25-1-15217

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I N S T I T U T O P O L I T E C N I C O N A C I O N A L
ESCUELA SUPERIOR DE INGENIERIA QUIMICA E INDUSTRIAS EXTRACTIVAS 
DEPARTAMENTO DE PRACTICAS, VISITAS Y TITULACION T-056
SECRETARIA
oe
ED U CA C IO N PUBL ICA México, D.F., a 8 de Mayo de 2001
Al(los) C. Pasante(s):
ENRIQUE GARCIA GARCIA
CAFETAL #48
COL. BENITO JUAREZ
CD. NEZAHUALCOYOTL EDO. DE MEXICO,
Carrera:
I .Q . I .
Generac ión :
1994-1999
Mediante la presente se hace de su conocimiento que este Departamento acepta que el 
C. Ing sea orientador
en el Tema de Tesis que propone(n) usted(es) desarrollar como prueba escrita en la opción
TESIS Y EXAMEN ORAL INDIVIDUAL , . ............................... ....... ........ .............................................................................. bajo el
título y contenido siguientes:
"SIMULACION Y DISEÑO DE UN SISTEMA DE SEPARACION DE ACRILONITRILO 
A TRAVES DE UN MODELO DE NO-EQUILIBRIO".
RESUMEN 
INTRODUCCION 
I .- CONCEPTOS BASICOS 
I I .- OPERACION DE LA COLUMNA 
I I I . - USO DEL SIMULADOR ASPEN PLUS 
IV.- DISEÑO DE LA COLUMNA 
V.- COMPARACION Y DISCUSION
CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES
BIBLIOGRAFIA
APENDICES
Se concb^e pia%& máximo de un año para presentarlo a revisión por el Jurado.
- f i n
ING. JOSE Bl
Presidente de A cadem ia
QV
ING. RUSSEÍX 'ECHáVaRRIA PADRON
, lefe del Depto de Practicas m e c h t . , , , ,V is itas \ 1 ¡la la c ión
V \ c = =
DR. RICARDO MACIAf
E l P ro feserf^r ien tac
Subd irecto r A cadém ico
I N S T I T U T O P O L I T E C N I C O N A C I O N A L
E s c u e l a Su p erior d e In g b n i e r i a Q u í m i c a e In d u s t r i a s E x t r a c t i v a s
SECRETARIA
OE
ED U CA C IO N PU BL ICA
MEXICO, D. F., 22 de Mayo de 2001
C- ENRIQUE GARCIA GARCIA
Pasante de Ingeniero QUIMICO INDUSTRIAL
Presente:
Los suscritos tenemos el agrado de informar a usted que, habiendo procedido a revisar el borrador
de la modalidad de titulación correspondiente, denominado ........................................................................
"SIMULACION Y DISEÑO.DE.UN .SISTEMA.DE .SEPARACION.DE ACRILONITRILO. A .1RAvES.........
DE UN MODELO DE NO-EQUILIBRIO". ...................................................................................
encontramos que el citado trabajo y/o proyecto de tesis, reúne los requisitos para autorizar el Examen Pro­
fesional y proceder a su impresión según el caso, debiendo tomar en consideración las indicaciones y correc­
ciones que al respecto se le hicieron.
Atentamente
J U R A D O
.......................
c c p — E x p e d i e n t e .
m e e l i L .
I
A m i F a m i l i a :
P o r t o d o s u a p o y o y c o m p r e n s i ó n d u r a n t e m i 
f o r m a c i ó n p r o f e s i o n a l
II
A m i D i r e c t o r d e T e s i s :
D r . , p o r s u a y u d a i n c o n d i c i o n a l e n l a e l a b o r a c i ó n d e
e s t e t r a b a j o
ni
En el proceso de producción de la acetocianhídrina se cuenta con una sección de 
separación acnlomtrilo, esta tiene como objetivo separar los contaminantes (acnlomtrilo 
y agua) y la recuperación de las materias primas (acetona y ácido cianhídrico) para 
recircularlas al reactor Como equipo principal de esta sección se encuentra operando 
una columna de destilación empacada con silletas Intalox de cerámica Desde su 
instalación está columna no ha operado satisfactoriamente, es decir hay una cantidad 
bastante considerable de acetona en el fondo de la columna que está siendo incinerada 
como desecho y desde el punto de vista económico la recuperación de materias primas 
da como resultado menor costo de producción
En el presente trabajo se adaptó esta columna al simulador Aspen Plus (1995) con el 
propósito de buscar condiciones de operación alternas que permitieran mejorar el grado 
de separación En caso contrario se procedería a proponer un diseño de una columna de 
destilación con tres tipos de dispositivos de contacto, platos, empaque aleatorio y 
empaque estructurado
Como no se encontró una mejora aceptable modificando condiciones de operación 
(presión, temperaturas y reflujo) se diseñaron las tres columnas mediante el simulador 
utilizando el método riguroso de no - equilibrio basado en velocidades de transferencia 
de masa y de calor conocido como RATEFRAC Un problema que se encontró es la 
escasez de datos experimentales de los sistemas bínanos para esta mezcla de 5 
componentes, como medida, para determinar los coeficientes de actividad para la fase 
líquida se utilizó un modelo totalmente predictivo como es el UNIFAC basado en los 
grupos funcionales de la mezcla multicomponente
A la conclusión que se llegó es que la columna actual no tiene la capacidad para llevar a 
cabo la separación por falta de área de transferencia de masa, por lo tanto se necesita de 
una columna de dimensiones diferentes a las de la columna original y de la comparación 
realizada entre los tres diseños propuestos 1) Columna con platos perforados, 2) 
Columna con silletas Intalox de cerámica y 3) Columna con empaque estructurado tipo 
Mellapak 250Y se concluyó que la mejor opción es la columna equipada con el 
empaque aleatorio
R e s u m e n
IV
Agradecimientos I
Resumen III
Tabla de Contenido IV
Lista de Figuras VIH
Lista de Tabla XI
Cap ítu lo 1 Introducción 1
1 1 Acnlomtrilo 1
1 2 Descripción del Proceso de la Acetocianhídnna 4
1 3 Planteamiento del Problema 7
1 4 Justificación del Problema 9
1 5 Hipótesis 10
1 6 Gbjetiv os 1 1
Literatura Citada en el Capítulo 1 12
Cap ítu lo 2 Conceptos Básicos 13
2 1 Equilibno de Fases 13
2 1 1 Le> deRaoult 13
2 1 2 Comportamiento No-ideal 15
2 1 3 Fugacidad y Coeficiente de Fugacidad 15
2 1 4 Activ idad y Coeficiente de Actividad 18
2 1 5 Equilibno Vapor-Líquido 21
2 1 6 El Coeficiente de Distribución 24
2 17 Diagrama de Fases 26
2 2 Transferencia de Masa 27
2 2 1 Difusión Molecular en Fluidos 27
2 2 2 Transferencia de Masa Interfacial 28
2 2 3 Transferencia de Masa Local entre dos Fases 29
2 2 4 Coeficientes Globales de Transferencia de Masa Local 31
2 2 5 Destilación 33
Tabla de Contenido
2 2 6 Destilación Fraccionada 34
2 2 7 Destilación de Sistemas Multicomponentes 35
2 2 7 1 Componentes Clave 36
2 2 7 2 Plato de Alimentación 37
2 2 7 3 Reflujo Mínimo 40
2 2 8 Equipo de Contacto Continuo 42
2 2 8 1 Altura Equivalente de un Plato Teórico (HETP) 42
2 3 Modelo de No - equilibrio . 44
2 3 1 Modelo Riguroso Basado en Velocidades para Destilación 45
2 3 2 Propiedades Termodinámicas y Expresiones para la Velocidad 
de Transporte
2 4 Tipo de Contactores 56
2 4 1 Platos 56
24 11 Platos Perforados 56
24 12 Platos de Campanas 58
2 4 13 Espaciamiento entre Platos 59
2 4 14 Vertederos y Derramaderos 59
2 4 15 Flujo del Líquido 60
24 16 Capacidad y Eficiencia de Contacto 62
2 4 2 Empaque Aleatorio 65
2 4 2 1 Distribución del Liquido 67
2 4 2 2 Inundación 68
2 4 2 3 Caída de Presión 69
2 4 3 Empaque Estructurado 70
2 4 3 1 Geometría 70
2 4 3 2 Inundación 71
2 4 3 3 Caída de Presión 72
2 4 3 3 1 Modelo de Bravo - Rocha-Fair 72
2 4 3 3 2 Modelo de Stichlmair-Bravo-Fair 72
2 4 3 4 La Caída de Presión en el Punto de Inundación 73
2 4 3 5 Retención Líquida 74
2 4 3 6 Eficiencia en Columnas Empacadas 75
2 4 4 Cálculo del Diámetro de la Columna 76
VI
Nomenclatura en el Capítulo 2 78
Literatura Citada en el Capitulo 2 81
Cap ítu lo 3 Operación de la Colum na 83
3 1 Sección de Separación de Acnlonitnlo 83
3 2 Operación de la Columna 83
3 3 Control de la Operación de la Columna 86
3 4 Operación Óptima 87
Cap ítu lo 4 Uso del S im ulador Aspen Plus 91
4 1 Análisis y Simulación de Procesos 91
4 2 Simulador Aspen Plus 93
4 3 Resultados de la Adaptación del Proceso 114
Literatura Citada en el Capítulo 4 121
Cap ítu lo 5 Diseño de la Colum na 123
5 1 Datos Experimentales de Equilibno Vapor - Líquido 123
5 1 1 Presiones de Vapor 126
5 2 Módulo N R T L -R K de Aspen Plus 128
5 2 1 Modelo de Coeficientes de Actividad deN R T L 129
5 2 2 Ecuación de Estado de Redlich - Kwong 129
5 2 3 Modelo de Solución por Contribución de Grupos
Funcionales 131
5 3 Diseño de la Columna Usando W - U - G 133
5 3 1 Presión Óptima 135
5 3 2 Etapas> Reflujo 137
5 4 Diseño de la Columna con Platos con R A TE FR A C 140
5 4 1 Resultados de la Columna con Platos Perforados 143
5 5 Diseño de la Columna Conteniendo Empaque Aleatorio con
R A T E FR A C 148
5 5 1 Resultados de la Columna con Empaque Aleatorio 150
VII
5 6 Diseño de la Columna Conteniendo Empaque Estructurado con
R A TE FR A C 154
5 6 1 Resultados de la Columna con Empaque Estructurado 155
5 7 Costos 161
Literatura citada en el Capítulo 5 162
Capítu lo 6 Com paración y Discusión 163
6 1 Comparación 163
6 1 1 Columnas Empacadas frente a Columnas de Platos 165
6 1 2 Comparación Cualitativa de Costos 166
6 2 Discusión de Resultados 169
6 2 1 Hidráulica 170
6 2 2 Corrosión 171
6 2 3 Cambiando Condiciones de Operación y Dispositivo de
Contacto 172
6 2 4 Ventajas y Desventajas de los Diseños propuestos 174
Literatura Citada 174
Capítu lo 7 Conclusiones y Recomendaciones 175
7 1 Conclusiones 175
7 2 Recomendaciones 177
Apéndices
I Reporte de Aspen Plus déla Columna con Platos Perforados 181
II Reporte de Aspen Plus de la Columna con Silletas Intalox 191
III Reporte de Aspen Plus de la Columna Empacada con Mellapak 25 0-Y 202
IV Modelo de Caída de Presión de Stichlmair 212
VIII
Figura Pagina
1-1 Proceso de obtención del Acnlomtnlo 2
1 -2 Diagrama de bloques de! proceso de obtención de Acetocianhídnna 6
1-3 Datos de diseño vs resultados operativos 9
2-1 Estado de equilibno líquido vapor 22
2-2 Diagrama T-xy y diagrama P-xy 26
2-3 Concepto de la doble transferencia 30
2-4 Alejamiento de las concentraciones de las fases del equilibno 31
2-5 Diferencias globales de concentración 32
2-6 Columna de destilación típica con platos 35
2-7 Curvas típicas de composición del vapor en el fraccionador 37
2-8 Flujo a través del plato de alimentación (a) Alimentación como líquido
frío (b) Alimentación como líquido saturado (c) Alimentación 
parcialmente vaporizada (d) Alimentación como vapor saturado 
(e) Alimentación como vapor sobrecalentado 39
2-9 Relación entre reflujo y etapas 40
2 - 1 0 Relación de reflujo óptimo 41
2 - 1 1 Modelo de no-equilibno basado en velocidades 48
2 - 1 2 Esquema de un plato perforado 57
2-13 Esquema de un plato con campanas, (a) Campana de borboteo,
(b) Campana de válvula 58
2-14 Esquema de un plato con vertedero y denamadero 60
2-15 Flujos en los platos, (a) Flujo invertido, (b) Flujo cruzado, (c) Flujo en
doble paso y (d) Flujo doble paso en cascada 61
2-16 Características de operación de los platos 64
2-17 Columna empacada 65
2-18 Algunos empaques aleatorios 68
2-19 Geometría de los empaques estructurados, (a) Sección transversal del canal,
(b) Hojas corrugadas 71
2-20 Efecto de la velocidad superficial sobre la retención líquida del empaque 74
2- 2 1 Características típicas de la eficiencia en columnas empacadas con
empaques aleatorios y para muchos empaques estructurados de hojas
corrugadas 75
Lista de Figuras
IX
2-22 Caída de presión vs velocidad superficial del gas (Stichlmair. 1989) 77
3-1 Corrientes de la columna separadora de Acnlomtnlo 84
3-2 Instrumentación de la columna para separar Acnlomtnlo 89
4-1 Hoja de trabajo del simulador^^en Plus 94
4-2 Diagrama de flujo de la columna para separar Acnlomtnlo 95
4-3 Menú Principal 96
4-4 Menú de Diagnósticos 97
4-5 Menú de Opciones 97
4-6 Menú de Componentes 98
4-7 Menú de propiedades 99
4-8 Menú de rutas para calcular las propiedades termodinámicas 100
4-9 Menú de modelos para calcular las propiedades termodinámicas 101
4-10 Menú de estimaciones 101
4-11 Menú de estimación de parámetros bínanos . .. . 102
4-12 Parámetros bínanos paraNRTL .. 103
4-13 Menú de propiedades de la mezcla 103
4-14 Menú de propiedades térmicas 104
4-15 Menú de propiedades de transporte 104
4-16 Menú de propiedades en el equilibno líquido vapor 105
4-17 Menú de propiedades del equilibno vapor-líquido-líquido 105
4-18 Menú del diagrama de flujo 106
4-19 Menú déla comente de alimentación 106
4-20 Menú de módulo RATEFRAC 107
4-21 Menú del Block-1 (Columna empacada) 108
4-22 Perfiles de presión para RATEFRAC 108
4-23 Menú para columnas equipadas con platos .. 109
4-24 Menú para columnas empacadas 110
4-25 Menú de conv ergencia de RATEFRAC 111
4-26 Reporte de los segmentos 111
4-27 Menú para la construcción de curvas del condensador . 112
4-28 Menú de opciones del reporte para equipos 112
4-29 Menú de opciones del reporte para las comentes 113
4-30 Menú de opciones del reporte 113
X
4-31 Cur\ as de composicion del líquido en la columna empacada 116
4-32 Cur\ as de composicion del vapor en la columna empacada 116
4-33 Perfil de temperatura en etapas 117
4-34 Condiciones de operacion de la columna 119
4-35 Curvas de equilibrio a presión constante de 1 atm a) Acnlomtnlo - Agua,
b) Acetona - Agua 120
4-36 Diagrama T-xy a presión constante de 1 atm a) Acetona - Acnlomtnlo,
b) Ácido cianhídrico - Acetocianhídnna 121
5-1 Diagrama x-y del sistema Acnlomtnlo (1) - Agua (2) a 1 atm 124
5-2 Diagrama x-y del sistema Acetona (1 ) -Agua (2) a 100°C 126
5-3 Presiones de vapor de los componentes puros 128
5-4 Compuestos puros y sus grupos funcionales de la comente de
alimentación 132
5-5 Algoritmo para establecer la presión de la columna y el tipo de
condensador 137
5-6 Diseño de la separación deseada utilizando el módulo DSTWU de Aspen
Plus 139
5-7 Relación entre etapas y reflujo del módulo DSTWU 140
5-8 Perfiles de composicion del líquido en la columna con platos 145
5-9 Perfiles de composicion del vapor en la columna con platos 145
5-10 Diseño final de la columna de platos 148
5-11 Perfiles de composición del líquido en la columna con silletas Intalox 151
5-12 Perfiles de composición del vapor en la columna con silletas Intalox 151
5-13 Diseño final de la columna con silletas Intalox de cerámica 153
5-14 Perfiles de composición del líquido en la columna con Mellapak 250-Y 157
5-15 Perfiles de composición del vaporen la columna con Mellapak 250-Y 157
5-16 Diseño final de la columna de con empaque estructurado 160
6-1 Instalación sin tanque de reflujos 167
6-2 Comparación de flujos de la columna actual y la columna modificada 171
6-3 Cambiando condiciones de operación de la columna onginal 173
7-1 Diseño final optimo de la columna para separar Acnlomtnlo 177
7 2 Arreglo en sene para separar Acnlomtnlo 178
XI
Tabla Pagina
1-1 Propiedades del Acnlomtnlo 3
1-2 Presiones de vapor del Acnlomtnlo 3
1-3 Propiedades déla Acetocianhidnna 6
1-4 Análisis realizados al tanque recolector (Fenoquimia S A de C V ) 8
2-1 Lista de los componentes ordenados del más volátil al menos volátil 37
2-2 Notación utilizada en el modelo de No - equilibno 47
2-3 Resumen de las ecuaciones independientes del modelo basado en
velocidades 51
2-4 Diámetro del orificio y espesor del plato 57
2-5 Espaciamiento délos platos 59
2-6 Selección tentativa del tipo de flujo 61
3-1 Balance de masa en la columna separadora de Acnlomtnlo 85
4-1 Métodos de solución dq Aspen Plus para las columnas 95
4-2 Distnbución de componentes de la columna en operación 115
4-3 Porcentaje de recuperación de la columna en operación 115
4-4 Presión. Temperatura y HETP de la columna en operación 118-
4-5 Inundación de la columna en operación 118
5-1 Datos expenmentales del sistema Acnlomtnlo (1) - Agua (2) a 1 atm 124
5-2 Datos expenmentales del sistema Acetona (1) - Agua (2) a 100°C 125
5-3 Propiedades délos componentes puros 127
5-4 Resultados del método Winn-Underv\ood-Gilhland 139
5-5 Distribución de componentes por el método Winn-Underwood-Gilhland 140
5-6 Estimados iniciales de la composición en el condensador y rehervidor 143
5-7 Balance de matena de la columna con platos 144
5-8 Porcentajes de recuperación de la columna con platos 1445-9 Perfiles de temperaturas y presión de la columna con platos 147
5-10 Balance de matena de la columna empacada con silletas Intalox 150
5-11 Porcentaje de recuperación de la columna empacada con silletas Intalox 150
5-12 Perfiles de temperatura y presión de la columna empacada con silletas
Intalox 152
5-13 Características del empaque Mellapak 250-Y 155
Lista de Tablas
xu
5-14 Balance de matena de la columna empacada Mellapak 250-Y 156
5-15 P orcen tai e de recuperación de la columna empacada con Mellapak 250-Y 156
5-16 Perfiles de temperatura y presión de la columna empacada con Mellapak
1 5 8
250-Y
5-17 Porcentaje de inundación por Stichlmair 159
6-1 Comparación para los dispositivos internos en columnas 163
6-2 Cilindro, dispositivo de contacto y cargas térmicas de los diseños teóricos
propuestos 164
6-3 Comparación cualitativa de costos 168
6-4 Condiciones de operación, hidráulica) eficiencia del diseño teórico 169
6-5 Cambios en el porcentaje de recuperación 172
7-1 Balance de matena del diseño final óptimo 176
1
C a p ít u lo 1 
IN T R O D U C C IÓ N
1.1 A c r ilo n it r ilo
E l Acrilonitrilo C3H 3N (2-propenonitrilo) es un compuesto importante en la industria 
química el cual es usado en la síntesis de plásticos acrílicos, resinas acrílicas y 
principalmente en la producción de fibras acrílicas, en general un monómero útil de grandes 
aplicaciones
Uno de los procesos óptimos para obtener el Acrilonitrilo A C N es la amoxidación 
(reacción de oxidación del propano o propileno con amoniaco). En la etapa de reacción el 
hidrocarburo, el amoniaco y el aire se alimentan a un reactor con una cama de catalizador 
La reacción se lleva acabo entre 400 y 510 °C y entre 0 3 y 2 1 bares de presión. Como 
subproductos de reacción se obtiene Agua H 2O, monóxido de carbono CO, bióxido de
carbono C 0 2, acetonitrilo C2H 3N y Acido cianhídrico H CN principalmente, estos dos
últimos se separan por destilación y generalmente son incinerados
Reacciones principales de amoxidación (Fakeeha et al 2000)
C\HS + O, R ' > C3H6 + H 20 
(\HS + 20, + Nfí, R~2 > C:H,N + 4H20 
C3H\ + 402 R~3 >2CO + C02 + 4H20
C\HS + 30, + NH3 r~4 > C2H }N + 4H20 + C02 
C3H s + 7/202 + 3NH3 r~5 >3HCN + 1H20 
C3H d + 3/2o 2+ NH2 C3H3N + 3H20
C3H0 + y 2 02 + NH3 r~1 > C2H3N + 3 H:0 + C02
C3H . + 30, + 3NH, - ■ -*■- > 3HCN + 6H20 
(\H. +]/202 - R~9 >2CO + C02 + 3H 20
2
De acuerdo a la Figura 1-1, en la sección de purificación una corriente de Agua separa el 
Acrilonitrilo de los gases de reacción por absorción En una primera columna de destilación 
se obtiene en el fondo el acetonitrilo, en una segunda columna se separa el Acido 
cianhídrico y finalmente en una tercera columna se obtiene en el domo el Acrilonitrilo.
De la corriente de los gases de reacción de la columna de absorción se separa el propileno 
(materia prima) que no reaccionó para reciclarlo al reactor.
E l reciclar las materias primas en lugar de incinerarlas trae como consecuencia al proceso 
mayores beneficios tales como costos reducidos de materiales y por ende de producción.
Figura 1-1. Proceso de obtencion del Acrilonitrilo
3
El Acrilonitrilo es un líquido incoloro volátil de olor característico Considerado como 
sustancia carcinógena También llamado propenonitrilo, altamente inflamable Muy 
reactivo debido a la presencia del doble enlace y del grupo nitriio El Acrilonitrilo puro se 
polimeriza rápidamente, especialmente bajo la influencia de la luz. Es soluble en solventes 
orgánicos tales como la Acetona, benceno, díetíl éter, tetracloruro de carbono y alcohol 
metílico Forma azeotropos con algunos solventes orgánicos y con el Agua.
Tabla 1-1 Propiedades del Acrilonitrilo
Formula CH2CHCN
Peso molecular 53 06
Punto de ebullición 77 3 °C
Punto de fusión -83 55 °C
Densidad a 20°C 0 806 g/ml
Viscosidad a 25°C- 0 34 Cps
Presión critica 34 90 atm
Temperatura critica 246 °C
Limites de explosividad en ei aire a 25 °C 3 05 - 17 0 % volumen
Calor de combustión a 25°C 1761 47 kj/mol
Calor de vaporización a 25°C. 32 65 kj/mol
Tabla 1-2. Presiones de vapor del Acrilonitrilo
T[°C] P $at [Kpa]
8 7 6 7
23 6 13 3
45 5 33 3
64 7 66 7
77 3 101 3
4
1.2 Descripc ión del Proceso de la A cetoc ianh íd rina
El Ácido cianhídrico HCN y la Acetona A C T se hacen reaccionar en cantidades 
equimolares en presencia de un catalizador básico para formar la Acetocianhídrina ACH 
(también llamada a-hidroxiisobutironitrilo)
Reacción HCN + C2H 60 <r-> C4H7NO
Por cada mol de AC H formada se tienen 9 8 kilocalorías de calor La formación de A C H se 
favorece a bajas temperaturas, se pueden obtener conversiones entre un 90 y 95% 
dependiendo del tiempo de residencia, las temperaturas del enfriador y del tanque de 
añejamiento (Kirk-Othmer, VoI-7, 1979)
Como catalizador se puede usar por ejemplo hidróxido de sodio, dietilamína ó trietilamina 
Para neutralizar el catalizador se utilizan ácidos como el ácido fosfórico, o sulíurico 
obteniéndose las sales respectivas, estos también tienen la finalidad de estabilizar la
reacción
A altas temperaturas y un exceso de acidez la A C H puede formar diacetocianhídrina por la 
condensación de una mol de Acetona con una de A C H A altas temperaturas también puede 
ocurrir la descomposición de A C H en Acetona y Ácido cianhídrico
La A C H es usada como material crudo en la fabricación de insecticidas y también para 
producir etil a-hidroxibutirato, el cual es un producto farmacéutico intermedio E l uso 
principal de la A C H como producto final es para la formación de metíl metacrilato
E l proceso para la obtención de la Acetocianhídrina (ACH) se divide en 6 secciones las 
cuales se describen a continuación (ver Figura 1-2)
1 Sección de reacción
Como materia prima se tiene a la Acetona y al Ácido cianhídrico (HCN), estas se hacen 
reaccionar en un medio básico en un proceso continuo, generalmente se utiliza hidróxido 
de sodio como catalizador para obtener la AC H cruda Se cuenta con un reactor continuo 
con recirculación equipado con camisa de enfriamiento, el tiempo de residencia es de 20 
a 40 minutos a una temperatura entre 20 y 50°C (Kirk -Othmer, Vol-7, 1979)
5
2 Sección de añe|amiento
La A C H caída se hace pasar por un reactor de mezclado perfecto que tienen la finalidad 
de proporcionar más tiempo de residencia y así aumentar la conversión E l tiempo de 
residencia aquí es de 20 a 40 minutos con una temperatura entre 0 y 20°C (Kirk - 
Othmer, Vol-7, 1979)
3 Sección de estabilización y neutralización
En esta sección la AC H añejada se estabiliza, es decir se le proporciona un pH ácido de 
1 a 2 para evitar que la reacción se lleve a cabo en el sentido reversible La acidificación 
provoca la neutralización del catalizador precipitando sales de sulfato. Estas sales son 
filtradas antes de entrar a la sección de purificación (Kirk-Othmer, Vol-7, 1979).
4 Sección de purificación
Aquí se cuenta con una torre de destilación en donde por el fondo de la torre se obtiene 
el producto terminado (ACH) y por el domo se obtienen las impurezas del proceso 
(productos ligeros) Debido al alto peso molecular de ACH, esta debe destilarse a bajas 
presiones y manteniendo un pH ácido (Kirk-Othmer, Vol-7, 1979)
5 Sección de condensación
Los productos ligeros pasan a una sección de condensación parcial, en un primer 
condensador parcial condensan los componentes ligeros, es decir Acetona y H C N 
principalmente mismos que son recirculados al reactor y en el segundo condensador 
(condensador total) condensan los residuos de Acetona y H C N que no condensaron 
antes y los componentes pesados como el Agua, Acrilonitrilo y residuos de A C H
6 Sección de separación de Acrilonitrilo.
Los condensados del segundo condensador se separan en una columna de destilación 
empacada, la Acetona y el H C N son recirculados al reactor mientras que por el fondo se 
obtiene Acrilonitrilo, Agua y residuos de AC H que son impurezas queno pueden 
recircularse al proceso y estas se almacenan para después ser incineradas
6
¿gura 1-2. Diagrama de bloques del proceso de obtención de Acetocianhídrina
Tabla 1-3. Propiedades de la Acetocianhídrina
Formula C4H 7NO
Peso molecular 85 11
Punto de ebullición 164 °C
Punto de inflamación -1̂ 0 O
Temperatura de autoignición 690 °C
Densidad a 20°C 0 932 g/ml
La Acetocianhídrina es un líquido inflamable de color amarillo oscuro, muy peligroso 
debido al riesgo por envenenamiento de H C N Completamente miscible en Agua, dietíl eter 
y alcohol
Bajo condiciones alcalinas tiende a descomponerse, liberando su contenido de H C N La 
descomposición es endotérmica Reacciona con el grupo nitrilo o el grupo hidroxy
7
1.3 P lanteam iento del Prob lem a
Como se mostró en la descripción del proceso del Acrilonitrilo, en la segunda columna de 
destilación se separa el Ácido cianhídrico de la corriente de Acrilonitrilo, este Acido 
cianhídrico es enviado por un ducto al proceso de la Acetocianhídrina donde es alimentado 
a un reactor continuo Por esto, es lógico que la corriente de éste Acido contenga 
impurezas o subproductos de la reacción con la que se obtuvo el Acrilonitrilo, dichas 
impurezas son principalmente Agua, Acrilonitrilo e inertes como el bióxido de carbono
E l Acrilonitrilo tiene un carácter de inhibidor de la reacción entre el Acido cianhídrico y la 
Acetona, así en grandes cantidades puede ser muy perjudicial provocando que la 
conversión a A C H se vea disminuida
La separación de la A C H se hace por destilación al vado Otra impureza del Ácido 
cianhídrico es el Agua, el catalizador empleado es alimentado en solución, aunque cabe 
mencionar que el Agua del catalizador representa cantidades muy pequeñísimas El 
problema con el Agua en el proceso es que a una concentración mayor de lo establecido en 
la corriente a destilar provoca que la presión dentro de la torre de destilación se eleve, esto 
se debe a que el Agua al evaporarse aumenta su volumen creando una mayor presión de 
vapor, estos gases deberán ser removidos por la bomba de vacío hasta el punto en la que se 
vea incapacitada para remover tal flujo de vapor, por lo tanto la eficiencia se ve disminuida 
Como consecuencia se tiene un producto terminado fuera de especificación
Ya se mencionó la importancia de mantener las concentraciones de Acrilonitrilo y Agua en 
las corrientes del proceso, de ahí la necesidad y el porque el proceso debe contar con una 
sección eficiente y capaz de eliminar la mayor cantidad de Acrilonitrilo y Agua de los 
residuos de materia prima (Acetona y Ácido cianhídrico) para que estos puedan ser 
recirculados al reactor sin perjudicar la conversión y la purificación de la A C H
De la rutina diaria de análisis realizados al tanque de residuos de la columna separadora de 
Acrilonitrilo, se extrajeron los siguientes resultados (Ver Tabla 1-4 y Figura 1-3)
8
Cabe mencionar que los métodos de análisis que se emplearon son confiables ya que son 
los que se emplean para analizar el producto terminado (por razones de confidencialidad no 
se mencionaran los métodos)
Tab la 1-4 Análisis realizados al tanque recolector (Fenoquimia S A. de C V.)
Muestra
% W 
H C N
% W 
Acetona
% W
Acrilonitrilo
% W
Agua
% W 
A C H
Total
1 2 04 44.38 12.61 37.94 2 89 99 86
2 1 60 49 56 11.75 35.47 1 65 100 03
3 1 65 42 98 13 34 39 51 2 38 99 86
4 1 58 47 51 12 17 37 94 2 05 101 25
5 1 65 48 14 11 35 36.54 2 19 99 87
6 . 1 73 48 27 12 49 36 18 2 06 100 73
7 1 65 46 32 11 17 39 64 1 65 100 43
8 1 57 42 63 11 34 42 61 2 68 100 83
9 1 85 49 37 10 25 36 58 2 04 100 09
10 1 76 48 06 12 34 37 26 2 37 101 78
11 1 92 50 87 9 99 35 26 2 68 100 72
12 2 17 48 23 10 49 37 25 1 92 100 06
13 . 1 69 45 64 13 56 37 83 1 65 100 37
14 1 74 44 08 12 68 38 08 2 83 99 40
15 1 92 46 50 13 54 34 81 241 99 18
Promedio
Especificación
Los resultados son obvios, la columna no está operando eficientemente para los fines con 
las que fue diseñada, se nota que por el fondo se obtienen cantidades considerables de 
Acetona que están siendo incineradas con el Acrilonitrilo y Agua como desechos 
disminuyendo el rendimiento de las materias primas
1 77 46 84 11 94 37 53 2 23 100 30
0 03 2 66 20 18 72 92 421 100
9
Concentración en el fondo de la columna.
7 2 9 2
H C N A c e t o n a A c r i l o n i t r i l o A g u a A C H
■ Datos de diseño □ Resultados de anaüsis 
Figura 1-3. Datos de diseño vs resultados operativos
1.4 Ju stificac ión del Prob lem a
E l operar con una columna en estas condiciones trae como consecuencias.
• Inversión desperdiciada porque la columna no cumple con los fines para los que se
diseñó
• Gastos de operación extras en servicios auxiliares para la columna tales como la 
electricidad, agua de enfriamiento y aceite térmico en donde no se logra ia separación 
deseada
• Bajos rendimientos de Acetona y HCN
• Se están incinerando materias primas
• El incinerar los “ supuestos” desechos también causan gastos
10
Si se elimina la operación de la columna y se recircula toda esta corriente con sus
impurezas trae como consecuencias
• E l operar con concentraciones de Agua mayor a la especificada se requiere de una 
bomba de vacío con mayor capacidad para remover todo esa cantidad de vapor de agua 
que ocasionaría una alta compresión en la columna de purificación.
• A l recircular Acrilonitrilo al reactor se obtienen bajas conversiones y se crea un circulo 
vicioso hasta saturar el proceso de impurezas.
Si se elimina la operación de la columna y se incinera toda esta corriente como “desechos’ 
trae como consecuencias
• Rendimientos de Acetona y Ácido cianhídrico aún más bajos
• Incineración de materias primas
• Mayor cantidad de “desechos” para incinerar
• Más gastos de incineración
• Más gastos de mano de obra para incinerar
• Inversión desperdiciada al no utilizar el equipo
Es sumamente importante e indispensable contar con una columna que opere de tal forma 
que se puedan recuperar las cantidades de materias primas máximas posibles para evitar las 
consecuencias antes mencionadas Los resultados de los análisis y las gráficas muestran que 
no se están obteniendo resultados deseados
1.5 H ipótesis
Los resultados muestran que
1 La columna no tiene la capacidad para separar estos componentes (Acetona y 
Acrilonitrilo) Se tendrá que rediseñar incorporando dispositivos de contacto más 
eficientes o aumentando la altura de la columna
2 El empaque actualmente utilizado puede no ser el adecuado, quizá sea necesario utilizar
un empaque que ofrezca una mayor área de transferencia de masa
3 Las condiciones de operación actuales no son las adecuadas (temperatura, presión, 
reflujo, etc)
4 Una fuerte variación en la composición de alimentación afecta a la eficiencia de la 
columna, quizá esta posibilidad no se contempló en el diseño.
5 Para lograr un buen grado de separación ambas fases deben estar en íntimo contacto,
puede que no haya ese roce por malas distribuciones de las fases en la sección
empacada
6 Quizá el área de flujo ó el porcentaje de inundación no es el óptimo provocando que 
dentro de la sección empacada existan zonas secas o zonas inundadas.
1.6 Objetivos
Objetivo general
• Proponer el diseño de una columna de destilación en la cual optimice la capacidad y 
eficiencia con que se requiere separar las impurezas de las materias primas y que éstas 
últimas puedan ser recirculadas y cumplan con los requerimientos o datos de diseño
Objetivos específicos
• Disponer de datos de equilibrio líquido vapor del sistema multicomponente en cuestión, 
para tener bases experimentales que se puedan adaptar al simulador y elegir el modelo 
de solución adecuado
• Simular la columna con las dimensiones, tipo de empaque utilizado y las condiciones de 
operación actuales y comparar los datos obtenidos con los datos de diseño y los 
resultados obtenidos en planta E l simulador sera el Aspen Plus 9.3.2
12
• Revisar losaspectos hidráulicos de la columna, caída de presión y porcentaje de 
inundación ya que estos juegan un papel muy importante en el buen funcionamiento de 
columnas empacadas
• Determinar si con la columna actual se puede separar el Acrilonitrilo, con sólo modificar 
las condiciones de operación (presión, temperatura ó reflujo)
• A partir de datos de diseño (datos teóricos) de la corriente a destilar se diseñara una 
columna con platos, con empaque aleatorio (silletas Intalox) y con empaque 
estructurado, con el programa R A TE FR A C de Asplen plus
• Comparación de las opciones posibles tomando en cuenta aspectos económicos (sin 
entrar en detalles), de mantenimiento, corrosión, de condiciones de operación para 
proponer la columna más factible.
L ite ra tu ra C itada
■ Fakeeha A H , M A Solimán and A A Ibrahjin, "Modeling of a C ircu la ting F lu id ized Bed for
Ammoxidaüon of Propene to Acrylom tnle”, Chemical Engmeering and Processing, 39, 161 (2000)
■ Jacob A “Amanda Jacob Reports on B O C ’s Impro\ed Process and the Outlook for a Propene-Based 
Route”, The Chemical Engineer, Jan 24, 14 (1991)
■ K irk and Othmer, Encyclopedia o f Chemical Technology, Vol 1 y 7, Jonh W iley And Sons, (1979)
13
C a p ít u lo 2 
C O N C E P T O S B Á S IC O S
2.1 E q u ilib r io de Fases
2.1.1 L e y de R auo lt
Considerando una fase líquida y una fase vapor conteniendo n componentes químicos y 
coexistiendo en el equilibrio a la temperatura T y a la presión P, ésta es una condición 
necesaria del equilibrio líquido - vapor para la cual el potencial químico de la fase líquida es 
igual al potencial químico de la fase vapor
(2-i)
Si la fase vapor es un gas ideal y la fase líquida es una solución ideal los potenciales 
químicos pueden reemplazarse por ¡as ecuaciones
G,' + RT ln % i= G\ + RT ln x, (2-2)
Rearreglando se obtiene
RTln — = G\ - G ;v (2-3)
Donde se indica explícitamente que las propiedades de los componentes puros se evalúan en 
el equilibrio a í y P Considerando despreciable el efecto de la presión sobre G1,, se escribe
Gj = G\ (T, P) = G\ (T, P,sa¡) (2-4)
y para la fase vapor
G,' = G f (T, P) = Gf' (T,P;a') (2-5)
Donde P'at es la presión de vapor o de saturación del componente i, a la temperatura T 
De la ecuación fundamental de la energía de Gibbs G(T,P)
dG - -SdT + I ’dP (2-6)
14
dGf = V*dP
para un gas ideal constituido por / puro y a temperatura 7’constante
(2-7)
( 2 - 8 )
Integrando el lado derecho, a la temperatura T constante, desde una presión P hasta Pf“ 
resulta
Sustituyendo las Ecs (2-4) y (2-9) en (2-3) se obtiene la siguiente relación importante
v Psa!
RT ln — - G‘ (T, Pfat) - Gf (T,Ptsa‘) + RT ln -¡— (2-10)
x , p
Pero los primeros términos de la derecha son las energías de Gibbs para el líquido puro y el 
vapor puro de /, a las condiciones de equilibrio del compuesto puro T y P,sal, que deben ser 
iguales Por lo tanto la ecuación anterior se reduce a
Esta ecuación expresa la ley de Raoult El lado izquierdo es la presión parcial P del 
componente / por la fracción molar y, en la fase vapor, en este caso igual al producto de la 
fracción molar del componente i en la fase líquida x, por su presión de vapor Pfat a la 
temperatura T
• s a t
Gf (T, P,sat) - Gf (T, P) = RT ln
P
(2-9)
( 2 - 1 1 )
15
2.1.2 Com portam iento N o Ideal
Las propiedades de las mezclas de gases ideales y de soluciones ideales dependen tan solo de 
las propiedades de los componentes constitutivos puros y se calculan a partir de estas 
mediante ecuaciones relativamente simples Aunque esos modelos dan un comportamiento 
aproximado de ciertas mezclas fluidas, no son adecuados para representar el 
comportamiento de muchas soluciones, en general, la ley de Raoult no es una relación de 
equilibrio líquido - vapor rigurosamente hablando. Sin embargo, estos modelos de 
comportamiento ideal' gas ideal, solución ideal y ley de Raoult, proporcionan referencias 
convenientes para comparar el comportamiento de las soluciones reales.
Aquí se establecerán las bases para el tratamiento del equilibrio líquido - vapor mediante la 
introducción de dos propiedades termodinámicas auxiliares relacionadas con la energía de 
Gibbs, llamadas coeficiente de fugacidad y coeficiente de actividad Estas propiedades se 
refieren directamente a las desviaciones del comportamiento ideal y sirven como factores de 
corrección para transformar la ley de Raoult en una expresión general, valida para el 
equilibrio líquido - vapor Sus definiciones dependen del desarrollo del concepto de 
fugacidad, que representa una alternativa del potencial químico como criterio de equilibrio 
de fases (Smith y Van Ness, 1987)
2.1.3 Fugacidad y Coefic iente de Fugacidad
E l concepto de fugacidad se obtiene a partir de la consideración de un cambio en la energía 
de Gibbs que es el resultado de cambios en la presión y temperatura 
Para un gas ideal a temperatura constante la Ec (2-6) queda'
para un componente i de una mezcla ideal en donde la presión parcial se define como el 
producto de la fracción molar del componente / en la fase vapor por la presión del sistema a 
la temperatura I
dG = VdP = RT ¡n P ( 2 - 1 2 )
p, = y ,p
dGt =RTd{lnp¡)= IU ¡»(j,P)
(2-13)
(2-14)
16
Esta expresión es valida para un gas ideal, la simplicidad de esta ecuación sugiere escribir 
otia con la misma forma pera para un fluido real, la cual define una nueva propiedad /que 
también tiene unidades de presión
dG = R T d ( ln f ) (2-15)
dG, = RTd ln f ¡ (2-16)
v
Estas son las expresiones que sirven como definición parcial de / y reciben el nombre de
A
fugacidad, en donde / es la fugacidad de la sustancia pura y f t es la fugacidad parcial del
componente i en solución
De la definición de una propiedad residual, con la energía residual de Gibbs y la definición de 
una propiedad parcial se obtiene la siguiente expresión
nGR = n G - nG8‘ (2-17)
Asi, la ecuación de la energía residual parcial de Gibbs estará dada por la siguiente ecuación
d io - G g,)= R T d ln ^ - (2-18)V 1 y¡p
Existe una relación llamada coeficiente de fugacidad y coeficiente de fugacidad parcial en 
solución definidas respectivamente por
<!>=f/ p (2-19)
A
A f
y f
< t> ,= — (2 -20)
17
asi la eneigia iesidual de Gibbs queda
Paia un componente puro dGR = R'Jdln(f> (2-21)
 ̂ A
Para el componente / en solución dGt = RTd ln (¡)1 (2-22)
Integrando la ecuación anterior a temperatura constante se obtiene:
G,R = RTln0,+J3(T) (2-23)
donde la constante de integración es función de T Sin embargo si ésta ecuación se aplica a 
un componente puro, se reduce a la Ec (2-22) para un componente y fi(T) = 0
G R '
RT
para un gas ideal, la energía residual de Gibbs debe ser igual a cero y por lo tanto el 
coeficiente de fugacidad es igual a 1 0 y la fugacidad de cada componente en una mezcla de 
gases ideales es igual a la presión parcial de cada componente
f * I y,P (2-25)
Como G,r/RT es una propiedad parcial respecto a C 'RT, entonces ln ^ es también una
propiedad parcial respecto a ln<t> Como resultado de estas ecuaciones se obtiene las 
siguientes relaciones importantes.
 ̂ A
ln(¡) = 2 _JxJn 0 , (2-26)
w = Y . y A f J y ^ \ (2-27)
18
O b t e n c ió n d e l C o e f ic ie n t e d e F u g a c id a d
Los cambios en la fugacidad para un componente puro se obtienen mediante la integración 
de la siguiente ecuación
/ « A = _ L [ V d P
f\ R T h
(2-28)
ln ti,= i „ L = - L [p{ v - — \ ¡ p = rP RT Jo 1 P I Jo
rpí Z-l dP (2-29)
Análogamente para mezclas se obtiene.
l n ^ - = — \PlV,dP (2-30)RT Jp, 1
/„
í \
dP (2-31)Z - lp
\ y
La evaluación del factor de compresibilidad se puede obtener a partir las de correlaciones 
generalizadas de una ecuación de estado Por mencionar algunas se tiene la ecuación de 
Redlich-Kwong, correlación generalizada de Pitzer o de datos experimentales
2 .1 .4 A c t i v i d a d y C o e f ic ie n t e d e A c t iv id a d
La energía residual de Gibbs yel coeficiente de fugacidad se relacionan directamente con 
datos PVT, cuando estos son correlacionados adecuadamente por ecuaciones de estado, las 
propiedades termodinámicas se determinan ventajosamente Si fuera posible un tratamiento 
adecuado de todos los fluidos por medio de las ecuaciones de estado, las relaciones de las 
propiedades termodinámicas antes mencionadas serían suficientes, pero las soluciones 
líquidas con frecuencia se tratan más fácilmente mediante propiedades que miden sus
19
desviaciones, no del comportamiento de gases ideales sino de las desviaciones al 
considerarse como soluciones ideales
Los procesos están caracterizados por un cambio de energía en sus propiedades tales como 
AH, AS, A G, A ln f etc Estos cambios a menudo son evaluados mediante un estado de 
referencia, una relación importante entre la fugacidad y la energía de Gibbs la podemos 
encontrar en el siguiente proceso del estado 1 al estado 2
donde at = f J f ° , es llamada fugacidad relativa o actividad
Como el potencial químico ¡u, y la energía molar parcial de Gibbs son iguales, la ecuación 
siguiente proporciona la energía molar parcial de Gibbs para el componente i en una 
solución ideal
Con la diferencia entre las siguientes expresiones se obtiene la energía de parcial de Gibbs en
(2-32)
AG = RTAln f = RTln{f2 / / J (2-33)
en términos de un estado de referencia y para una sustancia pura
G = G° + RT ln ( / / / 0) (2-34)
y para un componente / de una mezcla
(2-35)
=G° + R T ln x¡ (2-36)
Gf! =G° + RT!nx, (2-37)
exceso G¡ y la relación adimensional y, se le conoce como coeficiente de actividad del 
componente / en solución
20
G S1 = G° + R T ln x.
G, - G ° +RT lni i
f A 'N
A
f °
GE = G. -G ,s = 7?77«I I J
r, J!
*j :
(2-39)
(2-40)
(2-41)
(2-38)
para una solución ideal la energía parcial de Gibbs en exceso es cero, y por consiguiente el 
coeficiente de actividad y es igual a 1, obteniéndose la siguiente expresión
(2-42)
Como G,"/RT es una propiedad parcial respecto a GE/RT, entonces ln y, es también una 
propiedad parcial respecto a ln y Como resultado de estas ecuaciones se obtiene las 
siguientes relaciones importantes
9 LRT = 2 > . ln r,
y^xid ln 7i = 0 a T y Pconstantes
H Vdin y, = l—dT + -J—dPRT2 RT
tt E yE
V x d ln y = TdT -\ í/F^ /?7’
(2-43)
(2-44)
(2-45)
(2-46)
21
Los coeficientes de actividad son propiedades del estado líquido y estos pueden ser 
calculados por ecuaciones de estado o por modelos de solución, por mencionar algunos se 
tiene la ecuación de Margules, Van Laar, Wilson, NRTL, ASOG, UNIQUAC
2 .1 .5 E q u i l i b r i o V a p o r - L íq u id o
Algunos procesos industriales importantes como la destilación, absorción y extracción 
operan con dos fases en contacto. Cuando las fases no están en equilibrio, existe 
transferencia de masa entre ellas; la rapidez de transferencia de cada componente es función 
de la desviación que presenta el sistema respecto al equilibrio y su tratamiento cuantitativo 
requiere del conocimiento de los estados de equilibrio (temperatura, presión y composición) 
del sistema
El equilibrio es una condición estática en la que no ocurren cambios en las propiedades de 
un sistema con el tiempo, esto implica un balance de todos los potenciales que podrían 
causar un cambio En la ingeniería aplicada, ésta hipótesis de equilibrio se justifica cuando es 
posible obtener resultados de precisión aceptable
Si un sistema que está completamente aislado contiene cantidades fijas de compuestos 
químicos y sus en las fases líquida y vapor se encuentran en contacto íntimo, con el tiempo 
no va presentar ninguna tendencia al cambio La temperatura, la presión y la composición de 
las fases alcanzan sus valores finales, si a la postre permanecerán constantes el sistema está 
en equilibrio, sin embargo a nivel microscópico, las condiciones no son estáticas, las 
moléculas que se encuentran en una fase en un momento dado no son las mismas en esa fase 
un instante después Moléculas cercanas a la interfase, con velocidades suficientemente altas, 
vencen las fuerzas superficiales y pasan a la otra fase, no obstante, el flujo promedio de las 
moléculas es el mismo en ambas direcciones y no hay una transferencia de materia neta entre 
las fases (smith y Van Ness, 1987)
La coexistencia de fases líquida y vapor ocurre muv frecuentemente en procesos químicos y 
por ende es el equilibrio que ha sido estudiado mas extensivamente
22
Paia encontrar el estado de equilibno entre fases líquida y vapor hay que especificar 
condiciones particulares o propiedades, una de estas propiedades pueden ser la composición 
de alguna de las fases, la temperatura, la presión, entalpia, entropía o algunas otras 
propiedades termodinámicas E l equilibrio es expresado generalmente en términos de 
fugacidad o coeficientes de actividad
Para cualquier caso de equilibrio entre fases se requiere que la presión, la temperatura y las 
fugacidades parciales o individuales de los componentes en ambas fases del sistema deben 
ser iguales, esto es,
?¡,) = (2-47)
P(,) = P{, l (2-48)
A A
/,(!)=/,(,) i = \ ,2,....n componentes (2-49)
En la Figura 2-1, se muestra un recipiente con una mezcla de vapor y una solución líquida 
que coexisten en el equilibrio La temperatura 7 y la presión P son uniformes en todo el 
recipiente y pueden medirse con los instrumentos apropiados Se pueden tomar muestras de 
las fases líquida y vapor para determinar las fracciones molares en el vapor y, y las 
fracciones molares en el líquido x,
y
Fase vapor
X/
Fase liquida
F ig u r a 2 -1 Estado de equilibrio líquido vapor
f v = f! i = 1,2,....// componen/es ( 2 - 5 0 )
Para mezclas multicomponentes, el equilibrio líquido vapor se representa
Para el componente i en la mezcla de vapor,
A A
Y para el componente / en la mezcla de líquido (solución),
f ! = x, r J ,
de acuerdo con la condición de equilibrio (fugacidades iguales),
y ¡ i ,P = x ,y ,/
donde la fugacidad en el estado de referencia se define por la ecuación
- y l . q ( p _ p s a t y
RT
S u s t itu y e n d o la E c ( 2 - 5 4 ) e n ( 2 -5 3 )
v!‘j p - p r )
RT
(2-51)
( 2 - 5 2 )
( 2 - 5 3 )
( 2 - 5 4 )
( 2 - 5 5 )
Para presiones bajas y moderadas el factor de Poynting (representada por el exponencial) es 
muy cercano a la unidad
24
Finalmente la expresión de equilibrio de la Ec (2-56) se simplifica y queda expresada por la 
siguiente ecuación
donde, <j)*al es el coeficiente de fugacidad para el componente i puro como vapor saturado 
Las presiones de vapor de los compuestos puros comúnmente se calculan con las
También llamado relación de vaporización, es una relación en el análisis del equilibrio 
liquido vapor, se pueden obtener muchas relaciones respecto a K, pero esto depende de la 
temperatura, presión y de la composición de ambas fases, para dar soluciones a problemas 
típicos en términos de Ki, estos deben ser resueltos por una aproximación sucesiva
Muchos problemas tales como la determinación del punto de burbuja y punto de rocío se 
determinan en términos de relación de vaporización, cuando estas pueden ser aproximadas a 
una independencia de la composición, las soluciones llegan a ser relativamente fáciles
(2-57)
ecuaciones de la presión en función de la temperatura La ecuación más usada es la de 
Antoine, para el componente i se escribe así
(2-58)
2 .1 .6 E l C o e f ic ie n t e d e D i s t r ib u c ió n
(2-59)x,
(2-60)
(,FP\ = Factor de Poynling
<S>.P (2-61)
25
El gran atractivo de ésta ecuación es que contiene propiedades de los componentes puros, y
por lo tanto expresa los valores de K en función de la temperatuia y presión,
independientemente de la composición de las fases líquida y de vapor Además los
coeficientes de fugacidad y actividad pueden evaluarse por ecuaciones de estado para 
componentes puros o por correlaciones generalizadas En muchos casos el término
<f>*al (FP\ / <f> difiere muy poco de la unidady entonces para bajas presiones K se representa
y Psat
K = 7-A - ~ (2-62)
P u n t o d e B u r b u j a
Es la temperatura en la cual en un líquido de composición conocida aparece la primera 
fracción de vapor, el punto es encontrado por la ecuación
2 X * , = 1 (2-63)
P u n t o d e R o c ío
La temperatura o presión a la cual un vapor de concentración conocida aparece la primera
fracción líquida o de condensado, esto esta dado por la solución de la siguiente ecuación
£ A = 1 (2-64)
A ,
Las fórmulas de la relación de vaporización la fugacidad y los coeficientes de actividad son 
factores que dependen de la composición, particularmente a temperaturas y presiones 
extremas en la región critica y de mezclas que contienen sustancias polares Desde que el 
factor de Poynting hace una pequeña contribución, la variación del volumen molar parcial 
con la composición usualmente puede ser despreciada, sin embargo el efecto de la presión al 
volumen molar parcial si es significante
Dada la complejidad de los valores de X, generalmente estos cálculos requieren 
piocedimientos iterativos apropiados para la solución únicamente por computadora
26
2 .1 .7 D iagram a d e Fases
En la Figura 2-2, se muestra un diagrama de fases para un sistema binario, las lineas 
muestran las fronteras entre fases En el diagrama a temperatura constante la línea de amb¿ 
reprensenta los estados de líquido saturado y la región del líquido subenfriado se encuentra 
por encima de ésta línea, la línea que se encuentra abajo reprensenta los estados de vapcr 
saturado, la región de vapor sobrecalentado se encuentra por abajo de ésta curva 
Las líneas de las fases coinciden en los extremos del diagrama, donde el líquido saturado y el 
vapor saturado de los componentes puros coexisten a las presiones de vapor Psaí-1 y Psai- 
2 En el diagrama de fases a presión constante la curva de abajo representa los estados dei 
líquido saturado, por debajo de ella se encuentran los estados de líquido subenfriado L i 
curva de arriba muestra los estados de vapor saturado y sobre ésta se encuentran los estados 
de vapor sobrecalentado La región difásica se encuentra entre éstas curvas En los extremes 
del diagrama se encuentran las temperaturas en que ambos compuestos puros coexisten a 
misma Tsat-1 y Tsat- 2 Los puntos que se encuentran entre las líneas de líquido saturado • 
de vapor saturado están en la región de dos fases, cuando el líquido saturado y el vapc* 
saturado coexisten en equilibrio
Temperatuia- xy 
Presión constante
Presión - xy
Temperatura coastantt
Vapor sobrecalentado P̂at 1 750
X 550s
B
450
350 
Pi>at 2
650
250
02 04 06 08 02 04 08
F ig u r a 2 -2 Diagrama T-xy y diagrama V-xy
27
Una parte importante de las operaciones unitarias en Ingeniería química está relacionada 
con el problema de modificar la composición de soluciones y mezclas mediante métodos 
que no impliquen, necesariamente, reacciones químicas Por lo común estas operaciones se 
encaminan a separar las partes componentes de una sustancia.
Raro es el proceso químico que no requiere de la purificación inicial de las materias primas 
o de la separación final de los productos y subproductos; para esto en general, se utilizan 
las operaciones basadas en la transferencia de masa. Quizás se podría apreciar rápidamente 
la importancia de este tipo de separaciones en una planta procesadora, si se observa la gran 
cantidad de torres de una refinería de petróleo: en cada una de estas se realizan operaciones 
de transferencia de masa Con frecuencia, el costo principal de un proceso se deriva de las 
separaciones Los costos por separación o purificación dependen directamente de la 
relación entre la concentración inicial y final de las sustancias separadas; si esta relación es 
elevada, también lo serán los costos de producción
Las operaciones de transferencia de masa se caracterizan por transferir una sustancia a 
través de otras a escala molecular En el problema a tratar, la transferencia de masa es un 
resultado de la diferencia de concentraciones, o gradiente, en donde la sustancia que se 
difunde abandona un lugar en que está muy concentrada y pasa a un lugar de baja 
concentración (Treybal, 1980).
2 .2 .1 D i f u s ió n M o l e c u l a r e n F lu id o s
La rapidez de transferencia puede describirse adecuadamente en función del flujo molar, o 
moles/(tiempo)(área), ya que el área se mide en una dirección normal a la difusión Sin 
embargo, aunque una solución no uniforme solo contenga dos componentes, estos deberán 
difundirse, si se quiere alcanzar la uniformidad Surge entonces la necesidad de utilizar dos 
fluxes para describir el movimiento de un componente N, el flux relacionado a un lugar fijo 
en el espacio, y J, el flux de un compuesto con relación a la velocidad molar promedio de 
todos los componentes E l primero es importante al aplicarse en el diseño de equipos, el 
segundo es característico de la naturaleza del componente
2.2 T ra n s fe re n c ia de M a s a
28
Así, la difusividad o coeficiente de difusión, Dab de un componente A en la solución B, que 
es una medida de la movilidad de difusión, se define como la relación de su flux J4 y su 
gradiente de concentración (Treybal, 1980)
(«5)
Ja es flux de difusión relativo a la velocidad molar promedio, (=) mol/m2hr 
CA es la concentración del componente A en mol/litro
Esta es la primera ley de Fick, en este caso para la dirección z E l signo negativo hace 
hincapié que la difusión ocurre en el sentido del decremento de la concentración La 
difusividad es una característica de un componente y de su entorno (temperatura, presión, 
concentración y de la naturaleza de los demás componentes)
2.2.2 T ransferencia de M asa Interfacial
En la mayoría de las operaciones de transferencia de masa, se ponen en contacto dos fases 
insolubles, con el fin de que entre dichas fases se establezca la transferencia de las 
sustancias que las forman Ya se vio que la rapidez de difusión dentro de cada fase depende 
del gradiente de concentración que existe en ella A l mismo tiempo los gradientes de 
concentración del sistema de dos fases, indican el alejamiento de la posición de equilibrio 
que existe entre las fases Si se estableciese el equilibrio, los gradientes de concentración y 
por ende la rapidez de difusión descendería a cero Por lo tanto es necesario considerar 
tanto los fenómenos de difusión como los de equilibrio con el fin de describir por completo 
las diferentes situaciones
Es conveniente considerar primero las características de una operación particular en el 
equilibrio y luego generalizar los resultados a otras operaciones Como ejemplo, 
considérese la operación de absorción de un gas, que sucede cuando se disuelve el 
amoniaco de una mezcla amoniaco aire en agua liquida Supóngase que una cantidad fija de 
agua líquida se coloca en un recipiente cerrado junto con una mezcla gaseosa de amoniaco
29
y aire, todo se dispuso de tal forma que el sistema se mantuviera a temperatuia y presión 
constantes Puesto que el amoniaco es muy soluble en agua, una parte de las moléculas de 
amoniaco se transferirán instantáneamente del gas al líquido, cruzando la superficie 
nterfacial que separa las dos fases Parte de las moléculas de amoniaco regresarán al gas, 
con una rapidez proporcional a su concentración en el líquido Conforme más amoniaco 
entre al líquido y cuanto mayor sea el aumento consecuente en la concentración de 
amoniaco en el líquido, tanto mayor será la rapidez con la cual el amoniaco regresa al gas, 
no obstante, llegará un momento en que la rapidez con la cual el amoniaco entra al líquido 
será exactamente igual a aquella con la cual lo abandona Al mismo tiempo, mediante el 
mecanismo de difusión, las concentraciones en cada fase se vuelven uniformes. Ahora 
existe un equilibrio dinámico, aún cuando las moléculas de amoniaco continúan 
transfiriéndose de una fase a otra, la transferencia neta desciendea cero Las 
concentraciones dentro de cada fase ya no cambian (Treybal, 1980)
2.2.3 T ransferencia de M asa Local entre dos Fases
Se va a estudiar la sección de una columna de separación Puesto que el soluto se está 
difundiendo de la fase gaseosa hacia el líquido, debe existir un gradiente de concentración 
en el sentido de la transferencia de masa dentro de cada fase Esto puede mostrarse 
gráficamente en función de la distancia a través de las fases, como se muestra en la Figura 
2-3, en donde se muestra una sección a través de las dos fases en contacto Se supone que 
no ocurre reacción química La concentración de A en el flujo global del gas es >u,g 
fracción mol y desciende hasta y 4 , en la interfase En el líquido, la concentración desciende 
de xa , en la interfase a xa,l en el flujo global del líquido. Es obvio que las concentraciones 
y A G y * a l no son valores en el equilibrio, puesto que si lo fueran, no habría difusión del 
soluto A l mismo tiempo, estas concentraciones no pueden utilizarse de modo directo con 
un coeficiente de transferencia de masa para describir la rapidez de transferencia de masa 
en la interfase, ya que las dos concentraciones están relacionadas de manera distinta con el 
potencial químico, el cual es la fuerza impulsora real de la transferencia de masa 
Para solucionar este problema, Lewis y Whitman (1924 y 1923) supusieron que las únicas 
resistencias a la difusión son las que presentan los fluidos mismos Por consiguiente no hay 
resistencia a la transfeiencía del soluto a través de la interfase que separa las fases, y, como
30
resultado, las concentraciones^., y Xa., son valores en el equilibrio, dados por las curvas de 
distribución en el equilibrio de fases del sistema (Treybal, 1980)
F ig u ra 2 -3 . Concepto de la doble transferencia
Las concentraciones en la interfase pueden mostrarse en la gráfica de la Figura 2-4 El 
punto P representa las dos concentraciones de las fases, el punto M, las que se encuentran 
en la interfase Para la transferencia de masa en estado estacionario, la rapidez con la cual A 
alcanza la interfase del gas debe ser igual a aquella con la cual se difunde en el líquido, de 
tal forma que no haya acumulación o agotamiento de A en la interfase Por lo.tanto, el flux 
de A se puede escribir en función de los coeficientes de transferencia de masa respecto a 
cada fase y de los cambios de concentración apropiados para cada una Por lo tanto cuando 
k\ y kx son los coeficientes aplicables en forma local,
N , t = ky{ y A G - y A ,) = kx(xA, - xAL) (2-66)
Y las diferencias entre las y y las x se consideran como las fuerzas impulsoras para la 
transferencia de masa Se obtiene
(yA a - y , )
(*, 1, - xa' )
(2-67)
31
que proporciona la pendiente de la línea PM Si se conocen los coeficientes de transferencia 
de masa, pueden determinarse las concentraciones en la interfase y, por ende, el flux N¡, ya 
sea gráficamente o analíticamente resolviendo la ecuación anterior
Concentración del soluto en el liquido
Figura 2-4. Alejamiento de las concentraciones de las fases del equilibrio
2.2.4 Coeficientes Globales de T ransferencia de M asa Local
En determinaciones experimentales de la velocidad de la transferencia de masa, 
generalmente es imposible determinar, por muestreo y análisis, las concentraciones de 
soluto en la masa total de los fluidos Sin embargo, el muestreo adecuado de los fluidos en 
la interfase es generalmente imposible, puesto que la mayor parte de las diferencias de 
concentración como >\g - â,., tienen lugar en distancias extremadamente pequeñas Un 
aparato ordinario de muestreo resultaría tan grande en comparación con esta distancia que 
sería imposible acercarse lo suficiente a la interfase Por tanto, el muestreo y análisis 
proporcionarán y¿c, - xA¿, pero no las concentraciones en la interfase En estas 
circunstancias, solo puede determinarse un efecto global en función de las concentraciones 
en la masa principal Entonces, el efecto completo de la transferencia de masa de las dos 
fases puede medirse en función de un coeficiente global de transferencia de masa así
N , - y \ ) (2-68)
D e acuerdo con la geometría de la Figura 2-5,
= + p-69)
K v ky kx
_ L = _L + ̂ 1 (2.70)
K y K K
Esto muestra la relación entre los coeficientes de transferencia para cada fase por separado, 
el coeficiente global tendrá la forma de una suma de resistencias En la misma forma, x a es 
una medida de y a,o, y puede utilizarse para definir el coeficiente global,
Curva dt distribución 
en el equilibrio
X u X i , X Í
Concentración del soluto en el liquido
fft = K x{xA - x u )
yResistencia en la fase gaseosa / ky
Resistencia total en las dos fases 1/
A ,
i/Resistencia en la fase liquida / kx
Resistencia total en las dos fases 1/7 K.
Figura 2-5 Diferencias globales de concentración
2 .2 .5 D e s t i la c ió n
La destilación es un método para separar los componentes de una solución, depende de la 
distribución de las sustancias entre una fase vapor y una líquida, y se aplica a los casos en 
que todos los componentes están presentes en las dos fases. En vez de introducir una nueva 
sustancia en la mezcla, con el fm de obtener la segunda fase (como se hace en la absorción 
o desorción de gases) la nueva fase se crea por evaporación o condensación a partir de la 
solución original
Son claras las ventajas de un método de separación como éste. En la destilación, la nueva 
fase difiere de la original por su contenido calorífico, pero el calor se incrementa o se 
elimina sin dificultad; por supuesto debe considerarse inevitablemente el costo de 
aumentarlo o eliminarlo Por otra parte, las operaciones de absorción o desorción, que 
dependen de introducir una sustancia extraña, proporcionan una nueva solución, que a su 
vez quizá tendría que separarse mediante algunos de los procesos difusivos
V o la t i l id a d R e la t iv a
Es una medida numérica que se le conoce como factor de separación ó, particularmente en 
el caso de la destilación, la volatilidad relativa a Esta es una relación de las 
concentraciones de dos compuestos A y B en una fase y en la otra, y es una medida de la 
posibilidad de separación, entre mayor es la diferencia en las composiciones del líquido y 
del vapor mayor es la facilidad para realizar la separación por destilación Así la volatilidad 
relativa de los componentes i y / se define como:
Si a = 1 0 la separación no es posible Cuanto más arriba este de la unidad a, más 
fácilmente se llevará a cabo la separación
34
2 .2 .6 D e s t i l a c ió n F r a c c io n a d a
En la Figura 2-6 se muestra una columna de destilación fraccionada Aquí la alimentación 
se introduce en la parte central de una cascada vertical de etapas El vapor que se eleva en 
la sección arriba del alimentador (llamada sección de enriquecimiento o rectificación) se 
lava con el líquido para eliminar o absorber el componente menos volátil E l líquido de 
lavado se obtiene condensando el vapor que sale por la parte superior, enriquecido con el 
componente más volátil E l liquido devuelto a la parte superior de la parte superior de la 
torre se llama reflujo y el material que se elimina permanentemente es el destilado, que 
puede ser vapor o un líquido, enriquecido con el componente más volátil En la sección 
debajo del alimentador (sección de agotamiento), el líquido se desorbe del componente 
volátil mediante vapor que se produce en el fondo por la evaporación parcial del líquido en 
el fondo en el rehervidor E l líquido eliminado, enriquecido con el componente menos 
volátil, es el residuo o fondos Dentro de la torre, los líquidos y los vapores siempre están 
en sus puntos de burbuja y de rocío, respectivamente, de manera que las temperaturas más 
elevadas se encuentian en el fondo y las menores en la parte supenor Todo este arreglo se 
le conoce como fraccionador
En la Figura 2-6, se esquematiza una de las instalaciones más utilizadas para la destilación,una torre de platos E l líquido desciende por la torre bajo la acción de la fuerza de 
gravedad, mientras que el vapor asciende debido a la fuerza de una ligera diferencia de 
presiones entre plato y plato La presión más elevada se produce por la ebullición en el 
rehervidor E l vapor pasa a través de las aberturas de los platos y entra en contacto con el 
liquido que circula a lo largo del plato
15
Figura 2-6. Columna de destilación típica con platos
2.2.7 D estilación de Sistemas Multicomponentes
Muchas de las destilaciones en la industria emplean más de dos componentes No obstante 
que los principios establecidos para soluciones binarias se aplican generalmente a estas 
destilaciones, se introducen nuevos problemas de diseño que requieren consideraciones 
especiales
Los principios generales de diseño de los fraccionadores de multicomponentes son los 
mismos en muchos aspectos que aquellos para sistemas binarios, pero la escasez de 
adecuados datos de equilibrio líquido-vapor impone severas restricciones en su aplicación 
Estos datos se necesitan especialmente para líquidos no ideales, debe acentuarse el peligro 
de tratar nuevos diseños sin los datos adecuados de equilibrio o sin los estudios en planta 
piloto para estas soluciones Otro serio problema son los métodos inadecuados de manejar 
la eficiencia de los platos en los sistemas multicomponentes
36
2.2 .1 A Componentes Clave
Conviene al principio, listar los componentes de la alimentación siguiendo el orden de su 
volatilidad relativa A los componentes más volátiles se les llama ligeros y a los menos 
volátiles se les llama pesados. Con frecuencia habrá un componente, el componente clave 
ligero que está presente en el residuo en cantidades importantes, mientras que los 
componentes más ligeros que el clave ligero se encuentran en pequeñas cantidades. Si todos 
los componentes tienen concentraciones importantes en el residuo, entonces el más volátil 
es el clave ligero En forma similar, en el destilado habrá de ordinario una cantidad 
importante de un componente, el componente clave pesado; por el contrario, los 
componentes más pesados que el clave pesado están presentes solo en pequeñas cantidades 
Si en el destilado hay concentraciones importantes de todos los componentes, entonces el 
menos volátil es el clave pesado. En la Tabla 2-1, se muestra cuales son los componentes 
claves en una mezcla de 5 componentes
En la Figura 2-7, se muestra una gráfica de las composiciones del vapor en cada una de las 
etapas, es evidente que todos los componentes se hallan presentes en cantidades apreciables 
en la etapa de alimentación Por encima de la alimentación los componentes no claves 
pesados en el liquido y el vapor desaparecen rápidamente Debido a su baja volatilidad 
relativa respecto a los otros componentes presentes, estos componentes no entran en el flujo 
de vapor ascendentes en las etapas por encima de la alimentación en una gran cantidad, y 
por tanto no llegaran muy por encima del plato de alimentación
Análogos razonamientos se aplican a los componentes no claves ligeros por debajo del 
punto de alimentación Estos componentes son tan volátiles que no permanecerán en el 
liquido y, por consiguiente, no son capaces de fluir hacia abajo de la columna en cantidades 
apreciables, entonces bajan a muy pequeñas concentraciones a pocas etapas por debajo de 
la alimentación
37
Tabla 2-1. Lista de los componentes ordenados del más volátil al menos volátil
Componente Alimentación % peso
Destilado 
% peso
Residuo 
% peso
CI 37 935 43 485 0 027
C2 48 097 54 749 2 659
C3 2 804 0.261 20.175
C4 10 624 1 505 72 917
C5 0 539 0 0001 4 221
1 2 3 4 5 6 7 8 9 1 0 1 1 1 2 1 3 1 4 1 5
Etapas
Figura 2-7. Curvas típicas de composición del vapor en el fraccionador
2.2.7.2 Plato de Alimentación
La adición de la alimentación pueda dar lugar a un aumento del líquido en el reflujo en la 
sección de agotamiento, aun aumento del caudal del vapor en la sección de 
enriquecimiento, o a ambas a la vez En la sección de rectificación la velocidad de flujo de 
vapor es mayor que la del líquido, mientras que en la de agotamiento la velocidad de flujo 
del líquido es mayor que la del vapor
Los efectos cuantitativos que origina la introducción de la alimentación dependen de la 
condición de ésta La alimentación se puede introducir como un líquido frío, como un 
líquido saturado a su temperatura de ebullición, como una mezcla de vapor y líquido, como 
un vapor saturado a su temperatura de condensación ó como un vapor sobrecalentado.
En la Figura 2-8 se representa esquemáticamente las corrientes de vapor y de líquido que 
entran y salen del plato de alimentación para distintas condiciones En la Figura 2-8a se 
supone que la alimentación entra como un líquido frío La alimentación se suma en este 
caso totalmente al reflujo en la sección de agotamiento Por otra parte para calentar la 
alimentación hasta la temperatura de ebullición tiene que condensar algo de vapor y el 
condensado pasa también a formar parte de L, que consta por tanto de 1) el líquido de 
reflujo procedente de la sección de rectificación, 2) la alimentación y 3) el condensado El 
vapor que pasa a la sección de rectificación es menor que el de la sección de agotamiento 
debido a la cantidad que condensa
En la Figura 2-8b se supone que la alimentación entra a la temperatura de ebullición En 
este caso no se necesita condensación para calentar la alimentación Si la alimentación entra 
paicialmente en forma de vapor, según se representa en ia Figura 2-8c, la parte que entra en 
forma líquida se incorpora al flujo de líquido y la que entra como vapor lo hace a V Si la 
alimentación entra como vapor saturado, tal como se índica en la Figura 2-8d, toda ella se 
une a V Finalmente, si la alimentación entre como vapor sobrecalentado, según se indica 
en la Figura 2-8e, se vaporiza parte del líquido procedente de la sección de rectificación con 
el fin de enfriar la alimentación hasta transformarla en vapor saturado Por consiguiente, el 
vapor de la sección de rectificación consta de 1) el vapor procedente de la sección de 
agotamiento, 2) la alimentación y 3) la vaporización, el líquido de reflujo en la sección de 
agotamiento es igual al de la sección de rectificación menos la cantidad que se ha 
vaporizado
En un problema de diseño especificado el reflujo, existen soluciones infinitas dependiendo 
de la etapa de alimentación Sin embargo, si se elige situar la etapa de alimentación en el 
punto óptimo, solo existe una solución Para una alimentación como líquido saturado, el 
lugar óptimo de alimentación es la etapa cuyo líquido se aproxima muy estrechamente a la 
composición de la alimentación
39
L
(a)
V
A
v
L
(d)
V
A
L
m
(e)
V
V
A A
F
i A
F
| A f
'( ' f
Figura 2-8 Flujo a través del plato de alimentación (a) Alimentación como líquido frío 
(b) Alimentación como líquido saturado (c) Alimentación parcialmente vaporizada 
(d) Alimentación como vapor saturado (e) Alimentación como vapor sobrecalentado
Físicamente, es necesario que la alimentación entre en la etapa de alimentación, que se 
mezcle con las otras corrientes que lleguen y que pierda su identidad de modo que el vapor 
y el líquido que salen de dicha etapa estén en equilibrio. Para lograr dicha mezcla y por 
razones mecánicas, es aconsejable, adicionar la alimentación entre las etapas más bien que 
en algún punto dentro de la región activa de burbujeo que forma una etapa. Así, una 
alimentación líquida debe ser introducida físicamente encima de la etapa de alimentación 
Si se postula una alimentación vapor y líquido debe suponerse tácitamente que la 
alimentación se separa fuera de la columna, la parte líquida se alimenta entonces por 
encima de la etapa de alimentación y el vapor por debajo Esto no se hace en la práctica, la 
totalidad de la alimentación se inserta entre dos etapas, y ara ser completamente correcto la 
alimentacióndebería ser entonces tratada como dos alimentaciones, la parte del vapor que 
se alimenta a su etapa de alimentación, y la parte de líquido que se alimenta a su propia
4 0
etapa de alimentación, el cual es el próximo inferior Sin embargo la corrección para esto 
es pequeña y usualmente puede ignorarse
Como la mezcla es lo opuesto a la separación, solo por ésta razón podría concluirse que la 
mezcla de alimentación de diferente composición dificultaría la separación
2.2.7.3 R eflujo Mínimo
La relación de reflujo mínimo Rmn = es la relación máxima que requerirá un número
infinito de etapas para lograr la separación deseada, corresponde a la carga térmica mínima 
del rehervidor y de enfriamiento del condensador para la separación, mientras que en 
número mínimo de etapas necesarias corresponde al reflujo total o reflujo infinito 
Cualquier relación de reflujo entre el mínimo y el infinito proporcionará la separación 
deseada, lógicamente, el número respectivo de platos teóricos necesitados variará desde lo 
infinito hasta el número mínimo, como en la Figura 2-9 Por lo general, la determinación 
del numero de etapas a distintos valores de R, junto con los valores límites de Nmm y Rmm, 
permitirá graficar toda la curva con suficiente exactitud Se ha tratado empíricamente, en 
diversas formas, de generalizar la curva de la Figura 2-9, pero las gráficas obtenidas sólo 
dan iesultados aproximados Se posee una relación exacta para destilaciones binarias, que 
también pueden aplicarse a mezclas multicomponentes
Rm Relación de i efluj o
Figura 2-9 Relación entre reflujo y etapas
41
La relación de reflujo que debe utilizarse para un nuevo diseño debe ser la óptima, o la 
relación de reflujo más económica, para la cual el costo sea mínimo En la relación de 
reflujo mínimo, la columna requiere de un número infinito de etapas, en consecuencia el 
costo fijo es infinito, pero son mínimos los costos de operación (calor del rehervidor, agua 
de enfriamiento para el condensador, potencia para la bomba de reflujo y el diámetro de la 
columna) A l ir aumentando R, el número de platos decrece rápidamente, pero el diámetro 
de la columna crece debido a las cantidades mayores de líquido y vapor recirculados por 
cantidad unitaria de alimentación. E l condensador, la bomba de reflujo y el rehervidor 
también deben ser mayores. Por lo tanto los costos fijos disminuyen hasta un mínimo y 
crecen nuevamente hasta infinito en reflujo total. Por lo tanto, el costo total es la suma del 
costo de operación y el costo fijo como se muestra en la Figura 2-10 
La primera columna será larga y delgada, la segunda corta y gruesa Tendría que calcularse 
cuál de los varios diseños de columna sería el más económico desde el punto de vista del 
capital y de los costos de operación Con frecuencia, pero no siempre la relación de reflujo 
óptima es 1 2 Rmm hasta 1 5 Rmm En muchos casos pueden sugerirse diseños a reflujo más 
elevados que el de costo más bajo debido a la carencia de datos de equilibrio precisos
Figura 2-10 Relación de reflujo óptimo
42
2.2.8 Equipo de Contacto Continuo
Existe otro equipo en donde se puede efectuar la destilación fraccionada, estos equipos son 
las columnas empacadas ó equipos de contacto continuo y funcionan en forma distinta de 
las columnas de platos, ya que los fluidos están en contacto continuo durante toda su 
trayectoria a través de la columna. Por lo tanto, en una columna empacada las 
composiciones del líquido y vapor cambian continuamente con la altura del empaque
2.2.8.1 A ltu ra Equivalente de un Plato Teórico (H E T P )
E l HETP es la altura del empaque requerido para lograr una separación idéntica en 
composición a aquella que se obtendría en un dispositivo ideal, en la cual el líquido y el 
vapor a la salida están en equilibrio termodinámico E l valor del HETP se usa en 
combinación con la caída de presión para el diseño de columna de destilación empacadas. 
Existen varios modelos semiempíricos para la determinación del HETP, uno de ellos es el 
propuesto por Rocha, Bravo y Fair (1985) en donde se incorpora la geometría del empaque, 
propiedades físicas de los fluidos y parámetros de flujo para obtener la siguiente expresión
Este modelo fue probado en una variedad de datos obtenidos para el empaque Sulzer B X 
E l flujo ascendente de vapor fue visualizado como una sucesión de paredes mojadas en los 
canales de flujo La sección transversal de cada canal es rugosa de forma triangular y el 
flujo total es en zig-zag A pesar de algunas simplificaciones, el modelo proporciona bases 
razonables para predecir velocidades de transferencia de masa entre el bulto del vapor y el 
liquido fluyendo sobre la superficie metálica
E l primer modelo de bravo para el coeficiente de transferencia de masa en la fase vapor es
expresado como
HETP = (2- 76)k a k,ag e l e
Shg =0.0338(Regf 8(Scg)om (2-77)
4 3
Para las velocidades efectivas de líquido y vapor, se toman en cuenta los ángulos de flujo, 
las fracciones huecas y la película, que derivan de la geometría del empaque 
Para la fase líquida, se usa un modelo de penetración con el tiempo de exposición basado 
en el flujo a través del lado de corrugación del empaque (Fair et al. 1990). Así
\D iUi 
1 nS
(2 -7 8 )
E l coeficiente de transferencia de masa para la fase vapor se obtiene de la siguiente
relación
=A,
(d »U sPs]
08f \
p,
d h { ) D ,p*)
X
(2- 79)
E l modelo de Rocha, Bravo y Fair es complejo y requiere de métodos numéricos para su 
solución
44
Las ecuaciones fundamentales para modelos basados en el equilibrio fueron publicadas por 
Sorel (1893) Estas ecuaciones consistían de balances de materia total y por componentes 
en las secciones de etapas de equilibrio tanto en el domo como en el fondo (platos teóricos), 
incluyendo un condensador total y un rehervidor y sus correspondientes balances de energía 
que consideraban las pérdidas de calor, mismas que son un factor importante para columnas 
de destilación pequeñas. Sorel usaba datos gráficos de equilibrio de fases en lugar de 
ecuaciones Debido a la complejidad del modelo de Sorel, este no fue muy aplicado A este 
modelo se le adaptaron técnicas gráficas para la solución de sistemas binarios, primero por 
Ponchon y después por Savarit (1921), quien usó un diagrama entalpia - concentración 
Después (1925), aparece un método mucho más simple, pero menos riguroso, McCabe y 
Thiele desarrollaron éste método con técnicas gráficas, quienes eliminaron los balances de 
energía y supusieron que los flujos molares de vapor y de líquido permanecían constantes 
de etapa a etapa de equilibrio excepto en la alimentación y corrientes laterales de la etapa 
Este método gráfico sigue siendo muy aplicado hasta hoy para destilación binaria 
Smokei (1938), asumió para destilación binaria no solo flujos molares constantes, sino 
también una volatilidad relativa constante entre dos componentes Posteriormente, se 
desarrollaron dos métodos numéricos iterativos par obtener una solución general del 
modelo de Sorel para destilación de mezclas multicomponentes (1932) E l método de 
Thiele-Geddes (1933) requiere de la especificación de un número de etapas de equilibrio, 
de las cuales resulta la distribución de los componentes en el destilado y el residuo Con el 
método de Lewis-Matheson (1932) se obtiene el número de etapas requeridas, la 
localización del plato de alimentación para una relación de reflujo dada entre dos 
componentes claves (Seider et al 1998).
Los métodos mencionados asumen que se alcanza el equilibrio en cada etapa, con respecto 
a la transferencia de masa y de calor Excepto cuando la temperatura cambia 
significativamente de etapa a etapa, la suposición de que la temperatura es igual para la fase 
vapor y líquida saliendo de cada etapa sigue siendo aceptable Sin embargo, en muchas 
aplicaciones industriales, la suposición del equilibrio con respecto a las composiciones de
2.3 M o d e lo de N o -