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UNIVERSIDAD IBEROAMERICANA

Laboratorio de Operaciones Unitarias 13 de Abril del 2016

Práctica 5 Evaporador de Película Ascendente

Equipo 3 Jorge Alberto Benítez Santiago Marvan Brenda Miramontes Valeria Orozco

Práctica 5 Evaporador de Pelicula Ascendente

1. Marco Teórico La evaporación tiene como objetivo concentrar una solución compuesta de la mezcla de un solvente volátil y de un soluto menos volátil. La evaporación en película ascendente es un proceso continuo durante el cual se calienta la solución en un evaporador vertical mono tubular para vaporizar el solvente. En el ciclón de cabeza, las nubes formadas por la vaporización de la solución y compuestas de vapor y de la solución concentrada se separan en dos fases: la fase líquida evacuada por gravedad y después almacenada, el vapor se condensa y se recupera en un recipiente de recolección. Evaporador de película ascendente Las partes esenciales del evaporador de película ascendente o (flujo ascendente) son (1) un cambiador de calor tubular con vapor de agua en el lado de la carcasa, y el líquido que se desea concentrar en el interior de los tubos, (2) un separador o espacio de vapor para separar el líquido arrastrado por el vapor, y (3) cuando opera como una unidad de circulación, una recirculación para el líquido desde el separador hasta el fondo del cambiador. En general están compuestos de tubos de 3 a 12 mm de diámetro. El alimento líquido que se va a concentrar ingresa por la parte inferior de los tubos precalentados cerca a la temperatura de ebullición, comenzando a hervir al recorrer ascendentemente una corta distancia. El líquido es arrastrado hacia la parte superior debido a que la expansión del vapor hace que las burbujas formadas asciendan a alta velocidad por los tubos y la arrastren; a medida que esto sucede el líquido se va concentrando formando una fina película sobre la pared de los tubos. La mezcla vapor-líquido que asciende entra a un separador, el cual elimina el vapor, de tal manera que el líquido concentrado se puede extraer directamente. Cuando se busca una alta concentración el líquido puede pasar a un segundo evaporador o ser recirculado en el mismo.

El tiempo de residencia en un evaporador de este tipo es relativamente corto y el coeficiente de transferencia de calor es generalmente alto, por ser aparatos bastante utilizados para concentrar productos sensibles al calor. Es en los evaporadores verticales de tubos largos en donde se alcanza una mayor evaporación que en los demás, pues están diseñados para trabajar en forma continua y se adaptan muy bien a la operación en múltiple efecto; aunque por lo general, se operan en un solo paso, llevando a cabo la concentración del líquido en el tiempo que tardan el líquido y el vapor desprendido en pasar a través del tubo.

2. Datos Experimentales Presión Atmosférica Valor Unidad

Variable Tiempo de Operación

720 6.48181818 P1 Vapor Precalentador 2 P2 Vapor Evaporado 1.397 P3 Vacío − T1 Ambiente 22 T2 Entrada de 55.8181818 Evaporador 2

T3 Parte Superior Evaporador h01 tq1 hf1 h02 tq2 hf2 h03 tq3 hf3 h04 tq4 hf4 h05 tq5 hf5

Variable δ1 tq1 T1 δ4 tq4 T4

94 25 20.1 18.9 22 18.4 28.2 − 2425 0 9.9

Presión Vacío Valor Unidad

seg

720

seg

psi bar °C

psi bar mmHg °C

°C

0 1.51 400 22 38.36363 636

°C cm cm cm cm cm cm − mL cm cm

64 19.4 13 24.5 25.4 32.4 50.2 0 26.4 3.4 9.7

°C cm cm cm cm cm cm cm cm cm cm

Medidas con Densitómetro Presión Atmosférica

°C

Presión Vacío

1.042 21

g/cm °C

3

1.042 21

g/cm3 °C

1.068 27.3

g/cm3

1.085 23

g/cm3

°C

°C

δ5 tq5 T5

0.997 22.3

g/cm3 °C

0.998 25

g/cm3 °C

Ejemplo de Cálculo El siguiente ejemplo de cálculo se desarrolló para la corrida 1, la cual se realizó a P atm. Flujo volumétrico de cada tanque 2

´ i=π· ( ∆ h ) · D i [ ¿ ] cm Fórmula general: Q 4·t s

3

2

3

(25.5 cm) cm ´ Tanque 1: Q 1=π· ( 25 cm−20.1cm ) · 4 ·(720 s) =3.34 s

( 9 cm )2 cm3 ´ Q =π· ( 22 cm−18.9 cm ) · =0.27 2 Tanque 2: s 4 · ( 720 s ) 2

( 11.5 ) cm3 ´ Q =π· ( 28.2 cm−18.4 cm ) · =1.41 3 Tanque 3: s 4 · (720 s ) 3 ´ 4 =π· ( 2090 cm3 ) · 1 =3.37 cm Q Tanque 4: ( 720 s ) s 3 ´ 5=π· ( 390 cm3 ) · 1 =0.677 cm Q Tanque 5: ( 720 s ) s

Flujo másico de cada tanque

Fórmula general:

´ i · ρi ´ i= Q m

[¿]

g s

cm 3 g g ´ m =F=3.34 ∗1.042 3 =3.48 1 Tanque 1: s s cm cm3 g g ´ m =W ' =0.27 ∗0.998 3 =0.27 2 v Tanque 2: s s cm Tanque 3:

Tanque 4:

cm 3 g g ´ m 3=W v =1.41 ∗0.998 3 =1.41 s s cm 3 ´ 4=L=3.37 cm ∗1.068 g 3 =3.60 g m s s cm

cm3 g g ´ m =G=0.677 ∗0.997 3 =0.66 5 Tanque 5: s s cm Balance de masa general

General:

m ´ 1=m ´ 4 +m ´5 ó

F=L+ G

Despejando:

L+G−F=0 g g g g 3.60 +0.66 −3.48 =0.78 s s s s Del balance se obtiene un valor cercano a cero, sin embargo se observa un porcentaje de error. Cálculo teórico de flujo másico de la solución concentrada a la salida del evaporador ( L' )

g g g L' =F−G=3.48 −0.66 =2.82 s s s Cálculo de la Fracción Masa xF=0.1556 xL= 0.2010 xG= 0 Cálculo teórico de fracción masa de la solución concentrada a la salida del evaporador (xL’) Se tiene que el balance de masa por componente, en este caso glicerina, es:

x L ´ L' =x F F−x G G Despejando xL’:

xL = '

x F F−x G G L

'

g g 0.1556∗3.48 −0∗0.66 s s xL = =0.1924 g 2.82 s '

Balance de energía en el Pre-calentador Para la obtención de la temperatura de saturación y el valor del calor latente de evaporación, se calculó el valor de la presión absoluta.

|¿ pre−calentador|=P atm+ P manométrica de vapor P¿ |¿ pre−calentador|=75.33 kPa+ 44.69 kPa=120.02 kPa P¿ Debido a que es una presión de saturación, los siguientes datos se obtuvieron de tablas de vapor.

T sat

pre −calentador

=105 ° C ; λ pre−calentador =2243.87

kJ kg

De las tablas se obtener los valores de CP con X = 0.1556 y 60°C

Cp mezcla=3.82

J g·K

Para la obtención de Q’F, Q’P y Q’V se tiene que: '

Q F =F∗Cp mezcla∗∆T pre−calentador [ ¿ ]

(

∴Q' F= 3.48

'

Q V =W ' v∗¿

J s

g J J 3.82 ( 328.15 K −295.15 K )=450.07 s g·K s

)(

)

λ pre−calentador

(

∴Q' V = 0.27

g J J 2243.62 =613.32 s g s

)(

)

Ya que:

Q' V =Q' F +Q' P →Q' P =Q ' V −Q' F J J J ∴Q' P=613.32 −450.07 =163.24 s s s Balance de energía en el Evaporador Calculó el valor de la presión absoluta de la misma manera que para el pre-calentador

|¿ evaporador|=Psat

evaporador

=139.7 kPa+75.33 kPa=215.03 kPa P¿

De tablas de vapor:

T sat

evaporador

=122.667 ° C ; λevaporador =2201.04

kJ kg

Para las condiciones de salida del evaporador, se usó como referencia la temperatura de salida de este (94°C). Con esta temperatura de saturación y tablas de vapor se obtuvo:

Psat

salida−evaporador

=81.72kPa ; λ salida−evaporador=2272.18

kJ kg

Con T= 94°C y la fracción masa de entrada de glicerina = 0.156 en las tablas de vapor:

Cp mezcla=3.84

J g·K

Para la obtención de QF, QP y QV se tiene que:

QF =F∗Cpmezcla∗∆ T evaporador + G∗λ salida−evaporador [ ¿ ]

(

∴Q F = 3.48

QV =W v∗¿

(

∴QV = 1.41

J s

g J g J J 3.84 ( 367.15 K −328.81 K )+ 0.66 2272.18 =2021.2 s g·K s g s

)(

)

(

)(

λevaporador g J J 2201.04 =3105.54 s g s

)(

)

Ya que:

QV =Q F +Q P →Q P=QV −QF J J J ∴Q P=3105.54 −2021.2 =1084.31 s s s Cálculo del coeficiente de transferencia de calor debido a la convección de ebullición

)

Estos cálculos se hacen sobre el flujo de glicerina que va por dentro del evaporador. Cálculo de h2 con la ecuación de Forster-Zuber: Temperatura de pared:

T w=

T salida−evaporador +T sat 94 ℃+122.667 ℃ = =108.32 ℃ 2 2

La presión de pared y de salida se obtienen utilizando la ecuación de Antoine para la mezcla de glicerina y agua.

∴ PW =348.903 mmHg P S=194.75 mmHg La Conductividad térmica del líquido (k), calor específico (Cp), densidad de la fase líquida (ρl), densidad de la fase vapor(ρv), viscosidad del líquido (μl), tensión superficial (σ) y calor latente de vaporización(λ), se obtuvieron por interpolaciones de tablas (a sus respectivas condiciones) Calculo de h2 con la ecuación de Forster-Zuber.

[

h2=0.0012∗

[

∴ h2=0.0012∗

0.79

Cálculo de hB:

g G s y= = =0.19 F g 3.48 s 0.66

0.9

ρL ρV

0.5

μL μw

0.1

[ ]( )( )

Sustituyendo:

σ

0.5

μl

0.29

( λ∗ρv )

0.45

0.24

]

0.24

∗( T w −T s )

0.49

]

( Pw −Ps )0.75

0.46 ∗3844.59 ∗1000.8 0.24 0.75 ¿ ( 108.32−94 ) ∗( 348.903−194.75 ) =7546.32 0.24 0.5 0.29 m 0.059 ∗0.0004 ∗( 121000∗0.447 )

*con todas las unidades del SI

1 y = x tt 1− y

k l0.79 Cp0.45 ρl0.49

∴

[

1 0.19 = x tt 1−0.19

0.9

](

1000.8 0.447

0.5

)

( 1 )0.1=12.894

*unidades del SI

1 x tt

Dado que

> 0.1, la ecuación para fc es:

1 Fc =2.35 0.213+ x tt

(

)

0.736

∴ Fc = 2.35 ( 0.213+ 12.89 )

0.736

=15.61

Calculo de Re2f:

Re2 f = Re l Fc π∗D∫ ¿

intercambiador

=7.69

kg s· m2

´ 4∗F G= ¿

´ ( 1− y )∗G∗D ∫¿

intercambiador

μl ℜl=¿

kg ∗0.024 m 2 s· m =371.52 N·s 0.0004 2 m

( 1−0.19 )∗7.69 ∴ ℜl =

∴ Re2 f = (371.52)* (1 5. 61¿=5801.64 Sc=

1 (1+ 2.53 e-6 Re1.17 2f )

∴Sc=

1

( 1+ 2.53 e -6

(5801.64) 1.17 ) .

=0.9398

El coeficiente de ebullición en el núcleo es igual a:

h B=Sc∗h2=0.9398∗7546.32

W W =7092.11 2 2 m ·K m ·K

Cálculo de h1 con la ecuación de Sieder y Tate.

´· G

D∫ ¿

intercambiador

μl ¿ ¿ ¿

h1 Cp· μl =0.027 ´ kl Cp· G

( )

1 3

¿

Despejando h1:

D ´ · ∫¿ G μl ¿ ¿ ¿ Cp· μl h1=0.027 kl intercambiador

( )

∴ h1=0.027

(

1 3

¿

3844.59∗0.0004 0.46

1 3

)(

7.69∗0.024 0.0004

0.8

)

( 1 )0.14∗3844.59∗7.69=161250.549 W m2 · K

hc =F c · h1 ∴ hc =15.61∗161250.549

W W =2518030.65 2 2 m ·K m ·K

Con hB y hC se puede obtener el coeficiente de transferencia de calor debido a la convección de ebullición de la siguiente manera:

hi=hB + hC =7092.11579

W W W +2518030.65 2 =2525122.76 2 2 m ·K m ·K m ·K

Cálculo del Coeficiente de transferencia de calor para condensación vertical

k V 3 ρV 2 g λ 0.25 h0=0.943( ) μ V ( T sat −T w ) Por extrapolaciones se obtuvo:

k V =0.673

W m·K

ρV =941.52

kg m3

μV =0.0002

kg m·s

Por lo tanto h0 :

h0=0.943

(

(

kg 2 m J 941.52 3 9.81 2 2201037.29 kg m s kg 0.0002 ( 395.79 K −381.47 K ) m·s

W 0.673 m·K

(

3

)(

)(

)(

)

)

)

Cálculo de LMTD

LMTD=

∆ T caliente −∆ T frío ln

(

∆ T caliente =T sat

∆ T frío=T sat

∆ T caliente ∆ T frío

pre −calentador

pre−calentador

)

−T 2

−T 3

entradaevaporador

salida evaporador

=378.15 K −328.96 K =49.19 K

=378.15 K −367.15 K =11 K

0.25

=6234.1515

W m2 · K

∴ LMTD =

49.19 K−11 K =26.077 K 49.19 K ln 11 K

(

)

Cálculo del coeficiente global de trasmisión de calor

Cálculo del coeficiente global de trasmisión de calor experimental:

QF =U· A 0 · LMTD

Despejando U : U=

A 0=π· Dexterior

QF A0 · LMTD

∗Levaporador=π∗0.03 m∗3.06 m=0.287 m2

tubo interno

Utilizando los datos experimentales:

U exp=

QF A0 · LMTD

∴U exp=

2021.23 W W =269.655 2 2 0.287 m ∗26.077 K m ·K

Cálculo del coeficiente global de trasmisión de calor teórico

1 1 1 x vidrio = + + U h i h0 k vidrio

∴

1 U teórico

=

(

1 2525122.76

∴U teórico=552

W m2 · K

W 2 m ·K

)( +

1 6234.1515

W 2 m ·K

)( +

0.0059 m 0.00184 = W W 3.5 2 m·K m ·K

)

Cálculo de porcentaje de error

error

=

|valor teórico−valor experimental|

∴ error =

valor teórico

|U teórico −U exp| U teórico

=

|

552

|

W W −269.655 2 2 m ·K m ·K =51 W 552 2 m ·K

3. Resultados 4. Cálculo Diámetros 15.Volu men 16.Diame 13.Tanq 14.ΔH (cm3 tro ue (cm) ) (cm) 25.tq4 26.27.4 27.2425 28.10.62 37.tq5 38.9.9 39.480 40.7.86 49.

50.

51.

52.

Calculo ΔH para tq4 (Corrida 1) 72.Volu men 71.Tanq (cm3 73.ΔH ue ) (cm) 83.tq4 84.2425 85.27.4

5.

6.

7.8.

9.

10. 11.

12.

17. 29. 41. 53.

18. 30. 42. 54.

19. 20. 31. 32. 43. 44. 55. 56.

21. 33. 45. 57.

22. 23. 34. 35. 46. 47. 58. 59.

24. 36. 48. 60.

63.

64.

65. 66.

67.

68. 69.

70.

76. 88. 100.

77. 78. 89. 90. 101. 102.

79. 91. 103.

80. 81. 92. 93. 104. 105.

82. 94. 106.

112.

113. 114.

115.

116. 117.

118.

61.

95. 107.Balanc e de masa

124. Ta nque 136. tq 1 148. tq 2 160. tq 3

62.

74. 86.

96.

97.

98.

75. 87. 99.

108.

109.

110.

111.

119. Cálculo de Flujos (Corrida 1) 126. Di 127. Fluj amet o Vol. 128. Den 125. Fl ro (cm3/S sidad ρ ujo (cm) ) (g/cm3) 138. 2 139. 3.3 140. 1.04 137. F 5.0 4 2 150. 9. 151. 0.2 152. 0.99 149. 0 7 8 162. 1 163. 1.4 164. 0.99 161. 1.5 1 8

121. Balance de Masa Global 120. (Corrida 1)

129. Fluj o Másico (g/s) 141. 3.4 8 153. 0.2 7 165. 1.4 1

123. Balance de Masa por componente 122. (Corrida 1) 134. Frac 132. Val ción 131. Fl or gliceri 135. Valor 130. ujo (g/s) 133. na (adm) 144. 3.4 142. 143. F 8 145. 146. xF 147. 0.1556 156. 3.6 154. 155. L 0 157. 158. xL 159. 0.2010 168. 0.6 166. 167. G 6 169. 170. xG 171. 0.0000

179. L' 174. 1 175. 3.3 176. 1.06 177. 3.6 = F0.6 7 8 0 178. G 191. B 184. tq 186. 7. 187. 0.6 188. 0.99 189. 0.6 alanc 5 185. G 9 7 7 6 190. e 172. tq 4 173. L

196. 212.

230. Ta nque 242. tq 1 254. tq 2 266. tq 3

197. 213. 214.

182. xL' = (F*xF180. 2.8 G*xG)/L 2 181. ' 183. 0.1924 192. 0.0 194. Bala 0 193. nce

195. 0.0000

198.

199.

200.

201.

202. 203.

204.

205. 206.

207. 208. 209. 210. 211.

215.

216.

217.

218.

219. 220.

221.

222. 223.

224.

225. Cálculo de Flujos (Corrida 2) 232. Di 233. Fluj amet o Vol. 234. Den 231. Fl ro (cm3/S sidad ρ ujo (cm) ) (g/cm3) 244. 2 245. 4.3 246. 1.04 243. F 5.0 6 2 256. 9. 257. 0.0 258. 0.99 255. 0 8 8 268. 1 269. 2.5 270. 0.99 267. 1.5 7 8

227. Balance de Masa Global 226. (Corrida 2)

235. Fluj o Másico (g/s) 247. 4.5 47 259. 0.0 79 271. 2.5 63

278. tq 280. 1 281. 3.2 282. 1.08 283. 3.5 4 279. L 0.6 5 5 21 290. tq 291. G 292. 7. 293. 0.4 294. 0.99 295. 0.4

229. Balance de Masa por componente 228. (Corrida 2) 240. Frac 238. Val ción 237. Fl or gliceri 241. Valor 236. ujo (g/s) 239. na (adm) 250. 4.5 248. 249. F 5 251. 252. xF 253. 0.1556 262. 3.5 260. 261. L 2 263. 264. xL 265. 0.2415 274. 0.4 272. 273. G 2 275. 276. xG 277. 0.0000 288. xL' = 285. L' (F*xF= F- 286. 4.1 G*xG)/L 284. G 2 287. ' 289. 0.1716 296. 297. B 298. 0.0 299. 300. Bala 301. 0.0000

5

9

2

8

alanc e

23

0

nce

302. 303. Balance de energía 304. Balance Energia Precalentador (Corrida 1) 305. 310. U 308. Va nida riable 309. Valor d 311. 318. g/ 316. F 317. 3.48 s 319. 326. g/ 324. L 325. 2.82 s 327. 334. g/ 332. G 333. 0.66 s 335. 342. g/ 340. W' 341. 0.27 s 343. v 350. J/ 348. λ'v 349. 2243.62 g 351. 358. ° 356. T0 357. 22 C 359. 365. 55.8181 366. ° 364. T' 8182 C 367. 374. J/ 372. Cp' 373. 3.82 (g K) 375. 382. J/ 380. Q'F 381. 450.07 s 383. 390. J/ 388. Q'v 389. 613.32 s 391. 398. J/ 396. Q'P 397. 163.24 s 399. 404. 405. 406. 407.

306.

312. 320. 328. 336. 344. 352.

368.

362. 22 363. °C 370. 38.36363 369. T' 636 371. °C 379. J/ 377. Cp' 378. 3.84 (g K)

384.

385. Q'F

386. 285.84

387. J/s

392.

393. Q'v

394. 180.65

395. J/s

400.

401. Q'P

402. -105.19

403. J/s

360.

376.

408.

307. Balance Energia Precalentador (Corrida 2) 315. U 313. Var nida iable 314. Valor d 323. g/ 321. F 322. 4.55 s 331. g/ 329. L 330. 4.12 s 339. g/ 337. G 338. 0.42 s 347. g/ 345. W'v 346. 0.08 s 355. J/ 353. λ'v 354. 2276.26 g 361. T0

409.

410.

411.

412. 413. 414. 415. 416. 417. 418. 423. Balance Energia Evaporador (Corrida 1) 424. 429. U 427. Va nida riable 428. Valor d 430. 437. g/ 435. F 436. 3.48 s 438. 445. g/ 443. L 444. 2.82 s 446. 453. g/ 451. G 452. 0.66 s 454. 461. g/ 459. Wv 460. 1.41 s 462. 469. J/ 467. λv 468. 2201.04 g 470. 477. J/ 475. λG 476. 2272.18 g 478. 484. 55.8181 485. ° 483. T' 8182 C 486. 493. ° 491. TF 492. 94 C 494. 501. J/ 499. Cp 500. 3.84 (g K) 502. 509. J/ 507. QF 508. 2021.23 s 510. 517. J/ 515. Qv 516. 3105.54 s 518. 525. J/ 523. QP 524. 1084.31 s 526.

419. 425.

431. 439. 447. 455. 463. 471. 479. 487.

420.

421.

422.

426. Balance Energia Evaporador (Corrida 2) 434. U 432. Var nida iable 433. Valor d 442. g/ 440. F 441. 4.55 s 450. g/ 448. L 449. 4.12 s 458. g/ 456. G 457. 0.42 s 466. g/ 464. Wv 465. 2.56 s 474. J/ 472. λv 473. 2202.83 g 482. J/ 480. λG 481. 2352.78 g 489. 38.36363 488. T' 636 490. °C

495.

496. TF

497. 64

503.

504. Cp

505. 3.86

498. °C 506. J/ (g K)

511.

512. QF

513. 1445.73

514. J/s

519.

520. Qv

521. 5645.27

522. J/s

527.

528. QP

529. 4199.54

530. J/s

531. 532.

533. Cálculo de hi 534. Corrida 1 536. Calculo hi 537. Calculo h2 542. 25 545. 75 541. 25122 543. 544. 46.32 hi .76 h2 007 546. 556.557. 70 h 92.11 559. a T3=94°C y 579 558. xF=0.1556 569.570. 25 573. 0.4 574. Wa h 18030 572. 60017 tt/(m .65 571. k 58 K) 584. 585. 0.9 587.588. 38 S 39811 c 44.59 16 586. 713 599.600. 75 603. 10 h 46.32 602. 00.84 007 601. ρl 3 614. 615. 15. 618. 0.0 F 61564 617. 59243 08 616. σ 5 629.630. 16 633. 0.0 h 1250. 631. 632. 00402 549 μl 15 648. 0.4 647. 47534 644. ρV 3 645. 646. 660. 661. 659. 662.663. 12

538. Calculo h1 548. 16 547. 1250. h1 549 549. 561. 38 560. 44.59 562. J/ cp 713 (Kg K) 576. 0.0 575. 00402 577. (N μl 15 s)/m2

589. J/ 590. 591. 0.7 (Kg K) G 7 604. Kg 605. /m3 G

606. 7.6 94649 4

539. Calculo FC 551. 15. 550. 61564 552. FC 08 563. 564. 12. 1/Xt 89439 04 565. t 579. 0.1 578. 90942 580. y 54 adim 595. 592. g/ 594. 10 Kg/ (s 593. 00.84 m 3 cm2) ρl 3 610. 607. Kg 609. 0.4 Kg/ /(s 608. 47534 m 3 m2) ρV 3

621. 0.4 622. Wa 623. 619. N/ 620. 60017 tt/(m μl/μ m k 58 K) w

624. 1

634. (N 635. 636. 0.0 s)/m2 D 24 637. m 638. 639. 650. 649. Kg μl/μ 652. adi /m3 651. 1 m 653. 654. w 666. 667. 668. 669. 664. J/K 665.

540. Calculo SC 554. 0.93 553. 981115 SC 6 555. 566. 567. 580 Re 1.6454 06 568. 582. 371. 581. 527847 Rel 4 583. 596. FC

597. 15.6 156407 9 598.

612. 0.19 094254 613. a 1 dim 628. g /(s 625. 626. cm2 adim G 627. 0.77 ) 642. 7.69 643. K 641. 464940 g/(s G 2 m2) 640.

655. 670.

611. y

656. 657. 0.02 D 4 658. m 671.672. 0.00 673. (

674. 675. 689.690.

704.705.

719.720.

734.735. 749.750.

764.765.

779.780.

794. 795.

λ 1000 677.678. 10 T 8.320 48 676. 692. TS 693. 94 691. 707. 708. 34 P 8.903 022 706. 723. 19 722. 4.745 PS 301 721. 737. 738. 38 T 1.470 48 736. 752. 753. 36 TS 7.15 751. 767. 768. 46 P 516.5 847 766. 783. 25 782. 963.9 PS 089 781.

g

μl

N s)/ m2

040215

679. °C 680. 681.

682.

683.

684.

685.

686. 687.

688.

694. °C 695. 696.

697.

698.

699.

700.

701. 702.

703.

709. m mHg 710. 711.

712.

713.

714.

715.

716. 717.

718.

724. m mHg 725. 726.

727.

728.

729.

730.

731. 732.

733.

739. K

740. 741.

742.

743.

744.

745.

746. 747.

748.

754. K

755. 756.

757.

758.

759.

760.

761. 762.

763.

769. Pa 770. 771.

772.

773.

774.

775.

776. 777.

778.

784. Pa 785. 786.

787.

788.

789.

790.

791. 792.

793.

796. Corrida 2 798. Calculo hi 799. Calculo h2 804. 29 807. 26 803. 9290 805. 806. 14.00 hi 0.71 h2 605 808.

800. Calculo h1 810. 21 809. 8116. h1 86 811.

801. Calculo FC 813. 1 812. 3.71 814. FC 023

818. 819. 24 824. J/ 825. 826. 1 h 66.89 821. a T3=62°C y 822. 823. 38 (Kg 1/Xt 0.77 855 820. xF=0.1556 cp 57.12 K) 022 827. t 831. 832. 29 835. 0. 836. W 838. 0. 841. 0. 842. h 9043 834. 5145 att/ 837. 0005 839. (N 840. 0931 adi 3.81 833. k 578 (m K) μl 4943 s)/m2 y 23 m 857. 846.847. 0. 851. J/ 854. g/ 856. 9 Kg/ S 9437 849.850. 38 (Kg 852. 853. 1. (s 855. 94.7 m 3 2335 848. cp 57.12 K) G 01 cm2) ρl 7576 872. 861.862. 26 865. 99 868. 10 869. Kg 871. 0. Kg/ h 14.00 864. 4.775 866. Kg 867. .0501 /(s 870. 1425 m 3 605 863. ρl 7 /m3 G 543 m2) ρV 59

876.877. 13 880. 0. 883. 0. F .7102 879. 0653 881. N/ 882. 5145 368 878. σ 745 m k 578

891.892. 21 895. 0. h 8116. 893. 894. 0005 86 μl 49

896. (N 897. 898. 0. s)/m2 D 024

802. Calculo SC 816. 0.9 43723 35 C 829. 545 8.3625 4 2f e

e

C

844. 398 .12314 859. 1 3.7 102 874. 0. 093 123

884. W 885. 887. att/ μl/μ adi (m K) 1 m w 886.

889. 1. 01

899. m 900.

904. 1 0.0 501 54

901.

902.

817.

830. 845.

860. 875. a di m 890. g /(s c m2 ) 905. K g/ (s m2 )

907.

922.

936. 937. 951.

952.

966.

967.

981.

982.

996.997. 1011. 1012.

1026. 1027.

1041. 1042.

910. 0. 912. 909. 1425 911. Kg μl/μ ρV 596 /m3 913. 1 908. w 924. λ* 925. 93 1000 923. 939.940. 79 TW .0639 938. 954. TS 955. 64 953. 970. 99 969. .3891 PW 01 968. 985. 46 984. .6475 PS 72 983. 1000. 35 999. 2.213 TW 903 998. 1014. 1015. 33 TS 7.15 1013. 1030. 13 1029. 250.7 PW 92 1028. 1045. 62 1044. 19.16 PS 58 1043.

914. ad im 915.

916.

917.

919. 0. 920. 024 m 934. 0. 000 935. (N 549 s)/m2

926. J/K g 927.

928.

929.

930.

931.

932.

941. °C 942.

943.

944.

945.

946.

947.

948.

949.

950.

956. °C 957.

958.

959.

960.

961.

962.

963.

964.

965.

971. m mHg 972.

973.

974.

975.

976.

977.

978.

979.

980.

986. m mHg 987.

988.

989.

990.

991.

992.

993.

994.

995.

l

1001. K 1002.1003.

1004.

1005. 1006.

1007.

1008.

1009.

1010.

1016. K 1017.1018.

1019.

1020. 1021.

1022.

1023.

1024.

1025.

1031. Pa 1032.1033.

1034.

1035. 1036.

1037.

1038.

1039.

1040.

1046. Pa 1047.1048.

1049.

1050. 1051.

1052.

1053.

1054.

1055.

1056. Cálculo de ho 1057.Calculo h0 (Corrida 1) 1060.1061. 6234.15 h0 15 1062. 1067.1068. 0.67382 1069. W/

1058. 1063. 1070.

1059.Calculo h0 (Corrida 2) 1064.1065. 4760.45 h0 503 1066. 1071.1072. 0.67382 1073. W/

kv 069 (m K) 1074.1075. 941.522 1076. Kg/ ρv 099 m3 1081. g 1082. 9.81 1083. m/s2 1088.1089. 2201037 λ .29 1090. J/Kg 1095.1096. 0.00021 1097. kg/ μv 408 (m s) 1102. Tsat 1103. 122.64 1104. °C 1109. TW 1110. 108.32 1111. °C

1077. 1084. 1091. 1098. 1105. 1112.

kv 069 (m K) 1078.1079. 943.622 1080. Kg/ ρv 157 m3 1085. g 1086. 9.81 1087. m/s2 1092.1093. 2202829 λ .51 1094. J/Kg 1099.1100. 0.00022 1101. kg/ μv 271 (m s) 1106. Tsat 1107. 119.76 1108. °C 1113.1114. 79.0639 TW 025 1115. °C

1116. 1117. Cálculo de U 1118.Calculo de U Experimental (Corrida 1) 1123. 202 1122. Q 1.23 1124. J/s 1131. 0.2 87436 1130. A0 88 1132. m2 1138. Termin 1139. 49. al C 67 1140. °C 1146. Termin 1147. 11. al F 49 1148. °C 1155. 26. 07739 1154. LMTD 22 1156. 1163. 269 .65509 1164. W/ 1162. U 8 (m2 K) 1170.

1119.

1120.

1125.

1126.

1133.

1134.

1141.

1142.

1149.

1150.

1157.

1158.

1165.

1166.

1121.Calculo de U Experimental (Corrida 2) 1128. 14 1127. Q 45.73 1129. J/s 1136. 0.2 87436 1135. A0 88 1137. m2 1143. Termin 1144. 54. al C 06 1145. °C 1151. Termin 1152. 28. al F 43 1153. °C 1160. 39. 87982 1159. LMTD 06 1161. 1168. 12 6.122 1169. W/ 1167. U 199 (m2 K)

1171. 1179.

1172. 1180.

1173. 1181.

1187.Calculo de U Teórico (Corrida 1) 1192. 552 .45971 1193. W/ 1191. U 5 (m2 K) 1200. 0.0 01810 1199. 1/U 09 1201. 1208. 252 5122.7 1207. hi 6 1209. 1215. h0 1223. xespesor 1231. xespesor 1239. kvidrio 1247. kvidrio 1255. 1263.

1174. 1182.

1175. 1183.

1188.

1189.

1194.

1195.

1202.

1203.

1210.

1211.

1218.

1219.

1225. cm

1226.

1227.

1234.

1235.

1240. 0.6 3 1248. 3.5 7731

1233. m 1241. BTU /(h ft °F) 1249. W/ (m K)

1242.

1243.

1250.

1256. 1264.

1257. 1265.

1272.

1251. 1259. 1267. 1273.

1278.

1279.

1286.

1287.

1216. 623 4.1515 1224. 0.5 9 1232. 0.0 059

1217.

1271.Corrida 1 1275. U Experime 1277. W/ ntal 1276. 270 (m2 K) 1283. U 1285. W/ Teórico 1284. 552 (m2 K)

1258. 1266.

1176. 1184.

1177. 1185.

1178. 1186.

1190.Calculo de U Teórico (Corrida 2) 1197. 53 7.726 1198. W/ 1196. U 332 (m2 K) 1205. 0.0 01859 1204. 1/U 68 1206. 1213. 29 92900 1212. hi .71 1214. 1221. 47 60.45 1220. h0 503 1222. 1229. 0.5 1228. xespesor 9 1230. cm 1237. 0.0 1236. xespesor 059 1238. m 1246. BTU 1245. 0.6 /(h ft 1244. kvidrio 3 °F) 1253. 3.5 1254. W/ 1252. kvidrio 7731 (m K) 1260. 1268.

1261. 1269.

1262. 1270.

1274.Corrida 2 1280. U Experime 1281. 12 1282. W/ ntal 6 (m2 K) 1288. U 1289. 53 1290. W/ Teórico 8 (m2 K)

1291. % Error

1299. 1300.

1292. 51 %

1293.

1294.

1295.

1296. % Error

1297. 77 %

1298.

1301. Aplicaciones 1302.   

Soluciones diluídas no incrustantes Soluciones no cristalizantes Líquidos viscosos 1303.

1304.

Ejemplos de líquidos aptos para evaporadores de película

ascendente    

Soluciones débiles de ácido sulfúrico Soluciones de sales inorgánicas Azúcar y derivados del azúcar Efluentes de la industria alimentaria



Melazas y vinazas

1305. 1306. 1307. Análisis y Conclusiones 1308. 1309.

Análisis de Resultados.

1310. 1311. Como podemos observar en el balance de masa, teóricamente las entradas al evaporador son iguales a las salidas de la parte líquida mas la parte del condensado. En la corrida numero dos se obtuvo una mayor perdida en la corrida numero dos, lo cual nos indica que puede haber fugas en el sistema, mientras que en la corrida numero uno, se obtuvo un mayor valor al realizar el balance, esto puede deberse a que haya un poco de acumulación en el evaporador, al momento del precalentamiento, o alguna parte del vapor no haya condensado adecuadamente y permanezcan algunas gotas en el condensador, lo que ocasione que se obtenga un mayor volumen en esta corrida y por lo tanto mayor valor al momento de realizar el balance de masa. 1312. 1313. La fracción de la glicerina obtenida en la solución concentrada, fue mayor en la segunda cual nos indica que el utilizar el vacío, afecta positivamente en este proceso y se obtiene una solución mas concentrada. 1314. 1315. Al analizar el balance de energía, podemos ver en la corrida 2 que el calor cedido por el vapor en el precalentador (Q`v ), es menor al calor ganado por la solución de glicerina (Q`F), esto se puede deber a algún error experimental, como por ejemplo, un error en la medición de los flujos, o algún otro factor como que pudiera existir alguna burbuja de aire atrapada al momento de la corrida, etc. Mientras que en el balance de energía de la corrida uno y en el evaporador de la corrida dos, los valores de calor cedido (Qv )son mayores a los valores de calor ganado (QF,) lo cual nos indica que existen perdidas de calor hacia el ambiente debido a que los tubos son de cristal y no estan aislados. 1316.

1317. Al comparar el coeficiente global de transferencia de calor experimental con el teórico, los valores de U obtenidos para ambas corridas resultaron ser menores los teóricos. Esto se debe a que el calculo teórico, toma en cuenta valores ideales; esto causa que el valor teórico no se asemeje al experimental o real, ya que existen muchas variables que no pueden mantenerse constantes o controladas, esto ocasiona que el valor real tenga un valor menor de transferencia de calor debido a que existen perdidas durante el proceso por que no se pueden aislar idealmente los tubos, y en este caso, algunos ni siquiera estaban aislados, también otra causa de esto puede ser el deterioro del equipo por la antigüedad que tiene este, así como la suciedad y corrosión que puedan haber acumulados dentro de el. 1318. 1319.Conclusiones 1320. Al utilizar un evaporador de película ascendente es posible concentrar y/o separar una mezcla o solución, mediante la ebullición nucleada y el intercambio de calor. Este proceso es eficiente y muy simple, ya que no es necesario utilizar mucha energía por unida de masa de la solución concentrada. Cabe mencionar que es necesario precalentar la muestra para así poder tener un proceso mas eficiente. 1321. 1322. Aplicar vacío afecta a la transmisión de calor, ya que la evaporación es llevada acabo de una manera mas rápida y eficiente; con lo cual lograremos obtener una mejor separación de la glicerina de la solución. Al aplicar vacío ocurre lo que llamamos como “evaporación flash”, en el cual la solución es evaporada rápidamente, lo cual agiliza y facilita el proceso de separación. 1323. 1324. El coeficiente global de transmisión de calor es afectado por muchas variables como puede ser, la diferente temperatura de los fluidos, presión atmosférica, tipo de flujo, el vacío, área de transmisión de calor etc. El valor teórico obtenido siempre será diferente al experimental, ya que existen muchos factores que no pueden mantenerse constantes o controlados e interfieren en el intercambio de calor. 1325. 1326.

1327. 1328. Ventajas    

Diseño sencillo Menor inversión y menores costes operativos que con película descendente o circulación forzada No se necesita electricidad No se necesita control de nivel

1329. 1330. 1331. 1332. Blibliografía

ARCELUS, J.; ATALA, C. Y JOLLY, G. Diseños y Simulación de Sistemas de Evaporadores en Múltiple 1333.

   

Efecto. Tesis para optar por el título de Licenciado en Ingeniería Química. Universidad Iberoamericana. México, 1978. 1334. KERN, Donald Q. Procesos de Transferencia de Calor. Compañía Editorial Continental, S.A. de C.V. México, 1965. 1335. PERRY, R. H. y D. GREEN. Perry’s Chemical Engineers’ Handbook. 6th. Ed., McGraw-Hill New York 1984. 1336. MILTON, P. E. Evaporation Technology, 1° Ed., Noyes Publications, New Jersey 1986.

1337.