DESTILACIÓN CONTINUA

OBJETIVOS DE LA PRÁCTICA Objetivo General Generar un producto translúcido, enriquecido en alcohol etílico a partir de vinos turbios obtenidos del proceso de fermentación de la melaza por medio de una destilación continua. Objetivos Específicos 1. Determinar la composición azeotrópica y el equilibrio para el sistema etanol-agua para la presión de Manizales. 2. Utilizar el método McCABE-THIELE para determinar el número de etapas teóricas de la columna y la altura equivalente a un plato teórico para el empaque. 3. Realizar los balances de materia y energía de la destilación 4. Determinar la eficiencia térmica y másica de la operación MARCO CONCEPTUAL Generalidades La destilación simple es un proceso que ya se conocía en el primer siglo A.C. Sin embargo, el reconocimiento del proceso de rectificación no se dio sino hasta 1830 a Aeneas Coffey, quien propuso este método para lograr la separación de la mezcla etanol-agua, obteniéndose un producto con una composición muy cercana a la azeotrópica. La destilación es un método que utiliza el principio de etapas de equilibrio para lograr la separación de una solución1. La facilidad de la separación puede determinarse mediante el concepto de volatilidad relativa, que se define como la relación entre la composición del componente A en el vapor y en el líquido dividida en la relación de la composición de otro componente de referencia en la fase vapor y el líquido así:

Cuando el valor numérico de la volatilidad relativa es mayor a 1, la separación es factible. Hay que tener en cuenta que este parámetro es un valor que varía con la concentración, aunque para sistemas binarios que puedan ser modelados con la ley de Raoult la variación es muy poca a presión constante. En la figura se muestran algunas curvas de equilibrio para diferentes valores de volatilidades relativas.

Equilibrio de fases Para que fases se encuentren en equilibrio es necesario que no exista ninguna tendencia de la energía o de la materia a cruzar la interfase que separa las fases. Por tanto, la transferencia de materia o energía entre fases es un proceso reversible. Las condiciones para que exista equilibrio son: 1. Que no haya transferencia neta de calor entre las fases 2. Que no exista desplazamiento del límite entre las fases 3. Que la transferencia neta de materia entre las fases sea considerada nula Para que se cumplan las dos primeras condiciones se requiere que la presión y la temperatura para cada fase sean constantes. Para cumplir la tercera situación Gibas propuso en 1875 el concepto de potencial químico, como la fuerza impulsora para la transferencia de masa. Entonces, el equilibrio de fases se da cuando el potencial químico para cada componente es igual en cada fase. Debido a que el potencial químico no tiene significado físico se utiliza la función fugacidad, propuesta por G. N. Lewis, que se define como la tendencia que tiene un componente a escapar de una mezcla. Para relacionar la fugacidad con cantidades físicamente cuantificables se emplean en la práctica las siguientes relaciones: -Coeficiente de actividad: es un indicativo de que tan “activa” es una sustancia en relación a un estado de referencia. - Coeficiente de fugacidad: es el caso particular en donde el estado estándar se toma como la presión de la fase considerada. Los coeficientes de actividad y fugacidad se relacionan con la presión, temperatura y volumen mediante relaciones termodinámicas exactas y/o por medio de consideraciones basadas en estructuras e interacciones moleculares. Un resumen de los modelos más utilizados se muestra en la tabla. Aunque muchos sistemas binarios se comportan de una manera aproximada a la ideal, no

todos cumplen esta condición. Para determinar el equilibrio líquido-vapor de una mezcla se tienen diferentes métodos: 1. Determinación experimental 2. Aproximar el comportamiento de las fases al ideal 3. Determinar los datos de equilibrio a partir de unos pocos datos experimentales y ecuaciones empíricas. 4. Estimar el equilibrio utilizando las propiedades físicas de los componentes puros y relaciones empíricas.

Regla de fases Para lograr establecer el estado intensivo del sistema en equilibrio se aplica la regla de fases de Gibbs, para el caso de ausencia de reacción química se tiene:

Si se plantea el equilibrio líquido-vapor de una mezcla binaria, los grados de libertad son 2. Por tanto, precisando la composición de la mezcla y la presión o temperatura del sistema se define el equilibrio.

Azeotropía Un azeótropo se define como el punto en donde las composiciones de todas las especies en la fase vapor son idénticas a las de la fase líquida, por tanto los azeótropos son límites termodinámicos que no permiten la separación utilizando etapas de equilibrio convencionales. Los azeótropos se forman frecuentemente en sistemas con puntos de ebullición muy cercanos o en los cuales la fase líquida se comporta de una manera no ideal. Cuando las desviaciones positivas del comportamiento ideal son lo suficientemente grandes y las presiones de vapor de los componentes no se encuentran muy alejadas, se generan azeótropos de mínimo punto de ebullición. Análogamente al caso anterior, cuando se presentan desviaciones negativas del comportamiento ideal aparecen azeótropos de temperatura máxima de ebullición. Si el equilibrio líquido-vapor forma una sola fase líquida se generan azeótropos homogéneos y si hay más de una fase líquida se presentan los azeótropos heterogéneos. Aplicando la regla de fases de Gibbs para un sistema binario a presión constante se nota que el vapor no puede coexistir con más de dos fases líquidas. Diagramas de fases Los diagramas de fases son utilizados para describir el comportamiento del equilibrio líquido-vapor, en estos diagramas se grafican dos de las siguientes variables: - Composición - Presión - Temperatura - Entalpía Para mezclas binarias la tercera variable independiente se deja constante. Las curvas más empleadas son las de temperatura-composición, presión-composición, entalpía- composición y composición en la fase vapor-composición en la fase líquida. Los esquemas comunes se muestran en la figura.

En el caso A no hay azeótropo y se consideran sistemas normales; el diagrama B se presenta cuando hay un azeótropo homogéneo de temperatura mínima de ebullición, en el caso C se representa un azeótropo de temperatura máxima de ebullición y para D se muestra el diagrama de un azeótropo heterogéneo de temperatura mínima de ebullición. Para el caso de tres a cinco componentes se utilizan figuras para representar la variación de la composición en los equilibrios, pero cuando se tienen más de seis componentes las tres dimensiones con las que contamos no son suficientes. Sin embargo, la curva de presión contra temperatura, conocida como envolvente de fases, nos indica la región donde existe el equilibrio para una mezcla determinada de n componentes. DESTILACIÓN CONTINUA CON REFLUJO Y MÉTODO McCABE-THIELE La destilación fraccionada con reflujo se puede definir básicamente como la combinación de una serie de separaciones por vaporización instantánea, de forma que los vapores y líquidos de cada etapa fluyen a contracorriente. A cada etapa entra una corriente de vapor y una de líquido que al ponerse en contacto entran en equilibrio, por ende, las corrientes que salen de esta etapa se encuentran en equilibrio a la temperatura de la etapa. Este esquema de trabajo se utiliza cuando la volatilidad relativa de los componentes es comparable. En la figura se ilustra el esquema básico de una columna de fraccionamiento continuo con secciones de enriquecimiento y agotamiento. El método McCabe-Thiele es un algoritmo gráfico que permite determinar el número de platos o etapas teóricas necesarios para la separación de una mezcla binaria. Este

procedimiento emplea la curva de equilibrio xy y algunos balances de materia para determinar las líneas de operación de cada sección de la torre. Una etapa teórica en un dispositivo de destilación cumple las siguientes condiciones: 1. Trabaja en estado estable, generando un producto en fase líquida y otro en fase vapor. 2. Las corrientes de vapor y de líquido que ingresan a cada etapa se encuentran perfectamente mezcladas. 3. La corriente de vapor y líquido que salen de la etapa se encuentran en equilibrio de fases. La principal suposición que se toma en el método McCabe-Thiele es el derrame equimolar a través de la torre, entre el plato superior y el de alimentación, y el plato de alimentación el inferior. Esta suposición se fundamenta en que las diferencias de los calores sensibles de las cuatro corrientes que interactúan en una etapa son despreciables cuando los calores de disolución son muy pequeños. Por tanto, los calores latentes de las corrientes de vapor son importantes en el balance de energía, tomando en cuenta que los calores de vaporización para compuestos químicamente similares son muy parecidos, los flujos de vapor son constantes a través de la torre así como también los flujos de líquido

Balance global: planteando un balance molar global de materia y otro por componente en la columna se tiene:

Sección de enriquecimiento: En la figura se representa el esquema superior de la torre incluyendo las corrientes en cada etapa. Los balances de materia global y por componente para la sección encerrada por la línea punteada se definen así:

La línea de operación para la sección de enriquecimiento está determinada por la variación de la composición de la fase vapor en términos de la composición en la fase líquida, para hacer esto se despeja de la ecuación

Empleando la suposición de derrame equimolar para los flujos líquidos, , la razón de reflujo se hace constante. Reemplazando la ecuaciónes se obtiene la línea de operación para la sección de rectificación:

Si el intercambiador de calor que se encuentra en la cima de la torre condensa y subenfría el producto de cabeza a una temperatura menor a la de burbuja, para la presión de operación, el retorno de este líquido a la columna disminuirá el flujo de vapor que asciende del plato superior, debido a que determinada cantidad de vapor se condensa para elevar la

temperatura del reflujo hasta su punto de burbuja. Por tanto, el reflujo interno será diferente al reflujo externo. Realizando los balances de materia y energía al plato superior se obtiene la ecuación que define el reflujo aparente:

Sustituyendo el término de reflujo interno en la ecuación se obtiene la ecuación para la sección de enriquecimiento para el caso de reflujo subenfriado:

Sección de agotamiento: En la figura se muestra el esquema inferior de la torre. Para la zona encerrada por la línea punteada los balances de materia global y por componente vienen dados por las ecuaciones.

Despejando para obtener la línea de operación para la sección de agotamiento se tiene:

Balance para la sección de alimentación El método de McCabe-Thiele especifica el estado termodinámico de la alimentación en términos del parámetro q, que se define como:

El parámetro q expresado en función de entalpías es:

Es más conveniente para plantear los balances de materia utilizar el concepto de q como la fracción de la alimentación que se encuentra en el estado de líquido saturado. Entonces, para una alimentación que se encuentra como líquido saturado , en elcaso de mezcla saturada y finalmente para vapor saturado .

Los balances de materia globales para el plato de alimentación son los siguientes:

Para los balances por componentes se toman las ecuaciones, sin tener en cuenta los subíndices, para las secciones de enriquecimiento y agotamiento, respectivamente:

Los respectivos valores de q nos indican el valor de la pendiente de la curva representada por la ecuación, en la figura se presentan las condiciones típicas de alimentación.

Luego de definir los balances de materia y las líneas de operación los parámetros a definir son el reflujo total y mínimo utilizando el método McCabe-Thiele. Por lo general, para calcular el número de etapas teóricas necesarias para lograr una separación determinada de una mezcla binaria se especifican las condiciones de alimentación y las composiciones del destilado y de los fondos. La información anterior no es suficiente para trazar las líneas de operación, como se puede ver en la ecuación es necesario establecer la relación de reflujo; este valor se encuentra entre dos valores límite, los cuales son el reflujo total y el mínimo. Reflujo total Se conoce también como reflujo infinito y consiste en retornar a la torre todo el producto de cima y de fondos obtenido, además no hay alimentación al equipo. Si se observa la pendiente de la ecuación para la sección de enriquecimiento, con un valor infinito del reflujo, se aproxima a 1, dando como resultado la superposición de esta línea con la diagonal de 45º; sucede lo mismo para la sección de agotamiento. Al usar reflujo infinito se obtienen el número mínimo de etapas teóricas necesarias para la separación como se representa en la figura.

Si la volatilidad relativa de la mezcla binaria es casi constante, Fenske propone una ecuación para determinar de manera analítica el número mínimo de etapas teóricas requeridas

Reflujo mínimo Se define como la razón de reflujo que requeriría un número infinito de etapas teóricas para lograr la separación deseada. Al disminuir el reflujo, las líneas de operación se separan de la diagonal de 45º y se comienzan a acercar a la curva de equilibrio hasta que la tocan, obteniéndose un punto invariante en donde se requiere un número infinito de etapas para lograr la separación como se ve en la figura. Un síntoma de un punto de estrangulamiento se da cuando la diferencia de temperatura entre etapas consecutivas es muy pequeña. Sin embargo, lo anterior también se presenta cuando la torre se inunda, se seca o las etapas son insuficientes para la separación El reflujo de operación se debe encontrar entre el reflujo mínimo y el total, debido a que no resulta económicamente viable utilizar los límites del reflujo. Para determinar el valor óptimo de reflujo se requiere realizar un balance económico sobre la torre de destilación. Empero, para muchos casos el valor del reflujo óptimo se encuentra entre

El balance de energía total para la columna de destilación viene dado por la ecuación

Algoritmo para determinar el número de etapas teóricas En una columna de destilación, el número de etapas puede ser determinado comenzado a marcar gráficamente las etapas desde la composición del destilado o la de los fondos. Para el caso en donde la composición del destilado es primordial, como en la separación de la mezcla etanol-agua, se recomienda iniciar en la cima. El procedimiento para el cálculo de las etapas teóricas necesarias para una separación dada es: 1. Construir el diagrama de equilibrio x-y 2. Escoger o calcular la relación de reflujo 3. Localizar la composición de alimentación sobre la diagonal . La línea q, que define la condición de alimentación, puede ser determinada conociendo las propiedades termodinámicas de la corriente de alimentación o suponiendo un estado de saturación. 4. Localizar la composición del destilado deseada sobre la diagonal de 45º. La curva de operación para la sección de enriquecimiento, bien sea utilizando la ecuación cualquiera de las dos ecuaciones, parte desde el punto hasta el intercepto No obstante, la línea de operación se detiene cuando se cruza con la línea de alimentación. 5. Se localiza la composición de los fondos sobre la diagonal. La curva de operación

para la sección de agotamiento pasa por el punto y por la intersección entre la línea de operación para la sección de enriquecimiento y la línea q. 6. Se trazan las etapas teóricas desde la cima hacia los fondos hasta alcanzar la composición deseada o una inferior. Limitaciones del método McCABE-THIELE La principal suposición que se realiza en el método McCabe-Thiele es su principal limitante. Para el caso en donde el reflujo de trabajo sea grande, la línea de operación para la sección de enriquecimiento se aleja de la curva de equilibrio, generando cambios rápidos de composición que hacen que el efecto de suponer un flujo molar constante sea mínimo. Sin embargo, si el reflujo es muy cercano al valor mínimo, el intercepto de la línea de operación para la zona de rectificación y la línea q está muy cercano a la curva de equilibrio. Para este caso, la suposición de flujo molar constante tiene como consecuencia un diseño insuficiente para lograr la separación; con el fin de evitar lo anterior se utiliza un factor de sobrediseño. Alternativas del proceso Utilizando una destilación convencional, para la mezcla etanol-agua, no es posible obtener un producto de cabeza con una composición mayor a la del azeótropo a la presión de operación. Por tal motivo se han propuesto diferentes metodologías con el fin de obtener etanol de alta pureza y/o anhidro, las cuales son: 1. Destilación azeotrópica: la adición de un tercer componente que forme un azeótropo, de preferencia heterogéneo, con uno de los componentes clave se conoce como destilación azeotrópica; del nuevo azeótropo formado se separa el componente de interés. Una de las alternativas en la separación de la mezcla etanol-agua es usando benceno como disolvente que se adiciona por la cima, se forma un azeótropo heterogéneo ternario de temperatura mínima de ebullición5. El producto de cabeza es el azeótropo ternario y el de fondo es etanol prácticamente puro. El producto de cima se condensa formándose dos fases líquidas, la fase orgánica se retorna a la columna mientras que la fase acuosa se envía a una segunda columna donde se recupera el benceno. El benceno recuperado se alimenta a la primera columna. El esquema de la destilación azeotrópica se muestra en la figura. Las cualidades que debe cumplir el disolvente agregado a la mezcla son: - Barato y de fácil consecución - Químicamente estable e inactivo en la solución que se va a separar - No corrosivo

- De preferencia, no tóxico - Bajo calor latente de vaporización - Bajo punto de ebullición - Baja viscosidad 2. Destilación extractiva: en la destilación extractiva se mejora la separación añadiendo un tercer componente que modifica la volatilidad relativa de la mezcla binaria. Generalmente, la sustancia añadida posee una elevada temperatura de ebullición y es miscible en ambos componentes, pero tiene más afinidad por uno de los componentes de la mezcla. La separación se mejora debido a que el componente que es más semejante al disolvente adicionado disminuye su coeficiente de actividad en la fase líquida y se concentra en la corriente rica en el solvente. Las características de un disolvente que quiera ser utilizado en destilación extractiva son: - Alta selectividad con bajas cantidades de solvente - Elevada capacidad para disolver los componentes de la mezcla a separar - Baja volatilidad - Fácilmente separable de la mezcla a la cual se adiciona - Bajo costo, no corrosivo, no tóxico, bajo punto de congelamiento y baja viscosidad

3. Destilación salina: La destilación salina aparece como una forma de destilación extractiva en donde el solvente que modifica el equilibrio líquido-vapor de la mezcla es una solución etanol-sal, entre las sales utilizadas se encuentran el cloruro de sodio y calcio. Otras alternativas que utilizan procesos híbridos son:

Destilación con membranas integrado a la fermentación Destilación convencional más una unidad de preevaporación Integración de preevaporación, microfiltración y destilación osmótica Destilación con membranas a vacío

DESARROLLO DE LA PRÁCTICA La puesta en marcha de la operación de destilación continua, se llevo a cabo después de realizar la caracterización de los vinos de la fermentación. De acuerdo al informe de fermentación se tiene que:

Volumen de los vinos: 196 lt ρ de los vinos: 1.025 kg/lt Al efectuar la destilación diferencial de una muestra de 500 ml, a los cuales se adicionaron 2.3 ml de antiespumante, se obtuvieron los siguientes datos: Volumen de destilado: 100 ml ºGL en el destilado: 40 Temperatura de estabilización: 91 ºC. Volumen de antiespumante adicionado = 400ml De los datos anteriores se calcula el volumen de etanol del destilado, que corresponde además al volumen del alcohol en los vinos de la fermentación: V alcohol = 0.4*100 ml = 40 ml Como el V alcohol es igual a los °GL, el V agua será: V agua = 100 ml – 40 ml = 60 ml. ºGLmosto =(40/500)*100 = 8 ºGL Además la composición molar del etanol en el mosto, Tomando como base 100 ml de mosto: Magua = ρH2O*Vagua.= 0.993g/ml*(100-8) ml = 91.356g Malcohol = ρC2H5OH*Valcohol . = 0.789g/ml*8 ml =6.312g Wagua = 0.9354 Walcohol = 0.0646 Nalcohol = Walcohol/46.0688 = 0.1370 mol Nagua = Wagua/18 = 5.0753 mol Xalcohol = Nalcohol/Nt =0.0263 Se realizó el procedimiento indicado en la guía para la práctica de fabricación de alcohol. Al alcanzar la estabilización del equipo, se comenzó a operar la torre con base en las siguientes consideraciones: Alimento Qf = 1l/min. w f = 0.0646 (composición másica del Etanol) ρf =1.03 Kg/l Destilado ºGL=40 wD = 0.3462 (composición másica del Etanol) ρD = 0.81086 kg/l Fondos ºGL = 1 wB =0.008 (composición másica del Etanol)

ρB = 1.04 kg/l Balance de Materia : Global: F = D + B 1l/min*1.03 kg/l =0.92 kg/l*D+1.04 kg/l*B 1.031=0.92*D + 1.04*B (1) Etanol: 1.03*0.0646 = 0.81086*0.3462*D + 1.04*0.008*B 0.066538= 0.28072*D + 0.0083*B (2) Resolviendo se tiene: D = 0.1754 l/min. B = 0.8246 l/min. Los vinos fermentados fueron alimentados a la torre empacada en el quinto plato aproximadamente (correspondiente a la parte superior de la sección más baja), aunque se trató de establecer la relación de reflujo óptimo, no fue posible, por lo que la operación se realizó con relaciones de reflujo variables. Los datos relacionados con el proceso de destilación continua se muestran en las siguientes tablas. Se cargaron inicialmente 40 l del producto de la fermentación al calderín y se operó la torre a reflujo infinito hasta estabilización siguiendo las siguientes variables: Presión del vapor de caldera a la entrada en la chaqueta del calderín (PVVC).

1. Temperatura del condensado del vapor vivo de caldera (TVVC). 2. Temperatura en la línea de alimentación (aunque no se estaba alimentando) (TA). 3. Temperatura en el interior del calderín (To). 4. Temperatura del vapor que abandona el calderín (T1). 5. Temperatura en la cima del tramo más bajo (T2). 6. Temperatura en la cima del tramo intermedio (T3). 7. Temperatura en la cima del último tramo (T4). 8. Temperatura del condensado que abandona el condensador de copa (T5). 9. Masa del condensado del vapor vivo de caldera (mc).

Tabla 1. Registro de las variables a lo largo de todo el proceso.

Tiempo (seg)

Tcald (°C)

Talimento (°C)

T1 (°C)

T2 (°C)

T3 (°C)

T4 (°C)

T5 (°C)

Wcond.cald (g)

Tcond (°C)

Pv Ppreca

0 38 25 16 16 16 16 16 0,7 21 12 5 48 25 16 16 16 16 18 2,3 25,8 14 10 58 24 16 16 16 17 18 2,8 27,5 13

15 68 24 16 16 16 17 18 3,85 30,6 12 20 77 24 17 16 16 17 18 4,8 33,9 12 25 86 24 17 16 16 17 18 5,9 36,3 12 30 90 24 83 67 26 17 18 7,1 39,5 15 35 91 24 87 84 70 69 19 8,5 43,2 16 40 91 24 88 88 85 75 19 10,05 44,5 17 45 92 24 89 89 87 73 20 12,3 45,9 17 50 92 24 89 89 88 72 21 12,85 46,2 17 55 93 24 90 90 87 70 22 14,15 46,9 17 60 93 24 90 90 73 70 22 15,6 48,4 16 65 93 24 90 89 70 69 23 17,35 49,8 16 70 94 24 91 79 69 69 23 18,6 51,1 15 75 94 25 91 77 69 69 22 19,9 53 15 80 94 25 91 78 69 69 22 21,2 77,9 18 85 94 25 91 77 69 69 22 23,05 73,2 17 90 94 26 91 74 69 69 23 24,25 74,5 16 95 94 27 91 74 69 69 23 25,8 74,1 16 100 94 27 91 74 69 69 23 27,15 75,2 15 105 94 27 91 79 69 69 22 28,7 74,7 15 110 95 28 91 79 69 69 21 30 74,6 12 115 95 74 95 76 69 69 21 31,45 76,1 16 35,5 120 95 79 92 91 84 70 23 33,1 81,3 20 43 125 95 78 92 90 89 82 23 34,7 79,1 16 45 130 95 79 92 90 89 85 23 36,25 77,7 14 75 135 95 83 92 90 89 84 23 37,35 75,5 14 70 140 95 83 91 90 89 84 23 38,25 87,7 14 70 145 94 81 91 89 88 81 24 39,65 70 12 64 150 94 80 91 89 88 86 23 40,65 92,2 14 64 155 94 70 91 90 89 83 23 42,3 77,3 12 50 160 94 66 89 88 87 83 23 43,8 76 12 24 165 94 71 89 88 86 86 23 45 77,4 14 46 170 93 82 90 90 88 87 23 47,1 77,9 12 0 175 94 83 90 90 89 85 23 49,4 80,9 14 0 180 94 88 91 91 89 85 22 49,9 92 14 0 185 94 88 91 91 89 87 24 51,7 79,4 14 0 190 94 77 91 89 88 87 25 53,4 80,8 12 24 195 94 77 91 89 88 86 25 54,65 73 12 22 200 94 78 91 89 88 86 24 55,85 80,5 10 36 205 94 77 91 89 88 87 23 57,45 80,8 12 36 210 94 77 91 90 88 87 22 58,5 82,4 14 42

215 94 79 91 90 89 85 22 59,8 81,9 14 35 220 94 79 91 89 89 85 22 61,3 81,9 13 39 225 94 78 91 89 88 83 22 62,8 75,6 12 37 230 94 78 91 90 89 80 21 64,45 74,6 14 40 235 94 75 91 90 89 83 21 66,55 77,7 12 38 240 94 76 91 90 89 80 21 67,95 82,7 14 42 245 94 76 91 90 89 77 20 69,35 81 12 36 250 94 75 91 90 88 76 20 70,75 74,9 12 34 255 94 77 91 90 88 76 19 72,15 74 11 50 260 94 77 91 90 88 73 19 73,7 79,8 12 43 265 94 76 91 90 88 81 19 75,45 86,8 15 42 270 94 76 91 89 88 76 18 77,6 78 0 43 275 94 77 91 89 88 76 18 78,75 78,1 12 36 280 95 76 91 89 88 75 18 80,05 80 12 42 285 95 75 91 89 88 75 18 81,25 81,2 12 36 290 94 75 91 89 88 76 18 82,7 89 11 34 295 94 76 91 89 88 76 18 84,1 76,9 11 30 300 94 77 91 89 88 80 18 85 80,1 10 38 305 95 79 91 90 88 79 19 86,8 83,9 14 44 310 95 77 91 90 88 78 19 88,55 82 14 34 315 95 79 91 91 88 79 19 91 78,5 12 43 320 95 79 91 90 88 85 20 95,2 80,9 14 ––

Tabla 2. Variables de las corrientes involucradas en la destilación

Destilado Fondos Agua de enfriamiento

Tiempo (min)

ºGL ρ (g/ml) L Rotámetro

Lo (l/min)

D (l/min)

R B (l/min)

T (ºC)

Qagua (l/min)

T(ºC)

0 90.5 0,81086 14 0,208 0,122 1,70 10 88.5 0,82061 13 0,194 0,12 1,62 0,798 42 0,505 21 20 85.5 0,82095 15 0,222 0,119 1,87 30 80.0 0,84498 17 0,250 0,124 2,01 0,860 43 0,466 21 40 72.0 0,89035 16 0,236 0,125 1,89 50 70.0 0,91314 18 0,265 0,127 2,09 0,860 44 0,488 21 60 58.0 0,93052 18 0,265 0,115 2,30 70 55.0 0,93075 20 0,293 0,12 2,44 0,865 46 0,389 21 80 53.0 0,93522 22 0,321 0,115 2,79 90 50.0 0,93598 18 0,265 0,115 2,30 0,855 45 0,402 21 100 48.0 0,93746 17 0,250 0,11 2,28 110 45.0 0,93789 16 0,236 0,115 2,05

120 45.0 0,93789 12 0,180 0,111 1,62 0,855 45 0,453 21 130 45.0 0,93789 10 0,151 0,112 1,35 140 44.0 0,93793 15 0,222 0,095 2,34 0,88 46 0,388 21 150 40.0 0,95746 16 0,236 0,095 2,48 160 38.0 0,95801 14 0,208 0,113 1,84 170 38.0 0,95801 14 0,208 0,114 1,82 0,862 45 0,429 21 180 38.0 0,95801 15 0,222 0,111 2,0 190 37.0 0,95838 10 0,151 0,09 1.68 0,861 44 0,447 21 200 35.0 0,95586 10 0,151 0,09 1,68 205 30.0 0,95691 10 0,151 0,09 1,68 0,862 46 0,471 21 Lo = (0.580333 + 0.849914*LR)/60 Donde LR es la lectura del rotámetro. Desarrollo de los objetivos 1. DETERMINACIÓN DE LA COMPOSICIÓN AZEOTRÓPICA Y DEL EQUILIBRIO PARA EL SISTEMA ETANOL-AGUA. Con ayuda del software Destilación, el cual modela el equilibrio a partir de la ecuación de Peng Robinson y de Unifac, se obtuvo la siguiente gráfica, correspondiente al equilibrio de la mezcla a una presión de 0.779 bares: Las características del azeótropo son: Composición molar: 0.97 Temperatura de Equilibrio: 344.04 K Explicación de la determinación del número de Etapas teóricas por el método Mc Cabe-Thiele.

0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1340

345

350

355

360

365

370Diagrama T-xy del ELV Etanol Agua

Tem

pera

tura

(K)

Composición molar de Etanol xy

T vs y

T vs x AZO

ientoempobrecimdelinealadeecuaciónxBL

Bx

LL

y

ientoenriquecimdelinealadeecuaciónR

xx

RR

y

Bmm

D

Dn

D

Dn

++

+=

++

+=

+

+

1

11

1

1

Estas dos ecuaciones, que son necesarias para la determinación del número de etapas teóricas, muestran que se debe calcular la relación de reflujo del proceso, que por convención se considera esta entre 1.05 y 1.3 veces el valor del reflujo mínimo. Para nuestro caso se tomó un valor de 1.2. La relación de reflujo mínimo se calcula trazando la línea de alimentación para la composición de alimento de 0.0263, la cual es vertical si se asume el alimento como líquido saturado, luego conocida la composición del producto destilado que es 0.7524 para 90.5º GL se traza la recta que corta la línea de equilibrio en el punto donde coincide con la línea de alimentación, prolongando hasta cortar el eje vertical y encontrar el intercepto. Posteriormente se calcula la pendiente. Primera traza 90.5º GL. Para 100 ml. se tienen 9.5 ml. de agua y 90.5 ml. de etanol Moles de etanol = (0.789g/ml*90.5 ml)/46.0688 g/mol = 1.5429 mol Moles de agua = (0.993g/l*9.5 ml)/18 g/mol = 0.5241 mol XD = 1.5429mol/(1.5429+0.5241)mol = 0.75 Valor de la pendiente m = (y2-y1)/(x2-x1) = (0.75-0.25)/(0.75-0.0263) = 0.6919

2455.26919.01 min

min

min ==+ D

D

D RR

R

El reflujo del proceso es entonces RD = 1.2 * 2.2455 = 2.6948 La pendiente de la línea de enriquecimiento es RD / (RD+1) = 0.7294 El intercepto XD / (RD+1) = 0.2036 Finalmente la línea de enriquecimiento tiene la siguiente ecuación que fue trazada en la figura: Yn+1 = 0.7294 * Xn + 0.2036 Para la determinación del número de etapas se trazó en la figura 3 la línea de la zona de despojamiento desde el origen hasta el intercepto de la línea de enriquecimiento con la línea de alimentación.

BALANCES DE MATERIA Y ENERGÍA DE LA DESTILACIÓN Balance de Materia Tomemos el tiempo 300 min de la tabla. Alimento: T= 77ºC Q= 1l/min ρ=1.03 kg/l w= 0.0646 Destilado: T= 23.2ºC Q= 0.150 l/min GL= 44 w = 0.3463 ρ = 0.93746 kg/l Fondos: T = 44ºC Q = 0.850 l/min GL= 1 (supuesto) ρ = 1.031(suponiendo que tiene igual densidad que el alimento) B = 0.008 Balance Global: F=D+B 1l/min*(1.03kg/l)=0.15l/min*0.93746 kg/l+0.85 l/min*1.03kg/l 1.031 kg/min = 0.140619 kg/min +0.8755 kg/min 1.031kg/min = 1.0162 kg/min De donde se encuentra un desfase del 1.4% Balance de Energía Qneto= D*Cp∆T + B*Cp*∆T - F*Cp*∆T Asumiendo que el calor específico de destilado, fondos y alimentación tiene el mismo valor (igual a la capacidad calorífica del alimento) y tomando una temperatura de referencia de 25ºC, tenemos: Qneto = Cp*(F*(Tf-25)-D*(TD-25)-B*(TB-25)) D=0.12 kg/min B=0.86 kg/min

F=1.03 kg/min TD = 23.2ºC Tf = 77ºC TB = 44ºC Sustituyendo: Qneto = Cp*(37.436 kgK/min) El Cp puede determinarse realizando un balance de energía en el calderón en el estado estable: Qvapor = Qalimento

Fpfcond Tcmm ∆=..

λ

El calor proporcionado por el vapor es su calor latente. El calor de vaporización a una temperatura de 80.1 ºC, considerando vapor saturado es: λ = 2307.345 kJ/kg (tomado de Operaciones Unitarias en Ingeniería Química. Apéndice 8 pág. 1075) Tomando el intervalo de tiempo 15 a 25 min, conocemos mcond/?t = mcond/25 - mcond/15 = 5.9 kg - 3.85 kg = 2.05 kg. ? TF = 86ºC – 68ºC = 18ºC. Reemplazando en el balance se obtiene: Cp= 6.3782 kJ/kg.K Qneto = 6.3782 kJ/kg.K*(37.436 kgK/min) = 239.0924 kJ/min. Analizando el calor referido al precalentador, y considerando que el alimento se calienta desde 30ºC hasta 88ºC, entonces: Qprecalentador= 1.03kg/min*6.3782 kJ/kg.K*(88-30)K Qprecalentador= 381.0337 kJ/min Por tanto el calor adicionado al sistema es: Qa = 381.0337 kJ/min - 643.73 kJ/min =216.87 kJ/min Analizando el rehervidor:

min/0057.473min10

/345.2307*05.2.kJ

kgkJkgt

mrQrehervido cond ==

∆∆

=λ

El calor del condensador es entonces: Qcond = Qneto – Qrehervidor - Qprecalentador = 239.024 kJ/min – 381.0337 kJ/min - 473.0057 kJ/min = -615.0154 kJ/min EFICIENCIA TÉRMICA Y MÁSICA DE LA OPERACIÓN Eficiencia másica: El volumen de los vinos es: 196 lt ρ de los vinos: 1.03 kg/l Composición másica de etanol en los vinos = 0.0646 Cantidad de etanol =196lt*1.03 kg/lt*0.0646 = 13.0414 kg De la destilación continua se obtuvo un volumen de destilado de 26.5 kg con 35 ºGL (wetanol = 0.3), de donde, el etanol recuperado es: Etanol del destilado = 26.5 *0.3 = 7.95kg Luego la eficiencia es;(7.95/13.0414)*100=60.9597% Eficiencia Térmica El calor suministrado al proceso es: Qrehervidor + Qprecalentador= (473.0057 kJ/min + 381.0337 kJ/min)*320min = 273292.608kJ El calor retirado para la destilación se tomará como la suma de los calores latentes de la corriente de destilado: λagua = 2307.345 kJ/kg De la ecuación de Watson para el etanol:

38.0

1

2

1

2

11

−−

=TrTr

λλ

Con λ1 = 837.3845 kJ/kg T1 = 351.481 K. Tc = 516.261 K. T2 = 353.15 K. Despejando se obtiene el λ para el etanol a 80ºC.

λetanol = 834.1513kJ/kg (de Reklaitis) Luego Q retirado es: Q = 2307.345 kJ/kg*(18.55kg) + 834.4kJ/kg*7.95kg = 49432.7525 kJ La eficiencia térmica es:(49432.7525 kJ/ 273292.608 kJ)*100 = 18.087%. ANÁLISIS DE RESLUTADOS

1. Debido a que cuando se trabaja a condiciones de reflujo constante, la composición del producto de cabeza disminuye paulatinamente con el tiempo, no es posible que las líneas de operación de las zonas de agotamiento y de enriquecimiento se intercepten, por lo que hay momentos en los que la columna opera en condiciones de estrangulamiento.

2. Ante la imposibilidad de conocer la temperatura del agua de enfriamiento y la temperatura de salida de la misma y la temperatura real a la que ingresa el vapor al condensador de cima, nos es posible calcularlo de manera clara, y como se obtuvo en los cálculos, no es posible que éste retire más calor del que se suministra en el rehervidor.

3. La eficiencia térmica obtenida en el proceso concuerda con las eficiencias térmicas para equipos semejantes.

4. La eficiencia térmica obtenida es discreta, pues es apenas un poco mayor al 50%. 5. Las temperaturas de alimentación a la salida del precalentador sugieren que es

posible alimentar vapor saturado a la torre, si se disminuye el flujo volumétrico del alimento por lo menos a la mitad.

6. Las relaciones de reflujo óptimas, correspondientes a la máxima separación son imprácticas porque corresponden a una cantidad mínima de destilado. Además no es posible fijar tales relaciones en el equipo

7. Es posible que los cálculos desarrollados en este informe tengan algo de error en una parte debido a la inexperiencia por otro lado porque la toma de los datos para la sección del destilado no fue totalmente sincronizada con la toma de los demás datos del proceso. Sobre todo porque muchos de los datos, debido a su naturaleza, deben tomarse en intervalos diferentes de tiempo.

BIBLIOGRAFIA

1. MASS TRANSFER OPERATIONS. Robert E. Treybal. Third edition. 2. GUÍAS PARA EL LABORATORIO DE OPERACIONES UNITARIAS III.

Ramiro Betancourt Grajales- Universidad Nacional de Colombia, Sede Manizales. 3. OPERACIONES UNITARIAS EN INGENIERÍA QUÍMICA. Warren L .Mc Cabe.