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• Jesus Marca Rivera

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I.-INTRODUCCIÓN Las torres empacadas son equipos utilizados en la absorción de gases y algunas otras operaciones. Esta consiste en una columna cilíndrica equipada con una entrada de gas y un espacio de distribución en la parte inferior; una entrada y un distribuidor en la parte superior; salidas para el gas y liquido en el tope y fondo respectivamente; un masa soportada de cuerpos sólidos inertes que reciben el nombre de relleno de la torre ,los cuales proporcionan un área de superficie grande para facilitar el contacto entre el líquido y el gas.

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II.-RESUMEN En el presente trabajo se determinan los coeficientes de transferencia de masa globales en una columna empacada para el sistema agua-aire-amoniaco a contracorriente. Para ello se utilizan los datos experimentales de la tesis de Borden Herbert M- Squires Walter .Se comparan los coeficientes globales de transferencia de masa reales con los obtenidos por la siguiente correlación: obteniéndose errores de 0.2-11.55% .Las caídas de presión reales fueron comparadas con las correlaciones de Chilton -Colburn y Leva-Eckert , obteniéndose porcentajes de error de 8-33% y 0.68-23% respectivamente.

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III.-MARCO TEÓRICO ABSORCIÓN DE GASES La absorción es la operación unitaria que consiste en la separación de uno o más componentes de una mezcla gaseosa con la ayuda de un solvente líquido con el cual forma solución (un soluto A, o varios solutos, se absorben de la fase gaseosa y pasan a la líquida). Este proceso implica una difusión molecular turbulenta o una transferencia de masa del soluto A a través del gas B, que no se difunde, hacia un líquido .Al proceso inverso de la absorción se le llama desorción.

EQUIPOS DE ABSORCIÓN Los equipos más corrientes en las operaciones de absorción son las torres rellenas y las columnas de platos, preferentemente las primeras, por presentar menor caída de presión. La torres rellenas usadas como absorbedores no son equipos estandarizados, se diseñan con diámetros desde 20 hasta 600 cm y con 1 a 24 m de altura. En general, las torres muy altas son poco eficientes. Atendiendo al método de creación de la superficie de contacto desarrollada en las torres de absorción pueden clasificarse del modo siguiente: -Superficiales: Son poco utilizadas debido a su baja eficiencia y grandes dimensiones. Son específicos para gases muy solubles en el absorbente como es el caso del HCl en agua. -Peliculares: Son equipos en los cuales la superficie de contacto entre las fases se establece en la superficie de la película de líquido, que se escurre sobre una pared plana o cilíndrica .Los equipos de este tipo permiten realizar la extracción del calor liberado en la absorción. -De relleno y de burbujeo(de platos) :Los equipos más utilizados en la industria química son las torres rellenas y las de burbujeo TORRES EMPACADAS Las torres empacadas, utilizadas para el contacto continuo del líquido y del gas tanto en el flujo a contracorriente como a corriente paralela, son columnas verticales que se han llenado con empaque o con dispositivos de superficie grande. El líquido se distribuye sobre estos y escurre hacia abajo, a través del lecho empacado, de tal forma que expone una gran superficie al contacto con el gas. Son usadas para destilación, absorción de gases, y extracción liquido-liquido

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MECANISMO DE TRANSFERENCIA DE MASA

Figura 1 Transporte de componente A por convección en dos fases inmiscibles En esta figura se representan los perfiles de concentración de componente A a lo largo de las dos fases, pudiéndose apreciar en cada una de ellas las dos zonas de régimen laminar y turbulento. Una vez alcanzado el régimen estacionario, el caudal de componente A que abandona la fase 1 ha de ser igual al que recibe la fase 2. Asimismo, se considera que en la interfase se alcanza inmediatamente el equilibrio, no ofreciendo dicha interfase ninguna resistencia al transporte del compuesto A.

Figura 2 Transporte de componente A desde una fase gas (G) a una fase líquida (L).

El perfil de concentraciones representado en la figura 4 es un perfil discontinuo hasta alcanzar el equilibrio. La resistencia que opone la interfase es tan pequeña que se llega al equilibrio inmediatamente. El caudal de componente A que se transfiere a través de un elemento de superficie interfacial a puede expresarse en función de los coeficientes individuales (locales) de transportes correspondientes a ambas fases y de sus correspondientes fuerzas impulsoras a partir de las siguientes ecuaciones: En la fase gas:

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En la fase líquida:

Donde: kg: coeficiente individual de transferencia de materia en la fase gaseosa. kl: coeficiente individual de transferencia de materia en la fase líquida. PA: presión parcial de componente A en el seno de la fase gaseosa. PAi: presión parcial de componente A en la interfase gas-líquido. CA: concentración de A en el seno dela fase líquida. CAi: concentración de A en la interfase. Las concentraciones de componente A en la interfase, CAiy PAi no pueden determinarse experimentalmente: por esta razón se introduce el concepto de Coeficiente global de transferencia de materia. De este modo, el caudal de componente A transportado entre ambas fases podrá expresarse en función de dichos coeficientes globales, dependiendo dicho caudal únicamente de la diferencia de las concentraciones totales en ambas fases y no de las concentraciones en la interfase. En sistemas de absorción de gases en líquidos, muy habituales en la industria química, el caudal de componente A transferido entre ambas fases podrá calcularse en función de coeficientes globales de transferencia de materia, siendo la fuerza impulsora la diferencia entre los valores de las concentraciones en cada fase y las del equilibrio:

Figura 3 perfil continuo de concentración de componente A entre dos fases inmiscibles.

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En este caso, KGa y KLa representan los coeficientes globales de transferencia de materia ya que las fuerzas impulsoras de componente A en los numeradores son las totales entre las dos fases. KG representa el coeficiente global de transferencia de materia expresado en unidades de presiones parciales mientras que KL representa el coeficiente global de transferencia de materia expresado en unidades molares.

DISEÑO DE TORRES EMPACADAS PARA ABSORCIÓN Balance de materia

Figura 4 Balance de materia en una torre empacada Deducción de la línea de operación. En el caso de la difusión del soluto A a través de un gas estacionario y después a través de un fluido estacionario, el balance general de materia del componente A para una torre de absorción empacada es:

Donde L’ son los kg mol de líquido inerte/s o kg mol de líquido inerte /sm2, V’ son los kg mol de gas inerte/s o kg mol de gas inerte /s m2 , y1 y x1 son las fracciones mol de A en el gas y en el líquido respectivamente. Los flujos de L’ y V’ son constantes en toda la torre, pero los flujos totales L y V no lo son.

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Gráfica 1 Relación mínima liquido/gas para la absorción

Gráfica 2 Curvas de operación paras sistemas de absorción(a) y desorción(b)

Para soluciones diluidas:

Diámetro de la columna empacada. La capacidad de una columna de relleno viene determinada por su sección transversal. Normalmente, la columna se diseñará para operar con la pérdida de carga que resulte más

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eco-nómica y que asegure una buena distribución del líquido y delgas. Para columnas con relleno al azar, la pérdida de carga normalmente no excede los 80 mm H2O por m de altura de relleno. En estas condiciones, la velocidad del gas será de, aproximadamente, un 80 % la velocidad de inundación. Los valores recomendados en absorbedores son de 15 a 50 mm H2O/m de altura de relleno y en destilación a presiones moderadas de 40 a 80 mm H2O/m de altura de relleno. Para destilaciones a vacío, la máxima pérdida de carga se determinará en función de los requerimientos del proceso, aunque para una distribución satisfactoria del líquido la pérdida de carga no debiera ser menor de 8 mm H2O/m. La sección de la columna y su diámetro para una pérdida de carga seleccionada puede determinarse a partir de la siguiente gráfica:

Gráfica 3 Correlación generalizada de la pérdida de carga Se correlaciona la relación entre las velocidades de flujo del líquido y el vapor, las propiedades físicas del sistema y las características del empaquetado con el flujo másico de gas por unidad de área para distintos valores de la pérdida de carga. El término K4 es:

Donde : V*W= flujo másico del gas por unidad de área (kg/m2s)

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Fp= factor de relleno, propio del relleno seleccionado μL= viscosidad del líquido, Ns/m2 ρL,ρv= densidades del líquido y el vapor, kg/m3

Figura 5 Propiedades y dimensiones de los empaques

CAÍDA DE PRESIÓN Cuando el caudal de líquido es muy bajo, el área abierta eficaz de la sección transversal del lecho no difiere apreciablemente de la que presenta el lecho seco y la pérdida de carga se debe al flujo a través de una serie de diferentes aberturas en el lecho. Por ello, la caída de presión resultará aproximadamente proporcional al cuadrado de la velocidad del gas, como indica la región AB.

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Figura 6 Características de la pérdida de carga en una torre empacada. Para caudales mayores de líquido, la presencia de éste hace disminuir el área abierta eficaz y una parte de la energía de la corriente de gas se utiliza para soportar una cantidad creciente de líquido de la columna (Región A’B’). Cualquiera que sea el caudal de líquido, la zona entre el punto de carga y el punto de inundación, en donde a pequeñas cambios de la velocidad lineal del gas se producen grandes cambios en la caída de presión, es decir, donde la caída de presión es proporcional a una potencia del flujo de gas claramente superior a 2, se denomina Zona de Carga. Esta región es única para cada régimen de liquido establecido en la columna. En esta zona se presenta la acumulación de liquido en la columna por la fuerza ejercida por las grandes velocidades del gas, lo que provoca una rápida acumulación de líquido en el volumen vacío del empaque, y así el aumento en la pérdida de carga. El cambio de las condiciones en la región de A a B de ambas figuras es gradual; más que por un efecto visible, la zona de carga y la inundación iniciales están frecuentemente determinados por el cambio en la pendiente de las curvas de caída de presión. Lerner, Grove y Teller señalaron una condición de operación estable más allá de la “inundación” (región CD o C’D’) para empaque de superficie no extendida con el líquido como fase continua y el gas como fase dispersa. Ecuación de Chilton-Colburn. Cuando en una columna circulan en contracorriente un gas con un líquido es conveniente utilizar la correlación de Chilton-Colburn que es una ecuación empírica basa en la ecuación de Fanning:

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Donde:

El factor de fricción puede calcularse a partir de las gráficas que relacionan

O bien pueden calcularse mediante las siguientes ecuaciones:

Ecuación de Chilton-Colburn:

Donde:

g:gravedad .

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Ecuación de Leva. Para el flujo de gas a través de empaques secos, la caída de presión se puede estimar mediante la ecuación del orificio (presentada de forma general en la Ecuación 1), con una corrección adecuada por la presencia de líquido (Ecuación 2). Sobre esta base, Leva desarrolló la siguiente correlación para la caída de presión en lechos empacados irrigados(Ecuación 3). Ecuación (1): Donde φLs es la retención estática y φL0 la de operación o móvil; cada una está expresada en volumen líquido/volumen empacado.

Ecuación (2): Ecuación (3):

Donde: ΔP/Z: Caída de Presión por altura de empaque [pulgadas de H2O/pie de empaque] C2 y C3: Constantes de la correlación de la ecuación de Leva ut: Velocidad superficial del líquido [pie/s] Ut: Velocidad superficial del gas [pie/s] ρg: Densidad del gas [lb/pie3]

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IV.-TABLAS DE DATOS EXPERIMENTALES Y RESULTADOS

*Todos

lo medidores de flujo de fueron de placa y orificio

Figura N°7 Diagrama del sistema de absorción agua-aire –amoniaco a contracorriente.

Tabla N°1 Altura del empaque Altura de relleno(pulgadas) Diámetro Área

corrida 3-10 corrida1A-4D 19.25 31 10 pulgadas 0.5454 pie2

Tabla N°2 Pesos moleculares de los compuestos utilizados Compuesto y mezclas Peso molecular(Lb/Lbmol) Agua NH3 Aire

18 17 29

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Tabla N° 3 Medición de la caída de presión en la torre empacada

Corrida

Caída de presión real(

3 4 5 6 7 8 9 10

0.3 0.3 0.3 0.3 0.2 0.2 0.36 0.35

1A 2A 3A 4A 5A 6A 7A 8A 9A

0.575 0.6 0.3 0.3 0.27 0.1 0.1 0.1 0.27

1B 2B 3B

0.26 0.245 0.09

1D 2D 3D 4D

0.04 0.04 0.05 0.035

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Tabla N° 4 Datos experimentales y balance de materia

Corrida G(Lb/h) L(Lb/h)

NH3 No NH3 NH3 absorbido Entrante(Lb/h) Absorbido(Lb/h) (Lb/h)

NH3 Total, Absorbido + no absorbido(Lb/h)

%Error % NH3 material Absorbido

3 4 5 6 7 8 9 10

286 281 280 287 216 212 288 288

588 498 795 664 634 637 1113 925

0.679 0.627 0.666 0.633 0.656 0.682 0.67 0.672

0.51 0.426 0.539 0.476 0.523 0.536 0.566 0.538

0.129 0.131 0.14 0.151 0.126 0.132 0.126 0.127

0.639 0.557 0.679 0.627 0.649 0.668 0.692 0.665

-5.9 -11.2 2.0 -0.9 -1.1 -2.1 3.3 -1.0

75.11 67.94 80.93 75.20 79.73 78.59 84.48 80.06

1A 2A 3A 4A 5A 6A 7A 8A 9A

282 282 209 209 193 116 113 113 191

731 821 405 319 495 407 333 257 551

1.223 1.219 1.07 1.07 0.873 0.877 1.058 1.058 1.06

1.05 1.082 0.884 0.852 0.755 0.813 0.922 0.885 0.935

0.079 0.062 0.092 0.121 0.0685 0.0397 0.052 0.067 0.071

1.129 1.144 0.976 0.973 0.824 0.853 0.974 0.952 1.006

-7.7 -6.2 -8.8 -9.1 -5.7 -2.8 -7.9 -10.0 -5.1

85.85 88.76 82.62 79.63 86.48 92.70 87.15 83.65 88.21

1B 2B 3B

187 187 113

244 247 240

1.06 1.06 1.36

0.757 0.82 1.11

0.165 0.148 0.113

0.922 0.968 1.223

-13.0 -8.7 -10.1

71.42 77.36 81.62

1C 2C 3C 4C 5C 6C

33.8 29.7 29.4 29.5 33 33

453 428 326 326 322 329

0.672 1.208 1.201 1.038 1.038 1.038

0.652 1.12 1.14 0.97 0.964 0.995

0.0016 0.00179 0.00218 0.00212 0.00364 0.004

0.654 1.122 1.142 0.972 0.968 0.999

-2.7 -7.1 -4.9 -6.3 -6.8 -3.8

97.02 92.72 94.92 93.45 92.87 95.86

1D 2D 3D 4D

69.5 69.5 74.8 62

315 314 331 346

1.042 1.032 1.032 1.032

0.895 0.93 0.948 0.965

0.0228 0.0209 0.0207 0.0144

0.918 0.951 0.969 0.979

-11.9 -7.9 -6.1 -5.1

85.89 90.12 91.86 93.51

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Tabla N° 5 Determinación de los coeficientes globales de transferencia de masa

Corrida

G L NH3 (Lb/hpie2) (Lb/hpie2) Absorbido(Lb/h)

BASE 1 Δpm Kga mmHg 1.30 1.22 1.48 1.39 1.79 1.88 1.42 1.38

3 4 5 6 7 8 9 10

524.4 515.2 513.4 526.2 396.0 388.7 528.0 528.0

1078.1 913.1 1457.6 1217.4 1162.4 1167.9 2040.6 1696.0

0.510 0.426 0.539 0.476 0.523 0.536 0.566 0.538

19.99 17.82 18.57 17.55 14.97 14.56 20.32 19.91

1A 2A 3A 4A 5A 6A 7A 8A 9A

517.0 517.0 383.2 383.2 353.9 212.7 207.2 207.2 350.2

1340.3 1505.3 742.6 584.9 907.6 746.2 610.5 471.2 1010.2

1.050 1.082 0.884 0.852 0.755 0.813 0.922 0.885 0.935

1.65 1.56 2.02 2.14 1.84 2.71 3.25 3.36 2.18

20.19 21.95 13.86 12.65 13.00 9.51 8.99 8.35 13.61

1B 2B 3B

342.9 342.9 207.2

447.4 452.9 440.0

0.757 0.820 1.110

2.44 2.42 4.55

1C 2C 3C 4C 5C 6C

62.0 54.5 53.9 54.1 60.5 60.5

830.6 784.7 597.7 597.7 590.4 603.2

0.652 1.120 1.140 0.970 0.964 0.995

1D 2D 3D 4D

127.4 127.4 137.1 113.7

577.5 575.7 606.9 634.4

0.895 0.930 0.948 0.965

BASE 2 Δpm Kga mmHg 1.36 1.33 1.46 1.40 1.80 1.91 1.39 1.39

KG MEDIO

)

(

19.14 16.38 18.81 17.43 14.86 14.35 20.76 19.77

19.56 17.10 18.69 17.49 14.91 14.46 20.54 19.84

1.76 1.64 2.18 2.31 1.93 2.77 3.47 3.66 2.27

18.97 20.88 12.88 11.71 12.42 9.30 8.42 7.68 13.07

19.58 21.42 13.37 12.18 12.71 9.41 8.71 8.01 13.34

9.84 10.75 7.74

2.75 2.62 4.96

8.74 9.94 7.10

9.29 10.35 7.42

3.95 7.02 7.43 6.43 6.29 6.55

5.24 5.06 4.87 4.78 4.86 4.82

4.04 7.46 7.74 6.79 6.66 6.76

5.12 4.76 4.67 4.53 4.59 4.67

5.18 4.91 4.77 4.66 4.73 4.75

4.14 4.16 3.91 4.41

6.86 7.10 7.70 6.95

3.98 4.44 4.11 4.60

7.14 6.64 7.32 6.66

7.00 6.87 7.51 6.80

BASE 1:El amoniaco total es el que ingresa por la parte inferior(mezcla aire-amoniaco) de la torre empacada. BASE 2:Amoniaco total =Amoniaco absorbido por el agua+ Amoniaco que sale por la parte superior de la torre

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Tabla N°6 Determinación de la fase controlante

1/G0.8x104

1/Kga

3 4 5 6 7 8 9 10

108.4 109.9 110.2 108.1 135.7 137.7 107.8 107.8

0.05513 0.05944 0.04938 0.05242 0.06155 0.06201 0.04256 0.04583

1A 2A 3A 4A 5A 6A 7A 8A 9A

109.6 109.6 139.3 139.3 148.4 223.1 227.8 227.8 149.7

0.05089 0.04858 0.07486 0.08236 0.07189 0.10029 0.11010 0.12212 0.06924

1B 2B 3B

152.2 152.2 227.8

0.09693 0.09645 0.12551

1C 2C 3C 4C 5C 6C

598.2 663.4 668.8 667.0 609.8 609.8

0.17800 0.19425 0.21770 0.21733 0.20650 0.20473

1D 2D 3D 4D

336.1 336.1 316.9 368.2

0.14355 0.14373 0.13565 0.14638

Corrida

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Gráfica 1 Determinación de la fase controlante 0.25000

0.20000

1/Kga

0.15000

0.10000 y = 0.0003x + 0.034 R² = 0.9338 0.05000

0.00000 0.0

100.0

200.0

300.0

400.0 1/G0.8x104

500.0

600.0

700.0

800.0

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Tabla N°7 Comparación del Kga real con la correlación Kga real

Kga mediante la correlación

Corrida

G(Lb/hpie2)

L(Lb/hpie2)

G 0,5

L 0,4

3 4 5 6 7 8 9 10

524.4 515.2 513.4 526.2 396.0 388.7 528.0 528.0

1078.1 913.1 1457.6 1217.4 1162.4 1167.9 2040.6 1696.0

22.90 22.70 22.66 22.94 19.90 19.72 22.98 22.98

16.33 15.28 18.43 17.15 16.83 16.86 21.08 19.58

18.14 16.82 20.25 19.08 16.25 16.13 23.50 21.82

19.56 17.10 18.69 17.49 14.91 14.46 20.54 19.84

-7.86 -1.65 7.71 8.32 8.22 10.35 12.58 9.07

1A 2A 3A 4A 5A 6A 7A 8A 9A

517.0 517.0 383.2 383.2 353.9 212.7 207.2 207.2 350.2

1340.3 1505.3 742.6 584.9 907.6 746.2 610.5 471.2 1010.2

22.74 22.74 19.58 19.58 18.81 14.58 14.39 14.39 18.71

17.82 18.67 14.07 12.79 15.25 14.10 13.01 11.73 15.91

19.65 20.58 13.36 12.14 13.91 9.97 9.08 8.19 14.44

19.58 21.42 13.37 12.18 12.71 9.41 8.71 8.01 13.34

0.34 -4.03 -0.11 -0.30 8.62 -5.67 4.11 2.13 7.64

1B 2B 3B

342.9 342.9 207.2

447.4 452.9 440.0

18.52 18.52 14.39

11.49 11.54 11.41

10.32 10.37 7.97

9.29 10.35 7.42

9.96 0.20 6.84

1C 2C 3C 4C 5C 6C

62.0 54.5 53.9 54.1 60.5 60.5

830.6 784.7 597.7 597.7 590.4 603.2

7.87 7.38 7.34 7.35 7.78 7.78

14.71 14.38 12.90 12.90 12.84 12.95

5.62 5.15 4.59 4.60 4.84 4.88

5.18 4.91 4.77 4.66 4.73 4.75

7.82 4.59 -3.85 -1.24 2.34 2.83

1D 2D 3D 4D

127.4 127.4 137.1 113.7

577.5 575.7 606.9 634.4

11.29 11.29 11.71 10.66

12.72 12.71 12.98 13.21

6.97 6.96 7.37 6.83

7.00 6.87 7.51 6.80

-0.47 1.24 -1.86 0.48

% error

20

Tabla N°8 Comparación de las correlaciones utilizadas con respecto al valor de real de las caídas de presión

Corrida

Caída de presión real Δpreal (pie H2O)

Correlación de ChiltonColburn

3 4 5 6 7 8 9 10

0.3 0.3 0.3 0.3 0.2 0.2 0.36 0.35

Δp (pie H2O) 0.383 0.371 0.379 0.400 0.242 0.238 0.418 0.418

1A 2A 3A 4A 5A 6A 7A 8A 9A

0.575 0.6 0.3 0.3 0.27 0.1 0.1 0.1 0.27

1B 2B 3B 1D 2D 3D 4D

Correlación de Leva

27.58 23.52 26.38 33.38 21.24 18.78 16.06 19.37

Δp (pie H2O) 0.363 0.351 0.348 0.366 0.208 0.198 0.369 0.369

0.626 0.626 0.377 0.377 0.321 0.120 0.110 0.106 0.315

8.83 4.29 25.66 25.66 18.88 20.47 9.58 5.80 16.81

0.571 0.571 0.313 0.313 0.266 0.097 0.091 0.091 0.261

0.68 4.82 4.23 4.23 1.31 3.39 8.71 8.71 3.19

0.26 0.245 0.09

0.282 0.282 0.106

8.53 15.17 17.55

0.251 0.251 0.091

3.64 2.26 1.43

0.04 0.04 0.05 0.035

0.043 0.043 0.050 0.034

6.86 6.86 0.71 3.62

0.035 0.035 0.040 0.027

13.63 13.63 19.86 21.77

%Error

%Error 21.01 16.98 15.93 22.08 3.76 0.78 2.63 5.56

21

Gráfica 2 Pérdidas de presión real por fricción en la torre empacada comparadas con las correlaciones de Leva y Chilton-Colburn, en las corridas 3-10. 1 100.0

-ΔP(pulgadas de H2O)

1000.0

real chilton leva Lineal (real)

y = 0.0009x - 0.164 R² = 0.8733

y = 0.0012x - 0.2319 Lineal (chilton) R² = 0.9733 y = 0.0012x - 0.2747 Lineal (leva) R² = 0.9997

0.1

G(Lb/pie2.h)

Gráfica 3 Pérdidas de presión real por fricción en la torre empacada comparadas con las correlaciones de Leva y Chilton-Colburn -Corridas 1A-4D,se excluye las corridas 1C-6C debido al bajo flujo del gas por unidad de área. 1

-ΔP(pulgadas de H2O)

10

100

1000

0.1

Real chilton-colburn 0.01

leva G(Lb/pie2.h)

22

V.-DISCUSIÓN DE RESULTADOS

En la tabla N°4 se determina el balance de materia total del amoniaco, se observa un porcentaje de error con respecto al amoniaco absorbido por el agua y el amoniaco no absorbido que sale por la parte superior de la torre (cantidad total de amoniaco medido).Esto puede ser consecuencia de errores sistemáticos o algunas fugas imperceptibles en el equipo de absorción.

Se determinan los coeficientes globales de transferencia de masa mediante el balance de materia de amoniaco total considerando los siguientes casos: -Balance de materia del amoniaco asumiendo el total del amoniaco como la entrada a la atorre empacada, se muestran los resultados en la tabla N°5 -Balance de materia del amoniaco total , sumando el amoniaco absorbido con el amoniaco no absorbido, se muestran los resultados en la tabla N°5 En la tabla N°5 se observa los valores de los coeficientes globales de transferencia de masa para cada balance de materia que se realizó; calculando, luego, un Kga promedio. En la tabla N°6 se observan los valores de 1/Kga VS 1/G0.8x104 se obtiene un coeficiente de correlación(R2) igual a 0.9338 con esta correlación se determina que la fase controlante es la gaseosa. En la tabla N°7 se comparan los coeficientes globales de transferencia de masa con la siguiente correlación , las desviaciones oscilan entre 0.2211.55%.Esto demuestra que existe una relación entre los flujos del líquido-gas y los coeficientes de transferencia de masa, establecida por la correlación general: .

Las caídas de presión fueron calculadas utilizando las correlaciones de Chilton-Colburn y Leva para compararlas con los valores reales. En la tabla N°8 se observan estos valores , las corridas 1C-6C fueron excluidas, debido a las bajas caídas de presión ,las cuales no pudieron ser medidas. En la gráfica N°1 Se observan las pérdidas de presión vs G (Lb gas/h.pie2) obtenidos con los ecuaciones de Chilton-Colburn y Leva-Eckert .Los coeficientes de correlación (R2) obtenidos fueron : 0.9733 y 0.9997 respectivamente. En la gráfica N°2 Se observan las pérdidas de presión vs G(Lb gas/h.pie2) de las corridas 1ª-4D .Se observa un superposición entre los puntos para los datos correlacionados con la ecuación de Chilton-Colburn y la ecuación de Leva. Esto se debe a altos flujo de gas.

23

VI.-CONCLUSIONES

1.-Los coeficientes globales de transferencia de masa se pueden correlacionar con la siguiente ecuación con un error absoluto 10%. 2.-Las correlaciones de Chilton-Colburn y Leva son factibles para flujo altos de aire en sistemas amoniaco-aire-agua a contracorriente.

VII.- RECOMENDACIONES La utilización del instrumento de medición de los flujos en las tuberías dependerá del diámetro de la misma, las tuberías utilizadas en la tesis de eran de diámetros inferiores a 1 ½ pulgada y los medidores apropiados eran los rotámetros, sin embargo se utilizaron medidores de placa de orificio, esto debido a que en aquellos tiempos eran los más accesibles. Para evitar efectos de la humedad en el aire, este debe de ser saturado en una cámara de humidificación, evitándose que este le ceda parte de su humedad a la corriente de agua.

24

VII.-BIBLIOGRAFÍA 1.- Borden Herbert M-Squires Walter, “Apsorption of Ammonia in ring-packed tower” ,Massachusetts Institute Technology 1937. 2.-Sherwood Thomas-Reid Robert C., “Propiedades de los gases y líquidos “,Segunda traducción de la segunda edición en inglés ,Editorial UTEHA, México 1968.páginas:591 y 606. 3.-Carrizales Navarro José Alberto-Hanashiro Hanashiro Jorge Luis ,”Estudio Experimental de Absorción de Gases en el Sistema Amoniaco-Aire-Agua en una columna de Pared Mojada, Lima Perú 1989. 4.-Coulson y Richardson’s, “Ingeniería Química” , volumen 2 quinta edición ,Editorial Butterworth-Heinemann ,USA 2005, páginas:213-229. 5.-PERRY, Robert. “Manual del Ingeniero Químico”. Editorial McGraw-Hill. Séptima Edición 6.-Kister Henry Z.,”Destillation Design” ,Editorial Mc Graw Hill 1992,páginas: 480 497 498.

7.-Treybal Robert E., Operaciones de Transferencia de Masa, segunda edición , Editorial McGraw Hill, México 1988,páginas: 307,310,311-317.

8.- Palacios Santos Luz Amparo , Tapias García Heberto Saldarriaga Molina Carlos, Métodos y algoritmos en Ingeniería Química ,Primera edición ,Editorial Universidad de Antioquía, Colombia 2005,páginas:71-72. (Heurísticos) 9.-Howar F. Rase,”Diseño de tuberías para plantas de procesos”,Primera edición en español,Editorial Blume,España 1973,Páginas: 244.

25

VIII.-APÉNDICE A.-EJEMPLO DE CÁLCULOS A.1.-Cálculo del coeficiente total de transferencia de masa real A.1.1.-Flujos del aire, amoniaco y agua. Para la “corrida 3” Diámetro de la torre=10 pulgadas

Área de la torre Flujo del aire= Flujo del aire por unidad de área= Flujo del agua= Flujo del agua por unidad de área= Flujo de amoniaco que ingresa a la torre= Flujo de amoniaco absorbido por el agua= Flujo de amoniaco que sale de la torre= A.1.2.-Balance de materia del amoniaco.

Flujo de amoniaco que ingresa a la torre= Flujo de amoniaco absorbido por el agua= Flujo de amoniaco que sale de la torre= Flujo de amoniaco que ingresa a la torre(suma de amoniaco absorbido y amoniaco que sale de la torre)=

26

(

A.1.3.-Cálculo de Kga Fracción molar del amoniaco que ingresa a la torre= Presión parcial del amoniaco que ingresa a la torre= NH3 en equilibrio con el agua=

Fracción molar del amoniaco que sale de la torre= Presión parcial del amoniaco que sale de la torre= Cálculo de la presión media logarítmica:

Donde :

)

27 *Ecuación (1): Borden Herbert M-Squires Walter, “Apsorption of

Ammonia in ring-packed tower” ,Massachusetts

Institute Technology 1937

El

(asumiendo amoniaco total =Amoniaco absorbido por el agua + amoniaco que sale por la

parte superior de la torre ) es:

El

A.2.- Cálculo del coeficiente total de transferencia de masa teórico: Se tiene la siguiente correlación:

Donde:

Reemplazando:

(

)

28 *Ecuación (2) Borden Herbert M-Squires Walter, “Apsorption of Ammonia in ring-packed tower” ,Massachusetts Institute Technology 1937

A.3.-Calculo de las pérdidas de presiones mediante la correlación de Chilton-Colburn.

Para anillos Rasching de 1’’ se tiene:

Reordenando la ecuación de Chilton-Colburn:

De la tabla B.4 se tiene De la tabla B.3

1.4

De la tabla B.3 Reemplazando:

|

|

|

|

A.4.-Cálculo de las pérdidas de presiones mediante la correlación de Leva-Eckert.

….(4) *Ecuación(3) Borden Herbert M-Squires Walter, “Apsorption of ,Massachusetts Institute Technology 1937

Ammonia in ring-packed tower”

29 *Ecuación(4) Kister Henry Z.,Destillation Design

Donde: ΔP : Caída de presión en la torre por longitud de empaque (pieH2O) pg : Densidad del gas (Lb/pie³) : Velocidad l del gas (pie/s) : Velocidad del líquido (pie/s) C2 y C3: Constantes del empaque Z: Altura de la torre empacada (pie)

Conociendo el tamaño nominal (1pulgada) y el espesor de la pared del empaque (1/8 pulg) En la gráfica C.1 C2: 0.8 C3: 0.0348

Área de la torre empacada= -Velocidad del aire en la torre: -Velocidad del agua(De la tabla B.4):

=0.0024pie/s

-Densidad del aire: Reemplazando en la ecuación de Leva:

( |

|

|

) |

30

B.-TABLAS DE RESULTADOS Y COSNTANTES UTILIZADAS Tabla B.1 Determinación de la presión media logarítmica en el balance real NH3 Absorbido(Fase líquida) Corrida

NH3 no absorbido (Fase gaseosa)

Δp1

Δp1-Δp0 mmHg

Ln(Δp1/Δp0)

Δpm mmHg

3 4 5 6 7 8 9 10

Fracción molar 0.00380 0.00337 0.00412 0.00371 0.00510 0.00535 0.00408 0.00392

p1 p1* mmHg mmHg 2.89 0.43 2.56 0.4 3.13 0.29 2.82 0.36 3.88 0.39 4.06 0.42 3.10 0.221 2.98 0.25

Fracción molar 0.000769 0.000795 0.000852 0.000897 0.000994 0.001061 0.000746 0.000752

p0 mmHg 0.584 0.604 0.648 0.682 0.756 0.806 0.567 0.571

2.46 2.16 2.84 2.46 3.49 3.64 2.88 2.73

1.871 1.557 2.193 1.780 2.730 2.837 2.315 2.161

1.436 1.275 1.479 1.284 1.529 1.508 1.626 1.565

1.30 1.22 1.48 1.39 1.79 1.88 1.42 1.38

1A 2A 3A 4A 5A 6A 7A 8A 9A

0.00678 0.00687 0.00790 0.00788 0.00723 0.01238 0.01449 0.01417 0.00890

5.16 5.22 6.01 5.99 5.49 9.41 11.01 10.77 6.77

0.63 0.57 1.07 1.34 0.72 0.98 1.36 1.7 0.8

0.000478 0.000375 0.000750 0.000987 0.000605 0.000583 0.000784 0.001010 0.000634

0.363 0.285 0.570 0.750 0.460 0.443 0.596 0.768 0.482

4.53 4.65 4.94 4.65 4.77 8.43 9.65 9.07 5.97

4.162 4.368 4.366 3.898 4.312 7.989 9.057 8.300 5.486

2.523 2.793 2.158 1.824 2.340 2.945 2.785 2.469 2.517

1.65 1.56 2.02 2.14 1.84 2.71 3.25 3.36 2.18

1B 2B 3B

0.00834 0.00875 0.01813

6.34 6.65 13.78

1.86 1.93 2.73

0.001503 0.001348 0.001703

1.142 4.48 1.025 4.72 1.294 11.05

3.337 3.698 9.753

1.366 1.528 2.144

2.44 2.42 4.55

1C 2C 3C 4C 5C 6C

0.03193 0.06053 0.06215 0.05322 0.04764 0.04911

24.27 46.00 47.24 40.45 36.20 37.32

0.71 1.34 1.29 1.53 1.54 1.63

0.000081 0.000103 0.000126 0.000123 0.000188 0.000207

0.061 0.078 0.096 0.093 0.143 0.157

23.56 44.66 45.95 38.92 34.66 35.69

23.498 44.586 45.851 38.826 34.522 35.533

5.950 6.349 6.170 6.035 5.491 5.426

3.95 7.02 7.43 6.43 6.29 6.55

1D 2D 3D 4D

0.02203 0.02281 0.02161 0.02624

16.74 17.33 16.43 19.94

1.5 1.56 1.51 1.5

0.000559 0.000513 0.000472 0.000396

0.425 0.390 0.359 0.301

15.24 15.77 14.92 18.44

14.819 15.384 14.558 18.142

3.580 3.701 3.728 4.115

4.14 4.16 3.91 4.41

31

Tabla B.2 Determinación de la presión media logarítmica NH3 Absorbido(Fase líquida) Corrida

NH3 no absorbido (Fase gaseosa)

3 4 5 6 7 8 9 10

Fracción molar 0.00403 0.00379 0.00404 0.00375 0.00515 0.00546 0.00395 0.00396

p1 mmHg 3.07 2.88 3.07 2.85 3.92 4.15 3.00 3.01

p1* mmHg 0.43 0.4 0.29 0.36 0.39 0.42 0.22 0.25

1A 2A 3A 4A 5A 6A 7A 8A 9A

0.00734 0.00732 0.00866 0.00866 0.00766 0.01273 0.01572 0.01572 0.00938

5.58 5.56 6.58 6.58 5.82 9.68 11.95 11.95 7.13

0.63 0.57 1.07 1.34 0.72 0.98 1.36 1.7 0.8

0.000478 0.000375 0.000750 0.000987 0.000605 0.000583 0.000784 0.001010 0.000634

0.363 0.285 0.570 0.750 0.460 0.443 0.596 0.768 0.482

1B 2B 3B

0.00958 0.00958 0.02012

7.28 7.28 15.29

1.86 1.93 2.72

0.001503 0.001348 0.001703

1C 2C 3C 4C 5C 6C

0.03280 0.06488 0.06515 0.05663 0.05093 0.05093

24.93 49.31 49.51 43.04 38.70 38.70

0.71 1.34 1.29 1.53 1.54 1.63

1D 2D 3D 4D

0.02494 0.02470 0.02299 0.02761

18.95 18.78 17.48 20.98

4.5 1.56 1.51 1.5

Δp1

p0 Fracción (mmHg) molar 0.000769 0.584 2.64 0.000795 0.604 2.48 0.000852 0.648 2.78 0.000897 0.682 2.49 0.000994 0.756 3.53 0.001061 0.806 3.73 0.000746 0.567 2.78 0.000752 0.571 2.76

Δp1-Δp0 Δpm Ln(Δp1/Δp0) (mmHg) (mmHg) 2.05 1.88 2.13 1.81 2.77 2.92 2.22 2.19

1.506 1.413 1.457 1.295 1.541 1.531 1.592 1.576

1.36 1.33 1.46 1.40 1.80 1.91 1.39 1.39

4.95 4.99 5.51 5.24 5.10 8.70 10.59 10.25 6.33

4.59 4.71 4.94 4.49 4.64 8.25 9.99 9.48 5.85

2.613 2.864 2.268 1.944 2.406 2.976 2.877 2.591 2.576

1.76 1.64 2.18 2.31 1.93 2.77 3.47 3.66 2.27

1.142 1.025 1.294

5.42 5.35 12.57

4.28 4.32 11.28

1.557 1.652 2.273

2.75 2.62 4.96

0.000081 0.000103 0.000126 0.000123 0.000188 0.000207

0.061 0.078 0.096 0.093 0.143 0.157

24.22 47.97 48.22 41.51 37.16 37.07

24.16 47.89 48.12 41.41 37.02 36.92

5.978 6.420 6.218 6.099 5.560 5.464

4.04 7.46 7.74 6.79 6.66 6.76

0.000559 0.000513 0.000472 0.000396

0.425 0.390 0.359 0.301

14.45 17.22 15.97 19.48

14.03 16.83 15.61 19.18

3.526 3.788 3.796 4.170

3.98 4.44 4.11 4.60

32

Tabla B.3 Determinación de las pérdidas de presión mediante la correlación de ChiltonColburn

Corrida

G (Lb/hpie2)

L (Lb/hpie2)

f´

Al

u02 (pies2/s2)

Δp (pie H2O)

3 4 5 6 7 8 9 10

524.4 515.2 513.4 526.2 396.0 388.7 528.0 528.0

1078.1 913.1 1457.6 1217.4 1162.4 1167.9 2040.6 1696.0

14.5 14.5 14.5 14.5 15.5 16 14.5 14.5

1.45 1.45 1.5 1.5 1.5 1.5 1.55 1.55

3.77 3.65 3.61 3.81 2.16 2.05 3.85 3.85

0.383 0.371 0.379 0.400 0.242 0.238 0.418 0.418

1A 2A 3A 4A 5A 6A 7A 8A 9A

517.0 517.0 383.2 383.2 353.9 212.7 207.2 207.2 350.2

1340.3 1505.3 742.6 584.9 907.6 746.2 610.5 471.2 1010.2

14.5 14.5 16 16 16 16.5 16.5 16.5 16

1.5 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5 1.45 1.4 1.5

3.7 3.7 2.02 2.02 1.72 0.626 0.589 0.589 1.69

0.626 0.626 0.377 0.377 0.321 0.120 0.110 0.106 0.315

1B 2B 3B

342.9 342.9 207.2

447.4 452.9 440.0

16 16 16.5

1.4 1.4 1.4

1.62 1.62 0.589

0.282 0.282 0.106

1D 2D 3D 4D

127.4 127.4 137.1 113.7

577.5 575.7 606.9 634.4

17 17 17 17

1.45 1.45 1.45 1.45

0.223 0.223 0.259 0.176

0.043 0.043 0.050 0.034

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Tabla B.4 Determinación de las pérdidas de presión mediante la correlación de Leva

Corrida

G (Lb/h)

L (Lb/h)

pg (lb/pie3)

vliquido (pies/s)

vgas (pies/s)

Δp (pie H2O)

3 4 5 6 7 8 9 10

286 281 280 287 216 212 288 288

588 498 795 664 634 637 1113 925

0.0750 0.0749 0.0751 0.0749 0.0749 0.0754 0.0748 0.0748

0.0024 0.0020 0.0032 0.0027 0.0026 0.0026 0.0045 0.0038

1.942 1.910 1.900 1.952 1.470 1.432 1.962 1.962

0.363 0.351 0.348 0.366 0.208 0.198 0.369 0.369

1A 2A 3A 4A 5A 6A 7A 8A 9A

282 282 209 209 193 116 113 113 191

731 821 405 319 495 407 333 257 551

0.0747 0.0747 0.0749 0.0749 0.0749 0.0747 0.0750 0.0750 0.0748

0.0030 0.0033 0.0016 0.0013 0.0020 0.0017 0.0014 0.0010 0.0022

1.924 1.924 1.421 1.421 1.311 0.791 0.767 0.767 1.300

0.571 0.571 0.313 0.313 0.266 0.097 0.091 0.091 0.261

1B 2B 3B

187 187 113

244 247 240

0.0748 0.0748 0.0750

0.0010 0.0010 0.0010

1.273 1.273 0.767

0.251 0.251 0.091

1D 2D 3D 4D

69.5 69.5 74.8 62

315 314 331 346

0.0750 0.0750 0.0749 0.0753

0.0013 0.0013 0.0013 0.0014

0.472 0.472 0.509 0.420

0.035 0.035 0.040 0.027

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TABLA B.5 Coeficientes para la ecuación de Leva

D.-HEURÍSTICOS PARA TORRES EMPACADAS Empaque 1.-Proporcionar una superficie interfacial grande entre el líquido y el gas. La superficie del empaque por unidad de volumen de espacio empacado debe ser grande, pero no en el sentido microscópico. 2. Poseer las características deseables del flujo de fluidos. Esto generalmente significa que el volumen fraccionario vacío, o fracción de espacio vacío, en el lecho empacado debe ser grande. El empaque debe permitir el paso de grandes volúmenes de fluido a través de pequeñas secciones transversales de la torre, sin recargo o inundación; debe ser baja la caída de presión del gas. 3. Ser químicamente inerte con respecto a los fluidos que se están procesando. 4. Ser estructuralmente fuerte para permitir el fácil manejo y la instalación. 5. Tener bajo precio

Tipos de empaque Los anillos Rasching son los más baratos por unidad de volumen que los anillos Pall Pero son menos eficientes y el costo total de la columna generalmente será más alto si se

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especifican los anillos Rasching .Para columnas nuevas la elección normalmente estará ente anillos Pall y sillas Berl. Tamaño del empaque En general se debería utilizar el tamaño más grande del empaque que es apropiado para el tamaño de la columna ,hasta los 50 mm .Los tamaños pequeños son apreciablemente más caros que los de mayor tamaño .Por encima de los 50 mm el costo más bajo por metro cubico no compensa la menor eficiencia de transferencia de masa .El uso de un tamaño demasiado grande en una columna pequeña puede causar una distribución pobre del líquido, los rangos de tamaño recomendable se indican en la siguiente tabla. Tabla D.1 Tamaños recomendables para empaques Diámetro de la columna 0.9 m

Diámetro del empaque < 25 mm (1 pulgada ) 25 a 28 mm(1 a 1.5 pulgadas) 50 a 75 mm(2 a 3 pulgadas)

Distribución del líquido 1.-Se debe utilizar un distribuidor del líquido (o redistribuidores del líquido) en las partes de la columna donde se introduzca una corriente líquida. 2.-Se recomienda mantener puntos de irrigación distribuidos radialmente para contrarrestar la tendencia del líquido a fluir hacia las paredes 3.-Los puntos de goteos deben ser igualmente espaciados .Puede resultar una mala distribuidor cuando el dispersor proporciona mayor cantidad de líquido por unidad de área a algunas regiones centrales que periféricas .Se recomienda un mínimo de 4 puntos de goteo por pie cuadrado de sección transversal del lecho empacado. 4.-El distribuidor debería estar localizado al menos de 6 a 12 pulgadas por encima del empaque para permitir el desenganche del vapor del vapor desde el lecho antes de pasar a través del distribuidor .Para distribuidores spray se recomiendan (18-24’’) 5.-Se deben evitar perforaciones de 1/4 de pulgada para prevenir taponamientos se prefieren perforaciones de 0.5 pulgadas .Si el servicio es perfectamente limpio y no corrosivo ,se pueden realizan huecos hasta de 1/8 de pulgada. Entrada de líquidos a los distribuidores 1.-La velocidad en la tubería no debería exceder los 10 pies/s, preferiblemente la velocidad debería ser de 4 pies/s.

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2.-Cuando la tubería alimenta directamente al distribuidor ,el líquido deberá ser alimentado al centro del distribuidor para asegurar uniformidad sobre los orificios.

Redistribuidores de líquido 1.-Los redistribuidores líquidos se utilizan cuando se existe alimentación de liquido e la

parte central en torres empacadas . 2.-Se recomienda utilizar redistribuidores cada 30 o 40 pies ,pero en ocasiones no se puede predecir la inadecuada distribución y su efecto en la eficiencia de la torre, por ello se recomienda utilizarlos cada 20 pies o cinco veces el tamaña del diámetro(escogiendo el menor valor). 3.-En columnas de mayor tamaño (mayores a 20 pies) puede no ser suficiente un redistribuidor .En estos casos se puede mejorar la mezcla adicionando un colector líquido desde el cual se alimenta el líquido al redistribuidor.