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METODO DE MC CABE – THIELE Y PONCHON SAVARIT
Para la aplicación de los métodos de MC Cabe – Thiele y Ponchon Savarit se considera un sistema; en el cual se alimenta 40 % en moles de n-hexano y 60 % de n-octano a una columna de destilación, manteniendo una relación de reflujo de 1,2. Se desea separar un 95 % de hexano y en la corriente de fondo se desea obtener el 10 % de hexano. Se supone que se utiliza un condensador total y que la columna es para operar a 1 atm.
Se tienen los siguientes datos de equilibrio vapor – líquido
x (liquido) 0,0 0,1 0,3 0,5 0,55
0,7 1,0
y (vapor) 0,0 0,36
0,70 0,85 0,90
0,95 1,0
Tabla 1. Tomado de Diagrama de entalpia – composición cátedra de integración III universidad Tecnológica Departamental
Datos de entalpia - composiciónFracción mol de hexano Entalpia Kcal/Kmol
Liquido sat.
Vapor sat.
0.0 7000 15,7000.1 6300 15,4000.3 5000 14,7000.5 4100 13,9000.7 3400 12,9000.9 3100 11,6001.0 3000 10,000
Tabla 2. Tomado de Diagrama de entalpia – composición cátedra de integración III universidad Tecnológica Departamental
MÉTODO DE MC CABE THIELE
Realizando un balance global de materia en toda la columna
F=D+W
Realizando un balance global para el componente más volátil
zF F=XDD+XWW
Tomando como base de cálculo
F
W
LD
V
F=100Kgmol/h
100=D+W (A)(0,4 ) (100 )=0,95D+0,1W
40=0,95D+0,1W (B)
Resolviendo de forma simultanea las ecuaciones (A) y (B) se tiene
D=35,3Kgmol /h
W=64,7Kgmol/h
Realizando un balance en el condensador de cabeza
L=V−D
L=V−35,3(C)
La relación de reflujo es L/D=1,2
Luego se tiene que
LV
= 1
1+1
L/DPor tanto
LV
= 1
1+11,2
LV
= 611
(D)
Resolviendo simultáneamente (C) y (D)
Se tiene que
L=42,36kgmol /h
Realizando un balance en la zona de alimentación
F+L+V '=V +L'
LD
V
F
L’ V’
VL
Dado que el método de Mc Cabe Thiele, considera flujos molares constantes constante, entonces
L'=L+F
Luego
L ’=42,36+100
L ’=142,36Kgmol /h
Se debe tener en cuenta que el flujo molar del líquido después de la zona de alimentación es igual al flujo molar del líquido por encima de la zona de alimentación (recirculado a la temperatura de ebullición) más el flujo molar del líquido alimentado en las mismas condiciones de temperatura del líquido que circula por la columna.
En el fondo de la columna
V '=L'−W
V '=142,36−64,7
V '=77,66Kgmol /h
En efecto
L'
V '=142,3677,66
L'
V '=1,83
Para trazar la recta de la zona de enriquecimiento se debe realizar un balance de materia a la parte superior de la columna
V· y1=L· x+D· xD
Despejando y1 se tiene
y1=(L/V ) · x+(D /V )· xD
Sea R=L/D
Entonces en forma general
W
V’L’
y=( RR+1 ) · x+( 1
R+1 )· xD (F )
Para la recta de la zona de agotamiento se tiene que
L ' · x=V ' · y+W· xw
Despejando y
y=( L'
V ' )· x−(WV ' )· xw(G)
Luego se procede a graficar por medio de los siguientes pasos:
Primer paso
Ubicando los puntos
y1=xD=0,95zF=0,4xw=0,1
e interceptamos con la ley de Raoult
Segundo paso
Se obtiene otro punto para la recta de enriquecimiento a través de la ecuación (F)
Para x = 0,4
y=( 1,21,2+1 )· (0,4 )+( 11,2+1 ) · (0,95 )
y=0,65
Tercer paso
Se obtiene otro punto para la recta de empobrecimiento a través de la ecuación (G)
Para x = 0,5
y=( 142,3677,66 ) · (0,5 )−( 64,777,66 ) ·0,1
y=0,83
Luego trazando las rectas respectivas, se obtiene la gráfica 1
Se observa que se necesitan 5 platos teóricos para llevar a cabo el proceso de separación y que la alimentación debe realizarse en el plato número 3 cuya composición en la fase vapor es de 0,67 y en la fracción liquida 0,4 como ya se había especificado.
Gráfica 1. Platos teóricos obtenidos por el método de Mc Cabe - Thiele.
MÉTODO PONCHON-SAVARIT
Para la zona de enriquecimiento con un condensador total
Realizando un balance global de materia
V n+1=Ln+D(1)
Para el componente más volátil
yn+1V n+1=Xn Ln+ yDD(2)
Realizando un balance global de entalpía
V n+1H n+1=Lnhn+DH D+QD(3)Si se desprecia las pérdidas de energías, se tiene que
V n+1H n+1−Lnhn=DQ' (4)Donde
Q'=(D HD+QD )
D(5)
Despejando D de la ecuación (1) y reemplazando en la ecuación (2) y (4) se tiene
yn+1V n+1=Xn Ln+ yDV n+1− yDLn
Luego
( yD− yn+1 )V n+1=( yD−Xn ) Ln
En efecto
Ln
V n+1
=( yD− yn+1)( yD−Xn )
V n+1H n+1−Lnhn=V n+1Q'−LnQ
'
Luego
(Q '−H n+1 )V n+1=(Q'−hn )Ln
En efecto
Ln
V n+1=
(Q'−H n+1)(Q '−hn )
Por tanto se tiene para la relación de reflujo interno
Ln
V n+1=
( yD− yn+1)( yD−Xn )
=(Q '−H n+1 )
(Q'−hn )(6)
Esta ecuación representa la línea recta del diagrama de entalpía vs composición y
pasa por los puntos (X n , hn) , ( yn+1, H n+1 ) y ( yD ,Q' ); a este último se le conoce como
punto de diferencia y es simbolizado por ∆D. la ecuación (6) se utiliza en el diagrama x vs y, para graficar la recta de operación en la zona de enriquecimiento
Evaluando la ecuación (6) y la ecuación (1) en n = 0:
L0V 1
=( yD− y1)( yD−x0 )
=(Q '−H 1)(Q'−h0 )
(7)
La ecuación (1) toma la forma
V 1=L0+D(8)Reemplazando la ecuación (8) en la ecuación (7) se tiene
L0L0+D
=(Q'−H 1 )(Q'−h0 )
Luego
L0Q'−L0h0=L0Q
'−L0H 1+DQ'−DH 1
Agrupando términos semejantes y factorizando
L0 (H 1−h0 )=D (Q'−H1 )
Por tanto
L0D
=(Q '−H 1)(H 1−h0 )
(9)
Resolviendo para Q' se tiene
Q'=H 1+L0D
(H 1−h0 )(10)
Elaboración de la grafica
Primer paso: Se grafican los puntos de las tablas 1 y 2
Segundo paso: se ubica los puntos xD=0,95, zF=0,4 y xw=0,1, tal como se indicó
en el método de Mc Cabe – Thiele.
Tercer paso: se leen los valores de H 1 yh0 en el diagrama entalpia vs composición,
donde se observa que
H 1=10800Kcal /Kmol y h0=hD=3000Kcal /Kmol
Entonces
Q'=10800+(1.2)(10800−3000)
Q'=20160Kcal /Kmol
Aproximando a Q'=20100 se ubica el punto (0.95, 20100) en el diagrama entalpia-
composición
Cuarto paso: suponiendo que la mezcla se alimenta como liquido saturado se traza
una recta que pasa por los puntos (xD ,Q ' ), ( zF , hF ) y que intercepta la recta y=xw
Gráfica 2. Determinación de H1, hD y Q'
Trazando las rectas correspondientes al método de Ponchon – Savarit se tiene la siguiente gráfica.
Gráfica 3. Platos teóricos obtenidos por el método de Ponchon - Savarit
Análisis
Según el método de Mc Cabe – Thiele se obtuvieron cinco etapas para la separación de la cantidad deseada de soluto y que la alimentación optima se da en el tercer plato; se puede observar que en la zona de enriquecimiento se necesitan menos etapas, lo que implica que en esta zona se presenta una mayor transferencia del soluto al solvente. La pequeña cantidad de etapas utilizadas es justificable por el hecho de que el punto de ebullición del n-hexano (68.85ºC) es mucho mas bajo que el del n – octano (125 ºC); además cabe recordar que entre mas este la curva de equilibrio
de la ley de Raoult, mas lejos se encuentre de la idealidad, por lo que las interacciones moleculares son menores disminuyen el numero de etapas y mejorando el proceso de separación. Por el método de Ponchon – Savarit, se obtuvieron las mismas etapas y el mismo plato de alimentación, lo que implica que los resultados obtenidos son confiables; sin embargo el método de panchón brinda resultados más confiables para la composición de los flujos.
Puesto que la mezcla es alimentada como líquido saturado, se suele trabajar con condensadores totales sin subenfriamiento y con rehervidores parciales, por lo que se necesitarían 4 platos ideales más la etapa correspondiente a la del rehervidor parcial.
Al unir el punto de alimentación con el punto intercepto de las líneas de operación (enriquecimiento y empobrecimiento) se obtiene una recta de pendiente 1, lo que implica que la condición térmica de alimentación es 1 confirmando que la mezcla gaseosa es alimentada como liquido saturado.
Las limitaciones que presenta el método de Mc- Thiele con respecto al de Ponchon Savarit, es que no puede ser aplicado a sistemas con más de 25 platos o cuando las líneas de operaciones presentan fuertes curvaturas.
DISEÑO DE UNA TORRE DE ABSORCION EMPACADA
SISTEMA
En esta oportunidad se diseñó una torre de absorción empacada, para la absorción en agua del 98% del SO2 contenido en una mezcla de SO2 - Aire con una composición del 21% de SO2.
Condiciones de operación:
1 atm y 20ºC
La mezcla gaseosa se introduce por el fondo de la torre a 200 m3/h en contracorriente con el agua.
SELECCION DEL DISOLVENTE
En el proceso de absorción el líquido absorbente debe presentar altas solubilidades del soluto para reducir la cantidad de disolvente a utilizar y dado a que el dióxido de azufre es un compuesto polar al igual que el agua; este posee una solubilidad considerable en la misma, formando una solución acida de mucha aplicación a nivel industrial, por lo que el agua es una buena elección. Además a las condiciones presentadas (1 atm y 20ºC) el agua posee una baja presión de vapor evitando perdidas significativas de disolvente en la corriente gaseosa. Otro aspecto que se tuvo en cuenta es que el agua es poco viscosa lo que favorece la rapidez de absorción y disminuye las perdidas de presión. Finalmente el agua es una sustancia fácil de conseguir y mas barata en comparación a otros tipos de disolventes.
SELECCION DEL EMPAQUE
La elección del material dependerá de la naturaleza del fluido y la temperatura de operación: el empaquetado cerámico presenta una buena resistencia para medios ácidos y es útil para líquidos corrosivos, tales como ácidos inorgánicos, ácidos orgánicos y solventes orgánicos excepto el HF y disoluciones alcalinas fuertes, de acuerdo al sistema tratado se seleccionó los Anillos Rasching de 1” que puede ser usado en temperaturas bajas y altas.
SELECCIÓN DE DATOS DE EQUILIBRIO O DE SOLUBILIDAD
Los datos de solubilidad permiten determinar la cantidad de líquido necesaria para la recuperación del soluto, para el sistema tratado los datos fueron tomados de un problema propuesto por la literatura citada.
p¿ mmH g C=Kgde SO2/100Kg H 2O
698 10517 7.5336 5.0162 2.592 1.559 1.039 0.7
26.4 0.514.1 0.38.5 0.25.8 0.153.2 0.101.2 0.050.5 0.02
Tabla 3. Ocon - Tojo, Problemas de Ingeniería Química, Tomo II, Aguilar
CALCULO DE LAS CONCENTRACIONES Y RELACIONES MOLARES
Dado las condiciones de equilibrio Se procede a calcular las concentraciones molares y las relaciones molares para el líquido por medio de la ecuación
x=
CM SO 2
CM SO2
+fraccionmasade H 2O
MH 2O
Por tanto
x=
1064
1064
+10018
x=0.027
La composición para la fase gaseosa esta dada por
y= p¿
P
Donde p¿ es la presión parcial y P la presión total
y=698760
=0,918
Ahora las relaciones molares están dada por
X= x1−x
Y= y1− y
En efecto
X= 0.0271−0.027
=0.028
Y= 0,9181−0,918
=11,19
Los datos restantes se calculan de igual forma y se resumen en la siguiente tabla
x y X Y0,027355
620,918421
050,028125 11,25806
450,020658 0,680263
160,021093
752,127572
020,013867
490,442105
260,014062
50,792452
830,006982
160,213157
890,007031
250,270903
010,004201
030,121052
630,004218
750,137724
550,002804
610,077631
580,002812
50,084165
480,001964
880,051315
790,001968
750,054091
540,001404
280,034736
840,001406
250,035986
910,000843
040,018552
630,000843
750,018903
340,000562
180,011184
210,000562
50,011310
710,000421
70,007631
580,000421
880,007690
27
0,00028117
0,00421053
0,00028125
0,00422833
0,00014061
0,00157895
0,00014063
0,00158144
5,6247E-05
0,00065789
0,00005625
0,00065833
La composición del gas a la entrada será
y=0,21
Y ent=0,211−0,21
⇛Y ent=0,266
Dado que se quiere recuperar el 98 % del SO2, la composición de la mezcla gaseosa a la salida está dada por
Y sal=Y ent(1−0.98)
Y sal=0,266 (1−0.98)=5,32×10−3
La composición del líquido a la entrada es cero ya que el solvente entra puro por tanto
X ent=0
Luego la concentración del líquido a la salida de la columna se obtiene a partir de la curva de equilibrio, leyendo el valor de la abscisa que corresponde a la ordenada Yent
Gráfica 4. Curva de equilibrio para el SO2 a 1atm
Entonces
X sal=0,013
Por tanto la composición en la parte superior de la torre esta dada por la coordenada.
P (0,013;0,266)
Luego el valor de ( L,
G, )min
viene dado por
( L,
G, )min
=Y ent−Y sal
X ent−X sal
En efecto
( L,
G, )min
=0,266−5,32×10−3
0,013−0
( L,
G, )min
=20,05
La cual es la pendiente de la recta que pasa por los puntos (Xent,Ysal) y (Xsal,Yent). Esta recta corresponde a la línea de operación.
Para obtener la línea de operación real se debe multiplicar por un factor de ajuste que varía entre 1,2 y 1,5
( L,
G, )Real
=( L,
G ,)min
×factor de ajuste
Calculando un valor promedio f =1.3
( L,
G, )Real
=20,05×1,3
( L,
G, )Real
=26,065
La cual corresponde a la pendiente de línea de operación real que pasa por el punto (Xent,Ysal); para graficar esta recta se procede a calcular otro punto de la recta por medio de la ecuación punto pendiente.
Y 2=Y sal+26,065 (X2−Xent)
Entonces para X2=0.05
Y 2=0,136
Luego
CALCULO DE LOS FLUJOS MOLARES
El número total de moles que entra en el sistema esta dado por
G=(1atm)(200m3/h)
0,082atmm3
Kmol K×293K
G=8,324Kmol /h
Ahora se calcula el G´ por medio de la expresión
G´=G (1− y )G´=8,324 (1−0,21)
G´=6,576Kmol de aire /h
Luego calculamos L´min
( L´
G´ )min
=20,05
L´min=20,05×6,576
L´min=131,85Kmol de agua
La cantidad total del líquido que entra al sistema es:
L= L´
1−X
L=L´=131,85 Kmolh
DIÁMETRO DE LA COLUMNA
El diámetro de la columna viene dado por la siguiente ecuación
D=√ 4 SπDonde S es el área de sección transversal
El peso molecular medio del gas de entrada será:
PMG=PM SO2xSO2
+PM aire xaire
PMG=(64 ) (0,21 )+ (29 ) (0,79 )
PMG=36,35Kg
KmolLa densidad de la mezcla gaseosa a la entrada es
ρG=(PM ) (P )
RT
ρG=36,35
KgKmol
(1atm )
0,082atmm3
KmolK×293K
ρG=1,513Kg
m3
La densidad del líquido (agua) es ρL=998,2Kg
m3
Ahora se calcula la velocidad de inundación por medio de la gráfica de Lobo, en donde la abscisa está dada por
LG
PM L
PMG √ ρGρL
Y la ordenada
G2( ap
ϵ 3 ) μL0,2
g ρG ρL
Donde
L=¿ Velocidad másica del líquido, Kg
m2h
G=¿ Velocidad másica del gas, Kg
m2h
ρG , ρL=¿ Densidades del gas y del líquido Kg
m3
μL=¿ Viscosidad de líquido en centipois
g=¿ Aceleración de la gravedad 1,27×108 m
h2
ap
ϵ3=¿ Superficie especifica del relleno,
m2
m3, cuyos valores son conocidos para
distintos tipos de rellenos
En efecto
LG
PM L
PMG √ ρGρL
=( 131,858,324 )( 1836,35 )√ 1,513998,2
=0,30
Leyendo en la gráfica el valor de la ordenada se tiene que
G2( ap
ϵ 3 ) μL0,2
g ρG ρL=0,05
Dado que los empaques son anillos Rasching cerámicos de 1”
ap
ϵ3=532
La viscosidad del agua en centipoins es 1, despejando G se tiene
G=√ 0,05 g ρG ρL
( a p
ϵ 3 )μL0,2
G=√ (0,05 ) (1.27 x108 ) (1,513 ) (998.2 )(1030 ) (1,0050.2 )
=3051,38 Kgm2h
La masa del gas a la entrada está dada por
m=flujo volumetricode alimentaciondel gas× ρG
m=200 m3
h×1,513
Kgm3
m=302,6 Kgh
Dado
S=m
G´
Entonces
S=302,6
Kgh
3051,38⇛ S=0,099m2
Por lo tanto e diámetro de a columna es
D=√ 4 (0.099m2)π
=0.355m⇛D≈0,4m
CAÍDA DE PRESIÓN
La caída de presión se puede calcular por la siguiente correlación
∆ P=α (10β L )(G 2
ρG)
Donde α y β son constantes para cada tipo de relleno
α=0,97β=0,25
Donde L` y G` son flujos en lb/s-pie2
Entonces haciendo las respectivas conversiones
G=3051,38 Kgm2h
∙1lb
0,45Kg∙
(0,3048m )2
1 pie2∙1h3600 s
=0,175 lbpie2 s
L=LPM L
S=
(131,85 Kmolh )(18 KgKmol )
0,099m2=23972,72 Kg
m2h
L=23972,72 Kgm2h
∙1 lb
0,45Kg∙
(0,3048m )2
1 pie2∙1h3600 s
=1,374 lbpie2 s
ρG=1,513Kgm3 ∙
1 lb0,45Kg
∙(0,3048m )3
1 pie3=0,095 lb
pie3
En efecto
∆ P=0,97 ((10 )(0,25) (1,374 ) )( (0,175 )2
0,095 )∆ P=0,68 pulgadas de agua por pie deempaque
ALTURA DE LA TORRE
La atura del empaque viene dado por la siguiente ecuación
z=N oG . H oG
Donde H oGes la altura de una unidad de transferencia y NoG es el número total de unidades de trasferencia
Para calcular el NoG se emplea la siguiente ecuación
NoG=
ln( Y i−mX i
Y 0−mX i)(1− 1A )+ 1A
1− 1A
Donde A es el factor de absorción A = L/HG
Para calcular el H oG se emplea la siguiente ecuación
HOG=HG+ λH L
Donde λ= H
( L'G' )Para el cálculo de H L Sherwood y Halliday dan la siguiente ecuación empírica
H L=ϕ ( LμL )η
SC0,5
Siendoϕ, η constantes para cada tipo de rellenoSC Módulo de Schmidt para líquidos
Para e cálculo de HG Fellinger propone la siguiente ecuación empírica
HG=αGβ
Lγ SC0,5
Dondeα ,β , γ Son constantes para cada tipo de rellenoSC Módulo de Schmidt para gases
Para el cálculo del número de Schmidt se tiene la siguiente ecuación
Sc= νDBi
La difusividad del SO2 en el aire está dada por la correlación de Fuller-Schettler-Giddings (FSG) la cual es válida para soluciones diluidas, mezclas polares o polar-no polar y a bajas presiones y dado que el sistema que se está analizando es a bajas presiones (1 atm), entonces podemos aplicar esta correlación expresada matemáticamente como
DAB=(1 x10−7 )T 1.75√ 1
M A
+ 1MB
P ((∑ ν i )A1/3
+(∑ νi )B1/3)2
Donde DAB está en m2/s, T en K, P en atm. Para cada componente, el término
∑ ν i se encuentra sumando los volúmenes atómicos de difusión de la siguiente
tabla
Incrementos difusionales a los volúmenes atómicos estructurales ν i
O 5.48 (S) 17.0* Los paréntesis indican que los valores están basados en pocos puntos experimentales1.
Componente Formula molecular Mi ∑ ν i
1 Perry’s, Chemical Engineers Handbook, 7ª Ed. Mc Graw Hill, pág. 5.50, 1999
Dióxido de azufre
SO2 64 17 + 2x5.48 = 27.96
Aire - 29 20,1 Dado T = 293,15 K y P=1atm
DAB 1.4041e-005
La difusividad del SO2 en el agua está dada por medio de la ecuación de Wilke-Chang, la cual es válida para soluciones diluidas o cuando la viscosidad del solvente es baja.
Matemáticamente se expresa
DAB0 =
(117.3 x 10−18 ) (φMB )0.5TμυA
0.6
DAB0 =difuisividad de Aen el solvente B ,m2/s
MB=pesomolecular del solvente Kg /molT enkelvin (K )μ=viscosidad de lasolución enKg /m.s
υA=volumenmolar del soluto enel punto deebulliciónnormal ,m3 /Kmolφ=factor dedisociacion para eldisolvente(Para el agua 2.26)
En ausencia de los datos verdaderos de υA, se pueden calcular a través de la siguiente tabla.
Volumen atómico (x 103 m3/Kmol)
O 7.4 S 25.6G. Le Bas. The Molecular Volumes of Liquid Chemical Compounds, Long Mans, Green & Co., Londres, 1915.
Componente ν i
SO2 (B)0.0074+(0.0256)(2)
=0.0586Agua (S) ------------
Para disoluciones diluidas como agua como disolvente puede asumirse como viscosidad de la solución la viscosidad del agua (0.891 x 10-3 Kg/m.s) cuyo peso molecular es de 18.02 kg/Kmol
DºBS1.6889e-
009
Teniendo en cuenta los siguientes datos
Componente
νm2/s
Agua 0.001 x 998.2SO2 27.11e-5
ScBl 592ScBG 0.04
Por otro lado dado se tienen las constantes ϕ, η , α ,β , γ para el relleno de anillos rasching cerámicos de 1``
ϕ=23,5×10−4
η=0,22γ=0,58α=2,88β=0,39
Reemplazando los datos en las ecuaciones se tiene
H L=23,5×10−2( 131,85998,2 )
0,22
(592 )0,5
H L=3,66
HG=(0,97 ) (3051,38 )0,25
(23972,72 )0,58(0,04 )0,5
HG=4,15×10−3
LuegoHOG=HG+ λH L
H es la pendiente de la línea de equilibrio en base a fracción molar, y se calcula
H=ysal
¿ − yent¿
xsal−xentH=27
λ= H
( L'G' )= 2720,05
=1,35
H oG=4,15×10−3+1,35 (3,66 )
H oG=4,95
NoG=
ln( Y i−mX i
Y 0−mX i)(1− 1A )+ 1A
1− 1A
A=L/GH
A= 131,8517 (8,324)
=0,59
NoG=ln( 0,266−05,32×10−3−0 )(1− 1
0,59 )+ 10,59
1− 10,59
NoG=1,473
En conclusión la altura de relleno es
z=N oG . H oG
z=1,473×4,95
z=7,3m
ANALISIS
El proceso de absorción puede explicarse de forma razonable desde el punto de vista de la teoría de la doble película de Whitman, la cual establece que la materia se transfiere por corrientes de convección desde el seno del fluido sin presentarse ningún tipo de gradientes de concentración hasta la proximidades de la interfase, en donde se supone que desaparecen las corrientes de convección y comienza a ser significativas las diferencias de concentración produciendo la trasferencia de netamente por difusión molecular . Sin embargo cabe aclarar que la transferencia de materia en la interfase no depende de la diferencias de concentración sino de las relaciones de equilibrio.
Se pudo observar que el tipo y forma del empaque juega un papel importante en el diseño de una torre de absorción, puesto que de este depende la velocidad de inundación requerida y la caída de presión presentada en la torre, los cuales son parámetros de diseño que permiten determinar el diámetro y la altura de la torre.
Un resultado interesante, es el tamaño del empaque empleado (1 pulgada); el cual según la literatura se encuentra dentro del rango recomendado para columnas con diámetros entre 0.3 a 0.9 m. El uso de un tamaño grande de empaque en torres pequeñas puede causar una pobre distribución del líquido a través de la columna. (Luz Palacios, 2005) A través del diseño se pudo determinar un diámetro pequeño de la columna, menor a 0.6 m, lo cual es ideal trabajar con empaques, puesto que podría ser difícil y costosa la instalación de platos.
Desde el punto de vista económico los resultados obtenidos fueron aceptables, puesto que en la actualidad los diseñadores prefieren la utilización de torres de absorción de pequeños diámetros y mayores alturas
REFERENCIAS
William M. Vatavuk, Controles Para SO2 y Para Gas Acido, Grupo de Estrategias Innovadoras y Economía, OAQPS, 1995
Luz Palacios, MÉTODOS Y ALGORITMOS DE DISEÑO DE INGENIERÍA QUÍMICA, primera edición, Compañía ciencia y tecnologías, 2005.
Diego Bethancourth, INTRODUCTION TO SEPARATION PROCESS, Atlantic International University, Honolulu, Hawai, 2007
Mc Cabe-Smith- Harriot, OPERACIONES UNITARIAS EN INGENIERÍA QUÍMICA, capitulo 18: Destilación, Graw Hill. E.U.A cuarta edición.
Ocon – Tojo, PROBLEMAS DE INGENIERIA QUIMICA, Aguilar.
G.M. BARROW, Química física cuarta edición, capitulo 9: Estudio termodinámico de los sistemas página 333.
Smith J.M. ,Van Ness, M.M. Habott, INTRODUCCIÓN A LA TERMODINÁMICA EN INGENIERÍA QUÍMICA, apéndice C tablas C.1 y C.3, Mc Graw Hill. E.U.A sexta edición.
Robert. E Treybal, OPERACIONES DE TRANSFERENCIA DE MASA, capitulo 9: DESTILACIÓN, Mc Graw Hill. E.U.A segunda edición.
