1

PLANTA DE PRODUCCIÓN DE ACETONA (VÍA ALCOHOL)

Castro Brayan, Hernández Franklin, Otero Rodrigo, Quiroz Luis

Programa de Ingeniería Química, Universidad del Atlántico

Entregado Abril 22 2015, tercer avance.

Objetivo General

Diseñar el reactor y los equipos de separación del proceso.

Objetivos Específicos.

Determinar el volumen del reactor a partir de la cinética de reacción.

Determinar los flujos de entrada y salida y las temperaturas de operación del

reactor.

Determinar las dimensiones del reactor y el número de tubos necesarios para

definir la configuración del reactor.

Calcular los datos de equilibrio del sistema de separación.

Diseñar los equipos de separación.

Diseño del reactor

Aplicando la ecuación de diseño para un reactor PBR de manera diferencial, con respecto

al isopropanol, IPA.

| | ' 0ipa w ipa w w ipaF F r w

Partiendo de la definición de deriva por incrementos, podemos establecer de la ecuación

diferencial para el reactor.

| |'

ipa w w ipa w

ipa

F Fr

w

0

| |' lim

ipa w w ipa w

ipaw

F Fr

w

'ipa

ipa

dFr

dw

2

Reemplazando en términos de la conversión del isopropanol.

,0(1 )api api apiF F X

,0'

ipa api

ipa

F dxr

dw

,0

'

ipa api

ipa

F dxdw

r

El modelo cinético para esta reacción es de primer orden

'ipa apir kC

La ecuación de diseño diferencial para el reactor

,0ipa api

api

F dxdw

kC

Teniendo en cuenta la estequiometria de reacción

3 3 3 3 2( )H C CH OH CH H C CO CH H

Tabla estequiométricas

,0(1 )api api apiF F x

,0acetona api apiF F x

2 ,0H api apiF F x

,0 ,0T api api apiF F F x

De la anterior tabla podemos encontrar la concentración de la para calcular la velocidad de

reacción.

3

,0 (1 )api api api

api

F F xC

v v

Dado a que a la reacción se lleva a cabo en fase gaseosa la variación del volumen con

respecto a la conversión no se puede despreciar, haciendo una relación entre dos puntos del

sistema en referencia a estado.

0 0 0 ,0

T

T

FP v Z R T

P v Z F R T

Por el momento se sumirá un proceso isobárico puesto que aún se conoce la cantidad de

catalizador a utilizar y por tanto se desconoce la caída de presión que éste ocasiona en el

reactor, además consideraremos despreciable la variación del factor de compresibilidad,

basados en la simulación del equipo en HYSYS, del cual se tratará más adelante.

0

,0

T

T

Fv v

F

Reemplazando los factores de flujos totales en términos de la conversión

,0 ,0

0

api,0

api api apiF F xv v

F

Reemplazando para obtener la concentración en función de la conversión

,0

,0 ,0

0

api,0

(1 )api api

apiapi api api

F xC

F F xv

F

Organizando términos

,0 (1 )

(1 )

api api

api

api

C xC

x

4

Se sustituye la expresión anterior en la ecuación diferencial para el reactor.

,0

,0 (1 )

(1 )

ipa api

api api

api

F dxdw

C xk

x

Integrando para obtener la cantidad de catalizador requerido para alcanzar una conversión

del 90%.

0.90,0

0 0,0

(1 )

(1 )

w ipa api api

api api

F x dxdw

kC x

0.900

0 0

(1 )

(1 )

w api api

api

x dxvdw

k x

Donde la constante de reacción, k, está dada por la cinética de la reacción

5 3 3

0 3.51 10 / *K x m gas m catalizador s

72.38aE MJ Kmol

Con estos parámetros y con la temperatura de reacción de 350°C se calcula una constante

de reacción K de 0.300566 m3gas/m

3catalizador s.

Para el cálculo del flujo volumétrico inicial, v0, se basó en la ecuación de estado de estado

cúbica de Peng-Rabinson , además se aplicó el método analítico de Cardano para la

evaluación de las raíces del polinomio, con la herramienta Hysys.

Z=0.99829, con la calculamos el flujo volumétrico a la entrada

5

2 3

0

0.99829*(4.64096 10 / )*(8.314 * / kmol*K)*(350 273.15)K

190

x kmol s kpa mv

kpa

3

0 0.0126332 /v m s

30.90

3 30 00.300566

(1

)0.0126332

) (/

/

1

w api api

apim gas m cat

x dxm sdw

xalizador s

30.155733w m catalizador

Dado que la fracción de vacío del lecho es de 0.52, calculado a partir de la densidad del

sólido y la densidad aparente.

El volumen del lecho

33

3

3

0.1557330.3244

0.48

m catalizadorV m empaque

m catalizadorm empaque

Seleccionando unos tubos de 2 pulgadas de diámetro interno y de 3 metros de longitud, el

número de tubos es:

2

3 3

2 2.54( m)

100 3 6.080489 104

tubo

x

V x m x m

3

3 3

0.324453.35 54

6.080489 10tubos

m empaqueNúmero tubos tubos

x m

Realizando la simulación del reactor con la herramienta computacional HYSYS paquete de

fluidos de peng-rabinson. Se encontraron los siguientes datos para un PFR catalítico.

Tabla 1. Condiciones de las corrientes de salida

6

Figura 2. Propiedades de las corrientes que entran y salen del reactor.

Como se ve en las anteriores imagines los factores comprsibilidad no varía de manera

significativa, por lo que la asunción en la obtención de el volumen del catalizador es

adecuada.

Tabla 2. Composiciones molares según Hysys.

7

Figura 3. Parámetros del reactor catalítico.

En el simulador se obtinen las siguientes configuraciones para el reactor.

Número de tubos 54

Diámetro interno , pulgadas 2

Longitud, m 3

Calor requerido, Kw 16.85

Caida de presión, kpa 3.152

Diámetro la coraza del reactor.

El diámetro de la coraza es calculado usando la ecuación de Harvey, dada por la ecuación:

21 1 1 4

21.23

T

Ds K Pt Ds K nK KN

Pt

Donde NT = número de tubos

Ds = diámetro de la coraza

Pt = pitch del tubo = 1.25 x diámetro del tubo

Para formas triangulares:

8

K1= 1.08, K2= -0.9, K3 = 0.69, K4= -0.8.

n = número de pasos

Reemplazando los alores conocidos

2

2

1.08 (2 1.25) 1.08 1.08 0.854

1.23 2 1.25

Ds x Ds

x

Ds=23.939 in aproximando a 24in

Ds=0.6096m

9

SISTEMA DE SEPARACION.

La corriente remanente del reactor lleva como productos Hidrogeno, Agua, IPA y como

producto deseado Acetona. Esta corriente que se encuentra en fase gaseosa es condensada

hasta una temperatura de 20°C y una presión de 2.3 bar para que ingrese al separador flash.

El sistema de separación consta de:

- Separador flash.

- Torre de absorción.

- Tren de destilación.

Separador flash.

Este equipo se ha diseñado con la ayuda del simulador Aspen Hysys® 8.4 usando como

corriente de entrada al equipo los productos remanentes del reactor. A continuación se

muestra el esquema del equipo (ver figura ).

Figura 1. Esquema de separador flash.

Se tiene además las condiciones de operación:

10

Tabla1. Condiciones de operación del equipo.

Se tiene de esta manera las composiciones de tope y fondo respectivamente del equipo así

como los flujos, temperatura y presión de las mismas. Estos se muestran en las siguientes

tablas.

Figura 2 .

11

Figura 3.

Figura 4

12

Figura 5.

El software nos permite calcular el diámetro del equipo así como la altura del mismo, y la

relación L/D. estos datos se muestran en la siguiente figura:

Figura 6

13

Torre de absorción:

Figura 7

El sistema de absorción tiene como función recuperar de la corriente de tope que sale

del tanque flash acetona arrastrada en la misma y separar el Hidrogeno de la corriente.

Esta misma se pone en contracorriente con agua y arrastra la corriente con la cual se

recupera una mezcla de acetona, agua e IPA que se mezcla con la corriente proveniente

del fondo del separador flash.

Los datos obtenidos para este sistema se muestran en las siguientes tablas, las cuales

contienen las composiciones de las corrientes del mismo.

F. alimentado Kmol/h 3,66

ZF1 0,2709

ZF2 0,0314

ZF3 0,6976

F. VAPOR OUT FLASH

Kmol/h 1,133

Y acetona 0,0724

Y IPA 0,0018

Y Hidrogeno 0,918

Y agua 0,0078

14

F. out absorbedor 1,088

fraccion hidrogeno 0,955

fraccion acetona 0,045

Gas que entra VD:

Flujo de Acetona a la entrada= 0.0749 kmol/h

1,068*0,925= 0.9828 kmol/h (Hidrogeno)

1,068*0,6*0,07028= 0.0449 kmol/h (Acetona)

Flujo total de gas VD= 1.0277 kmol/h

Ahora, se puede hallar la relación (

)

, de forma gráfica. Conociendo la curva de

equilibrio y la línea de operación, se puede obtener el número de etapas. Con la ayuda de

Aspen Hysys, se obtuvo la siguiente tabla de valores de equilibrio agua-acetona. Con estos

datos se construye una curva de equilibrio con las siguientes ecuaciones:

y

Con lo que se obtiene la siguiente tabla de valores:

molesac/molL molesac/molV

0 0,100314275

0,075 0,097035

0,065 0,093285758

0,06 0,091188639

0,04 0,080565453

0,035 0,077066931

0,03 0,073028183

0,025 0,068251358

0,02 0,062404997

0,015 0,054867727

0,01 0,044244541

0,009 0,041484096

Tabla 2. Datos molAc/molL vs. molAc/molV

15

De los datos se obtiene la siguiente gráfica:

Grafica 1. Curva de equilibrio y línea de operación absorción acetona-agua

La gráfica 1 sugiere un total de 2 etapas en el proceso de absorción.

Se puede obtener una pareja de coordenadas en cualquier punto de la línea recta, y

obtener la relación mínima,así:

(

)

( ) (

)

Se puede decir que el flujo L será un 25% superior al mínimo

16

( )

Este L es solo el flujo de agua que entra en el tope, es decir L =LD

En el líquido que sale en el fondo (LB):

0,00042(1,068)= 0,0004

0,004265(1,068)= 0,0046

0,07028(1,068)*(0,4) = 0,0299 Acetona

Flujo de H2O que entraen el tope=1,3450

Total = 1,3799 Kmol/h

Para se tiene que

Por medio de HYSYS se obtuvo la densidad del gas en la entrada del absorbedor,

.

Entonces:

Del flujo de líquido es posible calcular las fracciones molares de los componentes en el

absorbedor.

Para conocer el flujo masico de la corriente de líquido se debe conocer el peso molecular

promedio de esta mezcla.

(

) (

) (

)

17

Ahora para el vapor:

Las fracciones molares de la fase vapor son:

De la misma forma se obtiene el peso molecular promedio de la corriente de vapor para

conocer el flujo molar de la corriente:

(

) (

) (

)

(

)

A partir de la siguiente relación:

√

√

18

Para una inundación estándar y la curva de caída de presión se obtiene un orden de

inundación de 0.30. Así mismo se toman estos parámetros que ayudaran en el

procedimiento:

También se tiene que para el empaque de anillos Rashing cerámicos, el parámetro que los

representa es

(

)

( )

Asumiendo un valor de J=200, según la literatura

( )( )

Teniendo en cuenta un 75% de inundación

El diámetro de la columna de absorción es 0,2667 m.

19

Ahora, calculemos la altura de la columna de absorción

Número de etapas=3

HETP= 0,5 m (espaciado por empaque)

Con el valor del espaciado entre cada empaque, se puede obtener la altura de la columna

H= 0,5m*3= 1,5 m

El nuevo orden es 0,17.

Para un nuevo rango de inundación de 40-90 %, 1400 Pa/m

Caída de presión por empaque 1400 Pa/m*1,5 m= 2,1 Kpa.

TORRES DE DESTILACION PARA SISTEMAS MULTICOMPONENTES:

Generalmente los procesos de destilación binaria, pueden ser resueltos de forma

relativamente sencilla con cálculo de etapa por etapa, que se realizan ya sea por

computadora, gráficamente o un diagrama de McCabe-Thiele. En cambio cuando hay

presencia de un componente más; estos problemas se vuelven complejos y puede ser que la

solución de los mismos no sea tan directa.

En la destilación de varios componentes no se especifican por completo las composiciones

del destilado ni de los fondos; debido a que no se dispone de suficientes variables para

realizarlo. La anterior limitante tiene un efecto importante sobre el procedimiento de

cálculo. Los componentes que si tienen recuperaciones fraccionarias en destilado y fondos

se les conocen como componentes claves. El más volátil de los componentes claves se

llama clave liviana (CL) y el menos volátil clave pesada (CP). Los demás componentes son

no claves (NC).

Aunque existen métodos matriciales que son muy eficientes; estos requieren una cantidad

apreciable de tiempo, incluso usando una computadora; además estos son métodos de

simulación y requieren conocer de antemano la cantidad de etapas y ubicación especifica

del plato de alimentación. Se requieren métodos aproximados lo bastante rápido para hacer

estimaciones económicas preliminares y cálculos de recirculación donde la destilación solo

es una pequeña parte de todo el sistema ; calcular sistemas de control y obtener una primera

estimación en cálculos más detallados con simulaciones.

20

Reflujo Total: Ecuacion de FENSKE

Fenske (1932) dedujo una solución rigurosa para destilación binaria y de varios

componentes a reflujo total para la determinación de las etapas mínimas ideales que debe

tener la torre para una separación especifica. En la deducción se supone que las etapas son

de equilibrio.

*(

) (

)+

(1)

Dónde:

Nmin: cantidad de contactos de equilibrio, incluyendo al vaporizador parcial a reflujo total.

αab = volatilidad relativa del componente a respecto a b.

Calculo del reflujo mínimo: Ecuaciones de UNDERWOOD

El reflujo mínimo se evalúa a partir de datos de la relación de separación entre el clave

liviano (CL) y el clave pesado (CP). A pesar que es un valor infinito , una torre no puede

operar utilizando esta relación dado que eso requeriría un número infinito de etapas o

platos, pero es un parámetro muy útil para utilizar como condición limitante dl diseño, al

igual que se realiza en destilación binaria.

UNDERWOOD dedujo un procedimiento algebraico ingenioso para resolver el sistema; en

su derivación se asume que las volatilidades relativas son constantes en la región entre los

dos puntos de infinitud y que las relaciones de reflujo interno se relacionan, demostrándose

que existe al menos una raíz común entre ambas expresiones:

∑

(2)

∑

(3)

En donde q es el estado térmico de la alimentación y r es el componente de referencia con

respecto al cual se evalúan las volatilidades relativas ( se toma generalmente el clave

pesado)

La ecuación 2 se resuelve iterativamente para una raíz Ɵ que satisfaga: 1<Ɵ<αCL; luego,

con un valor obtenido de Ɵ, se resuelve la ecuación 3 , obteniéndose el valor del reflujo

mínimo.

Por su relatividad simplicidad, las expresiones de Underwood son muy usadas en los

cálculos de la relación de reflujo mínima y muchas veces se las suele utilizar sin verificar la

21

posibilidad de que los componentes no clave se distribuyan, obteniéndose aun así buenos

resultados.

Calculo del reflujo operativo:

Para lograr una separación especifica entre dos componentes clave, la relación de reflujo y

el número de etapas teóricas deben ser mayores que sus valores mínimos. La relación de

reflujo operativo se establece mediante consideraciones económicas como un múltiplo de la

relación de reflujo mínimo

El factor Fr que relaciona el reflujo mínimo y el operativo es usualmente evaluado en un

rango entre 1.1 y 1.5. para un factor menor a 1.1, el número de platos teóricos necesarios

resultara muy alto, llegando a infinito cuando Fr=1. Para un factor mayor de 1.5, si bien se

reducirá el número de platos teóricos, aumentaran los costos operativos del condensador y

del rehervidor, debido a que los caudales internos de líquido y vapor son altos. Para

compensar ambos efectos se suele utilizar un valor intermedio de 1.3, sin embargo su

elección es arbitraria.

Para no utilizar un factor Fr arbitrario de 1.3, se utilizara una correlación empírica

desarrollada por Van Winkle y Todd para determinar este factor en función de los

parámetros del sistema.

( )

( ) (4)

Dónde:

*(

)

(

)

(

)

+

Como se puede observar, dicha relación depende de las composiciones de los componentes

clave de entrada (alimentación) y salida (destilado y residuo) de la torre y de la volatilidad

relativa entre los mismos.

Calculo del número de etapas ideales N (ecuación de Gilliland)

El valor de este depende de las relaciones de reflujo, tanto mínimo (Rmin) como de

operación (Rop) y del número mínimo de platos (Nmin), los caudales dependen a su vez de

las composiciones de la alimentación, el residuo y el destilado, de las volatilidades relativas

22

de los componentes y del estado térmico de la alimentación. Todos estos factores deben

combinarse en una correlación empírica, siendo la más simple y exitosa la desarrollada por

Gilliland:

Para

<0.125 usar:

(5)

Para

>0.125 usar:

(

)

(

)

Ubicación del plato de alimentación (Ecuación de Kirkbride)

Los platos teóricos deben estar distribuidos óptimamente entre la zona de enriquecimiento y

la de agotamiento. Para lo anterior Kirkbride ha desarrollado una ecuación empírica que

aproxima relativamente bien la localización del plato de alimentación:

[(

) (

)

(

)]

(6)

Donde con (‘) se denota los caudales molares del clave pesado y sin ella los del liviano para

las corrientes específicas. Con la anterior expresión se encuentra una relación entre el

número de platos en la zona de enriquecimiento y el número de platos en la zona de

agotamiento. El valor de cada uno de ellos se obtiene luego combinando con:

Calculo de la eficiencia global y numero de platos reales:

Una vez que se ha encontrado el número de etapas de equilibrio, necesarias para

determinada operación, debe especificarse el equivalente a ellas en términos de platos

reales, debido a que, en general, las corrientes de producto se desvían de sus condiciones de

equilibrio.

Para esto se define la eficiencia del plato, la cual varía de un plato a otro, pero en general,

para minimizar la complejidad de los cálculos se utiliza una eficiencia global para la torre

cuya definición es:

Los factores que influyen sobre el valor de la eficiencia son:

23

- Limitaciones de la transferencia de materia y calor.

- Separación incompleta de las fases.

-configuración de flujo y efectos de mezclado.

-Arrastre del líquido por el vapor.

Estos factores a su vez dependen de las propiedades físicas del sistema, del diseño del plato

y de la hidrodinámica de los flujos. Todo esto hace que los cálculos d eficiencia sean muy

complejos; sin embargo la eficiencia global puede correlacionarse a partir de datos

experimentales sin tener en cuenta estos factores en forma directa.

Para platos perforados KESLER Y WANKAT (1987), encontraron una correlación que es

muy buena para el cálculo de la eficiencia global esta es dada por la siguiente expresión:

( ) ( ( )) (7)

El número de etapas reales de la torre será:

Ubicación del plato de alimentación:

Para ubicar el plato de alimentación, se mantendrá la relación para las etapas teóricas:

(

)

(

)

Trabajando algebraicamente la expresión anterior, se llega a:

⁄

Calculo del diámetro de la columna:

Para diseñar una columna de platos perforados debemos calcular el diámetro de la columna

que evite la inundación, diseñar la distribución del plato y diseñar los bajantes. Porque

Aquí se utilizara el procedimiento de Fair porque es conocido y es una opción en el

simulador Aspen plus. En este procedimiento se determina primero la velocidad del vapor

que causara inundación debida al arrastre excesivo y a continuacion una regla empírica para

24

determinar la velocidad de operación; de ahí se calcula el diámetro de la columna. Este es

muy importante para controlar los costos y debe estimarse aun en los diseños preliminares.

El método se aplica a platos perforados, de válvula y de barboteadores.

La velocidad de inundación basada en el área neta de flujo de vapor se determina con:

(

)

√

, pies/s

Donde σ es la tensión superficial en dinas/cm y CF es el factor de capacidad; este es una

función del parámetro de flujo.

√

Donde WL y WV son las tasas de flujo de masa de líquido y vapor, y las densidades son

densidades de masa. Para usar en computadoras se dan correlaciones para CF para

diferentes espaciamientos entre platos:

Para de 6 pulgadas:

( ( ))

Para de 9 pulgadas:

( ( ))

Para 12 pulgadas:

( ( ))

Para 18 pulgadas:

( ( ))

Para 24 pulgadas:

( ( ))

Para 36 pulgadas:

( ( ))

25

En la correlación de inundación se supone que la relación del área de los agujeros entre el

área activa del plato es igual o mayor a 0.1.

La altura o distancia entre platos, necesarias en la correlación de inundación, se selecciona

de acuerdo con las necesidades de mantenimiento. Los platos perforados tienen entre ellos

de 6 a 36 pulgadas; de 12 a 16 pulgadas son limites comunes para las torres pequeñas

(menores de 5 pies). En general la altura entre platos es mayor en columnas de gran

diámetro. Se usa un mínimo de 18 pulgadas y 24 pulgadas es lo característico por si se

necesita que un trabajador se arrastre por la columna para inspeccionarla.

La velocidad de operación para el vapor se determina con:

( )

La velocidad de operación puede ir de 0.65 a 0.9. Jones y Mellbom (1982) sugieren usar

siempre un valor de 0.75 para esa fracion. Con mayores fracciones de inundación no se

afecta mucho el costo general del sistema, pero si se restringen su flexibilidad.

Donde η es la fracción del área transversal de la columna disponible para el flujo de vapor

sobre el plato. Entonces 1-η es la fracción del área de la columna ocupada por un bajante.

En forma característica η vale entre 0.85 y 0.95.

El diámetro de la columna DC se puede calcular con la siguiente ecuación:

√ ( )

, pies

G=L+D.

L=ROP*D.

Altura total de la torre:

La altura final que tendrá la torre será igual al número de platos reales que contenga

multiplicado por el espaciamiento entre ellos.

Se deberá tener en cuenta además que:

26

Por encima del primer plato de la torre se coloca normalmente un separador de gotas, para

evitar el arrastre de gotas al condensador, además de algún dispositivo de medición para el

sistema control. Para tener en cuenta lo anterior, se adiciona a la altura de la columna un

valor llamado hcabeza que generalmente se estima alrededor de 1.5 metros.

En el fondo de la columna, por debajo del ultimo plato se coloca la cañería que devuelve la

salida del reevaporador a la torre, cuyo diámetro depende del modelo de reevaporador y de

los caudales manejaos. Se agrega, además un espacio para el sello liquido en el fondo.

Luego, se adiciona a la altura final de la torre un término de hfondo y será alrededor de 3

metros.

La altura final de la torre, entonces será:

( )

Donde t es el espaciado entre platos en metros.

En el caso de torres muy altas, se las debe dividir en dos torres mas pequeñas, donde se le

adiciona hfondo y hcabeza.[8]

DISEÑO DE LA TORRE DE DESTILACION PLANTA DE PRODUCCION DE

ACETONA:

Como se pretende que nuestro producto posea acetona al 99.9 % molar entonces a partir de

este dato y la producción requerida de 500 ton/año se tiene que :

Como el producto es prácticamente acetona pura se obtiene al final con el valor del peso

molecular de la acetona 58.080 la cantidad de kmol por hora que se requiere salga por el

tope de la torre que dio un valor de 0.982 Kmol/h y el 0.1 % restante corresponderá al IPA

en esta corriente por que es el segundo componente más volátil en la mezcla alimentada.

Ahora con este valor y conociendo la composición de acetona en la corriente de

alimentación se determina el grado de recuperación requerido por la torre para cumplir con

la composición establecida así:

27

Lo que quiere decir que por el fondo se va el resto de acetona (0.01 de la alimentada) al

igual que el procedimiento anterior se obtiene el porcentaje de recuperación del IPA en el

tope el cual da de 0.85 %. El agua alimentada saldrá por el fondo debido a su poca

volatilidad respecto a los demás componentes de la mezcla. Una vez realizado este

procedimiento se obtienen los diferentes flujos y composiciones deseadas que se alcance

con la torre de destilación como se puede observar en la siguiente tabla.

F. destilado

Kmol/h 0,983

XD1 0,999

XD2 0,001

XD3 0

F. fondo Kmol/h 2,677

XB1 3,40E-03

XB2 0,0426

XB3 0,954

Una vez conocida la distribución de los componentes en las corrientes se observa que los

componentes claves deben ser la acetona y el alcohol isopropilico una vez establecido esto

se puede utilizar las ecuaciones y correlaciones descritas en el marco teórico para obtener

los siguientes valores:

28

Temperatura condensador °C 56,2

Temperatura rehervidor °C 99,34

Numero mínimo etapas ideales 11

Raíz de UNDERWOOD 1

Reflujo mínimo 0,8003

Reflujo de operación 1,1650

Relación operación/Rmin 1,46

Numero de etapas ideales 22

Numero de etapas ideales sec.

Agotamiento 19

Numero de etapas ideales sec.

Rectificación 3

Eficiencia global de la torre 0,5281

Numero de etapas reales de la torre 41

Numero de etapas reales sec. Agotamiento 36

Numero de etapas reales sec.

Rectificación 5

Plato de alimentación 35

Diámetro de la columna en metros 0,20

Altura de la torre en metros 21

Cabe anotar que la presión de operación de la torre será de 101.33 Kpa; además que el

espaciado entre plato elegido fue de 18 pulgadas debido a que es el minimo recomendable

para este tipo de torres y pueden brindar mayor flexibilidad en la limpieza de los mismos.

El valor de la fracción para la velocidad optima a partir de la velocidad de inunda miento

elegido fue el recomendado de 0.75. Las propiedades como densidad, viscosidad, tensión

superficial etc. Fueron tomadas del simulador ASPEN PLUS.

Para obtener las temperaturas del condensador y rehervidor se aplica un cálculo flash para

obtener los puntos de burbuja y roció respectivamente para el sistema con las

composiciones respectivas del equipo.

Para el cálculo de la altura se estimó un hcab=1 m y hfond=2m.

29

BIBLIOGRAFÍA

[1] DISEÑO CONCEPTUAL, PLANTA DE PRODUCCIÓN DE ACETONA POR

MEDIO DE ALCOHOL ISOPROPÍLICO. Hector David Álvarez Roldan; John Henry

Castro; Juan Felipe Hincapié; Ana Cristina Restrepo; Alejandro Ocampo; Tatiana Álvarez,

Oscar Hernández; Daniel Suarez Muñetón. 2012. Fecha de consulta 30 Marzo2015.

[2] The Importance of Nickel Compounds: Catalysts. European Nickel Institute.5 October

2007. THE WEINBERG GROUP LLC.

[3]MATERIAL BALANCES DESIGN PROBLEM STATEMENT PRODUCTION OF

ACETONE.

[4] INTRODUCCIÓN A LA TERMODINÁMICA EN INGENIERÍA QUIMICA. J.M.

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[5]HYPROTECH HYSYS Versión: 2.4. Fecha de consulta: 4 Abril 2015.

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