OPERACIONES DE SEPARACION IIIING. JUANITA ELOISA CARDENAS RIVAS

PRIMER PARCIAL

DESTILACION EN UNA ETAPA

ES UNA OPERACIN DE UNA SOLA ETAPA, EN DONDE SE EVAPORA PARCIALMENTE UNA MEZCLA LIQUIDADESTILACION FLASH O DE EQUILIBRIO

FLASH ADIABATICO

FLASH ISOTERMICO

BALANCE DE MASA, MEZCLA BINARIA

REPRESENTACION GRAFICA

Se emplea cuando se requieren pequeas cantidades de material o composiciones variables del producto

El vapor del producto est en equilibrio con el liquido en el vaporizador en todo momento.Se utiliza un condensador total , por lo tanto y=xD

-Salida = acumulacin en el vaporizador Desarrollando la ecuacin anterior

QuedandoOrdenando e integrandoEcuacin de Rayleigh

Para una solucin ideal la volatilidad relativa es constante:Sustituyendo la ecuacin anterior en la ecuacin de Rayleigh e integrando se obtiene:

1.Graficar la curva de equilibrio y x 2.Calcular y x para valores de x.3. Graficar, integra :

4. Despejando :

5.La concentracin del destilado se puede conocer:

Con Simpson:

Se desea usar un destilador intermitente simple (con un a etapa de equilibrio) para separar metanol de agua. L a carga de alimentacin a la retorta es de 50 moles de una mezcla con 80% mol de metanol, para obtener una concentracin promedio en el destilado de 0.892. Calcular la cantidad de destilado recolectado, la cantidad y la concentracin de material que queda en el vaporizador. La presin es te 1 atm.

F= 50 mol ZF= 0.8XDprom= o.892XWfinal= ?Dtotal= ?Wfinal= ?Trabajar en la curva de equilibrio Metanol-Agua y obtener los datos que se muestran en la siguiente tabla:

xyy- x1/(y-x)0.80.9150.1158.690.750.8950.1456.890.700.8710.1715.850.650.8450.1955.130.600.8250.2254.440.500.7800.2803.57

Con la ecuacin: obtener el rea bajo la curva

rea = 0.702302wfinal= Fe(-Area) =50e(-0.702302)wfinal= 24.7722Dcalc= F-Wfinal= 50 24.7722Dcalc= 25.2278XDcalc= FxF - Wfinal /Dcalc = (50 x 0.8) (24.7722 x 0.7) / 25.2278XDcalc= 0.8981194 0.892

XwfinalAreaWfinal(mol)Dcalc(mol)XD calc0.70.70230224.772225.22780.8981940.61.22214.727335.27270.8835050.650.98397518.691131.30980.8895

Los equilibrios- liquido vapor para una mezcla se describen por los coeficientes de distribucin o factores K, siendo K para cada componente la relacin entre las fracciones molares de las fases de vapor y liquido en equilibrio:

Si las leyes de Raoult y Dalton son aplicables, es posible calcular los valores de Ki a partir de la presin de vapor y la presin total del sistema

La ley de Raoult es una buena aproximacin para mezclas de compuestos similares, sin embargo a presiones elevadas, los valores K no varan de forma inversamente proporcional con la presin total debido a los efectos de la compresibilidad Los factores K dependen fuertemente de la temperatura debido a la variacin de la presin de vapor, pero los valores relativos de K para dos componentes solo varan moderadamente con la temperatura.

La relacin de los factores K es la misma que la volatilidad relativa de los componentes:

Cuando se aplica la ley de Raoult

TEMPERATURA DE ROCIO

CALCULO: TEMPERATURA DE BURBUJA

Encuentre la temperatura de burbuja y roco, as como las correspondientes composiciones de liquido y vapor para una mezcla de 33% en mol de n-hexano, 37% en mol n-heptano y 30% en mol n-octano a 1.2 atm de presin total.

Se representa la presin de vapor de los tres componentes en una grafica semilogartmica de logP vs T.

Se elige una T=105C

COMPONENTEPi105C(atm)Ki=Pi/1.2xiyi=kixi1-hexano2.682.230.330.73592-heptano1.211.010.370.37373-octano0.5540.4620.300.1386

Sum=1.248

componentePi a 96Ckixikixiyi12.161.80.330.5940.60420.930.7750.370.28680.29230.410.3420.300.1025

Sum=0.98330.104

Sum=1.00

El punto de roco es ms elevado que el punto de burbuja, as que se utiliza una temperatura de 105C como primer intento.

ComponentekiyiYi/ki12.230.330.148021.010.370.36630.4580.300.655

SUM=1.169

Puesto que la sumatoria es demasiado alta, se elige una temperatura mayor. Se toma T=110C

ComponentePiKiyiYi/kixi13.02.50.330.1320.13021.381.150.370.32170.31730.640.5330.300.5625

Sum=1.01620.553

Sum=1.000

ECUACION DE RACHFORD-RICE

Equilibrio C componentesYi=KixiKi = f (P, T, xi, j, k. )

SEGUNDO PARCIAL

DESTILACION BINARIA EN MULTIETAPAS

Rectificacin (Operacin con reflujo).Es la destilacin en mltiples etapas a contracorriente.Tiene como propsito la separacin de dos o ms componentes para obtener productos, que deben cumplir ciertas especificaciones de pureza que pueden ser hasta de un 99.999 %Binaria, Multicomponente y Extractiva o azeotrpica.

Se puede ver como una operacin en la cual una serie de etapas de evaporacin instantnea son arregladas en serie, de tal forma que los productos de cada etapa son alimentados a las etapas adyacentes. La concentracin del componente o componentes del ms bajo punto de ebullicin se va incrementando en el vapor de cada etapa en la direccin del flujo de vapor y disminuyendo en el liquido en la direccin del flujo del lquido, debido a esto la temperatura disminuye de etapa a etapa y alcanza su valor mnimo cuando el vapor es producido en la primera. Similarmente la temperatura se va incrementando en la direccin del flujo del lquido y alcanza su valor mximo en el punto donde el producto lquido es eliminado del proceso.

1893 Sorel publico un mtodo de clculo -Balances de entalpa -Balances de materia -Relaciones de equilibrio1920 Lewis (los balances de entalpa se pueden despreciar). Simplificando as los clculos1925 McCabe y Thiele publican su mtodo, reconocen que las ecuaciones modificadas se pueden resolver grficamente.

Los flujos en moles de vapor y liquido son esencialmente constantes a lo largo de las secciones de agotamiento y rectificacin.Esta condicin se cumple porque las perdidas de calor que se tienen son pequeas.Los calores molares de vaporizacin son aproximadamente iguales.La variacin de la temperatura a lo largo de la columna no es demasiado grande.

Esquema bsico de una columna para realizar los balances de materia

Sea R = Lo / D (relacin de reflujo externa)*Carga trmica del condensadorBalance de materia totalV1 = Lo + Des decir, la relacin de reflujo R=L/DV1 = D (R + 1)Balance de entalpa totalV1 HV1 = Lo hLo + D hD + QCQC = V1 HV1 -D hD hD = @xDes decir,QC = D (R + 1) (HV1 - hD) = D (R + 1) @xD

Balance de materia global (toda la columna)

F = D + WF zF = D xD + W xW

Balance de entalpa global (toda la columna)

F hF + QH = D hD + W hW + QC

Lo = L1 = L2 = ...= L

V1 = V2 = V3 = ...= V

Balance global de materia

V = L + D (1)

Balance del componente ms ligero

yn+1 V = xn L + XD D (2)

Relacin de reflujo

R = Lo / D (3)

LINEA DE OPERACIN EN LA ZONA DE ENRIQUECIMIENTO (LOZE)A partir de las dos primeras ecuaciones anteriores se obtiene:yn+1 = (L / V) xn + (D / V) xD(4)

Y considerando la relacin de reflujo:

Evaluando xn = xD y calculando la ordenada para una relacin de reflujo conocida, se tienen dos puntos que permiten construir la lnea de operacin para la zona de enriquecimiento. La pendiente de la lnea de operacin es L / V (relacin de reflujo interno)yn+1 = R / (R+1) xn + 1 / (R+1) xD (5)

LM = LM+1 = LM+2 = ...= L

VM= VM+1 = VM+2= ...= V

Balance global de materia

L = V + W (6)

Balance del componente ms ligero

xM L = yM+1 V + xW W (7)A partir de las ecuaciones (6) y (7) se obtiene:

yM+1 = (L / V) xM - (W / V) xW (8)

q= Volumen de liquido alimentado/flujo alimentado

:. q = (Lm- Ln)/ F En funcin de la vaporacin de la mezcla de entrada.

Se comprueba que para la seccin de rectificacin la pendiente de la recta es L/V 1.

Lnea del plato de alimentacin

CONDICION TERMICA DE LA ALIMENTACION

Vaporsobresaturado Vaporsaturado Mezcla Lquido + VaporZFLquidosaturadoLquidosubenfriado

Grfico1

36.06336.063

3737

3838

3939

4040

4141

4242

4343

4444

4545

4646

4747

4848

4949

5050

5151

5252

5353

5454

5555

5656

5757

5858

5959

6060

6161

6262

6363

6464

6565

6666

6767

6868

68.71968.719

LIQUIDO

VAPOR

FRACCION MOL (x,y,z)

TEMPERATURA C

PENTANO C5 - HEXANO C6

Grfico2

0.9999988804

0.9849695301

0.9682551056

0.9508253966

0.9326608839

0.9137417064

0.8940476595

0.8735581931

0.8522524101

0.8301090648

0.8071065613

0.7832229519

0.758435936

0.7327228585

0.7060607085

0.678426118

0.6497953611

0.6201443525

0.5894486467

0.5576834368

0.5248235538

0.4908434656

0.4557172763

0.4194187255

0.3819211873

0.3431976703

0.3032208165

0.2619629011

0.2193958321

0.1754911497

0.1302200263

0.083553266

0.0354613046

-0.0000143128

CURVA DE EQUILIBRIO

FRACCION MOL x

FRACCION MOL y

Grfico3

1441.07834406567605.07857096267605.0785709626

1489.98763176737657.26113332317657.2611333231

1542.39529912267713.82808319827713.8280831982

1595.0055762137771.33184940927771.3318494092

1647.80503732017829.80645520337829.8064552033

1700.78121868067889.28679533287889.2867953328

1753.92255130017949.80864941217949.8086494121

1807.21829860298011.40869528598011.4086952859

1860.65849855248074.12452240248074.1245224024

1914.23390990788137.99464519058137.9946451905

1967.93596230748203.05851643728203.0585164372

2021.75670989478269.35654066128269.3565406612

2075.68878822438336.93008748098336.9300874809

2129.72537420628405.8215049738405.821504973

2183.86014886448476.07413301868476.0741330186

2238.08726270518547.73231663448547.7323166344

2292.40130350218620.84141928468620.8414192846

2346.79726632658695.4478361738695.447836173

2401.27052565568771.59900750948771.5990075094

2455.81680941318849.34343174948849.3434317494

2510.43217480078928.73067880448928.7306788044

2565.11298579339009.81140321849009.8114032184

2619.85589217919092.63735730929092.6373573092

2674.65781003489177.26140427129177.2614042712

2729.5159035349263.73753123689263.7375312368

2784.42756799519352.12086229449352.1208622944

2839.39041408149442.46767145939442.4676714593

2894.40225307229534.8353955969534.835395596

2949.46108313119629.28264728799629.2826472879

3004.56507650019725.8692276549725.869227654

3059.7125675589824.65613910779824.6561391077

3114.90204168069925.70559805699925.7055980569

3170.132124849310029.081047542610029.0810475426

3209.866949103110104.881591681810104.8815916818

LIQUIDO

VAPOR

REFERENCIA

FRACCION MOL (x,y,z)

ENTALPIA

PENTANO C5 - HEXANO C6

Hoja1

C1C2C3C4C5C6C7

TPv1Pv2xyHvhl

36.0631.0130.3201.0001.0007605.11441.1

371.0460.3320.9540.9857657.31490.0

381.0820.3450.9070.9687713.81542.4

391.1190.3590.8610.9517771.31595.0

401.1570.3730.8170.9337829.81647.8

411.1950.3880.7740.9147889.31700.8

421.2350.4030.7330.8947949.81753.9

431.2760.4180.6940.8748011.41807.2

441.3180.4340.6550.8528074.11860.7

451.3610.4510.6180.8308138.01914.2

461.4050.4680.5820.8078203.11967.9

471.4500.4850.5470.7838269.42021.8

481.4960.5030.5140.7588336.92075.7

491.5440.5220.4810.7338405.82129.7

501.5920.5410.4490.7068476.12183.9

511.6420.5600.4190.6788547.72238.1

521.6930.5810.3890.6508620.82292.4

531.7450.6020.3600.6208695.42346.8

541.7980.6230.3320.5898771.62401.3

551.8530.6450.3050.5588849.32455.8

561.9080.6670.2790.5258928.72510.4

571.9650.6910.2530.4919009.82565.1

582.0240.7150.2280.4569092.62619.9

592.0830.7390.2040.4199177.32674.7

602.1440.7640.1800.3829263.72729.5

612.2070.7900.1580.3439352.12784.4

622.2710.8160.1350.3039442.52839.4

632.3360.8440.1140.2629534.82894.4

642.4020.8720.0930.2199629.32949.5

652.4700.9000.0720.1759725.93004.6

662.5390.9300.0520.1309824.73059.7

672.6100.9600.0320.0849925.73114.9

682.6830.9910.0130.03510029.13170.1

68.7192.7361.013-0.000-0.00010104.93209.9

Hoja2

Hoja3

RELACION DE REFLUJOLa relacin de reflujo requerida para cualquier separacin es directamente proporcional al flujo de carga.

La relacin de reflujo: L / D

La relacin de reflujo requerida para cualquier separacin se reduce conforme se aumenta el numero de etapas de equilibrio, pero hay un limite debajo del cual no se puede abatir. Todas las separaciones practicas requieren que las lneas de operacin se corte por debajo de la curva de equilibrio.

CONDICIONES DE RELACION DE REFLUJO

PROCEDIMIENTO GRAFICO DE McCABE-THIELESe dibuja curva de equilibrio Y-XSe traza la linea de referencia (45) desde el punto (0,0) hasta el punto (1,1).

Sobre la lnea de referencia se fijaran los puntos XR , XA , XD.El No. de platos de una columna de rectificacin es funcin de q(condicin trmica de la alimentacin) y R(reflujo) por lo cual hay que fijar el valor de q

PROCEDIMIENTO GRAFICO DE McCABE-THIELE

Si fuera necesario el valor del reflujo mnimo, para lo cual se une el punto xD con el punto de q y se prolonga hasta el eje de la y, de esta manera encontramos el valor de la ordenada mxima, a partir de la cual se puede despejar el REFLUJO MNIMO.PROCEDIMIENTO GRAFICO DE McCABE-THIELE

Finalmente para poder saber el numero de platos tenemos que fijar la lnea de operacin de la zona de agotamiento L.O.Z.A. Fijando el valor de XR en la lnea de referencia Hasta el cruc de las lneas de interseccin de q y la lnea de L.O.Z.EPROCEDIMIENTO GRAFICO DE McCABE-THIELE

Una vez que tenemos todas las lneas de operacin en nuestra grafica, procedemos a graficar el numero de platos que corresponden a nuestro sistema .PROCEDIMIENTO GRAFICO DE McCABE-THIELE

Es un mtodo grafico para la realizacin etapa a etapa de destilacin y extraccin .

Esta restringido a sistemas binarios en destilacin y terciarios para extraccin.

No requiere la suposicin de reflujo de las fases.

Basada en el primer principio de la termodinmica, la conservacin de la energa por unidad de masa y puesto que solamente permanece en trminos de energa. dH=0

Obteniendo:

Adems de representar el proceso de adicin A+B=C la lnea de balance de materia ABC es tambin el lugar geomtrico de la substraccin equivalente a B=C-A. Esto introduce a B como un punto de diferencia.Si una mezcla (xA, HA) se substrae de C, resulta una corriente de entalpa HB y XB. Fig.10.1

En condiciones no adiabticas q no es cero.Por lo tanto:q= H

Combinando las ecuaciones (1) y (2), se obtiene:

Combinando las ecuaciones (1) y (3), se obtiene:

(4)(5)

Combinando las ecuaciones (4) y (5) y reordenando, se obtiene: Lnea de operacin para dos corrientes que cruzan Vn-2 y Ln-1Que es la de una recta que pasa por los puntos (hD-qD, xD), (Hn-2, yn-2) y (hn-1, xn-1) (6)

El punto P(punto de diferencia) (hD-qD)= (Hn-2, Vn-2 - hn-1, Ln-1)/D

Zona de enriquecimientoBalance de materia entre los platos n y (n-1)Ec. De lin. de op. que representa la lnea 2Balance de materia en el condensador y la etapa nCondensador totalyn = xnLnea que pasa porLn esta en equilibrio con Vn, siguiendo la lnea DC podemos obtener la corriente Vn-1

Reflujo interno (L/V)Entre las etapas n-1 y n-2Relacin reflujo a destiladoEtapa superior

Zona de agotamientoBalance de materia entre los platos m y (m-1)Ec. De lin. de op. que representa la lnea 3P punto de diferencia de la seccin de agotamientoRelacin liquido a vapor

Columna completa

El punto P es el punto de referencia apropiado para las etapas situadas por encima de la alimentacin y P para las etapas situadas por debajo de la alimentacin. La transicin de la etapas de enriquecimiento a las de agotamiento es la localizacin de la etapa de alimentacin.

Por tanto la etapa de alimentacin es donde se corta PP, en el caso de la grfica la alimentacin es en la etapa 5.

Al igual que el mtodo de Mc Cabe-Thiele el plato de alimentacin es donde se cruzan las rectas.

La operacin a reflujo total corresponde a una situacin en la que no hay alimentacin, destilado o colas y donde se requiere el numero mnimo de etapas para alcanzar una separacin deseada.

La figura 10.10 representa la condicin de reflujo total, los puntos de diferencia P y P estn en+ y- infinito puesto que y=x, B=0, D=0 y (hD-qD)=,(hB-qB)=

La figura 10.11 muestra las estructuras equivalentes para el mtodo de Ponchon, en la figura 10.11a, la relacin de reflujo mnima esta determinada por las condiciones de alimentacin, los puntos de diferencia P y P se localizan prolongados a la lnea de reparto, correspondiente al equilibrio que pasa por zF , hasta su interseccin con los dos puntos de diferencia.

PROBLEMA

Se desea disear una columna de rectificacin para separar 15000 kg/h de una mezcla que contiene 50% en peso de benceno y 50% peso de tolueno para obtener un destilado que contenga 95% en peso de benceno y el residuo con 3% en peso de benceno. La alimentacin entra como liquido saturado, y el reflujo mnimo es de 0.957. El reflujo externo utilizado es de 1.5 veces el reflujo mnimo.

1.-Calcular por el mtodo de McCabe-Thiele los siguientes puntos:

Cantidades de destilado y residuo en kmol/h y kg/h Nmero platos tericosCalor en el condensador en kcal/hCalor en el rehervidor en kcal/h

2.- Calcular por el mtodo de Ponchon-Savarit los puntos a, b, c y d

MTODO DE McCABE-THIELED= 97.506 kmol/h=7664.1666kg/h W= 80.164 kmol/h=7335.8kg/h NPT= NET-1= 14-1 = 13 Qc= 2 363 549.5 kcal/h QH= 2 306 463.8 kcal/h

MTODO DE PONCHON-SAVARIT

TERCER PARCIAL

DESTILACION MULTICOMPONENTES EN MULTIETAPAS

EN EL DISEO DE CUALQUIER COLUMNA DE DESTILACIN ES IMPORTANTE CONOCER POR LO MENOS DOS COSAS.NMERO DE PLATOS A REFLUJO TOTALREFLUJO MNIMOMERRIL R. FENSKE, 1932

ALGORITMO PARA DESTILACIN MULTICOMPONENTE POR UN MTODO EMPRICO

CLAVEPESADOCLAVE LIGEROLKHK

ALGORITMO PARA ESTABLECER LA PRESIN DE LA COLUMNA DE DESTILACINY=K* ZiX=K/Zi

EJEMPLO:LKHKDESTILADO = 64.5 KOMOL/h

A=40 KMOL/h x=0.62 B=22.5 KMOL/h x=0.3488C=2 KMOL/h x=0.0312

FONDOS= 35.5 KMOL/h

B=2.5 KMOL/h x=0.0704C=18 KMOL/h x=0.507D=15 KMOL/h x=0.4226f= Mezcla L-V10% vapor90% lquidoR=1.3 Rmin

CALCULO DE LA PRESIN DEL PUNTO DE BURBUJA DEL DESTILADO A 120F (49C)

T=120 F Y P= 60 PSICOMPOSICION K Y=K*Z0.621.350.8370.34880.470.1639360.03120.170.0053041.00624

T=120 F Y P= 100 PSICOMPOSICION K Y=K*Z0.620.820.50840.34880.290.1011520.03120.120.0037440.613296

T=255 F Y P= 60 PSICOMPOSICION K Y=K*Z0.07042.30.161920.5071.180.598260.42260.570.2408821.001062

T=260 F Y P= 60 PSICOMPOSICION K Y=K*Z0.07042.40.168960.5071.250.633750.42260.610.2577861.060496

1.- Suponer temperatura2.- Leer K de cada componente3.- Sustituir valores en la ecuacin.4.- Comprobar que la sumatoria sea = 0

T=72 CZIk0.420.1-0.363636360.250.720.10.072016460.20.30.10.150537630.150.130.10.142935380.00185311

Para una separacin especificada entre dos componentes clave de una mezcla multicomponente, se puede deducir una expresin exacta para el nmero mnimo de etapas de equilibrio que se necesitan, correspondiendo a la condicin de reflujo total.

Se requiere de la definicin del valor de K y la igualdad de fracciones molares entre las etapas.

Para el componente i en la etapa 1

Pero para las corrientes que se cruzan,

Combinando las ecuaciones:

Anlogamente, para la etapa 2

Combinando (3) y (4) se obtiene:

La ecuacin (5) puede ampliarse para dar:

Para el componente j

Combinando (6) y (7) se encuentra:

bien:

Donde:

Volatilidad relativa entre los componentes i,j

La ecuacin anterior relaciona los enriquecimientos relativos de dos componentes cualesquiera i y j en una cascada de N etapas tericas con las volatilidades relativas de los dos componentes.

Aunque es exacta, raramente se utiliza en la prctica, debido a que es preciso conocer las condiciones de cada etapa para calcular la serie de volatilidades relativas.

Si la volatilidad relativa es constante, la ecuacin (9) se transforma en:

Despejando:

Ecuacin de Fenske

El nmero mnimo de etapas de equilibrio est influenciado por los componentes no clave solamente debido a su efecto sobre el valor de la volatilidad relativa de los componentes clave.

Otra forma de la ecuacin 9 es:

Donde:

DETERMINAR EL POR LA ECCUACIN DE FENSKE, CON UNA PRESIN UNIFORME DE 60 psia. Los dos componentes clave son n-pentano y n-hexano.Las condiciones del destilado y de las colas, basadas en distribuciones de productos estimadas por los componentes no clave son:

ETAPA SUPERIORA partir de la fig. 1, con Temperatura de 120F y 60 psia, obtener:

ETAPA INFERIORCon Temperatura de 255F, obtener:

Con ecuacin (13)

Sustituyendo valores en la ecuacin (12).

Una vez que se conoce se pueden calcular las fracciones molares para todos los componentes no clave.Sea i= un componente no clave y j= el clave pesado o componente de referencia, que se representa con la letra r.Entonces: se transforma en:

Sustituyendo en (16) se obtiene:

(17)

(18)

Las ecuaciones anteriores dan la distribucin de los componentes no clave a reflujo total de acuerdo con la ecuacin de Fenske.

ESTIMAR LA DISTRIBUCIN DE PRODUCTOS DE LOS COMPONENTES NO CLAVE, POR MEDIO DE LA ECUACIN DE FENSKE.Todas las volatilidades relativas de los componentes no clave, se calculan con relacin al componente pesado (n-hexano) utilizando los valores de K.

@ 120F

@ 255F

COMPONENTE120 F255FC47.724.335.862C70.3940.48330.4369

Tomando como base y las anteriores medias de las volatilidades relativas, se calculan los valores de , con relacin al n-hexano.

A partir de la ecuacin (17), utilizando las especificaciones de la velocidad de alimentacin antes establecidas:

ALIMENTACIN KMOL/HN-BUTANO= 40N-PENTANO= 25N-HEXANO= 20N-HEPTANO= 15

DESTILADO Kmol/hRESIDUO Kmol/hn-butano= 40n-butano= ---n-pentano= 22.5n-pentano= 2.5n-hexano= 2n-hexano= 18n-heptano= --n-heptano= 15

Para

Para

Para

Para

RESULTADOS

COMPONENTEn-butano17672.3139.97960.620.02036n-pentano80.25822.4840.3482.520.0709n-hexano1.0020.031180.5067n-heptano0.01010.016814.98320.4217TOTAL64.48040.999935.52351.00

El reflujo mnimo esta basado en las especificaciones para el grado de separacin entre dos componentes clave y resulta ser una condicin lmite de gran utilidad

Para la destilacin de un sistema multicomponente existen dos clases de acuerdo a los puntos de contacto:Clase 1: Todos los componentes de la alimentacin aparecen distribuidos entre el destilado y el residuo y solo existe un punto de contacto que esta comprendido en la etapa de alimentacinClase 2: Unos o mas de los componentes aparecen solo en uno de los productos y por ello se presentan dos puntos de contacto lejos de la etapa de alimentacin

Para la clase 1 se utiliza la ecuacin:

Para la clase 2 se utilizan simultneamente las siguientes ecuaciones:

Despejando Sustituyendo valores:

Para este clculo se utiliza la correlacin de Gilliland y se expresa de la siguiente forma:

Estas ecuaciones son validas para:1. Numero de componentes entre 2 y 112. La presin sea mx. 40.82atm.3. La condicin trmica de la alimentacin este entre 0.28 y 1.424. La volatilidad relativa est entre 1.11 y 4.05.

De la ecuacin:

Si se toma en cuenta que R=1.3Sustituyendo R en la ecuacin anterior

Sustituyendo X en:Despejando N

Para una estimacin razonable de la localizacin de la etapa ptima de alimentacin se puede obtener con la ecuacin de Kirkbride, donde se supone una distribucin ideal de los componentes en toda la columna de destilacin.

De la ecuacin anterior y sustituyendo valores:Redondeando:Por lo tanto el plato de alimentacin sera:El plato N8

GILLILAND, E R. Ind. Eng. Chem. 32:110(1940)King. C.J. Separation processes, 2 ed. Nueva york: McGraw Hill, 1980, p.416.Kirshnamurthy, R. y R. Taylor. AICHE J. 31:445, 446 (1985)Lewis, W.L. y G.L. Matheson. Ind. Eng. Chem 24:871 (1950).Shiras, R.N., D.N. Hanson y C.H. Gibson Ind. Eng. Chem 42:871(1950)Toor, H.L. y J.K. Burchand, AICHE J. 6: 202 (1960)Treybal, Robert E. Operaciones de Transferencia de Masa 2da Edicin. Editorial Mc Graw Hill. Mxico 1988.Mc cabe, Warren L. Operaciones Unitarias en Ingeniera Qumica. Editorial Mc Graw Hill. Mxico 2007.Perry R. Manual del Ingeniero Qumico 6 Edicin. Editorial Mc Graw Hill. Mxico 1992.

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