula entonces la cabeza velocidad de esta sección: Pv  0,003  V 2   g 2

Pv  0,003    27 pie s   0,045lb pie3  0,098 p lg H 2O  

Se asume una altura de chimenea de 100 pie, se calcula un factor que permite calcular la caída de presión en la chimenea como sigue: LCH

50  DiCH



100 pie 50  1,75 pie

 1,14

 L  PCHD  3   CH   Pv =0,335  50  DiCH 

p lg H 2O

Ahora se calcula el tiro total requerido, como la suma de todos los hallados: t T

 TiroTE  fc  PCHD

t T

 0,2134  0,0064  0,335 335 p lg H 2O  0,5548 p lg H 2O 38


Con la temperatura de la chimenea calculada de 404ºF y la temperatura exterior del aire de 100ºF se obtiene de [9] el tiro por 100 pies de altura de la chimenea: Tiro x 100pie = 0,52 in H 2O Se calcula la altura de la chimenea por arriba del último haz de tubos de la caldera:  t  LCH   T   100  t CH  LCH

 0,5548   pies  32m 100  107 pies 0 , 52  

39


DISEÑO DE TORRES DE ABSORCION La absorción de gases en una operación en la cual una mezcla gaseosa se. Pone en contacto con un líquido, a fin de disolver de manera selectiva uno o más componentes de gas y de obtener una solución de éstos éstos en el líquido. Por ejemplo, el gas obtenido como subproducto en los hornos de coque, se lava con agua para eliminar el amoniaco; después se lava con un aceite para eliminar los vapores de benceno y de tolueno. Para que el molesto sulfuro de hidrógeno sea eliminado de un gas de este tipo o de hidrocarburos gaseosos naturales, el gas o los hidrocarburos se lavan con diferentes soluciones alcalinas que absorben a dicho sulfuro. Los valiosos vapores de un disolvente, acarreados por una corriente gaseosa pueden recuperarse y luego ser reutilizados; basta lavar el gas con un disolvente adecuado a los vapores. Estas operaciones requieren la transferencia de masa de una sustancia en la corriente gaseosa al líquido. Cuando la transferencia de masa sucede en la dirección opuesta, es decir, de líquido a gas, gas, la operación se conoce conoce como desorción. Por ejemplo, el benceno y el tolueno se eliminan del aceite que se mencionó antes en contacto la solución líquida con vapor, de tal forma que los vapores entran en la corriente gaseosa y con arrastrados; en consecuencia, el aceite de absorción puede utilizarse nuevamente. Los principios de la absorción y la desorción son básicamente los mismos, así que las dos operaciones pueden estudiarse al mismo tiempo. Generalmente, estas operaciones sólo se utilizan para la recuperación o eliminación del soluto. Una buena separación de solutos entre sí, exige técnicas de destilación fraccionada. Elección del disolvente para la absorción Si el propósito principal de la operación de absorción es producir una solución específica (como ocurre, por ejemplo, en la fabricación de ácido clorhídrico), el disolvente es específico por la naturaleza del producto. Si el propósito principal es eliminar algún componente del gas. Casi siempre existe la posibilidad de elección. Por supuesto, el agua es el disolvente más barato y más completo, pero debe darse considerable importancia a las siguientes propiedades: 1. Solubilidad del gas. La solubilidad del gas debe ser elevada, a fin de aumentar la rapidez de la absorción y disminuir la cantidad requerida de disolvente. En general, los disolventes de naturaleza química similar a la del soluto que se va a absorber proporcionan una buena solubilidad. Así, se utilizan aceites hidrocarbonados, y no agua, para eliminar el benceno del gas producido en los hornos de coque. Para los casos en que son ideales las soluciones formadas, la solubilidad del gas es la misma, en fracciones mol, para todos los disolventes. Sin embargo, es mayor, en fracciones peso, para los disolventes de bajo peso molecular y deben utilizarse pesos menores de estos disolventes, medidos en libras. Con frecuencia, la reacción química del disolvente con el soluto produce una solubilidad elevada del gas; empero. Si se quiere recuperar el disolvente para volverlo a utilizar, la reacción debe ser reversible. Por ejemplo, el sulfuro de hidrógeno puede eliminarse de mezclas gaseosas utilizando soluciones de etanolamina, puesto que el sulfuro se absorbe fácilmente a temperaturas 40


bajas y se desorbe a temperaturas elevadas. La sosa cáustica absorbe perfectamente al sulfuro de hidrógeno, pero no lo elimina durante una operación de desorción. 2. Volatilidad. El disolvente debe tener una presión baja de vapor, puesto que el gas saliente en una operación de absorción generalmente está saturado con el disolvente y en consecuencia, puede perderse una gran cantidad, si es necesario, puede utilizarse un líquido menos volátil para recuperar la parte evaporada del primer disolvente, como en la figura 30. Esto se hace algunas veces, pos ejemplo, en el caso absorbedores de hidrocarburos, en donde un aceite disolvente relativamente volátil se utiliza en la parte principal del absorbedor debido a las características superiores de solubilidad y donde el disolvente volatilizado se recobra del gas mediante un aceite no volátil. En la misma forma, se puede absorber el sulfuro de hidrógeno en una solución acuosa de fenolato de sodio; el gas desulfurado se lava posteriormente con agua para recuperar el fenol f enol evaporado. 3. Corrosión. Los materiales de construcción que se necesitan para el equipo no deben ser raros o costoso. 4. Costo. El disolvente debe ser barato, de forma que las pérdidas no sean costosas, y debe obtenerse fácilmente. 5. Viscosidad. Se prefiere la viscosidad baja debido a la rapidez en la absorción, mejores características en la inundación de las torres de absorción, bajas caídas de presión en el bombeo y buenas características de transferencia de calor. 6. Misceláneos. Si es posible, el disolvente no debe ser tóxico, ni inflamable, debe ser estable químicamente y tener un punto bajo de congelamiento EJEMPLO: A una columna de absorción entran 40 m 3 / h de una mezcla gaseosa de composición 35% en volumen de amoníaco y 65% en volumen de aire. La absorción se verifica en contracorriente con agua que contiene el 2% en peso de amoníaco, a 20ºC y a 1 atm, y se ha de recuperar el 90º% del amoníaco contenido en la mezcla gaseosa. Calculese la cantidad mínima necesaria de agua. Solución: Calculamos, en primer lugar, las concentraciones en fracciones molares correspondientes a las condiciones de equilibrio a partir de los datos kilogramos de amoníaco / 100 kg de agua a la presión parcial del amoníaco en la fase gaseosa a 20ºC. Para el primer punto dado en la tabla siguiente, los cálculos serán: X= X=

2 / 17 2 / 17 100 / 18

x 1 x

=

= 0,0207;

0,02073 0,02073

= 0,0211

y = 12,0 / 760 =0,0157 y=

41

0,01578 1 0,01578

= 0,0160


Los datos restante se calculan de modo análogo y se resumen a continuación: KgNH8/100 KgH2O 2 5 10 15 20 25 30

P*

x

mmHg 12 31,7 69,6 114 166 227 298

y

0,02073 0,05027 0,09574 0,1371 0,1748 0,2096 0,2411

X

0,01578 0,04171 0,09158 0,1500 0,2184 0,2987 0,3921

0,02114 0,05293 0,1059 0,1587 0,2118 0,2647 0,3177

Y 0,01603 0,04352 0,1008 0,1765 0,2794 0,4259 0,6450

La composición del gas a la entrada será: Yent = 0,35

Yent = 0,35 / ( 1 – 0,35 ) = 0,5385

Como se ha de recuperar el 90% del amoníaco, la composición de la mezcla gaseosa a la salida, expresada en relación molar, será: Ysal = Yent ( 1 – 0,90 ) = 0,05385 La composición del líquido a la entrada será: X0 =

2 / 17 2 / 17

98 / 18

= 0, 02114

X0 = 0,02114 / ( 1 – 0,02114 ) = 0,02160. Sobre el diagrama X – Y el punto correspondiente a la cúspide de la columna tendrá de coordenadas A ( 0,02160 ; 0,05385). La máxima concentración del líquido a la salida de la columna, que corresponde al ejemplo de la misma cantidad de agua, será la de equilibrio con el gas de entrada, que leída sobre el diagrama resulta: Xsal = Xn = 0,2960 Por consiguiente, el punto correspondiente a la base de la columna tiene de coordenadas: B (0,2960; 0,5385) El coeficiente angular de la recta AB da el valor de ( Ls / Gs ) mín ( Ls / Gs )mín =

0,5385

0,05385

0,2960 0,02160

42

= 1,766


El número de moles de gas que entran al sistema por hora es: G=

pV RT

=

40 0,082 293

= 1,665 Kmol / h

G = G (1-y) = 1,665 (1-0,35) = 1,082 Kmol de aire /h Lsmín = 1,766. 1,082 = 1,911 Kmol de agua = 34,39 Kg de agua Relación óptima líquido- gas

Al igual que el proceso de destilación ésta relación óptima varía desde un 20% superior a la relación mínima, es decir. ( Ls / Gs ) op = 1,2 ( Ls / Gs )mín. Las torres o columnas de absorción absorción de relleno y de lluvia son son dispositivos que permiten el contacto continuo entre el líquido y el gas que circulan en contracorriente. En estas torres varia continuamente la concentración del líquido y del gas con la la altura de la columna, columna, mientras que en las de platos platos de esta variación se verifica de modo discontinuo de plato a plato. En consecuencia, en las columnas de relleno a cada punto de la línea de operación corresponde a condiciones reales de algún punto de la torre, mientras que en la de platos, solo tienen significación real algunos puntos aislados de la línea de operación. Atendiendo al resultado y no al funcionamiento puede puede hacerse una comparación comparación entre las torres de relleno y las de platos por medio de la altura entre equivalente a un plato teórico (HETP) definida como la altura necesaria de relleno que verifica la misma función que un plato teórico. Esta magnitud hay que determinarla experimentalmente, y es función del tipo y tamaño de relleno, de los flujo del liquido y del gas, y , para algunas mezclas, mezclas, de su composición composición ; por por tanto, es necesario necesario disponer de un un gran número de datos experimentales experimentales para su aplicación aplicación al calculo calculo de estas columnas, y de aquí que actualmente tienda a prescindir de su empleo en tales cálculos. EJEMPLO: Para el secado de aire húmedo se emplea una torre de absorción absorción de relleno utilizando como liquido absorbente una disolución de sosa cáustica de concentración 50% en peso . El aire entra con humedad absoluta de 0,012 Kg de agua/ Kg de aire seco y ha de humidificarse hasta 0,003 Kg de agua/ Kg de aire seco. Calcúlese la altura necesaria de la torre si la HETP es de 90 cm y la cantidad de disolución empleada es el 40% superior a la mínima. Los datos de equilibrio para este sistema a la temperatura de operación expresados en relaciones molares ( y en moles de agua por mol de aire seco, y X en moles de agua por mol de sosa ) son los siguientes:

43


X 0 1 2 3 4 5 6

Y 0 0.0001 0.0011 0.0028 0.0067 0.0100 0.0126

X 7 8 9 10 12 16

Y 0.0142 0.0157 0.0170 0.0177 0.0190 0.0202

Solución: las humedades molares del aire aire a la entrada entrada y a la salida son: son: Yent = 0,012 kg agua/ kg aire seco = = 0,01229/18= 0,0193 mol agua/ mol aire seco Ysal: 0,003 kg agua/ agua/ kg aire seco = 0,0048 mol agua/ agua/ mol aire seco seco La relación molar de la disolución de entrada ( 50% en peso) será: 50 / 18 50 / 40

= 40/18 =2.222 mol agua / mol sosa

El valor de ( Ls/Gs) se determina gráficamente trazando por el punto (2,222;0,004483) la tangente a la curva de equilibrio. El numero de platos teóricos trazados t razados gráficamente resulta: N = 4,1 Como la HETP es 90 cm, la altura necesaria necesaria de relleno relleno será: HETP = 4,1.0,9 = 3,7 m

44


DISEÑO DE TORRES DE ENFRIAMIENTO Las operaciones más sencillas en las que se presenta una transferencia simultánea de masa y calor son la humidificación y la deshumidificación. En estas operaciones solamente están involucradas dos fases y dos componentes: una fase líquida (agua generalmente) y una fase gaseosa compuesta por un gas incondensable a temperatura ambiente y en el que la primera se encuentra como vapor. Las operaciones de humidificación se utilizan para controlar la humedad de un proceso, pero más frecuentemente, para enfriar y recuperar el agua utilizada como medio de enfriamiento en un proceso. Esto se logra mediante el contacto directo con aire, el cual se encuentra a una temperatura menor que el agua. El equipo en el que se realiza esta operación es conocido como Torre de Enfriamiento. Estas torres generalmente están constituidas con diversos materiales como la madera, plásticos, etc. formando estructuras de puentes múltiples, también se emplean estructuras de aluminio, ladrillo, concreto o asbesto. El agua suele entrar por la parte superior y caer a través de puentes y deflectores hasta la parte baja de la torre, que está conformada por un sistema abierto al aire, el cual por su parte, entra por la parte inferior, poniéndose en contacto con el agua a lo largo y alto de toda la torre. Las torres de enfriamiento tienen como finalidad enfriar una corriente de agua por vaporización parcial de ésta con el consiguiente intercambio de calor sensible y latente de una corriente de aire seco y frío que circula por el mismo aparato. Las torres pueden ser de muchos tipos, sin embargo el enfoque se centra en un equipo de costo inicial bajo y de costo de operación también reducido. Con frecuencia la armazón y el empaque interno son de madera. Es común la impregnación de la madera bajo presión con fungicidas. Generalmente el entablado de los costados de la torre es de pino, poliéster reforzado con vidrio o cemento de asbesto. Pueden empacarse con empaques plásticos. El empaque plástico puede ser polipropileno moldeado en forma de enrejado o alguna otra forma. forma. El espacio vacío vacío es muy muy grande, generalmente generalmente mayor del 90% con el fin de que la caída de presión del gas sea lo más baja posible. Como consecuencia la superficie de la interfase no sólo incluye la superficie de las películas líquidas que humedecen el empaque, sino también la superficie de las gotas que caen como lluvia desde cada fila. Las torres de enfriamiento se clasifican según la forma de suministro de aire en: 1) Torres de circulación natural a) Atmosféricas: El movimiento del aire depende del viento y del efecto aspirante de las boquillas aspersoras. Se usan en pequeñas instalaciones. Depende de los vientos predominantes para el movimiento m ovimiento del aire. b) Tiro natural: el flujo de aire necesario necesario se obtiene como como resultado de la diferencia de densidades entre el aire más frío del exterior y húmedo del interior de la torre. Utilizan chimeneas de gran altura para lograr el tiro deseado. Debido al inmenso tamaño de estas torres (500 pies de alto y 400 pies de diámetro), se utilizan por lo general para flujos de agua por encima de 200.000 galones por minuto (gpm). Son ampliamente utilizadas en centrales térmicas y plantas nucleares. 45


2) Torres de Tiro mecánico El agua caliente que llega a la torre puede distribuirse por boquillas aspersoras o compartimientos que dejan pasar hacia abajo el flujo de agua a través de unos orificios. El aire usado para enfriar el agua caliente es extraído de la torre, en cualquiera de las dos formas f ormas siguientes: a) Tiro inducido: el aire se succiona a través de la torre mediante un ventilador situado en la parte superior de la torre. Son las más utilizadas. b) Tiro forzado: el aire se fuerza por un ventilador situado situado en el fondo de la torre y se descarga por la parte superior.Estas torres están sujetas particularmente a la recirculación del aire caliente y húmedo que es descargado dentro de la toma del ventilador debido a la baja velocidad de descarga y que materialmente reduce la efectividad de la torre. El tiro inducido con el ventilador en la parte superior de la torre evita esto y además permite una distribución interna más uniforme del aire. 3) Torres de flujo cruzado El aire entra a los lados de la torre fluyendo horizontalmente a través del agua que cae. Las corrientes de aire laterales se unen en un pasaje interno y dejan la torre por el tope. Las torres de flujo cruzado requieren más aire y tienen un costo de operación más bajo que las torres a contracorriente. Componentes de las torres de enfriamiento a) Equipo mecánico  Ventiladores  Motores b) Sistema de de distribución distribución del agua La eficiencia global de una torre de enfriamiento está directamente relacionada con el diseño del sistema de distribución de agua caliente. La consideración principal en la selección del tipo de sistema de distribución de agua para una aplicación específica es la cabeza a vencer por la bomba. La cabeza de la bomba impuesta por una torre de enfriamiento consiste de la altura estática (relativa a la altura desde la entrada más la presión necesaria para mover el agua a través del sistema de distribución y sobre el relleno). La cabeza de bombeo varía de acuerdo a la configuración de la torre. Las torres a contracorriente utilizan un sistema de distribución de spray a alta presión para lograr cubrir todo el relleno de la torre. El patrón de spray de las boquillas es sensible a los cambios en el flujo de agua y a los cambios en la presión de las boquillas. Las torres a contracorriente tienen un área de presión menor que las de flujo cruzado pero requieren altura adicional, altura estática y cabeza dinámica para alcanzar el mismo efecto de enfriamiento. Las torres de flujo cruzado utilizan un sistema de distribución diferente.

46


El agua caliente es distribuida a través de los empaques por gravedad a través de unos pequeños orificios ubicados en el piso de la base de entrada. Tal sistema no es un sistema de distribución en spray. El aire se mueve horizontalmente a través del empaque y se cruza con el agua que cae. En las torres de flujo cruzado el componente de presión interna de la cabeza de bombeo es insignificante debido a que el flujo es principalmente por gravedad. Comparadas a las torres de flujo cruzado, las contracorriente pueden requerir de 5 a 6 psig adicionales de cabeza para alcanzar una distribución adecuada del spray. Esta elevada cabeza de bombeo conduce a mayores costos iniciales y anuales por consumo de energía de las bombas. c) Sistema de distribución de aire En las torres a contracorriente la resistencia al flujo ascendente del aire por parte de las gotas que caen resulta en una elevada pérdida de presión estática y una mayor potencia del ventilador que en flujo cruzado. Las torres a flujo cruzado contienen una configuración del relleno a través del cual el aire se mueve horizontalmente a través del agua que cae. Las torres de flujo cruzado utilizan esencialmente toda la altura de la torre para las rejillas de ventilación, reduciendo la velocidad de entrada del aire y minimizando la recirculación y pérdida de tiro. d) Relleno Distribuido dentro de la torre suministra el área superficial superficial para la transferencia de masa y calor e) f) g) h)

Eliminadores de desviación Base recolectora del agua fría Desviadores del flujo de de aire Cubierta de redistribución

Consideraciones generales 





La velocidad de circulación de agua generalmente es de 2 a 4 GPM/pie 2 (81 a 162 L/min.m2) y la velocidad del aire usualmente es de 5 a 7 pie/s (1,5 a 2 m/s) Las torres de tiro inducido a contracorriente son las más usadas. Estas torres tienen una capacidad de enfriamiento de 2,8 a 5,5 ºC de la temperatura de bulbo húmedo. Las pérdidas por evaporación son aproximadamente de 1 % de masa de agua por cada 5,5 ºC de enfriamiento.

EJEMPLO: Se necesitan enfriar 656729 Kg/h de agua desde 50 °C hasta 32 °C utilizando aire a temperatura ambiente, el cual se encuentra a una temperatura de bulbo seco de 32 °C y temperatura de bulbo húmedo de 25 °C. Para esto se empleará una torre de tiro inducido, debido a su mayor seguridad y rendimiento. 47


Calculo de la sección transversal de la Torre En las torres de enfriamiento la razón aire/agua en Kg/Kg varía normalmente entre 1 y 1,5 y el intervalo de velocidades del aire entre 1,83 y 2,44 m/s por lo cual se trabajará con una relación aire/agua de 1,06 Kgaire/Kg agua y la velocidad del aire de 2,4 m/s Datos:        

Caudal de Agua: L = 656729 Kg/h Velocidad del aire: v = 2,4 m/s Caudal de Aire G = 1,25 x L = 228 Kg aire húmedo/s Temp. bulbo seco = 32 °C °C Temp. Bulbo húmedo = 25 °C Volumen Húmedo: Vh = 0,9053 m 3 /Kg aire seco Humedad absoluta del aire = 0,021 Kg agua/ Kg aire seco Relación de aire seco / aire húmedo = 0,979 Kg as/ kg ah A 

L=

GVh v

 85,91m 2

A = 9,27 m

Caudal mínimo y máximo de líquido L operación = L / A = 7644,5 Kg agua/ m2.h Lmin = CmH x a x  liq = 3412 Kg/h.m2 CmH : caudal mínimo de humectación = 0,08 m3 /h a : área superficial de relleno por unidad de volumen = 42,65 m2 /m3 3  liq = 1000 Kg/m Lmax = CMH x a x  liq = (0,28 m3 /h) x 42,65 x 1000 = 11942 Kg/h.m2 El caudal de operación se encuentra dentro del caudal mínimo y del caudal máximo Cálculo de la altura del relleno Número de unidades de transferencia

48


Consiste en la resolución de la integral planteada para el número de unidades de transferencia global. Esto es el área bajo la curva descrita cuando se grafica 1 H *  H G

vs HG

Los valores de las propiedades necesarias para evaluar la integral, se obtiene de lo que es la gráfica HG vs T con las curvas de operación y equilibrio de la torre. Debido a que se trata de los resultados provenientes del balance global en la torre, se asume que las condiciones dentro de la torre varían linealmente a lo largo de la misma y por lo tanto, la curva de operación es una línea recta que une a las coordenadas correspondientes a la parte inferior de la torre. Es decir, a los puntos (T L2, HG1) y (TL1, HG2). De la deducción matemática se obtiene que la pendiente de la recta es:

es la capacidad calorífica del líquido. La curva de equilibrio corresponde a la curva de saturación para la mezcla aire - agua. donde L’ es el flujo másico promedio del líquido y C PL

Resolviendo la integral desde T 1 = 32 °C ; HG1 = 85,5 Kj/ Kg As y T2 = 50 °C; HG2 = 117,4 Kj/ Kg As se tiene el número de unidades de de transferencia : NUT G = 0,437 Altura de la unidad de transferencia LUTG =

G' Kya

Kya = 6,72 G´0,75 G´ (operación) = 9555,7 Kg aire / m2h Sustituyendo y calculando queda: LUTG = 1,47 m Altura del relleno Z = NUTG x LUTG Z = 0,437 x 1,47 m Z = 0,64 m

49


Calculo de la altura de la l a torre de enfriamiento A la altura del relleno debe agregársele la altura de la piscina y la altura del sistema ventilador, soporte y rociamiento del agua. La altura de la piscina se estima en unos 1,4 m, mientras que en sistema ventilador, soporte y rociamiento de agua se supone en 2 m, por lo tanto Altura de la torre (Zt) = 0,64 m + 1,5 1, 5 m + 2 m = 4,14 m Calculo de la caída de presión P 

(9,85 Z  5)G ' 2 Vh 2 2g

Z = altura del relleno = 0,64 m

G’ = flujo transversal de gas = 9555,7 Ks as / m2h

Vh = volumen húmedo a la entrada = 0,9053 m3 /Kg as g = gravedad = 9,8 m/s2 P  0,5187 cmH2O

Sustituyendo y calculando:

Calculo de la potencia del ventilador P=

0,22856 xGxPxVh Ev

Ev = rendimiento del ventilador = 0,6 (60%) Vh = volumen húmedo del gas en la parte superior = 1,0426 m3 /Kg as P  caída de presión del empaque = 0,5187 cmH2O G = flujo de gas = 820.911,25 Kg/h Sustituyendo y calculando

P = 1.087.426,2 Kw = 1.458.262,35 Hp

50


DISEÑO DE COLUMNAS DE DESTILACIÓN La destilación es un proceso de separación en el cual un líquido se convierte en vapor, y este vapor se condensa mas tarde a líquido. A este líquido de condensación se le da el nombre de destilado, en tanto que el líquido que se evapora es la carga o destilando. La destilación es pues, una operación unitaria producto de la combinación de la evaporación y la condensación. El fin principal de la destilación es la separación de los componentes volátiles de los no volátiles, o la separación de una mezcla con componentes de diferente volatilidad. La separación de los dos componentes (líquidos) sólo es posible cuando la composición del vapor es diferente a la del líquido que lo produce, la separación será tanto más fácil cuanto mayor sea la diferencia entre la composición del vapor y la del líquido, aunque prácticamente pueden llevarse a cabo separaciones incluso cuando la diferencia dif erencia sea pequeña. El diseño de un equipo de destilación se basa corrientemente en las composiciones del líquido y el vapor. Los datos de equilibrio líquido-vapor necesarios para el trabajo de destilación se obtienen experimentalmente, o se calculan por relaciones fisicoquímicas. Para obtener los datos experimentales es necesario hacer que el líquido y el vapor estén en equilibrio entre sí. A continuación se toman muestras de uno y otro sin modificar el equilibrio y se analiza cada fase, estos datos son laboriosos y difíciles de obtener, por lo que la cantidad de datos exactos disponibles es muy limitada. La destilación fraccionada es una variante de la destilación simple que se emplea principalmente cuando es necesario separar líquidos con punto de ebullición cercanos. La principal diferencia que tiene con la destilación simple es el uso de una columna de fraccionamiento. Ésta permite un mayor contacto entre los vapores que ascienden con el líquido condensado que desciende, por la utilización de diferentes "platos". Esto facilita el intercambio de calor entre los vapores (que ceden) y los líquidos (que reciben). Ese intercambio produce un intercambio de masa, donde los líquidos con menor punto de ebullición se convierten en vapor, y los vapores con mayor punto de ebullición pasan al estado líquido. La destilación continua, se basa en la alimentación regulable y en continuo de la mezcla a separar, introduciéndola en una columna o torre de destilación, donde se separan los componentes de una mezcla de forma continua en las distintas fracciones, saliendo por la parte superior o cabeza la fracción más ligera o de menor punto de ebullición, por el fondo la fracción más pesada y a diferentes alturas de la columna, las distintas fracciones que se quieren obtener dependiendo de su punto de ebullición. Un ejemplo de destilación continua, fraccionada, sería la destilación atmosférica del petróleo. En una instalación de destilación continua las composiciones de los productos separados permanecen constantes en cada sección de la columna, para lo cual se utilizan unas corrientes que se denominan reflujos, que son recirculaciones de las propias extracciones, y aprovechando las evaporaciones y condensaciones sucesivas de las extracciones, obteniendo productos destilados de características definidas previamente. 51


Un grupo de operaciones para la separación de componentes de mezcla está basado en la transferencia de materia desde una fase homogénea a otra. Contrariamente a las separaciones mecánicas, estos métodos utilizan diferencias en la presión de vapor o la solubilidad, en vez del tamaño o la densidad de las partículas. La fuerza impulsora para la transferencia es una diferencia de concentración o un gradiente de concentración, de la misma forma que una diferencia de temperatura o un gradiente de temperatura, constituye la fuerza impulsora de para la transmisión de calor. El objeto de la destilación es separar, mediante vaporización, una mezcla líquida de sustancias miscibles y volátiles en los componentes individuales o, en algunos casos, en grupos de componentes. La separación de una mezcla de alcohol y agua en sus componentes; de aire liquido en nitrógeno, oxigeno y argón; y un crudo de petróleo en gasolina, queroseno, fuel oil y aceites lubricantes, son ejemplos de destilación. La destilación discontinua o por lotes, es un proceso de separación de una cantidad específica (carga) de una mezcla líquida en productos, se emplea ampliamente en laboratorios, y en las unidades pequeñas de producción, donde la misma unidad puede tener que servir para muchas mezclas. En algunas plantas pequeñas, los productos volátiles se recuperan a partir de una solución líquida por destilación discontinua. La mezcla se carga en un destilador o hervidor y se le suministra calor por medio de un serpentín o a través de la pared del recipiente hasta que el líquido alcanza la temperatura de ebullición y se vaporiza entonces una parte de la carga. En el método más sencillo de operación, los vapores pasan directamente desde un destilador hasta el condensador. El vapor que en un determinado momento sale del destilador está en equilibrio con el líquido existente en el mismo, pero como el vapor es más rico en el componente más volátil, las composiciones del líquido y el vapor no son constantes. Destilación al vacío Muchas sustancias no pueden purificarse por destilación a la presión ordinaria, por que se descomponen a temperaturas cercanas a su punto de ebullición normal, en otros casos la destilación requiere de inmensas inversiones o utilización de energía en gran cantidad, o finalmente poseen problemas de equilibrio liquido-vapor, en consecuencia se emplea el método de destilación al vacío o a presión reducida. Sabemos que un líquido empieza a hervir cuando su presión de vapor iguala a la presión atmosférica o de operación, por lo tanto si reducimos la presión de operación tendremos la ebullición a temperaturas bajas, esta no incluye a la destilación fraccionada. Destilación por arrastre de vapor Es una técnica que sirve fundamentalmente para separar sustancias insolubles en agua y literalmente volátiles, de otros productos no volátiles mezclados con ellas. Este método es un buen sustituto de la destilación al vacío, y tiene algunas ventajas, ya que la destilación se realiza a temperaturas bajas. 52


El comportamiento de la destilación de un sistema de dos fases inmiscibles, donde cada líquido ejerce su propia presión de vapor y la suma de ambas es de la presión de operación, y son independientes de las cantidades relativas de la mezcla. Estos hechos constituyen la base para la purificación de sustancias por el arrastre de una corriente de vapor. Existen varios compuestos orgánicos de punto de ebullición relativamente alto que con agua co-destilan en una cantidad en peso lo suficientemente grande para ser destilados con cierta rapidez por debajo del punto de ebullición del agua. Esto se debe a sus pesos moleculares relativamente elevados comparados con las del agua. Elección entre platos o empaques e mpaques La elección entre columnas de platos o empaques para una aplicación particular puede ser hecha solamente en base a los costos para cada diseño. Sin embargo, esto no siempre será posible, o necesario, y la elección puede usualmente hacerse, sobre la base de la experiencia mediante la consideración de las principales ventajas o desventajas de cada tipo, las cuales son listadas a continuación: 1. Las columnas de platos pueden ser diseñadas para manipular un amplio rango de velocidades de flujo de gases y líquidos antes que las columnas empacadas. 2. Las columnas empacadas no son convenientes para velocidades velocidades de líquido muy bajas. 3. La eficiencia de un plato puede puede predecirse con con mayor certidumbre antes que el término equivalente para empaques ( Altura equivalente a un plato teórico)

4. Las columnas de platos pueden pueden diseñarse diseñarse con mayor mayor seguridad que que las columnas empacadas. Siempre hay alguna duda de poder mantener una buena distribución de líquido a través de una columna empacada bajo las condiciones de operación, particularmente en columnas grandes. 5. Es fácil hacer hacer previsiones para enfriamiento en una columna de de platos; los los enfriadores pueden instalarse en los platos. 6. En columnas columnas de platos platos es fácil hacer previsiones para salida salida de de corrientes corrientes laterales. 7. Si el líquido causa causa incrustaciones, incrustaciones, o contiene contiene sólidos, sólidos, en columnas columnas de platos es fácil hacer previsiones para la limpieza. Con pequeños diámetros de columna, puede ser más económico usar empaques y reemplazarlos cuando se han formado incrustaciones. 8. Para líquidos líquidos corrosivos, corrosivos, usualmente es más económica una columna columna empacada antes que su equivalente de platos. 9. La retención de liquido es apreciablemente menor en una una columna empacada que en una columna de platos. Esto puede ser importante cuando se necesita mantener la cantidad de líquidos tóxicos o inflamables en la columna, tan baja como sea posible por razones de seguridad. 53


10. Las columnas de platos son más adecuadas para manejar sistemas que forman espuma. 11. La caída de presión por etapa de equilibrio (altura equivalente a plato teórico) puede ser mas baja para una columna empacada que para una columna de platos; y los empaques deben considerarse para columnas al vacío. 12. Los empaques deben considerarse siempre para columnas con diámetro pequeño, menores a 0,6 m donde los platos son dificultosos de instalar, y costosos. EJEMPLO: Se desea diseñar una columna de rectificación continua de una mezcla de 15000 Kg/h que contiene 40% en peso de hexano y el resto de tolueno. Con el fin de obtener ambos componentes con una pureza del 95% en peso. Determine: a) La producción horaria (Kg mol/h) de los productos de cabeza y cola. b) El número de platos ideales y la situación del plato de alimentación si se tiene los siguientes casos: 1.- Si la alimentación entra como líquido a la temperatura de ebullición. 2.- Si la alimentación es un líquido frío a 25ºC. La relación de reflujo se puede considerar para ambos casos del 50% superior a la mínima. 3.- SI la alimentación es un vapor saturado y el rehervidor tiene capacidad para generar 200 Kgmol/h. c) El calor retirado por el condensador y el suministrado por el rehervidor para cualquier de los tres casos Datos adicionales: Tebullición Hexano= 68,74 ºC Tebullición Tolueno= 110,7ºC

PM Hexano= 86 Pm Tolueno= 92

Datos de equilibrio

T (ºc) 68,8 70,0 75,0 80,0 85,0 90,0 95,0 100,0 105,0 110,7

PºA C6H14 (mmHg) 760 790 921 1068 1232 1416 1619 1845 2093,3 2406

PºB C7H8

XA

YA

190 203 244 291 345 406 476 556 643 760

1 0,95 0,76 0,60 0,47 0,35 0,25 0,16 0,08 0

1 0,98 0,92 0,84 0,76 0,65 0,53 0,39 0,22 0

54


Composiciones: Tomando las ecuaciones del cuadro recapitulativo. XA =

PT  PB PAPB

Si PT = 760 mmHg

XA =

PA

YA = XA

760  190 190 760  190 190

PT 

YA = 1

760 760

1

1

Composiciones iniciales. XFC6H14 = 40% P/P  composición molar Para tal fin utilizado la siguiente expresión: O

X (molar) =

O

O

P / P

PMA PMA O O P / P O P / P PMA PM A

A: más volátil B: menos volátil



(1)

PMB PM B

utilizando la expresión (1) tenemos XF =

40/86  0,42 (molar) 40 / 86 86  60 / 92 92

XD =

95/86  0,953 (molar) 95 / 86 86  5 / 92 92

XB =

5/86  0,053 (molar) 5 / 86  95 / 92

a) Producción horaria (Kgmol/h) de los productos de cabeza y cola. Datos: F = 15000 Kg/h  (Kgmol/h) F = XF= 0,42 XD= 0,953 XB= 0,053

F

(2)

PM

PM = XF. PMA + (1- XF) PMB = Peso molecular promedio PM = 0,42 x 86 + (1-0,42). 92 PM = 89,48 Kg/Kgmol

55


De (2); F =

1500 1500 Kg/ Kg / h = 167,6 Kgmol/h 89,48 kg/Kgmol

Balance global de Materia Entorno I

D

F=D+B F

B

Balance por componente ( más volátil  Hexano) FXF = DXD + BXB

(4)

Conociendo F, XF, XD, XB Se combinan las ecuaciones (3) y (4) y por despeje se obtiene: D y B D= 69,188 Kgmol/h ;

B = 98,40 Kgmol/h

b) El Nº de platos ideales y la situación del plato de alimentación si se tiene los siguientes casos: 1.- Si la alimentación entra como líquido a la temperatura de ebullición. Condiciones: Relación de Reflujo óptimo = 50% o superior de RD min. q =1, la pendiente de la la línea de operación operación de la zona zona de alimentación alimentación tiende a  y la misma comienza en el punto (XF, XF) y es una recta paralela al eje y (ordenada). Relación de Reflujo Mínima (Rdmin) Graficando esta recta en el diagrama de equilibrio, e interceptando con la línea la cual parte del punto (X D, XD), sobre la curva de equilibrio, se prolonga hasta cortar el eje Y, el cual corresponde al intercepto (I):

56

(3)


I=

X D

(5)

R Dmin  1

De lo antes expuesto I = 0,53 y despejando de la Ecuación (5) RDmin: RDmin = XD  1  0,8 I

Relación de Reflujo Optimo Ropt = 0,5 RDmin + RDmin Ropt = 1,2 Calculando nuevamente I, tenemos: IOPT =

XD ROPT  1

=

0,955  1,1  1

0,45

Número de platos ideales: Con tres rectas de operación se procede al trazado de los platos teóricos o ideales, comenzando desde (X D, XD), haciendo la consideración que el condensador es total hasta el punto (X B,XB) o un poco más abajo. Se tienen 10 platos ideales más el calderín (rehervidor). Ubicación del plato de alimentación: Nº4 2.- Si la alimentación es un líquido frío a 25ºC. Condiciones: q>1 * Cp Hexano = 0,57 Kcal / KgºC Cp Tolueno = 0,45 Kcal / KgºC  hexano = 7500 Kcal / Kg  Tolueno = 8500 Kcal /Kg

Datos Experimentales, tomados del Laboratorio de Tecnología.

To= 25ºC TL  86,7  T omados del diagrama de ebullicion TV  98,7  Cálculo del calor necesario para llevar la alimentación a las condiciones de ebullición.

57


q=

HV  HF HV  HL

(6)

HV = XF PMHEX [ Cp (Tg - To) +  Hexano] + (1-XF) PMTolueno [ Cp (T6 - To) +  Tolueno] HV= 0,42 x 86 Kg/ Kgmol [ 0,57 Kcal/KgºC (98,7 - 25) ºC + 7500 Kcal/Kg] + 0,58 x 92 Kg/Kgmol [ 0,45 Kcal/KgºC (98,7 - 25)ºC + 8500 Kcal/Kg] HV = 272417,36 Kcal/Kgmol + 455329,7 Kcal/Kgmol HV= 727747,04 Kcal/Kgmol HL= XF PMHEX [ CpHex )(TL- To) ] + (1 - XF) PM Tolueno [ CpTol (TL - TO)] HL = 0,42 x 86 [0,57 (86,7 - 25)] + 0,58 x 92 [ 0,45 (86,7 (86,7 - 25)] HL = 1270,3 + 1481,54 = 2751,84 Kcal/Kgmol Kcal/Kgmol HF = XF PMHEX CpTM (TF - To) + (1- XFA) CpTM PM TOL (TF - To) Pero TF = TO = 25ºC HF = 0 Entonces HV HV  HL 727747,04  1,0038 q= 0038 727747,04 727747,04 - 2751,84 q=

Resolviendo: Y=

q XF X q1 q1

Tabla de datos Y 0,42 0,8

X 0,42 0,421

Graficando estos puntos sobre el diagrama de equilibrio y realizando r ealizando los pasos anteriormente descritos. IRmin = 0,53

58


RDmin =

XD 0.953 0,7988 1  1 = 0,79 Imin 0,53

Rop = 0,7984 + 0,5 (0,798) = 1,2 Iop =

XD 0.953  = 0,43 ,43 Rop + 1 1,2 1,2 + 1

Ubicando este punto de corte en el eje y las respectivas rectas de reparto, se obtienen los siguientes platos teóricos. Nº de platos teóricos= 9 + calderin Plato de Alimentación= Nº 5 3) Si la alimentación es un vapor saturado y el rehervidor tiene capacidad para generar 200 Kgmol/h. Balance de masa en el Rehervidor (Entorno II) L=V+B

(7)

m V

Vapor saturado q= 0, V= 200 Kgmol/h II

q=

LL F

B

L

Entonces L = L De (7) L = 200 Kgmol/h + 98,4 Kgmol/h = 298,4 Kgmol/h Relación de Reflujo L 298,4 = = 4,31 ,31 RD= D 69,188 Intercepto (I) XD 0,953 = = 0,18 I= RD + 1 4,31 +1 Ubicando este punto de corte con el eje, Y las respectivas rectas de reparto, se obtuvo que: Grafica Nº 3 Nº de platos ideales = 6 + calderín Plato de alimentación= Nº 4

59


C) Calor retirado por el condensador y el suministrado por el rehervidor para cualquiera de los tres casos. 1.- Calor retirado por el

condensador (Mezcla vapor saturado) Balance de Mesa en el condensador (Entorno IV

V

IV V= L + D

L = 298, 4 Kgmol/h D

L

D= 69,188 Kgmol/h

De (8) V= 367,6 Kgmol/h Qc = V.   = XD HEX. PMHEX + (1 - XD)  Tol PMTol  = 0,953. 7500 Kcal/kg. 84 Kg/Kgmol + (1-0,953). 8500 Kcal/kg x 92 Kg/ Kgmol = 637144 Kcal/Kgmol. Qc= 367,6 Kgmol/h x 637144 Kcal/Kgmol Kcal/Kgmol = 234 x 106 Kcal/h Calor suministrado por el rehervidor. rehervidor. Qsum = V  V = 200 Kgmol/h  = XB HEX PM HEX + (1-XB) Tol PM Tol XB= 0,055, sustituyendo los valores respectivos  = 773640 Kcal/Kgmol Qsum = 773640 x 200 = 154,728 x 106 Kcal/h Qsum = 154,728 x 10 6 Kcal/h

60

(8)


DISEÑO DE EXTRACCION LIQUIDO-LIQUIDO La extracción líquido - líquido líquido consiste en la separación de los constituyentes de una disolución líquida por contacto con otro líquido inmiscible que disuelve preferentemente a uno de los constituyentes de la disolución original, dando lugar a la aparición de dos capas liquidas inmiscibles de diferente densidades. La disolución a tratar se denomina alimentación, recibiendo el nombre de disolvente el líquido que se pone en contacto con ella. Después del contacto entre la alimentación y el disolvente se obtiene dos fases líquidas, denominadas: extracto (la más rica en disolvente) y refinado (la mas pobre en disolvente). Separando el disolvente del extracto y del refinado se obtiene el producto extraído y el producto refinado. refi nado. Como lo que se pretende en la extracción es dividir la disolución líquida original en producto extraído y en producto refinado, es fundamental la separación del disolvente añadido a la disolución. De aquí que la recuperación del disolvente haya de poder efectuarse efectuarse de modo sencillo sencillo y económico; generalmente se realiza por destilación, evaporación o salinificación. En cualquier proceso de extracción se necesita: 1. Contacto de la disolución disolución líquida original original con el disolvente. 2. Separación de de las fases fases líquidas formadas (extracto (extracto y refinado). 3. Recuperación del disolvente. Estos tres apartados constituyen lo que se denomina estadio, etapa o unidad de extracción, que recibe recibe el nombre de ideal o teórico cuando el el contacto entre la disolución líquida y el disolvente ha sido lo suficiente íntimo para que las fases líquidas separadas tengan las concentraciones correspondientes a condiciones de equilibrio. Los diversos métodos de extracción difieren en la forma de efectuar la mezcla con el disolvente y el la separación de las frases formadas en cada uno de los estadios o etapas. Analogía con la destilación. En el estudio de los diversos procesos de extracción es frecuentemente útil recordar los procesos paralelos de destilación, que en general son mejor conocidos. En los procesos de destilación, se separa en sus componentes una mezcla de dos sustancias por creación de dos fases, un líquido y un vapor, por adición de calor, y la separación se efectúa en virtud del hecho de que la concentración de la fase de vapor se consigue consigue por eliminación eliminación de calor. En la extracción, se forman dos fases líquidas por adición de una disolvente inmiscible, que así resulta al análogo del calor. Como la concentración relativa de las substancias que han de separarse es diferente en las dos fases, la sedimentación física de las capas líquidas produce el grado de separación deseado. La eliminación del disolvente de la fase rica en disolvente es así la operación análoga a la condensación del vapor en el caso de la destilación. La tabla 3 indica las situaciones análogas.

61


Analogía entre Extracción y Destilación Operación o condición en la extracción Adición de disolvente Mezclador del disolvente Eliminación del disolvente Separación del disolvente Solución rica en disolvente saturada de disolvente Solución rica en disolvente, con más disolvente que el necesario para saturarla Solución rica en disolvente, con menos disolvente que el necesario para saturarla Solución pobre en disolvente saturada de disolvente Mezcla liquida de dos fases Selectividad Cambio de temperatura

Analogía en la Destilación Adición de calor Rehervidor Eliminación de calor Condensador Vapor en el punto de ebullición Vapor sobrecalentado Líquido por debajo del punto de ebullición. Líquido en el punto de ebullición Mezcla de líquida y vapor Volatilidad relativa Cambio de presión

Elección del Disolvente Por lo común se tiene la amplia posibilidad de elegir entre los líquidos que se van a utilizar como disolventes para las operaciones de extracción. Es poco probable que cualquier líquido particular exhiba todas las propiedades que se consideran deseables para la extracción; generalmente se tiene que llegar a un cierto acuerdo. Las siguientes características son las que deben considerarse antes de tomar una decisión: 1. Selectividad: La efectividad del disolvente B para separar los componentes de una solución de A y C, se mide comparando la relación entre C y A en la fase rica en B con esa relación en la fase rica en A en el equilibrio. La relación de las relaciones, el factor de separación, o selectividad, ß, es análoga a la volatilidad relativa en la destilación. Si E y R son las fases del equilibrio,

ß=

(fracción peso de C en E) / fracción peso de A en e (fracción peso de C en R) / fracción peso de A en R

Y * E (fracción peso de A en R) X * R (fracción peso de A en E) Para todas las operaciones de extracción útiles la selectividad debe ser mayor de uno, cuánto más mejor. Si la selectividad es uno, la separación no es posible. 62


2. Coeficiente de Distribución Este coeficiente es la relación y* / x en el equilibrio. Mientras que no es necesario que el coeficiente de distribución sea de 1, los valores más grandes resultan mas adecuados, puesto que se requerirá menos disolvente para la extracción. 3. Recuperabilidad: Siempre es necesario recuperar el disolvente para volverlo a utilizar; generalmente, la recuperación se hace mediante otras de las operaciones de transferencia de masa, con frecuencia por destilación. Si se va la utilizar la destilación, el disolvente no debe formar un azeotropo con el soluto extraído; las mezclas deben presentar elevada volatilidad relativa, para que la recuperación no sea cara. La sustancia en el extracto, ya sea disolvente o soluto, que está presente en la menor cantidad, debe ser la más volátil, con el fin de reducir los costos de calor. Si el disolvente se debe volatilizar, su calor latente de vaporización debe ser pequeño. 4. Densidad: Es necesaria una diferencia en las densidades de las fases líquidas saturadas, tanto para la operación con equipo por etapas como de contacto continuo. Cuanto mayor sea la diferencia tanto mejor. 5. Tensión Interfacial: Cuanto mayor sea la tensión interfacial, mas rápidamente ocurrirá la coalescencia de las emulsiones, pero será mayor la dificultad para la dispersión de un líquido en el otro. Generalmente, la coalescencia es muy importante; por lo tanto, la tensión interfacial debe ser alta. La tensión interfacial entre fases en el equilibrio en sistemas, cae a cero en el punto de pliegue. 6. Reactividad Química: El disolvente debe ser estable e inerte químicamente frente a los demás componentes del sistema y frente a los materiales comunes de construcción. 7. Viscosidad, presión de vapor y punto de congelamiento Deben ser bajos, para facilitar el manejo y el almacenamiento. 8. El disolvente debe ser no tóxico, no inflamable y de bajo costo Métodos de Cálculo. En todas nuestras consideraciones supondremos que: 1) En cada etapa se realiza el contacto entre la alimentación y el disolvente. 2) Las etapas son teóricas o ideales, es decir, que se alcanza el equilibrio entre el extracto y el refinado. 3) Hay separación separación de las fases formadas. 4) Se recupera el disolvente. disolvente.

63


Los métodos de cálculo del número de etapas dependen de los métodos de contacto empleados en el proceso de extracción. Estos se clasifican en: A) Contacto sencillo (discontinuo) B) Contacto múltiple en corriente directa (continuo (continuo o discontinuo) discontinuo) C) Contacto múltiple en contracorriente (continuo) (continuo) EJEMPLO: 100 Kg de una disolución de A y C, de composición 30% en peso de C, se somete a un proceso de extracción en corriente directa empleando como disolvente el componente B. La operación se efectúa en tres etapas utilizando 50 Kg de B en cada etapa. Calcúlese: a) La cantidad y composición del extracto y del refinado refinado en cada una una de las etapas. b) La cantidad y composición del producto extraído y del producto refinado. c) La composición máxima máxima de C que puede puede lograrse con este método método de extracción. Las composiciones de fases conjugadas para este sistema, en peso %, son las siguientes:

A 95,0 92,5 89,9 37,3 84,6

Refinado B 5,0 5,0 5,1 5,2 5,4

A 10,0 10,1 10,8 11,5 12,7

Extracto B 90,0 82,0 74,2 67,5 61,1

C 0,0 2,5 5,0 7,5 10,0

C 0,0 7,9 15,0 21,0 26,2

81,9 79,1 76,3 73,4 67,5

5,6 5,9 6,2 6,6 7,5

12,5 15,0 17,5 20,0 25,0

14,2 15,9 17,8 19,6 24,6

55,8 50,3 45,7 41,4 32,9

30,0 33,8 36,5 39,0 42,5

61,1 54,4 46,6 43,4

8,9 10,6 13,4 15,0

30,0 35,0 40,0 41,6

28,0 33,3 40,5 43,4

27,5 21,7 16,5 15,0

44,5 45,0 43,0 41,6

Solución: 1era. Etapa: sobre el diagrama triangular trazamos la recta BF y sobre ella localizamos el punto M 1, teniendo en cuenta que: M1 = F+ B =100+50 =150 Kg. 64


XM1 =

100 . 0,30 0,20 150

Las composiciones del extracto y del refinado se leen en las interacciones de la recta de reparto que pasa por M1 con la curva binodal, encontrado: Y1 =0,28 X1 =0,113 Las cantidades de refinado y extracto serán: E1 =

150 . (0,20 - 0,113 ) 0,28 - 0,113

R1 = 150-78,1 =71,9 Kg 2da. Etapa: se traza la recta BR 1 y sobre ella se localiza el punto M 2 teniendo en cuenta que: M2 = R1+B2 =71,9 + 50 = 121,9 Kg. XM2 =

71,9 . 0,113 = 0,067 121,9

Las composiciones del extracto y el refinado procedentes de esta etapa e tapa se leen en las interacciones de la recta de reparto que pasa por M 2 con la curva binodal, encontrando: Y2 = 0,100 X2 = 0,031 Las cantidades de extracto y refinado serán 121, (0,067 - 0,031) E2 = = 64,5 0,100 - 0,031 R2 = 121,9-64,5 =57,4 Kg. 3ra. Etapa: procedimiento del mismo modo que para las etapas anteriores, resulta: M3 = 57,4+50 =107,4 Kg.

65


57,4 0,031 =0,016 107,4

XM3 =

Y3 = 0,023 X3 = 0,008 E3 =

107,4 (0,016 - 0,008) = 60,2 Kg. 0,023 - 0,008 R3 = 107,4 – 60,2 47,2 Kg.

a) La composición del refinado leída sobre el diagrama (punto R 3) es 0,050; por consiguiente, la cantidad de producto refinado será: R’ = 47,2 (1-0,050) = 44,8 Kg.

La composición del producto refinado se lee en la intersección de la recta BR 3 con el lado AC, resultando: La cantidad total de extracto será:

X =0,009

78,1+ 64,5 + 60,2 = 202,8 Kg. La cantidad de C en el extracto será: 78,1 . 0,28+ 64,5 . 0,100 + 60,2 . 0,023 = 29,7 Kg. La cantidad de A en el producto extraído será: 100(1-0,30) – 44,8(1-0,009) =25,6 Kg. La cantidad total de producto extraído será: E’ = 29,7 + 25,6 = 55,3

La composición del producto extraído será: Y = 29,7 / 55,3 =0,54

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EQUIPOS DE ADSORCION La adsorción es un proceso de separación en la que ciertos componentes de una fase fluida se transfieren hacia la superficie de un sólido adsorbente. Generalmente las pequeñas partículas de adsorbente se mantienen en un lecho fijo mientras que el fluido pasa continuamente a través del lecho hasta que el sólido está prácticamente saturado y no es posible alcanzar ya la separación deseada. Se desvía entonces el flujo hacia un segundo lecho hasta que el absorbente saturado es sustituido o regenerado. El intercambio de ion es otro proceso que generalmente se lleva a cabo en semi-continuo en un lecho fijo de forma similar. Así, agua que se desea ablandar o desionizar se hace pasar sobre un lecho de esferas de resina de intercambio de ion, situadas en una columna, hasta que la resina alcanza prácticamente la saturación. De esta forma, pueden separarse unos de otros los componentes de soluciones gaseosas o líquidas. Unos cuantos ejemplos indicarán la naturaleza general posible de las separaciones y al mismo tiempo la gran variedad de aplicaciones prácticas. En el campo de las separaciones gaseosas, la adsorción se utiliza para deshumidificar aire y otros gases, para eliminar olores e impurezas desagradables de gases industriales como dióxido de carbono, para recuperar vapores valiosos de disolventes a partir de mezclas diluidas con aire y otros gases y para fraccionar mezclas de gases de hidrocarburos que contienen sustancias como metano, etileno, etano, propileno y propano. Las separaciones típicas de líquidos incluyen la eliminación de humedad disuelta en gasolina, decoloración de productos de petróleo y soluciones acuosas de azúcar, eliminación de sabor y olor desagradables del agua y el fraccionamiento de mezclas de hidrocarburos aromáticas y parafínicos. La escala de operaciones va desde el uso de unos cuantos gramos de adsorbente en el laboratorio hasta las plantas industriales, cuyo inventario de adsorbente excede los 135.000 Kg. Adsorbentes y procesos de adsorción. La mayor parte de los adsorbentes son materiales altamente porosos y la adsorción tiene lugar fundamentalmente en el interior de las partículas sobre las paredes de los poros en puntos específicos. Puesto que los poros son generalmente muy pequeños, el área de la superficie interna es varios ordenes de magnitud superior al área externa y puede alcanzar valores tan elevado como 2000 m 2 /g. La separación se produce debido a que diferencias de peso molecular o de polaridad dan lugar a que algunas moléculas se adhieran más fuertemente a la superficie que otras. En muchos casos el componente que se adsorbe (adsorbato) se fija tan fuertemente que permite una separación completa de dicho componente desde un fluido sin apenas adsorción de otros componentes. El adsorbente puede regenerarse con el fin de obtener el adsorbatado en forma concentrada o prácticamente pura.

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Equilibrios; isotermas de adsorción La isoterma de adsorción es la relación de equilibrio entre la concentración en la fase fluida y la concentración en las partículas de adsorbente a una temperatura determinada. Para el caso de gases la concentración viene generalmente dada como fracción molar o como presión parcial. Para líquidos la concentración se expresa habitualmente en unidades de masa, tales como partes por millón. La concentración de adsorbato sobre el sólido viene dada como masa adsorbida por unidad de masa de adsorbente original. Tipo de isotermas. En la figura inferior se presentan algunas formas típicas de isotermas. La isoterma lineal pasa por el origen de coordenadas y la cantidad adsorbida es proporcional a la concentración en el fluido. Las isotermas que son convexas hacia arriba se denominan favorables, debido a que puede obtenerse una carga relativamente elevada del sólido para una baja concentración en el fluido. La isoterma de Langmuir, W = bc/(1 + Kc), donde W es la carga de adsorbato, c es la concentración en el fluido y b y K son constantes, es del tipo favorable; cuando Kc >> 1, la isoterma es altamente favorable, mientras que cuando Kc < 1 la isoterma es prácticamente lineal. Desafortunadamente, la isoterma de Langmuir, que tiene una base teórica sencilla, no permite ajustar bien un elevado número de sistemas de adsorción física. La ecuación empírica de Freundlich, W = bc m , donde m < 1, conduce generalmente a un mejor ajuste, especialmente para la adsorción a partir de líquidos.

Isotermas de adsorción Esta ecuación en ejes cartesianos representa una parábola, W es la masa de sustancia adborbida por unidad de masa de adsorbente; c es la concentración final (de equilibrio) del adsorbato, m es una constante que oscila entre 0,2 y 1, para todas las sustancias ensayadas, b es otra constante, que depende entre otras cosas de la naturaleza naturaleza de la superficie del adsorbente. Al aumentar la temperatura crítica de los adsorbatos suele disminuir m, pero aumenta aumenta b de forma más influyente. 69


Todos los sistemas presentan una disminución de la cantidad adsorbida al aumentar la temperatura y, por supuesto, el adsorbato puede desorberse aumentando la temperatura, aun para los casos titulados “irreversibles”. Sin

embargo, la desorción requiere una temperatura mucho más elevada cuando la adsorción es muy favorable o irreversible que cuando las isotermas responden a un modelo lineal.

Una isoterma que es cóncava hacia arriba recibe el nombre de desfavorable debido a que se obtienen cargas del sólido relativamente bajas ya que conducen a largas zonas de transferencia de materia en el lecho. Las isotermas de esta forma son raras pero resultan interesantes para ayudar a comprender el proceso de regeneración. Si la isoterma de adsorción es favorable, la transferencia de materia desde el sólido hacia la fase fluida tiene características similares a las de adsorción con una isoterma desfavorable. Los datos de adsorción para vapores de hidrocarburos sobre carbón activo se ajustan en ocasiones a isotermas de Freundlich, pero en un amplio intervalo de presiones las pendientes de las isotermas disminuyen gradualmente al aumentar la presión. La cantidad adsorbida depende fundamentalmente de la relación entre la presión parcial de adsorbato en el gas y la presión de vapor del líquido en las mismas condiciones, así como del área superficial del carbón. Se han desarrollado correlaciones generalizadas basadas en el concepto de potencial de adsorción, adsorción, y en la figura 70 se presentan presentan algunos resultados resultados para parafinas y compuestos de azufre. Para una determinada clase de materiales la cantidad adsorbida depende de (T/V) log (f s s /f) , siendo T la temperatura de adsorción, fs la fugacidad del líquido saturado a la temperatura de adsorción y f la fugacidad del vapor. Para adsorción a la presión atmosférica se utilizan la presión parcial y la presión de vapor en lugar de las fugacidades. El volumen adsorbido se convierte a masa suponiendo que el líquido adsorbido tiene la misma densidad que el líquido a la temperatura de ebullición. EJEMPLO: Se utiliza adsorción sobre carbón BPL para tratar una corriente de aire que contiene 0,2 por 100 de n-hexano a 20 ºC. (a) Estímese la capacidad de equilibrio para la operación de un lecho a 20 ºC. (b) ¿Cuánto disminuirá la capacidad si el calor de adsorción aumentase la temperatura del lecho hasta 40 ºC? Solución: (a) El peso molecular del n-hexano es 86,17. A 20 ºC (según Perry, “Chemical Engineer’s Handbook”, 5ª. De., p. 3-56), P = 120 mm Hg  fs A la temperatura normal de ebullición ebullición (68,7 ºC), L = 0,615 g/cm3 . La presión de adsorción P es 7650 mm Hg, y p = 0,002 x 760 = 1,52 mm Hg  f V=

86,17 = 140,1 cm3 / g mol 0,615 70


f T 293 120 log s = log = 3,97 3,97 V f 140,1 1,52 A partir de la figura 70, el volumen adsorbido es 31 cm 3 de líquido por cada 100 g de carbón: W = 0.31 x 0,615 = 0,19 g/g carbón b) A 40ºC

P = 276 mm Hg

f T 313 276 log s = log = 5,05 ,05 V f 140,1 1,52 El volumen adsorbido, es 27 cm 3 por 100 g de carbón: W = 0,27 x 0,615= 0,17 g/g carbón Adsorbentes Adsorbentes industriales: En general, los absorbentes son sólidos porosos, de gran superficie y, los más activos, amorfos. A pesar de estas propiedades generales, no es posible dar normas concretas que permitan predecir si un cuerpo será o no buen adsorbente. Físicamente son sustancias pulverulentas o granulares. El tamaño del grano suele oscilar oscilar entre 0.5 - 20 mm. Para hacer mayor mayor la permeabilidad mínima compacidad- se suele trabajar siempre con tamaños uniformes. Cuando el lecho es estático, el tamaño máximo del adsorbente viene fijado en cierto modo por el de la columna en la que va situado, de manera que sea diam. particula < 0,1 para evitar la formación de canales laterales e diam. columna irregularidades de distribución del fluido. Como es natural, cuanto menor sea el diámetro de la partícula mayor será la superficie específica del producto, y mejor será su aprovechamiento; pero la permeabilidad del lecho disminuye mucho con el diámetro. Una solución de compromiso es dar forma esférica a los gránulos pequeños (forma de máxima porosidad), lo que se ha conseguido muy perfectamente en la industria, como indica la figura 71. Aparte lo anterior, los gránulos de adsorbentes deben ser resistentes, indeformables, no hincharse por el contacto con los líquidos con los que se hayan de emplear, etc. La densidad y punto de fusión son datos a veces interesantes. Químicamente, deberán resistir a los adsorbatos y sus disoluciones, y a los agentes regenerantes, aun a las temperaturas a que hayan de practicarse la regeneración.

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Clasificación Industrial Los adsorbentes industriales se suelen clasificar en: 1. Carbones (vegetales o animales).- La activación de estos productos suele consistir en eliminar de sus poros las materias adsorbidas durante la carbonización. Esto se consigue, bien carbonizando primeramente la madera y sometiéndola luego a la acción del C0 2 o del vapor de agua, a 800-1000 º, o bien por vía química, carbonizando la madera impregnada en disolución de Cl 2Zn, H2PO4+ H 2SO4, Cl2Fe, NaOH u otro varios. 2. Tierras.- Comprende las tierras de Batán o de Almería, las bentonitas, montmorillonitas y otras tierras arcillosas. Se han de incluir aquí también las bauxitas, la magnesia, etc.. 3. Geles inorgánicos, como los de sílice, alúmina y otros.

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SECADORES Existen varias maneras de clasificar los equipos de secado. Las dos clasificaciones más útiles se basan en: 1) El método de transmisión de calor a los sólidos húmedos: húmedos : el cual revela las diferencias e el diseño y el funcionamiento del secador. 2) Las características de manejo y las propiedades físicas del material materia l húmedo: este método es más útil para seleccionar entre un grupo de secadores que se someten a una consideración preliminar en relación con un problema de secado específico. Secadores Directos. Las características generales de operación de los secadores directos son:  El contacto directo entre los gases calientes y los sólidos se aprovecha para calentar este último y separar el vapor.  Las temperaturas de secado varían hasta 1000 K, que es la temperatura limitante para casi todos los metales estructurales de uso común. A mayores temperaturas, la radiación se convierte en un mecanismo de transmisión de calor de suma importancia.  A temperaturas de gases inferiores al punto de ebullición, el contenido de vapor de un gas influye en la velocidad de secado y el contenido final de humedad del sólido. Con temperaturas de gas superiores al punto de ebullición en todos los puntos, el contenido de vapor del gas ejerce solo un ligero efecto de retraso en la velocidad de secado y el contenido final de humedad. Por lo tanto, los vapores supercalentados del líquido que se está separando pueden servir para secar.  Para secados a temperaturas bajas y cuando las humedades atmosféricas son excesivamente elevadas, quizá sea necesario deshumidificar el aire de secado.  Un secador directo consume más combustible por libra de agua evaporada cuanto mas bajo sea el contenido final de humedad.  La eficacia mejora al aumentar la temperatura del gas de entrada, para una temperatura de salida constante.  Debido a las grandes cantidades de gas que se necesitan para proporcionar todo el calor de secado, el equipo de recuperación del polvo puede ser muy grande y costoso cuando se trata de secar partículas muy pequeñas. Secadores indirectos. Difieren de los directos en la transmisión de calor y la separación del vapor:  El calor se transfiere al material húmedo por conducción a través de una pared de retención de sólidos, casi siempre metálica.  La temperatura de superficie pueden variar desde niveles inferiores al de congelación en el caso de secadores de congelación, hasta 800 K en el caso de secadores indirectos calentados por medio de productos de combustión.

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Los secadores indirectos son apropiados para secar a presiones reducidas y en atmósferas inertes, para poder recuperar los disolventes y evitar la formación de mezclas explosivas o la oxidación de materiales que se descomponen descomponen con facilidad. Los secadores indirectos que utilizan fluidos de condensación como medio de calentamiento son en general económicos, desde el punto de vista de consumo de calor, ya que suministran calor solo de acuerdo con la demanda hecha por el material que se está secando. La recuperación de polvos y materiales finamente pulverizados se maneja de una manera más satisfactoria en los secadores indirectos que en los directos.

Secadores diversos.  Los secadores infrarrojos dependen de la transferencia de energía radiante para evaporar la humedad. La energía radiante se suministra eléctricamente por medio de lámparas infrarrojas, resistencias eléctricas o refractarios incandescentes calentados por gas. Este último método ofrece la ventaja adicional del calentamiento por convección. El calentamiento infrarrojo no se utiliza comúnmente en la industria química para eliminar la humedad, siendo su aplicación principal el horneado o el secado de capas de pintura y en el calentamiento de capas finas de materiales.  Los Secadores dieléctricos no han encontrado hasta ahora un campo muy amplio de aplicación. Su característica fundamental de generación de calor dentro de los sólidos revela su potencial para secar objetos geométricos sólidos, como madera, diferentes formas de hule-espuma y cerámicos. Los costes de energía aumentan hasta diez veces el costo de combustible por métodos tradicionales. Consideraciones Generales importantes 

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Los secadores de spray tienen tiempos de secado de unos pocos segundos. Los secadores rotatorios tienen un tiempo de secado aproximado de 1 hora Los secadores continuos de plato y correa tienen un tiempo de secado de 10 a 200 minutos para sólidos granulados de 3 a 15 mm de diámetro Los secadores de tambor son usados para fluidos altamente viscosos con un tiempo de contacto de 3 a 12 segundos, los diámetros son de 0,5 a 1,5 m, la velocidad de rotación es de 2 a 10 RPM y la capacidad máxima de evaporación es alrededor de 3000 lb/H (1363 Kg/h) Los secadores rotatorios cilíndricos operan con velocidades de aire de 5 a 10 pie/s (1,5 a 3 m/s). Los tiempos de residencia varían de 5 a 90 min. Las velocidades de rotación comunes son de 4 a 5 RPM. El producto de RPM y diámetro (en pies) debe ser de 15-25

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Los secadores de correa neumáticos son apropiados para partículas de 1 a 3 mm de diámetro. Las velocidades de aire son usualmente de 33 a 100 pie/s (10 a 30 m/s). El tiempo de residencia en paso simple es cercano a 1 minuto. El rango de tamaño es de 0,6 a 1 pie (0,2 a 0,3 m) de diámetro y 3,3 a 125 pie (1 a 38 m) de longitud Los secadores de lecho fluidizado trabajan mejor con partículas mayores a 4 mm de diámetro. La velocidad de diseño del gas es 2 veces la velocidad mínima de fluidización. Normalmente, los tiempos de secado van de 1 a 2 minutos en operaciones continuas.

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LIXIVIACION Cuando los sólidos forman una masa abierta y permeable a lo largo de toda la operación de lixiviación, el solvente se percola a través de un lecho no agitado de sólidos. Con sólidos impermeables o materiales que se desintegran durante la lixiviación, los sólidos se dispersan en el solvente y después se separan de él. Ambos métodos pueden realizarse por cargas o en operación continua. Lixiviación por percolación a través de un lecho estacionario de sólidos. La lixiviación de un lecho estacionario de sólidos se realiza en un tanque con un fondo falso perforado para soportar los sólidos y permitir la salida del solvente. Los sólidos se cargan en el tanque, se rocían con el solvente hasta reducir su contenido de soluto de un valor económicamente mínimo y luego se vacían. En algunos casos, la velocidad de disolución es tan rápida que es suficiente un solo paso del solvente a través del material, pero es más frecuente utilizar flujo en contracorriente de solvente a través de una batería de tanques. En este método, el solvente fresco se introduce en el tanque que contiene el sólido ya tratado; fluye a través de varios tanques en serie y finalmente se retira del tanque por el que se carga la alimentación de sólido. Una serie de tanques de este tipo recibe el nombre de batería de extracción. El sólido contenido en uno o cualquiera de los tanques es estacionario hasta que se extrae por completo. Las conexiones de las tuberías se disponen de tal forma que tanto el solvente fresco como la disolución concentrada se puedan introducir y retirar, respectivamente, de cualquier tanque, lo que permite cargar y descargar a la vez un tanque. Los demás tanques de la batería se mantienen en operación en contracorriente, avanzando los tanques de entrada y descarga a medida que se carga y retira el material. Tal proceso se conoce a veces como proceso Shanks. Lixiviación en lecho móvil. En estos aparatos los sólidos se mueven a través del solvente con muy poca o ninguna agitación. El extractor de Bollman contiene un elevador de palas en el interior de una carcasa cerrada. Hay perforaciones en el fondo de cada pala. En el extremo superior derecho de la máquina las palas son cargadas con sólidos en forma de hojuelas, como frijoles de soya y se rocían con una cantidad apropiada de miscela intermedia a medida que descienden. La miscela intermedia es una solución intermediaria del solvente que contiene algo de aceite extraído y de pequeñas partículas sólidas. A medida que los sólidos y el solvente descienden en corrientes paralelas por la parte derecha de la máquina, el solvente va extrayendo más aceite de la soya. Al mismo tiempo los sólidos finos se separan del solvente por filtración, de forma que es posible bombear la miscela totalmente limpia desde el fondo derecho de la carcasa. A medida que los frijoles de soya parcialmente extraídos ascienden por la parte izquierda de la máquina, una corriente de solvente puro percola a través de ellos en contracorriente y después se bombea desde el colector izquierdo hasta el tanque de almacenamiento de la miscela intermedia. Los frijoles de soya extraídos se vacían de las palas de la parte superior del elevador en una tolva, de donde se retiran mediante un transportador de paletas. 76


También podemos describir el extractor Rotocel, en el cual una canasta horizontal está dividida dentro de compartimientos amurallados con un piso que es permeable al líquido. La canasta rota lentamente alrededor de un eje vertical. Para cada compartimiento los sólidos son admitidos en el punto de alimentación; los compartimientos pasan sucesivamente una serie de fases de rociado se solvente, una sección de drenaje y un punto de descarga en el cual el piso del compartimiento se abre para descargar los sólidos extraídos. Los compartimientos vacíos se movilizan al punto de alimentación para recibir la siguiente carga de sólidos. Para obtener la extracción en contracorriente, antes del punto de descarga se alimenta sólo al último compartimiento de solvente fresco, y los sólidos en cada compartimiento precedente se lavan con el efluente del chorro sucesivo. Lixiviación de sólidos dispersos. Los sólidos que forman lechos impermeables, bien antes o durante la lixiviación, se tratan dispensándolos en el disolvente mediante agitación mecánica en un tanque o mezclador de flujo. El residuo lixiviado se separa después de la solución concentrada por sedimentación o filtración. De esta forma es posible lixiviar pequeñas cantidades de material por cargas en un tanque agitado, con una salida en el fondo para retirar el residuo sedimentado. La lixiviación continua en contracorriente se obtiene con varios espesadores de gravedad conectados en serie, o bien, cuando el contacto en un espesador no resulta adecuado, se coloca un tanque de agitación entre cada pareja de espesadores. Un rendimiento adicional, que se utiliza cuando los sólidos son demasiados finos para sedimentar por gravedad, consiste en separar el residuo de la miscela en un sistema de centrífugas continuas de un transportador helicoidal de tazón sólido. Se han desarrollado muchos otros dispositivos de lixiviación para fines especiales, tales como la extracción con solventes de diferentes semillas. Cada diseño específico está regido por las propiedades del solvente y del sólido que se lixivia. Con frecuencia, el material disuelto o soluto se recupera por cristalización o por evaporación.

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CRISTALIZACION Cristalización es la formación de partículas sólidas a partir de una base homogénea. La formación de partículas sólidas puede tener lugar a partir parti r de un vapor, como la nieve, mediante la solidificación de un líquido fundido, como ocurre en la formación de grandes monocristales, o bien como cristalización de una solución líquida. La cristalización de soluciones es importante en la industria debido a la gran variedad de materiales que se comercializan en forma cristalina. Su amplia utilidad se debe a dos razones: un cristal formado a partir de una solución impura es esencialmente puro (excepto que se formen cristales mixtos), y la cristalización proporciona un método práctico para la obtención de sustancias químicas puras en una condición adecuada para su envasado y su almacenamiento. En la cristalización industrial de una solución, la mezcla bifásica formada por los líquidos madres y los cristales de todos los tamaños, contenida en un cristalizador y que se saca como producto, recibe el nombre de magma. Un cristal sólido, bien formado por sí solo es casi puro, pero retiene líquido madre cuando se ha eliminado a partir del magma final, y si la cosecha contiene agregados cristalinos, es posible ocluir cantidades considerables de líquido madre dentro de la masa del sólido. Cuando el líquido madre de baja pureza retenido se seca sobre el producto, existe contaminación, cuya intensidad depende de la cantidad y el grado de impureza del líquido madre retenido por los cristales. En la práctica, la mayor parte del líquido madre es separado de los cristales por filtración o centrifugación, y el balance se elimina por lavado con solvente fresco. Las efectividades de estos pasos de purificación dependen del tamaño y uniformidad de los cristales. No cabe duda que una buena producción y una elevada pureza son dos objetivos importantes de la cristalización, pero el aspecto y el intervalo de tamaños del producto cristalino también es importante. Si los cristales van a ser posteriormente procesados por filtración, lavado, reacción con otros productos químicos, transporte y almacenamiento, es deseable que su tamaño sea adecuado y uniforme.

Si los cristales se comercializan como un producto acabado, la aceptación por los consumidores exige cristales individuales resistentes de tamaño uniforme, que no formen agregados y que no se aglomeren en el envase. Por estas razones es preciso controlar la distribución del tamaño de los cristales, éste es uno de los principales objetivos que se tiene en cuenta en el diseño y operación de cristalizadores. Los cristalizadores comerciales pueden operar de forma continua o por cargas. Excepto para aplicaciones especiales, se prefiere la operación continua. El primer requerimiento de un cristalizador es generar una solución sobresaturada, ya que la cristalización no puede ocurrir sin sobresaturación. Existen 3 métodos para producir sobresaturación, dependiendo esencialmente de la naturaleza de la curva de solubilidad del soluto:

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1) Solutos como el nitrato de potasio y el sulfito de sodio son mucho menos solubles a temperaturas bajas que a temperaturas elevadas, de forma que la sobresaturación se puede conseguir simplemente por enfriamiento. 2) Cuando la solubilidad es casi independiente de la temperatura, como ocurre en el caso de la sal común, o bien cuando disminuye al aumentar la temperatura, la sobresaturación se genera por evaporación. 3) En los casos intermedios resulta eficaz una combinación de evaporación y enfriamiento. Por ejemplo, el nitrato de sodio puede catalizarse con satisfacción enfriando sin evaporar, evaporando sin enfriar o bien mediante una combinación de enfriamiento y evaporación. a) Enfriamiento de una disolución concentrada La mayoría de los sólidos son más solubles a temperaturas altas que a bajas. Si se prepara una disolución concentrada a alta temperatura y se enfría, se forma una disolución sobresaturada, que es aquella que tiene, momentáneamente, más soluto disuelto que el admisible por la disolución a esa temperatura en condiciones de equilibrio. Posteriormente, se puede conseguir que la disolución cristalice mediante por un enfriamiento controlado. Esencialmente cristaliza el compuesto principal, y las aguas madre se enriquecen con las impurezas presentes en la mezcla inicial al no alcanzar su límite de solubilidad. Para que se pueda emplear este método de purificación debe haber una variación importante de la solubilidad con la temperatura, lo que no siempre es el caso. La sal marina (NaCl), (NaCl), por ejemplo, tiene una solubilidad de unos 35 g/100 ml en el intervalo de temperaturas comprendido entre 0 y 100 ºC, lo que hace que la cristalización por cambio de temperatura sea poco importante, no así en otras sales, como KNO 3. Cuanto mayor sea la diferencia de solubilidad con la temperatura, se pueden obtener mayores rendimientos. A escala industrial, estas operaciones pueden además incluir procesos de purificación complementarios como el filtrado, la decantación de impurezas, etc. b) Cambio de disolvente Preparando una disolución concentrada de una sustancia en un buen disolvente y añadiendo un disolvente peor que es miscible con el primero, el componente principal del sólido disuelto empieza a precipitar, y las aguas madres se enriquecen relativamente en las impurezas. Por ejemplo, puede separarse ácido benzoico de una disolución de éste en acetona agregando agua. c) Evaporación del disolvente De manera análoga, evaporando el disolvente de una disolución se puede conseguir que empiecen a cristalizar los sólidos que estaban disueltos cuando se alcanzan los límites de sus solubilidades. Este método ha sido utilizado durante milenios en la fabricación de sal a partir de salmuera o agua marina. 79


d) Sublimación En algunos compuestos la presión de vapor de un sólido puede llegar a ser lo bastante elevada como para evaporar cantidades notables de este compuesto sin alcanzar su punto de fusión (sublimación). Los vapores formados condensan en zonas más frías ofrecidas por ejemplo en forma de un "dedo frío", pasando habitualmente directamente del estado gaseoso al sólido, (sublimación regresiva) separándose, de esta manera, de las posibles impurezas. Siguiendo este procedimiento se pueden obtener sólidos puros de sustancias que subliman con facilidad como la cafeína, el azufre elemental, el ácido salicílico, el yodo, etc. e) Enfriamiento selectivo de un sólido sóli do fundido Para purificar un sólido cristalino este puede fundirse. Del líquido obtenido cristaliza, en primer lugar, el sólido puro, enriqueciéndose, la fase líquida, de las impurezas presentes en el sólido original. Por ejemplo, este es el método que se utiliza en la obtención de silicio ultrapuro para la fabricación de sustratos u obleas en la industria de los semiconductores. Al material sólido (silicio sin purificar que se obtiene previamente en un horno eléctrico de inducción) se le da forma cilíndrica. Luego se lleva a cabo una fusión por zonas sobre el cilindro. Se comienza fundiendo una franja o sección del cilindro por un extremo y se desplaza dicha zona a lo largo de este hasta llegar al otro extremo. Como las impurezas son solubles en el fundido se van separando del sólido y arrastrándose hacia el otro extremo. Este proceso de fusión zonal puede hacerse varias veces para asegurarse que el grado de pureza sea el deseado. Finalmente se corta el extremo en el que se han acumulado las impurezas y se separa del resto. La ventaja de este proceso es que controlando adecuadamente la temperatura y la velocidad a la que la franja de fundido se desplaza por la pieza cilíndrica, se puede obtener un material que es un monocristal de silicio que presenta las caras de la red cristalina orientadas en la manera deseada. f) Crecimiento cristalino Para obtener cristales grandes de productos poco solubles se han desarrollado otras técnicas. Por ejemplo, se puede hacer difundir dos compuestos de partida en una matriz gelatinosa. Así el compuesto se forma lentamente dando lugar a cristales mayores. Sin embargo, por lo general, cuanto más lento es el proceso de cristalización tanto mejor suele ser el resultado con respecto a la limpieza de los productos de partida y tanto mayor suelen ser los cristales formados. La forma y el tamaño de los cristales pueden ser influenciados a aparte por condicionantes como el disolvente o la concentración de los compuestos, añadiendo trazas de otros componentes como proteínas (esta es la manera con que los moluscos, las diatomeas, los corales, etc. consiguen depositar sus conchas o esqueletos de calcita o cuarzo en la forma deseada.)

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La teoría más aceptada para este fenómeno es que el crecimiento cristalino se realiza formando capas monomoleculares alrededor de germen de cristalización o de un cristalito inicial. Nuevas moléculas se adhieren preferentemente en la cara donde su adhesión libera más energía. Las diferencias energéticas suelen ser pequeñas y pueden ser modificadas por la presencia de dichas impurezas o cambiando las condiciones de cristalización. En multitud de aplicaciones se puede necesitar la obtención de cristales con una determinada forma y/o tamaño como: la determinación de la estructura química mediante difracción de rayos X, la nanotecnología, la obtención de películas especialmente sensibles constituidas por cristales de sales de plata planos orientados perpendicularmente a la luz de incidencia, la preparación de los principios activos de los fármacos, etc. Consideraciones generales importantes i mportantes:: 

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En la mayoría de los cristalizadores, la relación (C/C sat) (concentración/concentración saturada) se mantiene cerca de 1,02 a 1,05 Las velocidades de crecimiento del cristal y el tamaño del cristal son controladas limitando el grado de supersaturación Durante la cristalización por enfriamiento, la temperatura de la solución se mantiene (0,5 a 1,2 ºC) debajo del punto de saturación a una concentración dada Una velocidad aceptable de crecimiento del cristal es de 0,10 a 0,80 mm/h

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FILTRACION La filtración es la separación de una mezcla de sólidos sólidos y fluidos que consiste en el paso del fluido a través de un medio poroso, que que retiene la mayor mayor parte de las partículas sólidas contenidas en la mezcla. El medio filtrante es la barrera que permite que pase el líquido, mientras retiene gran parte de las partículas sólidas. Dicho medio puede ser una pantalla, tela, papel o un lecho de sólidos. El líquido que pasa a través del medio filtrante se conoce como filtrado. La filtración es una de las aplicaciones más comunes del flujo de fluidos a través de lechos empacados. En la forma en que se lleva a cabo en la industria, resulta exactamente análoga a las filtraciones que se verifican en el laboratorio químico usando papel filtro en un embudo. En ambos casos, la separación se lleva a cabo forzando al fluido a través de una membrana porosa. En cualquier equipo el medio de filtración debe cumplir los siguientes requisitos:      

Retener los sólidos que han de filtrarse, dando un filtrado suficientemente claro. Evitar cegamientos u obstrucciones. Ser químicamente inerte. Tener la suficiente suficiente resistencia resistencia física para soportar las condiciones condiciones del proceso. Permitir la descarga limpia y completa completa de la torta formada. formada. No tener costos prohibitivos.

Las filtraciones industriales van desde un sencillo colado hasta separaciones altamente complejas. El fluido puede ser un líquido o un gas, y la corriente valiosa procedente de un filtro puede ser el fluido, los sólidos o ambos productos. En algunos casos, ambas corrientes carecen de valor, como en el caso de la separación de sólidos residuales de un fluido residual antes de su vertido. En la filtración industrial, el contenido de sólidos de la alimentación puede oscilar desde trazas hasta un porcentaje muy elevado. Con frecuencia f recuencia la alimentación se modifica de alguna forma mediante un pretratamiento, a fin de aumentar la velocidad de filtración por medio de calentamiento, recristalización o adición de un coadyudante de filtración, tal como celulosa o tierra de diatomeas. El fluido circula a través del medio filtrante en virtud de una diferencia de presión a través del medio. Por lo tanto, los filtros se clasifican en función de este aspecto en: filtros que operan con presión superior a la atmosférica en la corriente superior del medio filtrante y los que lo hacen con presión atmosférica en la corriente superior del medio filtrante y a vacío en la corriente inferior. Presiones superiores a la atmosférica se generan por acción de la fuerza de gravedad actuando sobre una columna de líquido, por medio de una bomba o soplador, o bien por medio de fuerza centrífuga. En un filtro de gravedad el medio filtrante no puede ser más fino que un tamiz grueso o un lecho de partículas gruesas tales como arena. Por tanto, en sus aplicaciones industriales los filtros de gravedad están restringidos a la separación del líquido de cristales muy gruesos, a la clarificación de agua potable y al tratamiento de aguas residuales. 82


La mayoría de los filtros industriales son filtros a presión, a vacío o separadores centrífugos. Pueden ser también continuos o discontinuos, dependiendo de que la descarga de los sólidos filtrados se realice de forma continua o intermitente. Durante buena parte del ciclo de operación de un filtro discontinuo, el flujo del fluido a través del mismo es continuo, interrumpiéndose periódicamente para permitir la descarga de los sólidos acumulados. En un filtro continuo la descarga de los sólidos y del fluido se realiza de forma ininterrumpida mientras el equipo se encuentra en operación. Los filtros se dividen en tres grupos principales: filtros de torta, filtros clarificadores y filtros de flujo transversal. Los filtros de torta separan grandes cantidades de sólidos en forma de una torta de cristales o un lodo. Con frecuencia incluyen dispositivos para el lavado de la torta y para eliminar la mayor parte posible del líquido en los sólidos antes de su descarga. Los filtros clarificadores retiran pequeñas cantidades de sólidos para producir un gas limpio o líquidos transparentes, tales como bebidas. Las partículas del sólido son atrapadas en el interior del medio filtrante o en las superficies externas. Los filtros clarificadores difieren de los tamices en que los poros del medio filtrante son mucho mayores en diámetro que las partículas a ser eliminadas. En un filtro de flujo transversal la suspensión de la alimentación fluye bajo presión a velocidades ligeramente altas atravesando el medio filtrante. Se forma una capa delgada de sólidos en la superficie del medio, pero la alta velocidad del líquido mantiene la capa formada. El medio filtrante es una membrana de cerámica, metal o de un polímero con poros lo suficientemente pequeños para excluir la mayoría de las partículas suspendidas. Parte del líquido pasa a través del medio como filtrado claro, dejando atrás una suspensión más concentrada. Industrialmente se utiliza como medio filtrante la lona, existiendo muchos tipos y espesores de diferentes tejidos para las distintas aplicaciones. La filtración y los filtros se pueden clasificar en varias formas: 



 



Por la fuerza impulsora: Se induce el flujo del filtrado por el medio filtrante mediante la carga hidrostática, presión sobreatmosférica o vacío, o fuerza centrífuga aplicada corriente abajo del medio filtrante Por el mecanismo de filtración: Cuando los sólidos quedan detenidos en la superficie de un medio de filtración y se amontonan unos sobre otros para formar una torta de creciente espesor, la separación es conocida como filtración de torta. Cuando los sólidos quedan atrapados dentro de los poros o cuerpo del medio de filtración, se le denomina medio filtrante de profundidad, o filtración clarificadora. Por la función: La meta del proceso de filtración puede ser la obtención de sólidos secos, líquido clarificado o ambas cosas Por ciclo operacional: Los filtros pueden ser intermitentes o continuos. El ciclo por lotes puede variar grandemente, dependiendo del área de filtrado y la carga de sólidos Por la naturaleza de los sólidos: La filtración de tortas puede incluir una acumulación de sólidos incompresibles, que corresponden, más o menos, en la filtración de medio de filtro, a partículas deformables y rígidas.

83


El filtro prensa y placa ha sido el aparato de filtrado más común en la industria química. Las ventajas del filtro prensa se determinan por: su sencillez, el bajo costo de capital, la flexibilidad y la capacidad para operar a alta presión en las aplicaciones como como filtro de torta o filtro de clarificación. Los requerimientos requerimientos de área de piso y altura por unidad de área de filtro son pequeños y la capacidad se puede ajustar mediante mediante la adición o eliminación de las placas y marcos. marcos. Los filtros prensa se limpian fácilmente y el medio filtrante, se puede reemplazar con facilidad. Con una operación operación adecuada se obtiene una torta torta más seca y densa, en comparación con la que se obtiene con la mayor parte de los otros filtros. Por otra parte, la necesidad de desarmarlo con cierta periodicidad en forma manual representa un requerimiento de mano de obra que con frecuencia es excesivo. Está constituido por una serie de placas diseñadas para formar un conjunto de de cámaras ó compartimientos en los cuales pueden recogerse los sólidos. Las placas están recubiertas por un medio filtrante que puede ser lona. La suspensión entra a presión en cada compartimiento, el líquido pasa a través del medio filtrante y sale por un tubo de descarga, descarga, dejando dejando atrás una pasta húmeda de sólidos. En un filtro prensa las placas pueden ser cuadradas o circulares. El caso más común común es el filtro de placas cuadradas con marcos marcos abiertos. Las placas y marcos están colocados verticalmente en un canal metálico, estando cubiertos los marcos con telas y muy apretados entre sí mediante un tornillo ó una prensa hidráulica. La suspensión entra por un extremo del conjunto de placas y marcos y pasa a través de un canal longitudinal situado en la esquina del filtro. Canales auxiliares llevan la suspensión desde el canal de entrada principal hasta cada marco, donde se depositan los sólidos sobre las caras caras recubiertas de los marcos. marcos. El líquido líquido pasa a través de la tela, desciende por canales o rugosidades practicados en las caras de las placas y finalmente sale del filtro. La suspensión se introduce al filtro mediante una bomba o desde un tanque tanque elevado. Se continúa continúa filtrando hasta que no salga líquido por la descarga o hasta que la presión de filtración se eleve rápidamente. Esto ocurre cuando los marcos están muy llenos de sólidos y no puede entrar más suspensión. En este momento puede introducirse agua de lavado para eliminar las impurezas solubles presentes en el sólido, luego la torta se somete a secado con vapor o aire para eliminar todo el líquido residual que sea posible. Durante el proceso de filtración el fluido pasa pasa a través de tres clases de resistencias en serie. La resistencia resistencia de los canales canales que llevan la suspensión suspensión hasta la cara cara anterior de la torta; la correspondiente correspondiente a la torta y la que que ofrece el medio filtrante. Siendo el flujo en serie, la diferencia de presión total en el filtro puede igualarse a la suma de de las diferencias de presión individuales. individuales. Se desprecian desprecian las resistencias de las conexiones a la entrada y la salida en comparación con la resistencia de la torta y del medio filtrante. Durante los primeros momentos de la filtración las partículas sólidas se incrustan en las mallas del medio filtrante y producen resistencias anómalas al flujo posterior. La resistencia total que se establece sobre el medio, incluyendo la de las partículas incrustadas, se llama resistencia del medio filtrante y es importante durante los primeros momentos de la filtración. 84


La resistencia resistencia que ofrecen los los sólidos sólidos y que no se debe debe al medio filtrante se llama resistencia de la torta que tiene un valor cero al comenzar la filtración y aumenta continuamente con con el tiempo de filtración. El filtro más adecuado será aquel que para una operación determinada, cumpla las necesidades a un costo global mínimo. El costo del equipo está muy relacionado con el área área filtrante; normalmente se desea obtener una elevada elevada velocidad global global de filtración. Esto implica la utilización de elevadas presiones, aunque las presiones máximas a utilizar están limitadas por consideraciones consideraciones de diseño diseño mecánico. mecánico. Los factores más importantes en la selección de un filtro lo constituyen: la resistencia específica de la torta filtrante, la cantidad a filtrar, y la concentración de sólidos. Consideraciones generales importantes i mportantes:: 





 



Correas, tambores de alimentación de tope y centrífugas son los mejores para filtrado rápido (0,1 a 10 cm/s) Tambores de vacío y centrífugas de disco son los mejores para filtrado medio (0,1 a 10 cm/min) Filtros prensa o centrífugas de sedimentación son mejores para filtrado lento (0,1 a 10 cm/h) Cartuchos y filtros de arena son usados para clarificación Los minerales finos se filtran en tambores rotatorios con velocidades de 7335 Kg/m2dia a 20 rev/h y con un vacío de 457 a 635 mm Hg Los cristales pueden ser filtrados a velocidades de 6000 lb/pie 2.dia a 20 rev/h y con un vacío de 51 a 152 mmHg

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TAMIZADO El tamizado es un método de separación de partículas basado exclusivamente en el tamaño de las mismas. En el tamizado industrial, los sólidos se colocan sobre la superficie del tamiz. Las partículas de menor tamaño, o finos, pasan a través de las aberturas del tamiz; mientras que as de mayor tamaño, o colas, no pasan. Un solo tamiz puede realizar una separación en dos fracciones. Se les llama fracciones no clasificadas, ya que aunque se conozca el límite superior o inferior de los tamaños de partículas de cada una de las fracciones, no se conoce el otro limite. Los tamices industriales se construyen con tela metálica, telas de seda o plástico, barras metálicas, placas metálicas perforadas, o alambres dispuestos en sección transversal triangular. Se utilizan diferente metales, siendo el acero al carbón y el acero inoxidable los mas frecuentes. Los intervalos de malla de los tamaños de los tamices estándar están comprendidos entre 4 in y 400 mallas, y se dispone de tamices comerciales de tela metálica con aberturas tan pequeñas como 1 micrómetro. Entre los tipos de tamices tenemos: 







Tamices de rejilla: consiste en un conjunto de barras paralelas, mantenidas alejadas una de otras mediante espaciadores, con aberturas predeterminadas. Las barras se fabrican con frecuencia de acero al manganeso, con el fin de reducir r educir el desgaste. Tamices de tambor: estas eran muy empleadas, pero se están viendo reemplazadas en gran parte por los tamices vibratorios. Consisten en un marco cilíndrico rodeado de tela de alambre o de una placa perforada, abierto en los dos extremos e inclinado ligeramente. El sólido a tamizar entra por el extremo superior y las partículas de tamaños demasiado grandes para atravesar la malla se descargan por la parte inferior. El sólido del tamaño deseado va cayendo por las aberturas de la malla. Estas giran con velocidades relativamente bajas de 15 o 20 rpm. Su capacidad no es muy grande y su eficiencia efi ciencia relativamente baja. Tamices con agitación mecánica: consisten en un marco rectangular que sostiene una tela de alambre o una placa perforada; presentan una ligera inclinación y se suspende mediante varillas o cables sueltos, o bien se apoya en un marco base, mediante resortes planos y flexibles. El marco recibe un movimiento de vaivén. El sólido a tamizar se alimenta por el extremo superior y avanza debido al movimiento hacia delante del tamiz, mientras que las partículas mas finas pasan por la aberturas. Las ventajas de este tipo de maquina son los bajos requisitos de potencia y altura sobre cabeza. Las desventajas son el elevado costo de mantenimiento del tamiz y de la estructura de soporte debido a la vibración, y su baja capacidad en comparación con los tamices vibratorios inclinados de alta velocidad. Tamices vibratorios: estos tamices se utilizan generalmente cuando se requiere gran capacidad y eficiencia elevada. La capacidad, sobre todo en los tamaños bien finos, es mucho mayor que en los otros tipos de tamices, por lo que han reemplazado prácticamente todos los otros 86




tipos, en los casos en que la eficiencia del tamiz sea importante. Entre las ventajas se incluye la exactitud de la selección por tamaños, el aumento de la capacidad por unidad de área, el bajo costo de mantenimiento por tonelada de material manejado y ahorros en el espacio de instalación y en el peso. Tamices oscilante: estos tamices se caracterizan por oscilaciones de baja velocidad (5 a 7 oscilaciones/s (300 a 400 rpm) en un plano esencialmente paralelo a la tela del tamiz.

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DISEÑO DE VENTILADORES Y SOPLADORES Los ventiladores son máquinas diseñados para mover grandes volúmenes de flujo a baja presión. Ellos emplean un tipo de impulsor con un rango de velocidades de 20 a 180 m/s (70 a 600 pie/s), muchos modelos están limitados a 60 a 75 m/s (200 a 250 pie/s). Los compresores centrífugos, en contraste, generalmente operan a un máximo de 200 a 300 m/s (700 a 1000 pie/s). La diferencia entre ventiladores y compresores es arbitraria y ha sido colocada en un incremento de densidad del 7% por las pruebas de las normas ASME correspondiente a una relación de presión de 1.1 o a un aumento de presión atmosférica de 10 kPa (40 pulg. agua). El término general “soplador” es a menudo usado como sinónimo de “ventilador” o compresores de baja presión de varias clases. Sin embargo, “soplador” no tiene una definición explícita y se

debería evitar su uso.

Clasificación de Ventiladores Los ventiladores son clasificados en dos tipos generales: axiales (donde el aire o el gas se mueve paralelo al eje de rotación) y centrífugos (el aire o el gas se mueve perpendicular al eje). Flujo Axial: 1. Ventiladores de hélice (o propela): Usado para mover grandes cantidades de

aire y baja presión estática. Comúnmente usado para ventilación en general. Se clasifican de acuerdo al tipo de propela usada: de disco usada para el movimiento de aire limpio donde no hay ducto; y de tubo axial diseñados para mover el aire en un amplio rango de volúmenes a presión media. Ventiladores con aletas de guía: Diseñados para mover aire o gases en un amplio rango de volúmenes y presiones. Construido con un diseño aerodinámico se logran desarrollar altas presiones.

2.

Flujo Centrífugo Se construyen de dos tipos generales: de paletas rectas o placas de acero, de hojas curvas hacia adelante y de hojas curvas hacia atrás. Ventiladores Axiales

Ventilador de Hélice – Aplicaciones – Los ventiladores de hélice utilizan álabes largos sobre pequeños pernos para mover grandes volúmenes, a presiones en el rango de 0 a 0.25 kPa (0 a 1 pulg de agua). Ellos normalmente están colocados dentro de un orificio o abertura, especialmente perfilado, pero con poco o sin ningún canal en ambos lados. Los extractores de pared o techo (como “ventiladores de ático”) y ventiladores de pared son ejemplos de género sencillo y de baja potencia.

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Las torres de enfriamiento y ventiladores de intercambiadores de calor enfriados por aire son ejemplos de géneros mecanizados de alta potencia. Ventiladores Centrífugos

Aplicaciones – Los ventiladores centrífugos son aplicados en calderas y en servicio de calentadores de tiro forzado y servicio de recirculación de gas caliente, sistemas limpiadores de polvo y en equipos y construcción de sistemas de ventilación. Axial versus Centrífugos – Los ventiladores axiales tienden a ser menos costosos en el rango elevado de alto voltaje y baja presión. El tipo de ventilador axial con salidas cercanas y aletas de estator tienen el mismo nivel de eficiencia que los ventiladores centrífugos, pero otros tipos axiales tienen menos eficiencia. Los ventiladores centrífugos generalmente son más fáciles de controlar, silenciosos, resistentes y versátiles que los axiales y tienen más aplicación para hornos de corrientes forzadas y servicios de procesos generales de plantas. Los axiales siempre se usan para torres de enfriamiento e intercambiadores de calor enfriados por aire, y son comunes en servicios de ventilación industrial. Los axiales tienden a ser más ruidosos que los centrífugos, especialmente para las presiones superiores a 1.3 kPa (5 pulg de agua). Sopladores de Presión

Una clase de pequeños ventiladores centrífugos de alta presión existen entre el rango normal 10 kPa (40 pulg de agua) y el bajo extremo de los compresores centrífugos de alta resistencia (r = 1.3). Estas máquinas son llamadas ventiladores de presión, turbo –sopladores y sopladores centrífugos. Máquinas de esta clase producen presión hasta de 22.5 kPa (90 pulg de agua) para flujos de alrededor de 1.4 m 3 /s (3000 pie 3 /min). Normalmente son usados impulsores radiales especialmente diseñados para altas velocidades. Algunos modelos emplean multietapa. Los servicios en este rango requieren de especificaciones individuales, ya que las especificaciones estandarizadas estandarizadas no están disponibles. EJEMPLO: Diseñar un ventilador-soplador de aire que requiere un horno de combustión con las siguientes características: Diagrama del Equipo: Aire = 0,4 t/h P = 1 bar T = 38ºC

Aire = 0,4 t/h P = 1,2 bar T = 38ºC

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Diseño del Soplador: Para estimar los requerimientos de air-horsepower (hp), y el BHP del ventilador (soplador), se puede puede usar la siguiente fórmula (siempre y cuando el cambio de densidad entre la entrada y la salida puede ser despreciada, lo cual es una buena aproximación para nuestro proceso por la simple razón de que el cambio de temperatura entre la entrada y la salida puede ser despreciable):



AirHp AirHp

144 * 0,0361 * Q * h 33000

Donde AirHp = Es el trabajo cedido por el soplador al aire Q = Caudal, flujo de succión del soplador de entrada entrada (ft3 /min) h = Elevación de la presión estática que experimenta el aire en su paso por el soplador (in de agua) BHP



Hp



Donde  = Es la eficiencia del ventilador Calculo air-horsepower (hp): Las ecuaciones antes descritas tienen como limitación el hecho de que solo pueden ser usadas para aire a 68ºF y 14,7 psia (condiciones estándar). Cuando las condiciones están fuera de ese rango es necesario el uso de correcciones las cuales se muestran a continuación. Corrección para el volumen: Q E

   

 460  T 1   * V *  SCFM   528 

14,7  A

Donde: QE = Caudal, flujo de succión del soplador soplador de entrada corregido (Actual ft3 /min) A = Presión real de entrada (14,7 ºF) VSCFM = Caudal, flujo de succión del soplador soplador de entrada entrada (300 m3/h = 176,57 176,57 ft3/min) T1 = Temperatura de entrada real al soplador (100,4 ºF) Q E

3  14,7   460  100,41    *  *176,57  187,4 ft min min 528   14,7  

90


Corrección para la presión No es necesario hacer corrección para la presión porque bajo las condiciones asumidas para la planta esta estipulado una presión atmosférica de 1 atm, es decir 14,7 psia. La máxima elevación de presión para el sistema de soplador de aire en pulgadas de agua es 51 , por lo tanto se especifica una elevación de presión estática de 40 plg de agua al ubicar nuestras coordenadas sobre la figura (187,4 ACFM en el eje de las abcisas y 40 in de agua en el eje de las ordenadas) se observa que el soplador recomendado es Standar Centrifugal Ventilation Fans (Ventilador (Ventilador Estándar de de Centrifuga). Centrifuga). Se procede al calculo del Hp mediante la ecuación antes descrita: AirHp AirHp



144 * 0,0361 *176,57 * 40 33000

 1,11258

Corrección del Hp calculado: Hps

528   A    * Hpcalculado   *     14 , 7 460 T    1 

Donde: Hps = Los Hp del aire corregidas a la presión y temperatura real de entrada Hps

 528  14,7    *1,11258  1,048   *   14,7   460  100,41  

Calculo del BHP: De los tipos de impulsores (impelers), para los ventiladores centrífugos, se seleccionó el impulsor abierto, por ser el de uso común, bajo condiciones generales y por ser autolimpiantes. Para la eficiencia del soplador se lee en la figura, una eficiencia de 50% para una eficiencia estática de 69% “escogida” BHP 

1,048 0,5

 2,09

Calculo de la Temperatura de descarga (T2) T 2

 P   T 1 *  2   P1 

0 ,52

 14,7  1,4436   100,4 *   14 , 7  

0, 52

 105,4º F

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Soplador Características del gas Composición (O 2 2, N 2 2) Peso molecular (29kg/kgmol ) Flujo requerido (300 m 3 /h ) Flujo requerido corregido (318,394 m 3 /h ) Condiciones de operación Presión de succión ( 14,7 psia ) Presión de descarga ( 16,14 psia ) Temperatura de succión ( 100,4 ºF ) Temperatura de descarga ( 105,4 ºF ) Hp calculado (1,11258 ) Hp corregido (1,04) BHP (2,08 ) Eficiencia del soplador (50%)

Tipo de Soplador Estándar Centrifugal Ventilation Fans

Accesorios Requeridos Unidad Motriz (motor ) Control 1 (reguladores de tiro ) Control 2 (aletas de guia de entrada) Impulsor (De tipo abierto )

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DISEÑO DE COMPRESORES Los compresores utilizados en las plantas de la industria de procesos químicos suelen ser complejos, construidos con precisión y costosos. Por ello, su selección, operación y mantenimiento deben ser cuidadosos. Por ejemplo, la operación incorrecta puede ocasionar oscilaciones de presión (inestabilidad), condición en la cual se invierte un instante el flujo de gas dentro del compresor. Estas oscilaciones pueden dañar los componentes internos del compresor, producir daños por miles de dólares en un corto tiempo y aumentar el costo del tiempo perdido para su reparación. Compresores centrífugos centrífugos En un compresor centrífugo se produce la presión al aumentar la velocidad del gas que pasa por el impulsor y, luego, al recuperarla en forma controlada para producir el flujo y presión deseados. La forma de la curva característica depende del ángulo de los álabes del impulsor en el diámetro exterior del mismo y también del tipo de difusor. Estos compresores suelen ser unitarios, salvo que el flujo sea muy grande o que las necesidades del proceso exijan otra cosa. La mayor parte de los impulsores para la IPQ son del tipo de inclinación hacia atrás o inversa, que permite mejor control porque su curva de rendimiento tiene mayor pendiente. La velocidad en las puntas de un impulsor convencional suele ser de 800 a 900 ft/s. Esto significa que el impulsor podrá producir alrededor de 9500 pies de carga, lo que depende del gas que se comprima. Si se requieren valores más altos, se emplean compresores de etapas múltiples. Los gases pesados como el propano, el propileno o freón necesitan una reducción en la velocidad en las puntas, porque estos gases tienen velocidades sónicas más bajas, comparadas con el aire. Para ellos, el número de Mach relativo en el lado del impulsor está limitado a 0.8. Cuando se evalúa un compresor centrífugo, se debe prestar mucha atención al porcentaje de aumento en la presión, desde el punto normal de funcionamiento hasta el punto de oscilación. Este punto se define como el lugar en donde una reducción adicional en el flujo ocasionará inestabilidad en forma de flujo a pulsaciones y pueden ocurrir daños por sobrecalentamiento, falla de los cojinetes por la inversión de empuje o por vibración excesiva. Debido a las altas velocidades de los compresores centrífugos, se debe tener más cuidado con el balanceo del rotor. La industria ha aceptado, en general, la siguiente fórmula para los límites de vibración permisibles en el eje o árbol del compresor: Z=

12000 / n

en donde Z es el límite de vibración permisible, pico a pico, en milésimas de pulgada y n es la velocidad, en rpm. Z tiene un límite máximo de 2 miliplg a cualquier velocidad. Según sea el sistema para el proceso, se necesitan diversos controles contra oscilación para evitar que el compresor llegue al valor en el cual se producen. Por lo general, se debe incluir un factor de seguridad de 5 a 10% para los controles automáticos.

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Las ventajas del empleo de un compresor centrífugo son: 1. En el intervalo de 2 000 a 200 000 pie 3 /min, y según sea la relación de presión, este compresor es económico porque se puede instalar una sola unidad. 2. Ofrece una variación bastante amplia en el flujo con un cambio pequeño en la carga. 3. La ausencia de piezas rozantes en la corriente de compresión permite trabajar un largo tiempo entre intervalos de mantenimiento, siempre y cuando los sistemas auxiliares de aceite lubricante y aceite de sellos estén correctos. 4. Se pueden obtener grandes volúmenes en un lugar de tamaño pequeño. Esto puede ser una ventaja cuando el terreno es muy costoso. 5. Cuando se genera suficiente vapor en el proceso, un compresor centrífugo será adecuado para moverlo con una turbina de vapor de conexión directa. 6. Su característica es un flujo f lujo suave y libre de pulsaciones. Las desventajas son: 1. Los centrífugos son sensibles al peso molecular del gas que se comprime. Los cambios imprevistos en el peso molecular pueden hacer que las presiones de descarga sean muy altas o muy bajas. 2. Se necesitan velocidades muy altas en las puntas para producir la presión. Con la tendencia a reducir el tamaño y a aumentar el flujo, hay que tener mucho más cuidado al balancear los rotores y con los materiales empleados en componentes sometidos a grandes esfuerzos. 3. Un aumento pequeño en la caída de presión en el sistema de proceso puede ocasionar reducciones muy grandes en el volumen del compresor. 4. Se requiere un complicado sistema para aceite lubricante y aceite para sellos. Compresores de desplazamiento positivo Estos compresores se pueden dividir en rotatorios y reciprocantes para las aplicaciones más comunes en un proceso. Al contrario de los centrífugos, son de capacidad constante y tienen presiones de descarga variables. La capacidad se cambia por la velocidad o con el descargador de la válvula de succión. Además, sólo hay una pequeña variación en el flujo en una amplia gama de presiones. Los compresores reciprocantes funcionan con el principio adiabático mediante el cual se introduce el gas en el cilindro por las válvulas de entrada, se retiene y comprime en el cilindro y sale por las válvulas de

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descarga, en contra de la presión de descarga. Estos compresores rara vez se emplean como unidades individuales, salvo que el proceso requiera funcionamiento intermitente. Por ejemplo, si hay que regenerar un catalizador cada dos o tres meses o se tiene un suministro de reserva en otra fuente, esto daría tiempo para reparar o reemplazar las válvulas o anillos de los pistones, si es necesario. Los compresores reciprocantes tienen piezas en contacto, como los anillos de los pistones con las paredes del cilindro, resortes y placas o discos de válvulas que se acoplan con sus asientos y entre la empaquetadura y la biela. Todas estas partes están sujetas a desgaste por fricción. Los compresores reciprocantes pueden ser del tipo lubricado o sin lubricar. Si el proceso lo permite, es preferible tener un compresor lubricado, porque las piezas durarán más. Hay que tener cuidado de no lubricar en exceso, porque la carbonización del aceite en las válvulas puede ocasionar adherencias y sobrecalentamiento. Además, los tubos de descarga saturados con aceite son un riesgo potencial de incendio, por lo que se debe colocar corriente abajo un separador para eliminar el aceite. Los problemas más grandes en los compresores con cilindros lubricados son la suciedad y la humedad, pues destruyen la película de aceite dentro del cilindro. Los compresores reciprocantes deben tener, de preferencia motores de baja velocidad, de acoplamiento directo, en especial si son de más de 300 hp; suelen ser de velocidad constante. El control de la velocidad se logra mediante válvulas descargadoras, y estas deben ser del tipo de abatimiento de la placa de válvula o del tipo de descargador con tapón o macho. Los descargadores que levantan toda la válvula de su asiento pueden crear problemas de sellamiento. La descarga puede ser automática o manual. Los pasos normales de descarga son 0-100%, 0-50-100%, 0-25-60-75-100% y se pueden obtener pasos intermedios con cajas de espacio muerto o botellas de despejo; pero, no se deben utilizar estas cajas si puede ocurrir polimerización, salvo que se tomen las precauciones adecuadas. EJEMPLO: Este problema muestra los cálculos para evaluar la compresión del aire. Las propiedades de los componentes de una mezcla típica de aire están ampliamente disponibles. El flujo es dado en base volumétrica real, en preferencia a flujo másico, debido a que este problema usa la curva del compresor en términos de flujo volumétrico real. Dado: Q1 = 13.2 m3 /s (2899 pie3 /min) real P1 = 99 kPa abs. (14.4 psia) Gas = aire T1 = 32C (90F) P2 = 208 kPa abs. (30.2 Psia) Calcule: Temperatura de salida T 2 y potencia de embarque.

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Solución: Obteniéndose:  p = 0.752 (Cp /Cv) P1T1 = 1.402 Z1 = 1.000 (Una reducción del 1% en la eficiencia politrópica es recomendable para bajar el balance por pérdidas en la línea, pero en este ejemplo se ha omitido dicha corrección).

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BIBLIOGRAFÍA   

Mc. Cabe, Smith, Harriott, OPERACIONES UNITARIAS EN INGENIERÍA QUÍMICA. McGraw Hill, S.A., México. Perry-Green. MANUAL DEL INGENIERO QUÍMICO. Séptima Edición. Editorial Mc Graw Hill. Treybal, Robert OPERACIONES DE TRANSFERENCIA DE MASA. Segunda edición.

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Guia Equipos Operaciones Unitarias

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