LABORATORIO DE OPERACIONES UNITARIAS I FIQT

Laboratorio de Evaporacin

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EVAPORACIN

1. OBJETIVOS:

Calcular el coeficiente de transferencia de calor global (U).

Calcular la capacidad y la economa del proceso.

2. DATOS EXPERIMENTALES: Datos generales: Presion de trabajo: 60 Psi Dimetro del tanque: 50 cm Concentracin inicial de la solucin: 5 Brix Lnea de solucin: Datos de la solucin diluida: SD = 300 Lb/h = 136.0776 Kg/h T = 21 C

Datos de la solucin concentrada: Tprom = 69C Brixprom = 7.4

t (s) Volumen (mL) T (C) Brix

1 12.84 460 59 6.8

2 12.70 470 61 7.5

3 14.26 465 87 7.8

Vapor Vivo (V)

Solucin concentrada

(SC)

Vapor del

Solvente (S)

Solucin diluida

(SD)

Condensado (C)

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Datos del vapor (solvente condensado): Si cerramos la llave de agua de enfriamiento del condensador la temperatura es: T = 97C Lnea del vapor de caldera: Datos del vapor de entrada: P = 60 Psi = 0.41 MPa Datos del condensado de salida:

3. CALCULOS:

Para calcular los flujos msicos de cada lnea dividimos el volumen con el tiempo; para luego multiplicarlo por la densidad; con los datos de flujos msicos vamos a promediar los valores de las corridas: Lnea de la solucin: Datos de la solucin diluida: SD = 300 Lb/h = 136.08 Kg/h T = 21 C Datos de la solucin concentrada:

Scpromedio(Kg/h) 132.80

Datos del vapor (solvente condensado)

V(mL) t(s) q(m3/h) T(C)

1 435 19.35 0.081 84

2 490 24.32 0.073 82

3 445 20.15 0.080 83

Promedio 0.078

S*(Kg/h) 0.042

hS(KJ/Kg) 2670.990

Volumen (mL) t (s) T (C)

1 435 19.35 84

2 490 24.32 82

3 445 20.15 83

T (C)

1 150

2 149

3 150

Altura (mm) Tiempo T (C)

0 225 000 1 280 540 90 2 330 1115 93 3 370 1640 95

t(s) V(mL) q(m3/h) Brix T(C) despecifica G dcorregida d (Kg/m3) Sc (Kg/h)

1 12.84 460 0.129 6.8 59 1.027 0.016 1.043 1043.01 134.52

2 12.7 470 0.133 7.5 61 1.030 0.017 1.047 1046.79 139.46

3 14.26 465 0.117 7.8 87 1.031 0.029 1.060 1059.97 124.43

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Lnea del vapor de caldero Datos del vapor de entrada: P = 60 Psi = 0.41 MPa

T(C)

1 150

2 149

3 150

Promedio 149.67 Datos del condensado de salida:

Altura (mm) Tiempo (s) T(C) q (m3/h) densidad (Kg/m3) C(Kg/h)

0 225 0 - - - -

1 280 340 90 0.114 965.251 110.371

2 330 675 93 0.106 963.020 101.600

3 370 1000 95 0.087 961.538 83.652

Promedio 98.541

C(Kg/h) 98.541

hC(KJ/Kg) 388.141

Balances: Balance de masa lnea de solucin: SD = SC + S S = SD SC = 3.28 Kg/h Balance de masa de la lnea de vapor: C = V C = V = 98.541 Kg/h Balance de energa de la lnea de solucin: (calor absorbido = Qa) Qa = SxHS + ScxHSC - SDxHSD De la tabla 14.34b de la Pg. 487 del libro Transferencia de Calor Donald Q. Kern Ce = 1 - 0.005 x Brix, entonces: CeSD = 0.975 Kcal/Kg.C = 4.082 KJ/Kg.C HSD = CeSDT = 4.082 KJ/Kg CeSC = 0.963 Kcal/Kg.C = 4.032 KJ/Kg.C HSC = CeSCT = 197.568 KJ/Kg Calculado mediante tablas de vapor: HS = 2587.990 KJ/Kg Por lo tanto: Qa = 34 170.17 KJ

hV(KJ/Kg) 2752.06

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Balance de energa de la lnea de vapor: (calor cedido = Qc) Qc = VxHV - CxHC De tablas de vapor: HV = 2752.06 KJ/Kg HC = 388.141 KJ/Kg Por lo tanto: Qc = 261 480.42 KJ Calor perdido (Qp): Qp = Qc - Qa Por lo tanto: Qp = 227 310.25 KJ Calculando el coeficiente global de transferencia de calor (U):

U =

Este valor de T (cada aparente de temperatura), es la media logartmica de las temperaturas presentes en esta lnea:

T = ()-()

Ln(

)

Reemplazando los valores: T = 48.07 C Del diseo del evaporador A = 1.68 m2 Calculando el valor de U = 423.12 KJ/m2.C Calculando la economa del evaporador (E):

E = masa de agua evaporada

masa de vapor alimentado =

3.28 Kg/h

98.54 Kg/h = 0.033

4. OBSERVACIONES:

El dato calculado de S* es un dato que sirve de referencia, pues este no pertenece directamente al evaporador pues pasa por un condensador que vara su estado y temperatura, pues cuando se cerr la llave de agua de enfriamiento la temperatura fue superior, adems la salida era solo de vapor (lo cual concuerda con la teora).

La lnea de salida de vapor de la solucin pasa por un condensador y a pesar de eso la salida tiene gran parte de vapor.

Al ir avanzando con la experiencia en un momento la salida de la lnea de vapor no condensaba completamente en el tanque de agua que se coloco.

Por ms que se trato de mantener constante la alimentacin de la solucin diluida, esta vari pero en proporciones pequeas.

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A pesar de mantener las variables de operacin los datos cambian pues al comienzo no se llega al estado estacionario del sistema en el equipo de evaporacin.

5. CONCLUSIONES:

Para calcular el flujo de vapor de la lnea de solucin no se considero el valor obtenido mediante el uso de la probeta y el cronometro, pues esto solo mide la eficiencia del condensador, pues como se observo no todo el flujo era de liquido sino una gran parte era vapor.

Como vemos la economa no es para nada aceptable pues las prdidas de calor son tambin grandes, estos resultados pueden ser explicados por que al realizar los clculos se considero que toda la salida de la lnea de vapor era vapor saturado a la temperatura medida, pero no se puede afirmar esto pues si sale algo de liquido el error de medida de energa es grande porque la entalpia de liquido saturado es bastante menor a la entalpia de vapor saturado.

En la gua piden calcular las perdidas por radiacin, pero no consideramos que las perdidas sean solo por radiacin pues tambin hay perdidas por conduccin y conveccin, es por esto que no colocamos el ttulo de perdidas por radiacin sino solo perdida de calor.

FALTA LA BIBLIOGRAFIA Y EL INDICE