Química Ingeniería
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UNIVERSIDAD NACIONAL DE TRUJILLO
FACULTAD DE INGENIERIA QUIMICA
ESCUELA ACADÉMICO PROFESIONAL DE INGENIERÍA QUÍMICA
“PREDICCIÓN Y VALIDACIÓN DEL EQUILIBRIO LÍQUIDO – VAPOR
PARA UNA MEZCLA MULTICOMPONENTE NO IDEAL MEDIANTE EL
MODELO UNIFAC”
AUTOR:
Bach. ALEJANDRO GUEVARA UREÑA
ASESOR:
Dr. GUILLERMO EVANGELISTA BENITES
PROYECTO DE INVESTIGACION PARA OPTAR EL TÍTULO DE
INGENIERO QUÍMICO
TRUJILLO - 2012
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“PREDICCIÓN Y VALIDACIÓN DEL EQUILIBRIO LÍQUIDO – VAPOR
PARA UNA MEZCLA MULTICOMPONENTE NO IDEAL MEDIANTE EL
MODELO UNIFAC”
Trabajo de grado presentado ante la ilustre UNIVERSIDAD NACIONAL DE TRUJILLO
como requisito para optar el título de INGENIERO QUÍMICO.
Autor:
Alejandro Guevara Ureña
DNI: 8017748
Email: [email protected]
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TRIBUNAL DE TITULACION
Señores Miembros del jurado:
En cumplimiento con lo dispuesto en el Reglamento de Grados y Títulos de la Escuela
Académico Profesional de Ingeniería Química de la Universidad Nacional de Trujillo, me
permito poner a vuestra consideración la presente tesis: “PREDICCION Y VALIDACION
DEL EQUILIBRIO LIQUIDO-VAPOR PARA UNA MEZCLA MULTICOMPONENTE NO
IDEAL MEDIANTE EL MODELO UNIFAC”; con la finalidad de ser evaluado para optar el
Título de Ingeniero Químico.
Ing. René Ramírez Ruíz
Presidente
Dr. Wilber Loyola Carranza
Secretario
Dr. Guillermo Evangelista Benites
Asesor
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DECLARACIÓN EXPRESA
“La responsabilidad del contenido de este Proyecto para la obtención del grado de Ingeniero
Químico, corresponde exclusivamente al autor del presente trabajo; y el patrimonio intelectual
del mismo a la UNIVERSIDAD NACIONAL DE TRUJILLO”.
ALEJANDRO GUEVARA UREÑA
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DEDICATORIA
A Cecilia Esther Ureña Motta por su
incólume amor y por su aleccionadora vida.
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AGRADECIMIENTO
Por voluntad propia sujeto a mi fe, agradezco al Señor por fortalecer mi espíritu
para continuar con mi labor en este mundo.
A ti, por haberme obsequiado el existir, que desde tu vientre me has dado y aún
profesas lo que más sabes dar, amor; porque con tu infinita paciencia y esfuerzo
que no desmayan, sabes dar sin esperar recibir, aleccionando mi camino para ser
profesional como ser humano, gracias mamá.
A ti, porque sin tapujos ni tabúes, con tu manera particular de ver la vida,
provocabas e intensificabas mi esfuerzo por lograr mis objetivos, por tal, he aquí
mi pluma que refleja todo lo que conozco hasta hoy y que va para tí, papá.
A ustedes que con su innegable vocación han sabido llegar al ser humano
necesitado de conocimiento; por haber guiado mi camino a la verdad, por persistir
en mi aptitud y creer en mí, agradezco infinitamente a ustedes, mis profesores.
Mención especial a mi jurado:
Ing. René Ramírez Ruíz, mi agradecimiento por sus observaciones y sugerencias
para el mejoramiento del presente trabajo.
Dr. Wilber Loyola Carranza, mi agradecimiento por su experiencia que se refleja
en los comentarios y aclaraciones en beneficio de la presente tesis.
Dr. Guillermo Evangelista Benites, mi agradecimiento por su asesoramiento en el
presente trabajo y por el impulso hacia mi persona en búsqueda de nuevos
horizontes y retos en mi vida, gracias.
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INDICE
DEDICATORIA....................................................................................................................... IV
AGRADECIMIENTO............................................................................................................... V
INDICE .................................................................................................................................... VI
INDICE DE FIGURAS ......................................................................................................... VIII
INDICE DE TABLAS Y GRÁFICOS ..................................................................................... IX
RESUMEN ................................................................................................................................ X
INTRODUCCIÓN ................................................................................................................... XI
CAPITULO I. PLAN DE INVESTIGACION..................................................................... 14
1.1. ANTECEDENTES ......................................................................................................... 14
1.2. PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA ....................................................................... 15
1.3. OBJETIVO GENERAL.................................................................................................. 16
1.3.1. OBJETIVOS ESPECÍFICOS.............................................................................. 16
1.4. JUSTIFICACION DE LA INVESTIGACION .............................................................. 17
1.5. ENUNCIADO DE LA HIPÓTESIS ............................................................................... 17
CAPITULO II. MARCO TEORICO..................................................................................... 19
2.1. EQUILIBRIO DE FASES .............................................................................................. 19
2.2. CONDICIONES TERMODINAMICAS DE EQUILIBRIO ......................................... 20
2.3. EQUILIBRIO LÍQUIDO VAPOR DE SOLUCIONES ................................................. 21
2.3.1. Aplicando la Regla de fases para mezclas binarias............................................. 21
2.3.2. Aplicando la regla de fases para mezcla multicomponente ................................ 22
2.4. DIAGRAMA DE FASES ............................................................................................... 22
2.5. FUGACIDAD Y COEFICIENTE DE FUGACIDAD .................................................. 24
2.6. ACTIVIDAD Y COEFICIENTE DE ACTIVIDAD ...................................................... 25
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2.7. MODELOS TERMODINAMICOS PARA LA PREDICCION DE
LOS COEFICIENTES DE FUGACIDAD PARA LA FASE VAPOR.......................... 27
2.7.1. Ecuación de Soave-Redlich-Kwong ................................................................... 27
2.7.2. Ecuación del Virial.............................................................................................. 28
2.8. MODELOS DE CONTRIBUCION DE GRUPOS PARA LA PREDICCION
DE LOS COEFICIENTES DE ACTIVIDAD PARA LA FASE LÍQUIDA.................. 30
2.8.1. Modelo Unifac .................................................................................................... 31
2.9. FUNDAMENTO DE PREDICCION DE LOS DATOS DE EQUILIBRIO.................. 35
2.9.1. Principio del modelamiento para el cálculo ........................................................ 35
2.9.2. Calculo del Punto de Burbuja y Rocío................................................................ 37
CAPITULO III. MATERIALES Y MÉTODOS .................................................................... 42
3.1. PRIMER CASO: Cálculo del punto de burbuja. Temperatura y x i fijados .................... 42
3.2. SEGUNDO CASO: Cálculo del punto de rocío. Temperatura y yi fijados.................... 43
3.3. TERCER CASO: Cálculo del punto de burbuja. Presión y x i fijados ............................ 45
3.4. CUARTO CASO: Cálculo del punto de rocío. Presión y yi fijados............................... 46
3.5. SOFTWARE “ELVU”.................................................................................................... 47
3.5.1. METODOLOGÍA DEL TRABAJO ................................................................... 54
3.5.2. VIRTUDES DEL SOFTWARE “ELVU” .......................................................... 55
3.5.3. LIMITACIONES DEL SOFTWARE “ELVU”.................................................. 55
3.6. ANALISIS Y DISCUSIÓN DE RESULTADOS........................................................... 56
3.7. CONCLUSIONES .......................................................................................................... 66
3.8. RECOMENDACIONES................................................................................................. 67
3.9. BIBLIOGRAFIA ............................................................................................................ 68
APENDICES ............................................................................................................................ 69
APENDICE I: Ecuaciones de presión de vapor.............................................................. 70
APENDICE II: Programación ........................................................................................ 72
APENDICE III: Parámetros de Rk y Qk del modelo UNIFAC ...................................... 83
APENDICE IV: Parámetros de interacción binaria de los grupos funcionales .............. 88
APENDICE V: Nomenclatura ........................................................................................ 93
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INDICE DE FIGURAS
Figura. 2.1. Diagrama tridimensional que representa la presión,
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temperatura y composición de un sistema binario. ........................................ 23
Figura. 2.2(a). Diagrama T vs x, y ......................................................................................... 24
Figura. 2.2(b). Diagrama P vs x, y ......................................................................................... 24
Figura. 3.1. Diagrama de flujo para el cálculo del punto de burbuja (P, {yi }) .................. 43
Figura. 3.2. Diagrama de flujo para el cálculo del punto de rocío (P, {xi }) ...................... 44
Figura. 3.3. Diagrama de flujo para el cálculo del punto de burbuja (T, {yi }).................. 45
Figura. 3.4. Diagrama de flujo para el cálculo del punto de rocío (T, {x i }) ..................... 46
Figura. 3.5. Pantalla de presentación del software “ELVU” ............................................. 47
Figura. 3.6. Ventana de predicción y validación del ELV................................................. 48
Figura. 3.7. Como ingresar a la base de datos del software............................................... 48
Figura. 3.8. Ventana de base de datos del software ........................................................... 49
Figura. 3.9. Ventana de propiedades de los compuestos .................................................. 49
Figura. 3.10. Como ingresar a la ventana de parámetros del UNIFAC ............................. 50
Figura. 3.11. Ventana de parámetros del modelo UNIFAC ................................................ 50
Figura. 3.12. Ventana de predicción y validación del ELV................................................. 51
Figura. 3.13. Ventana de composición y parámetros de la mezcla (resultado) ................... 51
Figura. 3.14. Visualización de la temperatura o presión (resultado) ................................... 52
Figura. 3.15(a). Tabla de perfil binario ELV ........................................................................... 53
Figura. 3.15(b). Gráfica del ELV de la mezcla binaria ............................................................ 53
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TABLAS:
INDICE DE TABLAS Y GRÁFICOS
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Tabla 01 Sistema ELV Tetracloruro de carbono – Benceno a 101.3kPa ............................. 59
Tabla 02 Sistema ELV Acetona – Cloroformo a 101.3kPa.................................................. 61
Tabla 03 Sistema ELV Acetonitrilo – Nitrometano a 70kPa ............................................... 63
Tabla 04 Sistema ELV n-Hexano-Etanol-Metilciclopentano-Benceno a 101.3kPa ............ 65
GRÁFICAS:
Gráfica 01 Sistema ELV Tetracloruro de carbono – Benceno a 101.3kPa .............................. 60
Gráfica 02 Sistema ELV Acetona – Cloroformo a 101.3kPa .................................................. 62
Gráfica 03 Sistema ELV Acetonitrilo – Nitrometano a 70kPa ................................................ 64
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RESUMEN
La termodinámica en el estudio del equilibrio de fases, resulta muy importante para el diseño
de procesos de separación, como es la destilación, la absorción, el equilibrio líquido-líquido,
etc. La bibliografía ofrece información respecto a sistemas de equilibrio, aunque resulta
limitada. Por ende es necesaria la predicción de sistemas a diferentes condiciones de estado.
Para la predicción del equilibrio líquido-vapor se utilizaron las ecuaciones de estado de
Soave-Redlich-Kwong y Virial para el cálculo del coeficiente de fugacidad, y el modelo de
contribución de grupos UNIFAC para el coeficiente de actividad. Estos cálculos se realizaron
en una aplicación que se desarrolló con el software MatlabR2010a. La aplicación consta de
algoritmos que determinan el punto de burbuja y rocío mediante los coeficientes antes
mencionados. Los cálculos obtenidos se validaron con datos de bibliografía, resultando la
predicción satisfactoria. La desviación resultó menor al 1% para sistemas binarios, y de 2.5%
para una mezcla de más de dos componentes.
Se concluyo que es posible predecir sistemas de equilibrio de fase mediante modelos
termodinámicos en ausencia de datos en bibliografía, a la vez que pudo comprobarse que la
fase vapor puede considerarse ideal a bajas presiones.
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ABSTRACT
Thermodynamics in the study of phase equilibria, is very important for designing separation
processes, such as distillation, absorption, liquid-liquid equilibrium, etc. The literature
provides information on balance systems, although it is limited. Thus prediction systems to
different conditions of state is necessary.
For the prediction of liquid-vapor equilibrium equations Soave-Redlich state-Kwong and virial
coefficient for calculating the fugacity, and model UNIFAC group contribution to the activity
coefficient were used. These calculations were made in an application that was developed with
the MatlabR2010a software. The application consists of algorithms that determine the bubble
point and dew by the aforementioned coefficients. The calculations were validated with data
obtained from literature, resulting in the successful prediction. The deviation was less than 1%
for binary systems, and 2.5% for the mixture of more than two components.
It was concluded that it is possible to predict phase equilibrium systems using thermodynamic
models in the absence of data in literature, while was found that the vapor phase can be
considered ideal at low pressures.
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INTRODUCCION
El equilibrio de fases líquido-vapor tiene gran importancia en las operaciones de separación
basadas en la diferencia relativa de volatilidades, como evaporaciones flash, destilación,
absorción, extracción, etc. El diseño de los equipos usados en estas operaciones requiere un
conocimiento cuantitativo lo más exacto posible de las propiedades parciales de equilibrio de
los componentes de una mezcla. Cuando ello es posible, estas estimaciones se deben basar en
datos experimentales confiables para la mezcla particular en estudio, a las condiciones de
presión, temperatura y composición que nos interesan. Pero dada la enorme cantidad de
mezclas posibles que existen en la práctica, no siempre se pueden conseguir datos
experimentales que cumplan con los requisitos de calidad, cantidad y rango de propiedades de
estado necesarios. Por eso es que se han desarrollado técnicas estimativas destinadas a evaluar
las propiedades termodinámicas que permiten caracterizar el equilibrio de fases (Nicolás J.
Scenna, 1999).
Pero, ¿qué es el equilibrio?. Se reconoce al equilibrio como una condición estática donde
ningún cambio ocurre en las propiedades macroscópicas de un sistema con el tiempo, lo que
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implica un balance de todos los potenciales que pueden ocasionar un cambio. En la práctica
de la ingeniería, la suposición de equilibrio se justifica sólo cuando conduce a resultados de
exactitud satisfactoria. Para equipos reales esto es una aproximación, de cualquier modo no
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introduce un error significativo en los cálculos de ingeniería. (Smith, Van Ness, Abbott,
2005).
La principal dificultad con que nos encontramos al intentar evaluar las propiedades
termodinámicas de equilibrio de fases en una mezcla de composición desconocida es que
resulta mucho más complicado que evaluar la misma propiedad en una mezcla de
composición conocida o en un fluido puro. En un fluido puro o en una mezcla en la que la
composición es constante nos interesa evaluar la propiedad como un todo, mientras que en
una mezcla de composición desconocida nos interesa evaluar las propiedades parciales de los
componentes de la mezcla. Entonces el problema se hace más complejo, porque aparecen más
variables que son las respectivas composiciones de cada componente en cada fase. No debe
extrañar entonces que los cálculos de equilibrio de fases sean a menudo más difíciles y menos
exactos que otros que podemos encontrar en el diseño de procesos químicos. En última
instancia, el buen juicio del ingeniero es el que dictará cuál de los muchos métodos resulta
más apropiado para una situación particular, y el buen juicio sólo se obtiene con la
experiencia
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CAPITULO I
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PLAN DE INVESTIGACION
1.1. ANTECEDENTES
Trataremos las propiedades termodinámicas que permiten caracterizar el equilibrio de
fases líquido-vapor. Este tiene gran importancia en las operaciones de separación
basadas en la diferencia relativa de volatilidades, como en evaporaciones flash,
destilación, absorción, extracción, etc. Por tal motivo, la necesidad de recurrir a datos
experimentales con el fin de utilizarlos en el diseño de procesos de separación resulta
muy importante; aunque en mucha de la bibliografía especializada en el tema se
encuentra esta información, no llega a ser suficiente o no se encuentra en esta. Muchas
de las soluciones a este tema se centran en la predicción de sistemas de equilibrio de
fases. Entonces no debe extrañar que los cálculos de equilibrio de fases sean a menudo
más difíciles y menos exactos que otros que podemos encontrar en el diseño de procesos
químicos. Por eso, se ha dedicado un enorme esfuerzo al tratamiento de este tema con
varios miles de artículos de revistas y centenares de libros publicados, y día a día se
publica más. Se recomienda mantenerse actualizado sobre este tema, ya que la gran
cantidad de investigaciones que se realizan seguramente dejará obsoleto a corto plazo la
mayor parte de los métodos que se tratan actualmente. En última instancia, el buen
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juicio del ingeniero es el que dictará cuál de los métodos, resulta más apropiado para
una situación particular, y el buen juicio sólo se obtiene con la experiencia.
Se analiza brevemente los métodos clásicos para la estimación de la constante de
equilibrio para mezclas multicomponente, o lo que es lo mismo, las propiedades
directamente relacionadas para su cálculo, como son coeficientes de actividad, de
fugacidad, presiones de vapor, etc. Históricamente se han desarrollado muchos enfoques
condensándose en dos tipos de modelos. Uno está basado en las ecuaciones de estado,
que en su mayor o menor grado son correcciones a la conocida ecuación de Van der
Walls (introduciendo nuevos parámetros o formas a la relación P-V-T). El otro enfoque,
trata de estimar el comportamiento de la mezcla en el equilibrio líquido-vapor, a partir
de una estimación de no-idealidad del líquido, ya sea mediante modelos empíricos para
la estimación del coeficiente de actividad, como por medio de un estudio o modelo de la
fase líquida, que nos provea una relación funcional para la misma. En lo que sigue, se
tratará de relacionar a los métodos a utilizar, más que por su origen, por su grado de
relación y coherencia con la hipótesis de idealidad o grado de no idealidad de la mezcla,
a la que se pueden aplicar.
1.2. PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA
El equilibrio líquido – vapor, tiene gran importancia en las operaciones de separación
basadas en el principio de la diferencia relativa de volatilidades, como son
evaporaciones flash, destilación, absorción, extracción, etc. El diseño de los equipos
usados en estas operaciones, requiere un conocimiento cuantitativo lo más exacto
posible de las propiedades parciales de equilibrio de los componentes de una mezcla.
Estas estimaciones, se deben basar en datos experimentales confiables para la mezcla
particular en estudio, a las condiciones de presión, temperatura y concentración que nos
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interesan. Pero dada la enorme cantidad de mezclas posibles que existen en la práctica,
no siempre se pueden conseguir datos experimentales que cumplan con los requisitos de
calidad, cantidad y rango de propiedades de estados necesarios. Para poder conseguir
datos confiables que puedan ser utilizados en el estudio de estos sistemas, es
indispensable analizar la estimación de la constante de equilibrio para mezclas
multicomponente, o lo que vale decir también, las propiedades directamente
relacionadas para su cálculo, como son coeficientes de actividad, coeficientes de
fugacidad y presiones de vapor.
Por lo que el problema se resume en:
¿Cómo predecir el equilibrio líquido – vapor mediante los coeficientes de actividad,
usando modelo UNIFAC y los coeficientes de fugacidad con las ecuaciones de estado
Soave-Redlich-Kwong y la ecuación del Virial?, ¿Cómo se podrá calcular los
coeficientes de fugacidad por las ecuaciones de Soave-Redlich-Kwong y Virial para
mezclas multicomponente?, ¿Cómo se podrán obtener los perfiles de equilibrio para
sistemas binarios cuando el sistema es isobárico o isotérmico?, ¿Se podrá realizar
validaciones de resultados del programa y datos experimentales?
1.3. OBJETIVO GENERAL
Predecir el equilibrio líquido – vapor para una mezcla multicomponente no ideal
usando coeficientes de actividad mediante el modelo UNIFAC y las ecuaciones de
estado Soave-Redlich-Kwong y VIRIAL para el cálculo de las fugacidades, usando
como herramienta, “ELVU” la aplicación desarrollada en MatlabR2010a.
I.3.1. OBJETIVOS ESPECIFICOS
a) Calcular los coeficientes de actividad mediante el modelo UNIFAC.
b) Calcular los coeficientes de fugacidad con las Eos Soave-Redlich-Kwong y Virial.
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c) Para sistemas binarios isotérmicos e isobáricos, generar gráficas de equilibrio que
nos ilustren el comportamiento.
d) Realizar pruebas de validación de los datos obtenidos por el software de este trabajo
y los datos experimentales de bibliografía.
1.4. JUSTIFICACION DE LA INVESTIGACION
La gran cantidad de mezclas que existen en la práctica, no permiten conseguir datos
experimentales que puedan ser utilizados y que además se encuentren a las condiciones
a la cual se desean. Así, Para poder estimar el coeficiente de fugacidad, el campo de
estudio es demasiado amplio y sería imposible incluir todos los criterios de selección
posibles. Por eso las ecuaciones Soave-Redlich-Kwong y Virial permiten viabilizar el
cálculo del equilibrio de fases líquido-vapor.
El cálculo de los coeficientes de actividad usando el modelo UNIFAC, constituye un
aporte importante para el caso de sistemas en equilibrio líquido-vapor de mezclas
multicomponente.
1.5. ENUNCIADO DE LA HIPOTESIS
“Las ecuaciones de estado y el modelo de contribución de grupos UNIFAC permiten el
cálculo del equilibrio de fase líquido-vapor de mezclas binarias, por tanto estas ecuaciones
y el modelo en mención permiten el cálculo del equilibrio de mezclas multicomponente”..
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MARCO TEORICO
2.1. EQUILIBRIO DE FASES
El término equilibrio de fases, implica una condición de equilibrio entre dos o más
fases, cada una de las cuales constituye un todo homogéneo, sin tendencia a cambiar sus
propiedades con el tiempo. Existen dos aspectos muy concretos que se deben destacar,
primero, resulta evidente que la temperatura de las fases debe ser la misma, de lo
contrario, existiría un flujo irreversible de energía calorífica entre ellas y segundo,
también debe haber una igualdad de presiones, ya que de lo contrario, la inestabilidad
ocasionaría una compresión de una de las fases y la expansión de la otra, con un
intercambio irreversible de energía. Sin embargo, estas dos condiciones no son
suficientes para asegurar el equilibrio de fases. [6]
El equilibrio entre fases en el caso de mezclas multicomponente no puede resolverse
mediante representaciones gráficas de las propiedades, como ocurre en el caso del
equilibrio líquido-vapor en mezclas binarias, o el equilibrio líquido-líquido en mezclas
ternarias, y hay que aplicar procedimientos analíticos representando las propiedades
termodinámicas mediante ecuaciones algebraicas. [13]
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2.2. CONDICIONES TERMODINAMICAS DEL EQUILIBRIO
Puesto que las propiedades de la mezcla dependen de la presión (P), de la temperatura
(T) y de las composiciones de las fases (x i ), tales ecuaciones tienden a ser complicadas.
En un sistema heterogéneo cerrado, formado por π fases y c componentes, cada fase
puede considerarse como un sistema abierto con respecto al sistema global. Dicho
sistema está en equilibrio si:
(1) = (2) = … = (��)
��(1) = ��(2) =. . . = ��(��)
(1) =
(2) =. . . = (��)
(1) =
(2) =. . . =
(��) (2.1)
Esto quiere decir que los potenciales químicos o energía libre de Gibbs molar de
cualquier componente en todas las fases de un sistema cerrado a presión (P) y
temperatura (T) constantes deben ser idénticos en el equilibrio.
El equilibrio es una condición estática en la que no ocurren cambios en el tiempo, en las
propiedades macroscópicas de un sistema, esto implica un balance de todos los
potenciales que podrían causar un cambio. Cabe mencionar que a nivel microscópico el
equilibrio se considera dinámico, ya que las moléculas están en constante movimiento.
En la ingeniería aplicada, esta hipótesis de equilibrio se justifica cuando permite obtener
resultados de precisión aceptable. Muchos sistemas experimentan cambios que no se
pueden medir, incluso bajo la influencia de fuerzas impulsoras grandes, debido a una
resistencia muy grande. Los potenciales químicos tienden a hacer que las sustancias
reaccionen químicamente, o que sean transferidas de una fase a otra.
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La regla de fases para sistemas no reactivos, proviene de la aplicación de una regla de
álgebra. El número de variables de la regla de fases deben, especificarse
arbitrariamente, para fijar el estado del sistema en equilibrio, se llama grados de libertad
F, a la diferencia entre el número total de variables de la regla de fases y el número de
ecuaciones independientes que se puede escribir para conectar esas variables. [12] [14]
2.3. EQUILIBRIO LIQUIDO VAPOR DE SOLUCIONES
El estudio del equilibrio vapor – líquido de soluciones hace referencia a las condiciones
de equilibrio entre un líquido y el vapor en contacto con este líquido. Para poder
interpretar el equilibrio líquido – vapor de soluciones, resulta conveniente aplicar el
principio conocido como “Regla de Fases de Gibbs” o, sencillamente, “Regla de Fases”.
Esta se puede expresar por la siguiente relación:
= − + 2 (2.2)
Donde: c = número de componentes del sistema
Π = número de fases presentes en el equilibrio
F = número de grados de libertad
Una fase puede definirse como cualquier porción homogénea de un sistema limitado por
una superficie y que pueda separarse de las otras porciones.
El número de grados de libertad se define como el número de variables independientes
(temperatura, presión y concentraciones) que tienen que fijarse para definir por
completo el sistema.
2.3.1. Aplicando la “Regla de Fases” para mezcla binaria:
• El número de componentes es igual a dos, donde A representa al componente más
volátil mientras que B representa al componente menos volátil.
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• Si los dos componentes líquidos son completamente miscibles, es decir que se
disolverán en todas las proporciones para formar una solución homogénea, se tendrá
una sola fase líquida.
• Siendo el número de fases presentes en el equilibrio igual a dos (1 fase líquida y 1
fase vapor).
Entonces: F = 2 – 2 + 2 = 2 grados de libertad (2.3)
Esto indica que para un sistema binario, donde los componentes en fase líquida son
completamente miscibles, deben fijarse dos variables para definir completamente el
sistema. Si se fija la presión y la concentración en una de las fases, queda determinada
la temperatura y la concentración en la otra fase. Si se fija la presión y la temperatura,
quedan determinadas ambas concentraciones.
2.3.2. Aplicando la “Regla de Fases” para mezclas multicomponente
Para una mezcla multicomponente constituida por c componentes, y bajo la suposición
de que los líquidos son completamente miscibles tenemos que el número de
componentes es c, número de fases es 2; luego los grados de libertad son:
F = c – 2 + 2 = c grados de libertad (2.4)
Si se fija la presión o la temperatura, será necesario fijar (c –1) concentraciones para
definir completamente el sistema. [11] [14]
2.4. DIAGRAMA DE FASES
Para mezclas binarias es posible representar gráficamente el equilibrio entre las fases
líquido – vapor, relacionando las variables temperatura, presión y concentración, lo que
requiere de un diagrama tridimensional como se indica en la figura 2.1.
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Figura. 2.1: Diagrama tridimensional que representa la presión, temperatura y composición de un sistema binario
En la destilación es más frecuente fijar la presión que la temperatura, resultando de gran
utilidad los datos de equilibrio a presión constante. Estos datos se pueden representar en
un diagrama temperatura-concentración, graficando la temperatura de equilibrio (T) vs
la concentración, expresada en fracción molar, en las fases líquida (x) y vapor (y).
La curva superior resulta de representar la temperatura vs. la concentración en fase
vapor y corresponde a la Curva de los Puntos de Rocío, en la cual la mezcla se
encuentra como vapor saturado. La curva inferior resulta de representar la temperatura
vs la concentración en fase líquida y corresponde a la curva de los Puntos de Burbuja,
en la cual la mezcla se encuentra como líquido saturado (Fig. 2.2(a)). Si la temperatura
se mantiene constante los datos de equilibrio se representan en un diagrama presión –
concentración (Fig. 2.2(b)).
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(a) (b)
Figura 2.2: (a) Diagrama T vs x,y; (b)Diagrama P vs x,y
Para mezclas multicomponente resulta difícil representar las relaciones de equilibrio
líquido – vapor, salvo el caso de sistemas de tres componentes donde es posible utilizar
diagramas triangulares. Los cálculos de las temperaturas de rocío y de burbuja para
mezclas multicomponente se determinan mediante iteraciones, a diferencia de las
mezclas binarias donde se obtienen directamente de los diagramas de fases. [11]
2.5. FUGACIDAD Y COEFICIENTE DE FUGACIDAD
El potencial químico no suele utilizarse en el cálculo de equilibrio de fases, ya que es
útil usar funciones que puedan medirse o estimarse más eficientemente, por ejemplo la
fugacidad. La fugacidad es una función termodinámica que se define a partir del
potencial químico (μ). [6] [14]
= �� − (2.5)
�� es una función solo de la temperatura; y es el potencial químico de una sustancia
cuando su estado es tal que la fugacidad es uno.
A temperatura constante:
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= [ ��] (2.6)
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=
Para gases se cumple por definición:
lim ��→0
= 1 (2.7)
Para gases, si la mezcla es perfecta (gas perfecto), o sea, se comporta como un gas ideal,
entonces la fugacidad de un componente se aproxima a su presión parcial y se cumple:
lim ��→0
= 1 (2.8) ��
Sabemos que la presión parcial de cada componente en una mezcla está dada por:
�� = �� (2.9)
A la relación f/P se le denomina coeficiente de fugacidad:
∅ = (2.10)
Y para la mezcla gaseosa tenemos:
∅�
=
(2.11) ��
2.6. ACTIVIDAD Y COEFICIENTE DE ACTIVIDAD
Al igual que en las mezclas gaseosas, podemos escribir para una solución líquida ideal,
por definición:
= (2.12)
Donde es la fugacidad del componente (i) en la mezcla, y es la fugacidad de (i)
como líquido puro, a la temperatura y presión de la mezcla. Lamentablemente, este
modelo es satisfactorio en muy pocas soluciones. Solo en los casos en que los
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Donde =
=
componentes son muy similares (isómeros, miembros de una misma familia, etc.).
Además, cuando no se cumple, las desviaciones pueden ser muy significativas. Eso
sucede cuando las propiedades de las moléculas de los constituyentes de la solución son
muy diferentes entre sí (tamaño, polaridad, etc.). De la misma forma que en los gases
tenemos para la mezcla líquida:
=
(2.13)
es el coeficiente de actividad que depende fuertemente de la
composición del líquido. Por otra parte, al cociente entre la fugacidad de una sustancia
en solución y su fugacidad en un estado de referencia (puro, por ejemplo) se le
denomina actividad:
=
(2.14)
Para una solución líquida:
(2.15)
Luego tenemos:
= (2.16)
De donde se sigue que en una solución líquida cada componente se manifiesta a través
de su actividad, y no por su “composición”, siendo el coeficiente de actividad el “factor
de corrección”. [6] [14]
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2.7. MODELOS TERMODINAMICOS PARA LA PREDICCION DE LOS
COEFICIENTES DE FUGACIDAD PARA LA FASE VAPOR
La evaluación de los coeficientes de fugacidad de distintos componentes de una mezcla
gaseosa real estará dada para el presente trabajo en las ecuaciones analíticas de estado
de Soave-Redlich-Kwong y Virial. La selección de cualquiera de estas dos ecuaciones
es debido a que, a pesar de haber sido postuladas hace muchos años atrás, han
demostrado arrojar resultados tan confiables como para ser tomadas en cuenta. [12]
2.7.1. Ecuación de Soave-Redlich-Kwong
Propuesta en 1972, la ecuación de Soave es una modificación a la de Redlich-Kwong
(1949): [7] [15] [17] [18]
= −
− 2 +
(2.17)
Donde:
= 0,48 + 1,74�� − 0,176 2
=
2
= �1 + �1 − �
��
= 0,42748
2 ��� �
=
���� = 0,8664
�� = 1 − 8
1⁄2 �
.
�
3
��� 1⁄3
. �� 1⁄3�
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0,5
= � � ��� � . � ��=1 ��=1
�1 − �� ��
= � �� ��
��=1
= ( ��)2
=
��3 − ��2 + ( − − ��2 ) − = 0
1 0,5 =
�2
� �1 − �� �� ��=1
= ��
= �− ��( − ��) + ( − 1)�� − ( − �� ) �1 +
�� (2.18)
2.7.2. Ecuación del Virial
La ecuación del Virial pueden emplearse tres formas interrelacionadas de series de
potencias para el factor de compresibilidad:
=
= 1 +
+
2 + ⋯ = 1 + ��′ + ′ ��2 + ⋯ (2.19)
Los coeficientes que aparecen en las expresiones: B, C, llamados respectivamente
segundo coeficiente Virial, tercer coeficiente Virial, para una sustancia dada son
función, exclusivamente de la temperatura. Esta ecuación se emplea habitualmente
truncada en el segundo o tercer término, la cual se considera adecuada para densidades
reducidas entre 0,25 y 0,50:
= 1 +
= 1 +
(2.20)
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Esta expresión propuesta inicialmente para sustancias puras se escribe exactamente
igual para una mezcla y puede ser usada para obtener el coeficiente de fugacidad a
composición constante de una mezcla de gases:
=
(2.21)
En este caso, el segundo coeficiente del Virial B depende de la temperatura y de la
composición. La forma en que se establece esta dependencia de la composición es
= � � �� �� (2.22)
Donde y representa las fracciones molares en la mezcla gaseosa. Los subíndices i y j
identifican los componentes presentes en la mezcla. El coeficiente del Virial Bij
caracteriza la interacción bimolecular entre las moléculas i y j; por tanto Bij =Bji . La
ecuación para determinar el cálculo del coeficiente de fugacidad es:
Φ =
(2.23)
Donde:
��( ��) = �− ( − )
�
1 =
��� +
2 � � �� �2 �� − �� ��
�� = 2 �� − �� − �� �� = 2 �� − �� − ��
=
�� ��
�� =
��
���0
+ ��1�
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�
��0 = 0,083 − 0,422
1.6
��1 = 0,139 −
0,172 4,2
= +
2
= � �� �1 − �
= �� ��
�� =
�� + ��
2
1⁄3 + 1⁄3 3
= �
2
En este método, la predicción del segundo coeficiente del Virial se realiza utilizando
propiedades críticas, como la presión crítica y la temperatura crítica, y parámetros
moleculares como el factor acéntrico. [4] [10] [11] [12]
2.8. MODELO DE CONTRIBUCION DE GRUPOS PARA LA PREDICCION DE
LOS COEFICIENTES DE ACTIVIDAD PARA LA FASE LIQUIDA
Los métodos de contribución de grupos se han venido utilizando para la estimación de
propiedades de compuestos puros, tales como las densidades, capacidades caloríficas,
constantes críticas, etc. La idea básica de estos métodos es que mientras existen varios
miles de compuestos químicos de interés tecnológico, el número de grupos funcionales
que constituyen estos compuestos es mucho menor.
De esta forma, si imaginamos que una determinada propiedad física es la suma de
contribuciones de los grupos funcionales que constituyen la molécula, se pueden
establecer una técnica para correlacionar las propiedades de un gran número de
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compuestos, o de mezclas, en función de un reducido número de parámetros que
caracterizan las contribuciones de los grupos funcionales. Estos métodos son
necesariamente aproximados, ya que la contribución de un determinado grupo en una
molécula no necesariamente tiene que ser la misma que para otra molécula distinta. La
característica fundamental de estos métodos es la aditividad, pues supone que la
contribución de un determinado grupo es independiente de la presencia de otros grupos.
[12]
2.8.1. Modelo Unifac
Unifac, es uno de los métodos conocidos como métodos de contribución de grupos.
Estos métodos surgieron como consecuencia de la necesidad de hacer estimaciones de
propiedades termodinámicas en casos en los que no se cuenta con ningún dato
experimental. La idea sustantiva de estos métodos es que una molécula se puede
considerar como la suma de todos los grupos que la integran. En consecuencia, algunas
propiedades termodinámicas de fluidos puros como el calor específico o el volumen
crítico, se podrían calcular sumando las contribuciones de cada uno de los grupos que
integran la molécula, lo que implica asumir en primer lugar que la contribución de un
grupo dado, en una molécula, es exactamente la misma que en otra molécula distinta, y
en segundo lugar, que dichas contribuciones son aditivas. Esto no es estrictamente
cierto, ya que los grupos se pueden comportar de manera diferente según el tamaño de
la molécula, la posición en la que se encuentran y la manera como interaccionan con los
grupos adyacentes. [7]
El problema que entonces se plantea se resuelve corrigiendo esa contribución mediante
factores de posición, complejidad, etc. La exactitud de un método de contribución de
grupos se incrementa con la fineza de detalle usada en la definición y distinción de los
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mismos. Por ejemplo, si consideramos los alcoholes alifáticos, en una primera
aproximación no se hace diferencias entre un alcohol primario o secundario; pero en
una segunda aproximación es mejor hacerla porque aumenta la exactitud. En el caso
extremo de máximo detalle en la definición de cada grupo, el grupo se hace igual a la
molécula. Esto por supuesto no es practicable porque desaparecería la ventaja principal
del método, y tendríamos una cantidad gigantesca de grupos distintos listados.
La solución de compromiso, se obtiene fijando la especificidad de cada grupo en el
mínimo compatible con una cantidad pequeña de grupos. La extensión de los métodos
de contribución de grupos a las mezclas, es sumamente atractiva porque aunque la
cantidad de compuestos puros que se encuentra en la práctica industrial es sumamente
grande, la cantidad de mezclas diferentes es muchas veces mayor dado que cada mezcla
es una combinación de sustancias puras y la cantidad de combinaciones posibles es,
como se sabe, un número enorme que depende de la cantidad de sustancias de la
mezcla. [15]
Existen millones de mezclas posibles con interés práctico industrial, y la obtención de
datos experimentales para cada una de ellas, siempre está atrasada con respecto a las
necesidades de la industria. Por otro lado, ese gran conjunto de mezclas está compuesto
a lo sumo por un centenar de grupos, de modo que la generación de predicciones a partir
de un método de contribución de grupos, resuelve problemas que de otro modo tendrían
que esperar a la obtención de valores experimentales confiables, con la consiguiente
pérdida de tiempo y dinero.
Por este motivo, el método UNIFAC se ha usado cada vez más en los últimos tiempos y
se ha aplicado a la estimación de muchas propiedades termodinámicas de mezclas.
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Siempre debe pensarse que es un modelo, y en algún momento, la verificación
experimental debiera realizarse.
En el método UNIFAC, el coeficiente de actividad se calcula según dos contribuciones:
una debida a diferencias en el tamaño de la molécula y otra contribución debida a
interacciones entre moléculas. Como vemos, se ha seguido el concepto básico de la
ecuación UNIQUAC, en tanto se lo divide en una parte combinatoria y una residual. El
coeficiente de actividad por el método UNIFAC se escribe:
���� = �� + �� (2.24)
Donde:
�� = 1 − + �� − 5 �1 − ��
+ �� �
�� = �1 − � � ��
−
�� ��
= � �� ��
�� = � �� ��
�� = �� ��
��
�� = � ��
∑ �� �� ��
�� = ∑
�� = � ��
=
−
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El parámetro amk es interacción binaria de los grupos principales.
El método UNIFAC, es probablemente la herramienta de cálculo más poderosa con que
cuenta el ingeniero especializado en problemas de modelado de sistemas
multicomponente. Sin embargo, no es la panacea que cura todos los males. Tiene
limitaciones que traban su exactitud y versatilidad. Por lo tanto, se debe tener cuidado
de no sobrepasar esas limitaciones. Por ejemplo, se debe contemplar que:
• La cantidad de grupos funcionales debe ser menor de 10.
• La presión de la mezcla debe ser menor de 3-4 ata, a menos que se utilice una
corrección para la no idealidad de la fase vapor.
• La temperatura de la mezcla no debe ser menor de 80 ni mayor de 300 °F (27 a 152
°C).
• Los componentes deben estar bien por debajo de sus puntos críticos.
• Los parámetros de interacción se suponen en la técnica UNIFAC independientes de
la temperatura; no obstante eso tiene poco sustento teórico, y puede ser causa de
error.
• UNIFAC no puede manejar sistemas inmiscibles. Esta es una seria limitación.
• El uso de UNIFAC no puede manejar sistemas en los que existen incondensables.
• El uso de UNIFAC en su forma clásica no es posible para representar el
comportamiento de los polímeros ni de los electrolitos.
• UNIFAC da errores muy superiores al promedio cuando se utiliza a bajas
concentraciones.
El efecto de las altas presiones sobre la fase líquida no es importante; dado que los
líquidos son casi incompresibles, el efecto del aumento de presión sobre el coeficiente
de actividad de la fase líquida se puede despreciar. El efecto sobre la fase vapor en
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cambio es muy marcado. Cuando la presión sube por encima de unas 5-6 atm el
comportamiento de la fase vapor deja de ser ideal, por lo que el método UNIFAC no se
recomienda para calcular el coeficiente de fugacidad. No obstante, se pueden usar las
ecuaciones de estado SRK y Virial para tal cálculo.
Si bien en los párrafos anteriores, mencionamos algunos procedimientos para salvar
situaciones de aplicabilidad del método, existen algunas limitaciones que no podemos
superar fácilmente, o hacen inviable hasta hoy, el uso del método UNIFAC; por ejemplo
la limitación en la cantidad de grupos funcionales presentes, la temperatura de la
mezcla, la exigencia de la lejanía (bien por debajo) de los puntos críticos, la dificultad
para representar el comportamiento de los polímeros o de los electrolitos, y por último,
la existencia de errores considerables cuando se lo utiliza a bajas concentraciones. A
pesar de las limitaciones que hemos expuesto, UNIFAC es una herramienta excelente
cuando ninguna ecuación es aplicable y tampoco se cuenta con datos experimentales
que pueden usarse como base. Esto no quiere decir que se use UNIFAC en cualquier
caso: UNIFAC es útil cuando no hay datos experimentales a mano, pero se debe preferir
la base de los datos experimentales a cualquier estimación. [17] [18]
2.9. FUNDAMENTO DE PREDICCION DE LOS DATOS DE EQUILIBRIO
2.9.1. Principio del modelamiento para el cálculo
Teniendo en cuenta las condiciones de equilibrio para un sistema de fase L-V
multicomponente, donde se resalta la ecuación (2.25) y que a partir de la cual
obtenemos:
=
(2.25)
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= ∅
La fugacidad del componente i en la fase líquida, y la fugacidad del componente i en la
fase vapor obtenemos:
=
(2.26)
= (2.27)
Se comprueba que la fugacidad del compuesto i, en el estado de líquido saturado, es la
misma que la del vapor saturado. Para calcular la variación de la fugacidad del líquido
con la presión, se debe tener en cuenta la dependencia de la función de Gibbs con la
presión a través del volumen, llegándose a la expresión:
���� =
(2.28)
La integración desde el estado de líquido saturado al de líquido comprimido da:
=
1
� (2.29)
Como Vi , el volumen molar de la fase líquida, es una función muy débil de P a
temperaturas muy por debajo de la temperatura crítica, Tc, con frecuencia se obtiene
una excelente aproximación cuando la evaluación de la integral se basa en la
consideración de que Vi es constante e igual al valor para el líquido saturado,
sustituyendo ��
y resolviendo para fi , se obtiene:
= ∅
( − �� )
(2.30)
Donde la exponencial, se conoce con el factor de corrección de Poynting.
Igualando las ecuaciones (2.26) y (2.27), en (2.25) obtenemos:
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�� Φ = �� �� �� (2.31)
Donde:
� Φ = �� �−
( − )
� (2.32)
La ecuación es análoga a la ley de Raoult, pero corregida por medio de los coeficientes
de fugacidad y de actividad. Es por tanto aplicable a sistemas reales, pero será necesario
conocer de cada componente, el valor del coeficiente de fugacidad y el coeficiente de
actividad de vapor y líquido. En muchas ocasiones, cuando se estudia el equilibrio
líquido-vapor a bajas presiones, se supone para la fase vapor un comportamiento ideal.
En este caso el valor de Φi se considera igual a la unidad y la expresión queda
simplificada solamente el comportamiento no ideal de la fase líquida mediante el
coeficiente de actividad. En este trabajo se considerará tanto la fase líquida como de
vapor no ideal. [11]
2.9.2. Cálculo del punto de Burbuja y Rocío
Aunque son posibles los cálculos de equilibrio líquido – vapor con otra combinación de
variables, los de interés y aplicación para la ingeniería a menudo son los cálculos de
punto de rocío y de punto de burbuja. Existen cuatro clases:
Temperatura de Rocío : Calcular xi y T, dadas yi y P.
Temperatura de Burbuja : Calcular yi y T, dadas xi y P.
Presión de Rocío : Calcular xi y P, dadas yi y T.
Presión de Burbuja : Calcular yi y P, dadas xi y T.
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Todos estos cálculos requieren esquemas iterativos debido a la compleja funcionalidad
implícita de la ecuación inicialmente mostrada. En particular, se tienen las siguientes
relaciones funcionales para el equilibrio líquido – vapor a bajas presiones:
Φ = Φ(��, ��, ��1 , ��2, … , ����−1 )
�� = ��(��, ��1 , ��2 , … , ����−1 )
= ��(��)
Por ejemplo, cuando se resuelve para {yi} y P, no se cuentan con valores necesarios para el cálculo de Φi y cuando se resuelve para {xi} y T, no se puede evaluar ni las ��
ni los γi . Los procedimientos iterativos simples, descritos en los párrafos siguientes,
permiten una resolución eficiente de cada uno de los cuatro tipos de problemas. En
todos los casos, la base de los cálculos la proporciona la ecuación (2.31). Esta ecuación,
válida para cada una de las especies i en un sistema de multicomponente, se puede
escribir como:
�� = �� �� ��
(2.33) Φ
O también:
= �� Φ
(2.34) �� ��
Dado que:
� �� = 1
��=1
� �� = 1
��=1
(2.35)
También se tiene:
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∑ � � � �
1 = �
��=1
�� �� ��
Φ (2.36)
O bien:
= �
��=1
�� �� ��
Φ
(2.37)
Y:
1 = �
��=1
�� Φ �� ��
(2.38)
O bien:
= ∑
1
����
(2.39)��=1 ����
Para los casos de Temperatura de Burbuja y de Rocío, en donde no se conoce la
temperatura y esta debe calcularse, son cálculos no tan simples como los anteriormente
descritos. Aunque las presiones de vapor individuales �� son funciones fuertes de las
temperaturas, las relaciones de presión de vapor son funciones débiles de T y los
cálculos se facilitan mucho por la introducción de estas relaciones. Por consiguiente se
multiplican los lados derechos de las ecuaciones (2.37) y (2.38) por �� (fuera de la
suma) y se divide por �� (dentro de la suma). La solución para las �� fuera de la
suma será entonces:
=
(2.40)
��=1
�� �� Φ
��
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Y:
= � �
��=1
�� Φ
��
�� � �
� (2.41)
En estas ecuaciones las sumas se hacen sobre las especies incluyendo la j, la cual es una
especie seleccionada arbitrariamente del conjunto i. La temperatura correspondiente a la
presión de vapor �� como una función de T.
Las expresiones para el cálculo de las presiones de vapor según sea la especie o
sustancia son: [13] [15]
�� � � = (1 − ��)−1
[ + ��
1.5
+ ����3
+ ��
6] ; = 1 −
��
(2.42 − ��)
��(�� ) = −
+ +
��2
(2.42 − ��)
��(�� ) = −
+
(2.42 − ��)
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CAPITULO III
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MATERIALES Y MÉTODOS
En esta parte se esquematiza el procedimiento de cálculo utilizado en la elaboración del
software desarrollado en MatlabR2010a. Como se sabe, la base de todo inicio de
programación consiste en poder diseñar un diagrama de flujo que permita generar de
una manera rápida y sencilla, la codificación de lo que queremos realizar. Para esto,
hemos dividido internamente el software en cuatro partes que son los sistemas a los
cuales estamos mencionando anteriormente. Lo presentamos, a modo de casos para que
se aprecie de una manera más didáctica y fácil de entender. [11]
3.1. PRIMER CASO: Cálculo del punto de burbuja. Temperatura y xi fijados
La entrada consta de los valores determinados, T y xi y los parámetros para la
evaluación de �� , �� y Φ . Puesto que los valores de yi necesarios para el cálculo de
Φ aún se desconocen, hacemos Φ = 1. Cada �� se evalúa en la T que se
proporciona por la ecuación (2.42) y los valores de �� resultan del modelo UNIFAC.
Las ecuaciones (2.33) y (2.41) calculan yi y P respectivamente. En consecuencia de las ecuación (2.31) o (2.33) proporciona Φ , al sustituir en la ecuación (2.37), se obtiene un
valor para P. La iteración procede hasta que δP, el cambio de P de una iteración a la
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siguiente, es menor a cierta tolerancia ε, convergiendo así hasta los valore finales para P
y {yi }.
Lea T, {xi}, que son constantes. Ajuste a
todas las Φ = 1. Evalúe
Calcule P por la ecuación (2.41)
, �� .
Calcule yi de la ecuación (2.33). Evalúe Φ .
Calcule P de la ecuación (2.37).
NO
¿Es δP<ε?
SI
Imprima P, {yi}.
Figura. 3.1: Diagrama de flujo para el cálculo del
punto de burbuja (P, {y i })
3.2. SEGUNDO CASO: Cálculo del punto de rocío. Temperatura y {yi } fijados
Ni Φ , ni �� pueden evaluarse inicialmente, y todos los valores se ajustan a uno. La
ecuación (2.42) produce {�� } y las ecuaciones (2.34) y (2.39) se resuelven para {xi } y
P. Al evaluar {�� } y reemplazando en la ecuación (2.39) se obtiene una valor mejorado
para P a partir del cual se determina {Φ } mediante la ecuación (2.28) o (2.33). En tal
caso el circuito de iteración converge en valores intermedios para {xi } y {yi }. Puesto
que los valores calculados de xi no están restringidos a sumar la unidad, el conjunto se normaliza al hacer �� = �� / ∑��=1 �� . El nuevo cálculo consecutivo de P de la ecuación
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(2.39) conduce al circuito exterior hasta que la iteración converge a los valores finales
de P y {xi }.
Lea T, {yi}, que son constantes. Ajuste a todas las Φ = 1,y todos los
�� =1.Evalúe { }. Calcule P de la ecuación (2.37).Calcule {xi} de la
ecuación (2.34). Evalúe {�� }. Calcule P de la ecuación (2.37).
Evalúe Φi.
Calcule {xi} de la ecuación (2.34).
Normalice los valores de {xi}. Evalúe {�� }
NO ¿Es cada δ�� < ξ?
SI
Calcule P de la ecuación (2.37).
NO
¿Es δP< ε?
SI
Imprima P, {xi}
Figura. 3.2: Diagrama de flujo para el cálculo del punto de rocío (P, {xi })
Para el cálculo del punto de burbuja y rocío, se proporciona la temperatura permitiendo
el cálculo final inmediato de {�� } en la ecuación (2.42-c); en las ecuaciones (2.42-a)
y (2.42-b) se utilizaron los método de Newton Raphson y el método de la bisección.
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Para el cálculo del punto de burbuja y rocío se desconoce la temperatura. La iteración se
controla por T y se requiere una estimación inicial:
= � �� ��
= � �� ��
(3.1)
3.3. TERCER CASO: Cálculo del punto de burbuja. Presión y {xi } fijados
En ausencia de los valores de T y {yi } ajuste Φ = 1. El esquema de iteración más
simple que resulta se aclara a partir del siguiente algoritmo.
Lea P, {xi}, que son constantes. Ajuste a todas las Φ = 1.
Calcule { } de la ecuación (2.42).Calcule T de la ecuación
(3.1). Evalúe {�� �� }, {�� }. Identifique la especie j. Calcule {�� �� }
de la ecuación (2.40). Calcule T de la ecuación (2.42).
Evalúe {��
Calcule �� ��
}. Calcule {yi} de la ecuación (2.33). Evalúe {Φ }, {�� }.
de la ecuación (2.40). Calcule T de la ecuación (2.42).
NO
¿Es δT< ε?
SI
Imprima T, {yi}.
Figura 3.3: Diagrama de flujo para el cálculo del punto de burbuja (T, {yi })
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3.4. CUARTO CASO: Cálculo del punto de rocío. Presión y {yi } fijados
En este caso, ni T ni {xi } se conocen. Como en el procedimiento del caso 2 el conjunto
{xi } calculado dentro del circuito interno no se restringe a sumar la unidad y por tanto
se normaliza al ajustar �� = �� ⁄∑ �� .
Lea P, {yi}, que son constantes. Ajuste a todas las Φ = 1, todos los
�� = 1. Calcule { } de la ecuación (2.42). Calcule T de la
��
ecuación (3.1). Evalúe {
�� }. Identifique la especie j. Calcule
{ } de la ecuación (2.40). Calcule T de la ecuación (2.42). Evalúe {
}, {Φ }. Calcule {xi} de la ecuación (2.34). Evalúe
{�� }. Calcule { } de la ecuación (2.40), T de la ecuación (2.42).
Evalúe {�� }, {Φ }.
Calcule {xi} de la ecuación (2.34).
Normalice los valores de {xi}. Evalúe {�� }
NO
¿Es cada δ�� < ξ?
SI
Calcule {�� �� } de la ecuación (2.37).
Calcule T por la ecuación (2.42).
NO ¿Es δT< ε?
SI
Imprima P, {xi}
Figura 3.4: Diagrama de flujo para el cálculo del punto de rocío (T, {xi })
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3.5. SOFTWARE “ELVU” (EQUILIBRIO LIQUIDO-VAPOR, UNIFAC)
El software llamado “ELVU”, iniciales de Equilibrio Liquido Vapor UNIFAC,
diseñado íntegramente para desarrollar la predicción de los datos de equilibrio líquido -
vapor que se puedan necesitar en sistemas multicomponente, y para mezclas que sean de
fases totalmente miscibles entre sí; tiene dos alternativas a escoger: “Ingresar” o
“Salir”. Fig. 3.5.
Figura. 3.5: Pantalla de Presentación del Software “ELVU”
Eligiendo la alternativa la alternativa “Ingresar” se abrirá otra ventana en donde se
realizan los cálculos y se obtiene los resultados. Fig. 3.6.
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Figura 3.6: Ventana de predicción y validación de ELV
La pestaña “SUSTANCIAS” ubicada en la parte superior izquierda de la barra de menú,
permite escoger “Base de datos”. Fig. 3.7.
Figura. 3.7: Como ingresar a la base de datos del software
Esta pestaña, abre otra ventana donde se encuentra la base de datos de sustancias que
contiene el software. Esta base de datos se encuentra almacenada en una hoja de cálculo
de EXCEL. Escogemos los compuestos a trabajar. Fig. 3.8.
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Figura 3.8: Ventana de base de datos del Software
Eligiendo la etiqueta “parámetros” de la pestaña SUSTANCIAS de la barra de menú, y
se abre una ventana donde se localizan las propiedades de las sustancias, constantes de
las ecuaciones de presión de vapor y ecuaciones a utilizar. Ingresamos las
composiciones para cada sustancia y presionamos el botón aceptar para guardar. Fig.
3.9.
Figura 3.9: Ventana de Propiedades de las Sustancias o compuestos
Escogemos UNIFAC de MODELOS DE ACTIVIDAD de la barra de menú,
MODELOS TERMODINAMICOS. Fig.3.10.
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Figura 3.10: Como ingresar a la ventana de parámetros del UNIFAC
Se visualizan los parámetros para calcular coeficientes de actividad. Fig. 3.11
Figura 3.11: Ventana de parámetros del modelo UNIFAC
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Aceptado estos parámetros del UNIFAC, regresamos a la ventana de Predicción y
Validación del ELV y escogemos: el cálculo del punto de rocío o burbuja, teniendo
cuatro alternativas, según escojamos, se activará o desactivará la casilla de Presión o
Temperatura. Escogemos la ecuación de estado para la fase gaseosa: “Soave-Redlich-
Kwong”, “Virial” o “Ideal”.
Ingresamos la temperatura o la presión según sea el caso. Presionamos el botón
“validación” si tenemos 2 ó más sustancias. Presionamos el botón “Perfil Binario” si
tenemos 2 sustancias queremos graficar el ELV. Fig. 3.12.
Figura 3.12: Ventana de Predicción y Validación del ELV.
Figura 3.13: Ventana de Composición y parámetros de la mezcla (resultado)
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En este caso presionamos en el botón “Validación”. En esta ventana se puede observar
la composición ingresada {xi }, la composición calculada {yi }, los coeficientes de
fugacidad {Φ } y los coeficientes de actividad {�� }.
Figura 3.14: Visualización de la temperatura o Presión (resultado)
Para el perfil binario procedemos de igual manera que para la validación la única
diferencia es no colocarle las composiciones en la ventana de “Propiedades de las
Sustancias”, solo lo dejamos en blanco y aceptamos, luego llegamos al momento de
escoger el cálculo del punto de burbuja o rocío, la ecuación de estado, e ingresar la
presión o temperatura del sistema. Al presionar el botón perfil binario internamente se le
ha definido 20 puntos para la composición. Por tal motivo, demorará unos segundos en
realizar las iteraciones y arrojar la tabla y gráfica del ELV de la mezcla binaria, la
gráfica se puede guardar como archivo de imagen. Fig. 3.15.
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Figura 3.15 (a): Tabla del perfil binario ELV
Figura 3.15 (b): – Gráfica del ELV de la mezcla binaria
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3.5.1. METODOLOGIA DE TRABAJO
Para la realización de la predicción de los datos de equilibrio es necesario utilizar
ecuaciones que modelen y simulen el ELV para una mezcla. En nuestro trabajo, las
ecuaciones para la fase líquida es el modelo UNIFAC y para la fase de vapor, las
ecuaciones de estado: Soave-Redlich-Kwong y Virial truncada en el segundo
coeficiente.
Los parámetros y propiedades de las sustancias para realizar el cálculo del ELV
multicomponente, se tienen almacenadas en hojas de cálculo de EXCEL; los parámetros
Rk , Qk y amn del modelo UNIFAC, en el archivo “unifacrq” así como el archivo que
contiene las propiedades críticas, el factor acéntrico y las constantes de las ecuaciones
de presión de vapor para cada sustancia en el archivo “propiedades”.
MatlabR2010a tiene dos comandos que puede interrelacionarse con MS EXCEL, uno
para leer, el cual utilizamos para obtener las propiedades para cada sustancia y el otro
para escribir, lo cual no se ha utilizado.
La ventaja de MatlabR2010a, radica en la presencia de comandos como: “strcmp”, que
sirve para comparar datos “string” o de carácter (que son las sustancias seleccionadas
de la base de datos para trabajar la mezcla) y que se comparan con la bases de datos de
Excel y devuelve el lugar en que se encuentra cada sustancia en la base de datos en
forma de índices.
“xlsread”, que sirve para leer y obtener la base de datos de EXCEL, inclusive se puede
personalizar la lectura de la base de datos, escogiendo solo una determinada matriz de
una determinada hoja de cálculo.
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Todos estos comandos y muchas funciones internas establecidas de tal forma que no
necesitan programarlas, así como la interface gráfica de MatlabR2010a, lo hacen idóneo
para la realización de este tipo de trabajos. No se necesita de un lenguaje de
programación especializado, donde se debe declarar las variables a trabajar como en
otro software de programación.
3.5.2. VIRTUDES DEL SOFTWARE “ELVU”
• La gran facilidad para trabajar en la interface gráfica así como comprender sus
diferentes puntos dentro del mismo.
• Las ecuaciones con las que trabaja (UNIFAC y EOS) nos permite predecir el ELV
de la mezcla multicomponente y que al validarla arrojan datos confiables en
comparación con los datos experimentales; por lo tanto de pueden realizar cálculos
en otros estados.
• Como se mencionó anteriormente este software trabaja para sistemas
multicomponente donde cada fase es homogénea (mezclas miscibles), trabajando
para presiones bajas a moderadas, para sustancias no polares como polares.
• Se puede ingresar más sustancias en la base de datos de EXCEL y agregar en la
relación de la interface de MatlabR2010a la sustancia agregada.
3.5.3. LIMITACIONES DEL SOFTWARE “ELVU”
• No arroja resultados válidos para mezcla de componentes de fases parcialmente
miscibles o inmiscibles entre sí.
• A pesar de considerar el factor de Poynting, este software trabaja hasta presiones
moderadas por falta del tercer coeficiente del Virial (C). Para la ecuación de SRK
no dará resultados muy confiables para mezclas polares.
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3.6. ANALISIS Y DISCUSION DE RESULTADOS
Corresponde a esta sección, la presentación de los resultados obtenidos mediante el
software “ELVU”, y contrastados con los datos de bibliografía del “Manual del
Ingeniero Químico”. Se presentan los sistemas binarios isobáricos a estudiar:
tetracloruro de carbono-benceno, acetona-cloroformo y acetonitrilo-nitrometano.
En la tabla 01, para el sistema Tetracloruro de Carbono y Benceno, las desviaciones de
las composiciones calculadas y de bibliografía difieren en un 0,425% para la ecuación
del Virial, 0,540% para la ecuación de estado de Soave-Redlich-Kwong y 0,549%
considerando la fase gaseosa ideal; de igual forma para las temperaturas se tiene 0,041%
para la ecuación del Virial, 0,021% para Soave-Redlich-Kwong y 0,029% para la fase
gaseosa considerándola ideal. Se puede inferir que es válida la predicción para este
sistema, pues las desviaciones son bajas, a la vez se observa que hay una mejor
predicción por parte de la ecuación del Virial respecto de la composición; pero una
mejor predicción de la temperatura considerando la fase gaseosa ideal. Esta mezcla es
apolar.
En la tabla 02, para el sistema Acetona y Cloroformo, las desviaciones de las
composiciones calculadas y de bibliografía difieren en un 0,936% para la ecuación del
Virial, 0,824% para la ecuación de estado de Soave-Redlich-Kwong y 0,826%
considerando la fase gaseosa ideal; de igual forma para las temperaturas se tiene 0,057%
para la ecuación del Virial, 0,041% para Soave-Redlich-Kwong y 0,034% para la fase
gaseosa considerándola ideal. Se puede inferir que es válida la predicción para este
sistema, pues las desviaciones son bajas, a la vez se observa que hay una mejor
predicción de la composición por parte de Soave-Redlich-Kwong; pero una mejor
predicción de la temperatura considerando la fase gaseosa ideal.
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En la tabla 03, para el sistema Acetonitrilo y Nitrometano, nuevamente obtenemos
resultados aceptables. Las desviaciones de las composiciones calculadas y de
bibliografía difieren en un 0,308% para la ecuación del Virial, 0,170% para la ecuación
de estado de Soave-Redlich-Kwong y 0,157% considerando la fase gaseosa ideal; de
igual forma para las temperaturas se tiene 0,020% para la ecuación del Virial, 0,019%
para Soave-Redlich-Kwong y 0,017% para la fase gaseosa considerándola ideal. Se
puede inferir que es válida la predicción para este sistema, pues las desviaciones son
bajas, a la vez se observa que hay una mejor predicción tanto de la composición como la
temperatura por parte de la fase vapor considerándola ideal.
En la tabla 04, para el sistema n-Hexano, Etanol, Metilciclopentano y Benceno, se obtiene
una satisfactoria predicción, aun siendo esta mezcla polar. Se observa que en la fase vapor,
la ecuación que mejor modela el equilibro a estas condiciones de operación (101,325 kPa)
es la ideal; es decir considerar la fase ideal, esto implica que el coeficiente de fugacidad es
1. Como se puede comprobar en esta tabla, los coeficientes de fugacidad para cada especie
es aproximadamente 1. Los coeficientes de actividad reflejan la desviación de la idealidad
en la fase líquida; por tanto el etanol por ser más polar presenta la mayor desviación
Los gráficos muestran claramente el comportamiento de las curvas de equilibrio; también se
observa la desviación de los datos de equilibrio calculado y de bibliografía; se puede
observar la curva de vapor saturado, así como de líquido saturado. Estos gráficos son de
mucha importancia ya que podemos predecir si hay puntos azeotrópicos en la mezcla
binaria. Este es uno de los objetivos del trabajo, predecir el perfil o comportamiento de
mezclas binarias.
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TABLAS Y GRAFICOS
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DESVIACIONES PORCENTUALES
VIRIAL SRK IDEAL
% T % y1 % T % y1 % T % y1
0,037
0,030
0,018
0,023
0,046
0,049
0,041
0,048
0,066
0,046
0,000
0,506
0,952
0,312
1,058
0,562
0,023
0,547
0,110
0,177
0,056
0,008
0,005
0,001
0,021
0,023
0,015
0,022
0,040
0,021
0,000
0,506
1,242
0,035
1,337
0,817
0,230
0,712
0,251
0,273
0,038
0,026
0,013
0,017
0,040
0,042
0,033
0,040
0,000
0,040
0,000
0,506
1,284
0,035
1,337
0,817
0,253
0,730
0,251
0,273
0,041 0,425 0,021 0,540 0,029 0,549
(T T ) ∑ −
n
TABLA 01: ELV TETRACLORURO DE CARBONO(1) - BENCENO(2) a 101,3 kPa
DATOS EXPERIMENTALES DATOS CALCULADOS CON EL SOFTWARE DESVIACIONES
T(K)
x1
y1
VIRIAL SRK IDEAL VIRIAL SRK IDEAL
T(K) y1 T(K) y1 T(K) y1 δT(K) δy1 δT(K) δy1 δT(K) δy1
353,15
352,45
351,95
351,75
351,65
351,35
351,15
350,75
350,55
350,25
0,0000
0,1364
0,2157
0,2573
0,2944
0,3634
0,4057
0,5269
0,6202
0,7223
0,0000
0,1582
0,2415
0,2880
0,3215
0,3915
0,4350
0,5480
0,6380
0,7330
353,280
352,344
351,886
351,669
351,487
351,178
351,006
350,581
350,317
350,088
0,0000
0,1590
0,2438
0,2871
0,3249
0,3937
0,4351
0,5510
0,6387
0,7343
353,346
352,421
351,969
351,754
351,575
351,268
351,097
350,674
350,409
350,177
0,0000
0,1590
0,2445
0,2879
0,3258
0,3947
0,4360
0,5519
0,6396
0,7350
353,284
352,358
351,906
351,691
351,511
351,204
351,033
350,609
350,550
350,111
0,0000
0,1590
0,2446
0,2879
0,3258
0,3947
0,4361
0,5520
0,6396
0,7350
-0,13
0,11
0,06
0,08
0,16
0,17
0,14
0,17
0,23
0,16
0,0000
-0,0008
-0,0023
0,0009
-0,0034
-0,0022
-0,0001
-0,0030
-0,0007
-0,0013
-0,20
0,03
-0,02
0,00
0,07
0,08
0,05
0,08
0,14
0,07
0,0000
-0,0008
-0,0030
0,0001
-0,0043
-0,0032
-0,0010
-0,0039
-0,0016
-0,0020
-0,13
0,09
0,04
0,06
0,14
0,15
0,12
0,14
0,00
0,14
0,0000
-0,0008
-0,0031
0,0001
-0,0043
-0,0032
-0,0011
-0,0040
-0,0016
-0,0020
n exp
ij
cal 2
ij
RMSD δTi = j
n
(y exp − y cal )2
∑ ij ij
RMSD δyi = j
n
RMSD VIRIAL SRK IDEAL
δy1 0,00185 0,00247 0,00251
δT(K) 0,1499 0,0926 0,1119
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Bibliot
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e Ing
enier
ía Quím
ica U
NT
60
Tem
per
atu
ra (
K)
GRÁFICA 01: ELV TETRACLORURO DE CARBONO - BENCENO 353,5 353,50
353,0 353,00
352,5
352,50
352,0
352,00
351,50
351,5
351,0
EXP(Líquido saturado)
EXP(Vapor saturado)
VIRIAL(Líquido saturado)
VIRIAL(Vapor saturado)
351,00
350,50
350,5
350,00
350,0 0,0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8
Fracción molar: TETRACLORURO DE CARBONO
349,50
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Bibliot
eca d
e Ing
enier
ía Quím
ica U
NT
61
DESVIACIONES PORCENTUALES
VIRIAL SRK IDEAL
% T % y1 % T % y1 % T % y1
0,075
0,046
0,044
0,062
0,072
0,081
0,114
0,156
0,199
0,199
0,140
0,077
6,800
0,400
2,400
1,400
1,371
1,650
2,040
2,067
1,400
0,325
0,356
0,389
0,074
0,035
0,017
0,022
0,028
0,034
0,063
0,105
0,152
0,164
0,125
0,076
7,400
0,300
1,800
0,900
0,886
1,200
1,660
1,767
1,186
0,188
0,422
0,421
0,089
0,020
0,002
0,007
0,012
0,019
0,048
0,089
0,136
0,147
0,108
0,059
7,400
0,300
1,850
0,900
0,886
1,200
1,660
1,767
1,186
0,175
0,422
0,421
0,057 0,936 0,041 0,824 0,034 0,826
RMSD VIRIAL SRK IDEAL
δy1 0,00648 0,00539 0,00540
δT(K) 0,395 0,299 0,264
n
n
TABLA 02: ELV ACETONA(1) - CLOROFORMO(2) a 101,3 kPa
DATOS EXPERIMENTALES DATOS CALCULADOS CON EL SOFTWARE DESVIACIONES
T(K)
x1
y1
VIRIAL SRK IDEAL VIRIAL SRK IDEAL
T(K) y1 T(K) y1 T(K) y1 δT(K) δy1 δT(K) δy1 δT(K) δy1
335,65
335,97
336,98
337,45
337,52
337,50
337,17
336,48
335,38
333,87
331,86
330,63
0,0817
0,1390
0,2338
0,3162
0,3535
0,3888
0,4582
0,5299
0,6106
0,7078
0,8302
0,9075
0,0500
0,1000
0,2000
0,3000
0,3500
0,4000
0,5000
0,6000
0,7000
0,8000
0,9000
0,9500
335,399
336,123
337,129
337,658
337,762
337,774
337,556
337,005
336,046
334,533
332,324
330,883
0,0534
0,0996
0,1952
0,2958
0,3452
0,3934
0,4898
0,5876
0,6902
0,7974
0,9032
0,9537
335,401
336,089
337,038
337,525
337,614
337,616
337,384
336,834
335,891
334,416
332,274
330,881
0,0537
0,1003
0,1964
0,2973
0,3469
0,3952
0,4917
0,5894
0,6917
0,7985
0,9038
0,9540
335,350
336,038
336,987
337,474
337,562
337,564
337,332
336,781
335,837
334,362
332,219
330,826
0,0537
0,1003
0,1963
0,2973
0,3469
0,3952
0,4917
0,5894
0,6917
0,7986
0,9038
0,9540
0,25
-0,15
-0,15
-0,21
-0,24
-0,27
-0,39
-0,52
-0,67
-0,66
-0,46
-0,25
-0,0034
0,0004
0,0048
0,0042
0,0048
0,0066
0,0102
0,0124
0,0098
0,0026
-0,0032
-0,0037
0,25
-0,12
-0,06
-0,07
-0,09
-0,12
-0,21
-0,35
-0,51
-0,55
-0,41
-0,25
-0,0037
-0,0003
0,0036
0,0027
0,0031
0,0048
0,0083
0,0106
0,0083
0,0015
-0,0038
-0,0040
0,30
-0,07
-0,01
-0,02
-0,04
-0,06
-0,16
-0,30
-0,46
-0,49
-0,36
-0,20
-0,0037
-0,0003
0,0037
0,0027
0,0031
0,0048
0,0083
0,0106
0,0083
0,0014
-0,0038
-0,0040
(T exp
T cal )2
∑ ij − ij
RMSD δTi = j
n
(y exp − y cal )2
∑ ij ij
RMSD δyi = j
n
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Bibliot
eca d
e Ing
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ía Quím
ica U
NT
62
Tem
per
atu
ra (
K)
GRÁFICA 02: ELV ACETONA - CLOROFORMO 338,0 338,0
337,0 337,0
336,0 336,0
335,0 335,0
334,0 334,0
333,0 EXP(Líquido saturado) 333,0
332,0
EXP(Vapor saturado)
Ideal(Líquido saturado)
332,0
Ideal(Vapor saturado)
331,0 331,0
330,0 0,0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0
Fracción molar: ACETONA
330,0
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Bibliot
eca d
e Ing
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ía Quím
ica U
NT
63
DESVIACIONES PORCENTUALES
VIRIAL SRK IDEAL
% T % y1 % T % y1 % T % y1
0,000
0,056
0,091
0,107
0,105
0,092
0,000
3,082
2,024
1,169
0,507
0,000
0,000
0,048
0,074
0,092
0,098
0,101
0,000
1,624
1,097
0,621
0,389
0,000
0,000
0,041
0,073
0,084
0,090
0,092
0,000
1,583
1,012
0,607
0,259
0,000
0,020 0,308 0,019 0,170 0,017 0,157
RMSD VIRIAL SRK IDEAL
δy1 0,00616 0,00343 0,00314
δT(K) 0,294 0,271 0,249
(T T )
(y y )
∑ −
∑ −
TABLA 03: ELV ACETONITRILO(1) - NITROMETANO(2) a 70 kPa
DATOS EXPERIMENTALES DATOS CALCULADOS CON EL SOFTWARE DESVIACIONES
T(K)
x1
y1
VIRIAL SRK IDEAL VIRIAL SRK IDEAL
T(K) y1 T(K) y1 T(K) y1 δT(K) δy1 δT(K) δy1 δT(K) δy1
362,73
359,15
355,15
351,15
347,15
342,99
0,0000
0,1424
0,3184
0,5156
0,7378
1,0000
0,0000
0,2401
0,4742
0,6759
0,8484
1,0000
362,730
359,350
355,473
351,527
347,513
343,307
0,0000
0,2327
0,4646
0,6680
0,8441
1,0000
362,730
359,321
355,414
351,474
347,491
343,335
0,0000
0,2362
0,4690
0,6717
0,8451
1,0000
362,730
359,297
355,410
351,445
347,463
343,307
0,0000
0,2363
0,4694
0,6718
0,8462
1,0000
0,00
-0,20
-0,32
-0,38
-0,36
-0,32
0,0000
0,0074
0,0096
0,0079
0,0043
0,0000
0,00
-0,17
-0,26
-0,32
-0,34
-0,34
0,0000
0,0039
0,0052
0,0042
0,0033
0,0000
0,00
-0,15
-0,26
-0,30
-0,31
-0,32
0,0000
0,0038
0,0048
0,0041
0,0022
0,0000
n exp
ij
cal 2
ij
RMSD δTi = j
n
n exp ij
j
cal 2
ij
RMSD δyi = n
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eca d
e Ing
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NT
64
EXP(Líquido saturado)
EXP(Vapor saturado)
Ideal(Líquido saturado)
Ideal(Vaopr saturado)
Tem
per
atu
ra (
K)
GRÁFICA 03: ELV ACETONITRILO - NITROMETANO 365,0 365,0
360,0 360,0
355,0 355,0
350,0 350,0
345,0 345,0
340,0 0,0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0
Fracción molar: ACETONITRILO
340,0
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e Ing
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ía Quím
ica U
NT
65
DES VIACIONES
VIRIAL S RK IDEAL
δyi δΦi δγi δyi δΦi δγi δyi δΦi δγi
0,002
-0,007
0,004
0,001
0,005
0,019
0,004
0,004
0,012
-0,096
0,001
0,004
0,002
-0,007
0,004
0,002
0,005
0,019
0,004
0,004
0,012
-0,077
0,001
0,004
0,001
-0,006
0,004
0,002
0,0048
0,0188
0,0043
0,0043
0,0124
-0,0789
0,0007
0,0045
0,290 -0,240 -0,180
PORCENTAJE DE DES VIACION
VIRIAL S RK IDEAL
% yi % Φi % γi % yi % Φi % γi % yi % Φi % γi
1,295
-2,401
0,780
1,341
0,483
1,882
0,434
0,437
1,146
-1,170
0,067
0,310
1,079
-2,437
0,760
1,829
0,483
1,882
0,434
0,437
1,156
-0,929
0,067
0,349
0,935
-2,258
0,700
1,829
0,4834
1,8819
0,4343
0,4374
1,1556
-0,9574
0,0672
0,3491
0,087 -0,072 -0,054
TABLA 04: ELV n-HEXANO(1) /ETANOL(2)/METILCICLOPENTANO(3)/BENCENO(4) a 101,325 k Pa
DATOS EXPERIMENTALES CALCULADOS CON EL S OFTWARE "ELVU"
ES PECIE i
xi
yi
Φi
γi VIRIAL S RK IDEAL
yi Φi γi yi Φi γi yi Φi γi
n-HEXANO
ETANOL
MCP
BENCENO
0,1620
0,0680
0,6560
0,1140
0,1390
0,2790
0,5000
0,0820
0,9930
0,9990
0,9900
0,9830
1,0730
8,2410
1,0420
1,2890
0,1372
0,2857
0,4961
0,0809
0,9882
0,9802
0,9857
0,9787
1,0607
8,3374
1,0413
1,2850
0,1375
0,2858
0,4962
0,0805
0,9882
0,9802
0,9857
0,9787
1,0606
8,3176
1,0413
1,2845
0,1377
0,2853
0,4965
0,0805
0,9882
0,9802
0,9857
0,9787
1,0606
8,3199
1,0413
1,2845
T (K) 334,85 334,56 335,09 335,03
DES VIACIONES :
δyi = yexp - ycal
δTi = Texp - Tcal
δΦi = Φexp - Φcal
δγi = γexp - γcal
% DES VIACION:
% yi = δyi / yi *100
% Ti = δTi / Ti *100
% Φi = δΦi / Φi *100
% γi = δγi / γi *100
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3.7. CONCLUSIONES
• El software “ELVU” fue elaborado para el cálculo de equilibrio líquido-vapor, usando
MatlabR2010a, traducida en interface gráfica, que permitió trabajar de una manera fácil.
• Concluimos que las ecuaciones Unifac y las ecuaciones de estado del Virial y Soave-
Redlich-Kwong predicen el equilibrio líquido – vapor con mucha precisión respecto a los
valores experimentales, tanto para sistemas binarios como para multicomponente, a
presiones bajas y moderadas.
• Para el sistema Tetracloruro de carbono y Benceno, se obtuvo una buena predicción con
las ecuaciones estudiadas en el presente trabajo, teniendo una desviación no mayor al 1%;
que es aceptable. Siendo en este sistema la ecuación del Virial la que mejor se ajusta con
el modelo UNIFAC.
• Para el sistema Acetona y Cloroformo, también se obtuvo una buena predicción, con una
desviación no mayor al 1%. Considerando en este sistema la fase ideal, que mejor se
ajusta con el modelo UNIFAC.
• Para el sistema Acetonitrilo y Nitrometano, también se obtuvo una buena predicción, con
una desviación no mayor al 1%. Considerando también la fase ideal, que mejor se ajusta
con el modelo UNIFAC.
• Para el sistema n-Hexano, Etanol, Metilciclopentano y Benceno, se obtuvo una buena
predicción, tanto para composiciones, temperatura, coeficientes de fugacidad y actividad.
La desviación es menor al 3% y el mejor ajuste se da, considerando la fase ideal
conjuntamente con el modelo UNIFAC.
• Se puede concluir que para presiones bajas se puede considerar la fase ideal.
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• En conclusión los sistemas analizados discrepan con un porcentaje de error relativo no
mayor al 1% para sistemas binarios y no mayor al 3% para sistemas multicomponente
(mayor a dos componentes).
3.8. RECOMENDACIONES
• Para el uso del software se recomienda el orden de ingreso de los datos para una buena
ejecución del mismo.
• Se recomienda su uso de este software en el diseño de operaciones de separación; siempre y
cuando no se disponga de datos experimentales de la mezcla utilizada o el grado de precisión
no sea exigente.
• En la determinación del volumen molar en la fase líquida para el cálculo del factor de
Poynting se utilizó la ecuación de Soave-Redlich-Kwong; se podría utilizar alguna otra
ecuación que nos precise mejor este parámetro.
• Se recomienda determinar los perfiles entre especies o grupos funcionales, de tal manera que
se generalicen comportamientos entre estos, y determine que combinación (UNIFAC-EOS)
se ajuste mejor a la correlación experimental.
• Sería idóneo la determinación de las propiedades de exceso, para determinar cuan relevante
sería la desviación de la mezcla real de la ideal.
• Se recomienda investigar los sistemas inmiscibles con la aplicación desarrollada en el
presente trabajo, con el fin de observar si puede predecir el equilibrio para sistemas líquido-
líquido-vapor.
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3.9. BIBLIOGRAFIA
[1]. A. NIEVES; F C. DOMINGUEZ (1998). “Métodos Numéricos Aplicados a la
Ingeniería”. Tercera Reimpresión. Compañía Editorial Continental, S. A. de C. V.
México.
[2]. CARL L. YAWS. “Thermophysical Properties of Chemical and Hydrocarbons”. Ed.
William Andrew, 2008.
[3]. CHARLES D.HOLLAND (1997). “Fundamentals of Multicomponent Distillation”.
Ed. McGraw-Hill.
[4]. C. TSONOPOULOS; J. H. DYMOND; A. M. SZAFRANSKI. “Second Virial
coefficients of normal alkanes, linear 1-alkanols and their binaries”. Pure & Appl.
Chem. Vol 61 N° 8, Great Britain. 1989.
[5]. DONALD MACKAY; WAN Y. SHIU; KUO-CHIG MA; SUM C. LEE.
“Handbook of physical-chemical properties and environmental fate for organic
chemicals”. Taylor & Francis Group. 2da edición. 2006.
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Chemical Engineering”. 1981.
[7]. GEORGIOS M. KNTOGEORGIS AND GEORGIOS K. FOLAS.
“Thermodynamic Models for Industrial Applications: From Classical and Advanced
Mixing Rules to Association Theories”. First published 2010. Ed. John Wiley & Sons.
[8]. HASAN ORBEY AND STANLEY I. SANDLER. “Modeling Vapor-Liquid
Equilibria: Cubic Equations of State and Their Mixing Rules”. First published 1998,
Cambridge University Press.
[9]. J. DYKYJ; J.SVOBODA; R.C. WILHOIT; M. FRENKEL; K.R. HALL. “Vapor
Pressure of Chemicals, LANDOLT-BORNSTEIN”. Grupo IV, volumen 20, sub
volumen A; Ed. Springer, 1999.
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[10]. J. H. DYMOND; K. N. MARSH; R. C. WILHOIT. “Virial Coefficients of Pure
Gases and Mixtures, LANDOLT-BORNSTEIN”. Grupo IV, volumen 21, sub volumen
B; Ed. Springer, 2002.
[11]. J. M. SMITH; H. C. VAN NESS; M. M. ABBOTT. “Introduction to Chemical
Engineering Thermodynamics”. Ed. McGraw-Hill, 7ma
edición.
[12]. JOHN A. PRAUSNITZ; RÜDIGER N. LCHTENTHALER; EDMUNDO
GOMES DE AZEVEDO. “Termodinámica molecular de los equilibrios de fase”. Ed.
Prentice Hall, 3ra
edición. 2000.
[13]. NICOLÁS J. SCENNA, “Modelado, Simulación y Optimización de Procesos
Químicos”. Universidad Tecnológica Nacional. Argentina. 1999.
[14]. ROBERT H.PERRY; DON W. GREEN; JAMES O. MALONEY. “Manual del
Ingeniero Químico”. Ed. McGraw-Hill, Sexta Edición, Tomo IV, Sección 13. 1992.
[15]. ROBERT C. REID; JOHN M. PRAUSNITZ; BRUCE E. POLING. “The
Properties of Gases and Liquids”, Ed. McGraw-Hill, 4taedición, 1987.
[16]. SALVADOR PÉREZ CÁRDENAS, “Estimation of Cross Interaction Constants
from Critical Parameters”. Instituto Politécnico Nacional de México. Revista
electrónica Humanidades, Tecnología y Ciencia.
[17]. SUSANA L. RODRÍGUEZ; AURELIO B. V. GRANADA. “Simulación y
optimización avanzadas en la industria química y de procesos: HYSYS”. 3ra
edición,
Universidad de Oviedo, España. 2005.
[18]. TAREK AHMED, “Equations of State and PVT Analysis, Applications for Improved
Reservoir Modeling”, by Gulf Publishing Company, Houston, Texas, 2007 .
[19]. ZHIGANG LEI; BIAOHUA CHEN (2005). “Special Distillation Processes”.
Elsevier B. V.
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APENDICES
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APENDICE I - ECUACIONES DE PRESION DE VAPOR
ECUACION DE WAGNER:
�
� = (1 − ��)−1
[( ��) + ( ��)
1.5
+ ( ��)��3
+ ( ��)��6 ]
= 1 −
�� : Presión de vapor del gas (bar)
: Presión crítica del gas (bar)
: Temperatura crítica del gas (K)
T : Temperatura del gas (K)
VPA, VPB, VPC, PVD : Parámetros en la ecuación de Wagner
ECUACION DE FROST-KALKWART-THODOS:
�� �� = ( ��) − ( ��)
+ ( ��) +
( ��)
��2
�� : Presión de vapor del gas (bar)
T : Temperatura del gas (K)
PA, VPB, VPC, PVD : Parámetros en la ecuación de Frost-Kalkwart-Thodos.
ECUACION DE ANTOINE:
( ��) �� �� = ( ��) − + ( ��)
�� : Presión de vapor del gas (bar)
T : Temperatura del gas (K)
VPA, VPB, VPC, PVD : Parámetros en la ecuación de Antoine.
Los parámetros de las ecuaciones se encuentran en la base de datos de propiedades del libro de
Reid, Prausnitz y Poling. “Las Propiedades de Gases y Líquidos”
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72
APENDICE II - PROGRAMACION
CALCULO DE LAS PRESIONES DE VAPOR
function psat=Psat(T,Tc,Pc,A,B,C,D,EC)
n=length(Tc);
%for k=1:length(EC)
for i=1:n
ps1=0.000001;
ps2=100;
if EC(i)==1
x(i)=1-T/Tc(i);
f1=log(ps1/Pc(i))-
(A(i)*x(i)+B(i)*x(i)^1.5+C(i)*x(i)^3+D(i)*x(i)^6)/(1-x(i));
f2=log(ps2/Pc(i))-
(A(i)*x(i)+B(i)*x(i)^1.5+C(i)*x(i)^3+D(i)*x(i)^6)/(1-x(i));
fm=1;
if f1*f2<0
while abs(fm)>1e-5
psm=(ps1+ps2)/2;
fm=log(psm/Pc(i))-
(A(i)*x(i)+B(i)*x(i)^1.5+C(i)*x(i)^3+D(i)*x(i)^6)/(1-x(i));
if f1*fm<0
f2=fm;
ps2=psm;
else
f1=fm;
ps1=psm;
end
else
end
end
fprintf('\tCambie el intervalo para las presiones de vapor')
psat(i)=psm;
elseif EC(i)==2
f1=log(ps1)-(A(i)-B(i)/T+C(i)*log(T)+D(i)*ps1/T^2);
f2=log(ps2)-(A(i)-B(i)/T+C(i)*log(T)+D(i)*ps2/T^2);
fm=1;
if f1*f2<0
while abs(fm)>1e-5
psm=(ps1+ps2)/2;
fm=log(psm)-(A(i)-B(i)/T+C(i)*log(T)+D(i)*psm/T^2);
if f1*fm<0
f2=fm;
ps2=psm;
else
f1=fm;
ps1=psm;
end
else
end
end
fprintf('\tCambie el intervalo para las presiones de vapor')
psat(i)=psm;
elseif EC(i)==3
psm=exp(A(i)-B(i)/(T+C(i)));
psat(i)=psm;
end
end
psat;
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CALCULO DEL VOLUMEN MOLAR DEL LÍQUIDO: ECUACION DE ESTADO DE
REDLICH-KWONG
function VL=VLi(T,P,x,Pc,Tc,w)
R=83.14472;%cm^3.bar/(mol.K)
P=sum(x.*P);
Tr=T./Tc;
Pr=P./Pc;
n=length(x);
for i=1:n
m(i)=0.48+1.574*w(i)-0.176*w(i)^2;
alpha(i)=(1+m(i)*(1-Tr(i)^0.5))^2;
ai(i)=0.42747*alpha(i)*R^2*Tc(i)^2/Pc(i);
bi(i)=0.08664*R*Tc(i)/Pc(i);
Ai(i)=ai(i)*P/(R*T)^2;
Bi(i)=bi(i)*P/(R*T);
end
for i=1:n
px=[1 -1 (Ai(i)-Bi(i)-Bi(i)^2) -Ai(i)*Bi(i)];
zx=roots(px);
imx=imag(zx);
Zx(i)=min(zx(find(imx==0)));
end
%Volumne especifico
VL=Zx*R*T./P;%cm^3/mol
CALCULO DEL COEFICIENTE DE FUGACIDAD:
REDLICH-KWONG
function PHI_V=SRK(P,T,PM,Tc,Pc,Vc,w,x,y)
ECUACION DE SOAVE-
n=length(Tc); R=83.14472;%cm^3.bar/(mol.K)
Tr=T./Tc;
Pr=P./Pc;
for i=1:n
end
m(i)=0.48508+1.5517*w(i)-0.15613*w(i)^2;
alpha(i)=(1+m(i)*(1-Tr(i)^0.5))^2;
ai(i)=0.42747*alpha(i)*(R*Tc(i))^2/Pc(i);
bi(i)=0.08664*R*Tc(i)/Pc(i);
for i=1:n
for j=1:n
kij(i,j)=1-8*sqrt(Vc(i)*Vc(j))/(Vc(i)^(1/3)*Vc(j)^(1/3))^3;
a(i,j)=y(i)*y(j)*(((ai(i)*ai(j))^0.5)*(1-kij(i,j)));
end
end
a=sum(sum(a));
b=sum(bi.*y);
A=a*P/(R*T)^2;
B=b*P/(R*T);
p=[1 -1 (A-B-B^2) -A*B];
z=roots(p);
imx=imag(z);
Z=max(z(find(imx==0)));
for i=1:n
for j=1:n
sigma(i)=2*sqrt(ai(i))/a*sum(x.*(ai).^0.5*(1-kij(i,j)));
PHI_V(i)=exp(bi(i)/b*(Z-1)-log(Z-B)+A/B*(bi(i)/b-
sigma(i))*log((2*Z+2*B)/(2*Z)));
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end
end
PHI_V;
CALCULO DEL COEFICIENTE DE FUGACIDAD: ECUACION DEL VIRIAL
function PHI=virial(P,T,Tc,Pc,Vc,Zc,wa,x,y,P_sat)
global fp Phi
n=length(Pc);
Pt=P;
R=83.14472;%constante de los gases ideales,cm^3*bar/mol.K
%Convertimos en una matriz 3x3 (y1y1,
%y1y2,...y2y1,y2y2,...y3y1,y3y2...ynyn)
Y=y'*y;
%Hacemos la matriz cuadrada para las demas variables
for i=1:n
for j=1:n TC(i,j)=sqrt(Tc(i)*Tc(j));
ZC(i,j)=(Zc(i)+Zc(j))/2;
VC(i,j)=((Vc(i)^(1/3)+Vc(j)^(1/3))/2)^3;
W(i,j)=(wa(i)+wa(j))/2;
end
end
%Calculos de los coeficientes viriales conjugados
for a=1:n
for b=1:n
k(a,b)=2*x(a)*x(b)*(1-
8*sqrt(Vc(a)*Vc(b))/(Vc(a)^(1/3)+Vc(b)^(1/3))^3);
Pc(a,b)=(R*ZC(a,b))*TC(a,b)/(VC(a,b));
Tcr=TC(a,b)*(1-k(a,b));
Tr=T/Tcr;
Bo=0.083-0.422/Tr^1.6; B1=0.139-
0.172/Tr^4.2;
B(a,b)=R*(TC(a,b)*(Bo+W(a,b)*B1))/Pc(a,b);
end
end
vL=VLi(T,P_sat,x,Pc,Tc,wa);%volumen molar para cada sustancia determinado
por EOS SRW
for k=1:n
for i=1:n
for j=1:n
A(i,j)=2*B(i,k)-B(i,i)-B(k,k);
D(i,j)=2*B(i,j)-B(i,i)-B(j,j);
U(i,j)=0.5*(Y(i,j)*(2*A(i,j)-D(i,j)));
end
end
end
K=sum(sum(U));
N=B(k,k)+K;
S=exp(Pt*N/(R*T));
f=S*Pt;
phi(k)=S;
phi_sat(k)=exp(B(k,k)*P_sat(k)/(R*T));
FP(k)=exp(-vL(k)*(P-P_sat(k))/(R*T));%factor de poynting
fp=FP; phi_sat;
Phi=(phi./phi_sat).*FP;
PHI=(phi./phi_sat).*FP;
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CALCULO DEL COEFICIENTE DE ACTIVIDAD: MODELO DE CONTRIBUCIÓN
DE GRUPOS UNIFAC
function Act=unifac(n,T,x,RK,QK,VK,m,main)
%Todos los derechos reservados para AGU(Alejandro Guevara Ureña)...JANO
%Propiedades moleculares independientes de su composicion
RK=RK';
QK=QK';
for i=1:n
for k=1:m
R(i,k)=VK(k,i)*RK(k);
Q(i,k)=VK(k,i)*QK(k);
end
end
r=sum(R');
q=sum(Q');
for i=1:n
J(i)=r(i)/sum(r.*x);
L(i)=q(i)/sum(q.*x);
end
for k=1:m
for i=1:n
e(k,i)=VK(k,i)*QK(k)/q(i);
end
end
for k=1:m
for i=1:n
teta(k)=sum(e(k,:).*x.*q)/sum(x.*q);
end
end
A=xlsread('aij.xlsx','C5:BF60');
%A=xlsread('Tabla2');
for k=1:m
for l=1:m
tmk(k,l)=exp(-A(main(k),main(l))/T);
end
end
for k=1:m
for i=1:n
bik(i,k)=sum(e(:,i).*tmk(:,k));
end
end
for uu=1:n
JJ(uu)=r(uu)*x(uu);
LL(uu)=q(uu)*x(uu);
end
AA=sum(JJ);
BB=sum(LL);
for k=1:m
sk(k)=sum(teta'.*tmk(:,k));
end
%calculando la actividad combinatoria
for i=1:n
Actc(i)=(1-J(i)+log(J(i))-5*q(i)*(1-J(i)/L(i)+log(J(i)/L(i))));
Actr(i)=(q(i)*(1-sum(teta.*bik(i,:)./sk-e(:,i)'.*log(bik(i,:)./sk))));
Act(i)=exp(Actc(i)+Actr(i));
end
Act;
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CALCULO DE LA TEMPERATURA DE SATURACION
function tsat=Tsat(Ps,Pc,Tc,A,B,C,D,ECU)
n=length(Pc);
%for k=1:n
for i=1:n
if ECU(i)==1
xo=0;
delta=1;
while delta>1e-5
f=(A(i)*xo+B(i)*xo^1.5+C(i)*xo^3+D(i)*xo^6)/(1-xo)-
log(Ps/Pc(i));
Df=((A(i)+1.5*B(i)*xo^0.5+3*C(i)*xo^2+6*D(i)*xo^5)*(1-
xo)+(A(i)*xo+B(i)*xo^1.5+C(i)*xo^3+D(i)*xo^6))/(1-xo)^2;
x=xo-f/Df;
delta=sqrt((x-xo)^2);
xo=x;
end
tsat(i)=Tc(i)*(1-x);
elseif ECU(i)==2
delta=1;
to=100;
while delta>1e-5
f=A(i)-B(i)/to+C(i)*log(to)+D(i)*Ps/to^2-log(Ps);
Df=B(i)/to^2+C(i)/to-2*D(i)*Ps/to^3;
t=to-f/Df;
delta=sqrt((t-to)^2);
to=t;
end
tsat(i)=t;
elseif ECU(i)==3
tsat(i)=B(i)/(A(i)-log(Ps))-C(i);
else
break
end
end
%end
tsat;
CALCULO DEL PUNTO DE ROCIO Y BURBUJA PARA EL PERFIL BINARIO
global COMP A main q r vk EOS tabla Phi
FORM=A(:,1);
A=cell2mat(A(:,3:17));
PM=A(:,1);
Tc=A(:,2);
Pc=A(:,3);
Vc=A(:,4);
Zc=A(:,5);
w=A(:,6);
ECU=A(:,8);
a=A(:,9);
b=A(:,10);
c=A(:,11);
d=A(:,12);
x=A(:,15);
x=x';
n=length(PM);
if COMP==1
P=(str2double(get(handles.presion,'string')))/100;
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PHI(1:n)=1;
tsat=Tsat(P,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
T=sum(x.*tsat);
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
NN=length(q);
alfa=unifac(n,T,x,r,q,vk,NN,main);
Psatj=P./sum((x.*alfa./PHI).*(psat/psat(1)));
tsat=Tsat(Psatj,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
T=tsat(1);
error=1;
while error>1e-3
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
y=x.*alfa.*psat./(PHI.*P);
y=(y/sum(y));
if EOS==1
PHI=ones(1,n);
elseif EOS==2
PHI=virial(P,T,Tc,Pc,Vc,Zc,w,x,y,psat);
elseif EOS==3
PHI=SRK(P,T,PM,Tc,Pc,Vc,w,x,y);
end
alfa=unifac(n,T,x,r,q,vk,NN,main);
Psatj=P./sum((x.*alfa./PHI).*(psat/psat(1)));
To=Tsat(Psatj,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
To=To(1);
error=abs(T-To);
T=To;
end
set(handles.temperatura,'string',T)
tabla=horzcat(FORM,num2cell(x'),num2cell(y'),num2cell(Phi'),num2cell(alfa')
);
elseif COMP==2
T=str2double(get(handles.temperatura,'string'));
PHI=ones(1,n) ;
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
NN=length(q);
alfa=unifac(n,T,x,r,q,vk,NN,main);
P=sum(x.*alfa.*psat./PHI);
error=1;
while error>1e-5
y=x.*alfa.*psat./(PHI.*P);
y=y/(sum(y));
if EOS==1
PHI=ones(1,n);
elseif EOS==2
PHI=virial(P,T,Tc,Pc,Vc,Zc,w,x,y,psat);
elseif EOS==3
PHI=SRK(P,T,PM,Tc,Pc,Vc,w,x,y);
end
P1=sum(x.*alfa.*psat./PHI);
error=sqrt((P1-P)^2);
P=P1;
end
P=100*P;
tabla=horzcat(FORM,num2cell(x'),num2cell(y'),num2cell(Phi'),num2cell(alfa')
);
set(handles.presion,'string',P)
elseif COMP==3
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P=(str2double(get(handles.presion,'string')))/100;
y=x;
PHI(1:n)=1;
alfa(1:n)=1;
n=length(y);
tsat=Tsat(P,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
T=sum(y.*tsat);
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
NN=length(q);
Psatj=P.*(sum((y.*PHI./alfa).*(psat(1)./psat)));
tsat=Tsat(Psatj,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
T=tsat(1);
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
if EOS==1
PHI=ones(1,n);
elseif EOS==2
PHI=virial(P,T,Tc,Pc,Vc,Zc,w,x,y,psat);
elseif EOS==3
PHI=SRK(P,T,PM,Tc,Pc,Vc,w,x,y);
end x=y.*PHI.*P./(alfa.*psat);
alfa=unifac(n,T,x,r,q,vk,NN,main);
Psatj=P.*(sum((y.*PHI./alfa).*(psat(1)./psat)));
tsat=Tsat(Psatj,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
T=tsat(1);
error1=1;
error2=1;
while error1>1e-4
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
if EOS==1
PHI=ones(1,n);
elseif EOS==2
PHI=virial(P,T,Tc,Pc,Vc,Zc,w,x,y,psat);
elseif EOS==3
PHI=SRK(P,T,PM,Tc,Pc,Vc,w,x,y);
end
while error2>1e-5
x=y.*PHI.*P./(alfa.*psat);
x=x./(sum(x));
alfa1=unifac(n,T,x,r,q,vk,NN,main);
error2=sqrt(sum((alfa1-alfa).^2));
alfa=alfa1;
end
end
Psatj=P.*(sum((y.*PHI./alfa).*(psat(1)./psat)));
tsat=Tsat(Psatj,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
T1=tsat(1);
error1=sqrt((T-T1)^2);
T=T1;
set(handles.temperatura,'string',T)
tabla=horzcat(FORM,num2cell(x'),num2cell(y'),num2cell(Phi'),num2cell(alfa')
);
elseif COMP==4
T=str2double(get(handles.temperatura,'string'));
y=x;
NN=length(q);
PHI=ones(1,n);
alfa=ones(1,n);
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
P=1/sum(y.*PHI./(alfa.*psat));
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error1=1;
error2=2;
while error1>1e-4
if EOS==1
PHI=ones(1,n);
elseif EOS==2
PHI=virial(P,T,Tc,Pc,Vc,Zc,w,x,y,psat);
elseif EOS==3
PHI=SRK(P,T,PM,Tc,Pc,Vc,w,x,y);
end
while error2>1e-4
x=y.*PHI.*P./(alfa.*psat);
x=x/sum(x);
alfa1=unifac(n,T,x,r,q,vk,NN,main);
error2=sqrt(sum((alfa1-alfa).^2));
alfa=alfa1;
end
end
P1=1/sum(y.*PHI./(alfa.*psat));
error1=sqrt((P1-P)^2);
P=P1;
P=100*P;
set(handles.presion,'string',P)
tabla=horzcat(FORM,num2cell(x'),num2cell(y'),num2cell(Phi'),num2cell(alfa')
); end
resultado1
CALCULO DEL PUNTO DE ROCIO Y BURBUJA PARA MEZCLA
MULTICOMPONENTE
function validacion_Callback(hObject, eventdata, handles)
global COMP A main q r vk EOS tabla1 FORM PHI2
FORM=A(:,1);
A=cell2mat(A(:,3:16));
PM=A(:,1);
Tc=A(:,2);
Pc=A(:,3);
Vc=A(:,4);
Zc=A(:,5);
w=A(:,6);
ECU=A(:,8);
a=A(:,9);
b=A(:,10);
c=A(:,11);
d=A(:,12);
n=length(PM);
if n==2
xx=linspace(0.00001,0.99999,20);
if COMP==1
for u=1:20 x=[xx(u),1-xx(u)];
P=(str2double(get(handles.presion,'string')))/100;
PHI2(1:n)=1;
tsat=Tsat(P,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
T=sum(x.*tsat);
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
NN=length(q);
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alfa=unifac(n,T,x,r,q,vk,NN,main);
Psatj=P./sum((x.*alfa./PHI2).*(psat/psat(1)));
tsat=Tsat(Psatj,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
T=tsat(1);
error=1;
while error>1e-3
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
y=x.*alfa.*psat./(PHI2.*P);
y=(y/sum(y));
if EOS==1
PHI2=ones(1,n);
elseif EOS==2
PHI2=virial(P,T,Tc,Pc,Vc,Zc,w,x,y,psat);
elseif EOS==3
PHI2=SRK(P,T,PM,Tc,Pc,Vc,w,x,y);
end
alfa=unifac(n,T,x,r,q,vk,NN,main);
Psatj=P./sum((x.*alfa./PHI2).*(psat/psat(1)));
To=Tsat(Psatj,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
To=To(1);
error=abs(T-To);
T=To;
end
end
y;
X(u,:)=x;
Y(u,:)=y;
Temp(u)=T;
tabla1=horzcat(Temp',X,Y);
elseif COMP==2
T=str2double(get(handles.temperatura,'string'));
for u=1:20 x=[xx(u),1-xx(u)];
PHI2=ones(1,n) ;
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
NN=length(q);
alfa=unifac(n,T,x,r,q,vk,NN,main);
P=sum(x.*alfa.*psat./PHI2);
error=1;
while error>1e-4
y=x.*alfa.*psat./(PHI2.*P);
y=y/(sum(y));
if EOS==1
PHI2=ones(1,n);
elseif EOS==2
PHI2=virial(P,T,Tc,Pc,Vc,Zc,w,x,y,psat);
elseif EOS==3
PHI2=SRK(P,T,PM,Tc,Pc,Vc,w,x,y);
end
P1=sum(x.*alfa.*psat./PHI2);
error=sqrt((P1-P)^2);
P=P1;
end
end
P=100*P;
X(u,:)=x;
Y(u,:)=y;
Pre(u)=P;
tabla1=horzcat(Pre',X,Y);
elseif COMP==3
P=(str2double(get(handles.presion,'string')))/100;
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for u=1:20
x=[xx(u),1-xx(u)];
y=x;
PHI2(1:n)=1;
alfa(1:n)=1;
n=length(y);
tsat=Tsat(P,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
T=sum(y.*tsat);
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
NN=length(q);
Psatj=P.*(sum((y.*PHI2./alfa).*(psat(1)./psat)));
tsat=Tsat(Psatj,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
T=tsat(1);
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
if EOS==1
PHI2=ones(1,n);
elseif EOS==2
PHI2=virial(P,T,Tc,Pc,Vc,Zc,w,x,y,psat);
elseif EOS==3
PHI2=SRK(P,T,PM,Tc,Pc,Vc,w,x,y);
end x=y.*PHI2.*P./(alfa.*psat);
alfa=unifac(n,T,x,r,q,vk,NN,main);
Psatj=P.*(sum((y.*PHI2./alfa).*(psat(1)./psat)));
tsat=Tsat(Psatj,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
T=tsat(1);
error1=1;
error2=1;
while error1>1e-3
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
if EOS==1
PHI2=ones(1,n);
elseif EOS==2
PHI2=virial(P,T,Tc,Pc,Vc,Zc,w,x,y,psat);
elseif EOS==3
PHI2=SRK(P,T,PM,Tc,Pc,Vc,w,x,y);
end
while error2>1e-3
x=y.*PHI2.*P./(alfa.*psat);
x=x./(sum(x));
alfa1=unifac(n,T,x,r,q,vk,NN,main);
error2=sqrt(sum((alfa1-alfa).^2));
alfa=alfa1;
end
end
Psatj=P.*(sum((y.*PHI2./alfa).*(psat(1)./psat)));
tsat=Tsat(Psatj,Pc,Tc,a,b,c,d,ECU);
T1=tsat(1);
error1=sqrt((T-T1)^2);
T=T1;
end
X(u,:)=x;
Y(u,:)=y;
Temp(u)=T;
tabla1=horzcat(Temp',X,Y);
elseif COMP==4
T=str2double(get(handles.temperatura,'string'));
for u=1:20
x=[xx(u),1-xx(u)];
y=x;
NN=length(q);
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PHI2=ones(1,n); alfa=ones(1,n);
psat=Psat(T,Tc,Pc,a,b,c,d,ECU);
P=1/sum(y.*PHI2./(alfa.*psat));
error1=1;
error2=2;
while error1>1e-4
if EOS==1
PHI2=ones(1,n);
elseif EOS==2
PHI2=virial(P,T,Tc,Pc,Vc,Zc,w,x,y,psat);
elseif EOS==3
PHI2=SRK(P,T,PM,Tc,Pc,Vc,w,x,y);
end
while error2>1e-4
x=y.*PHI2.*P./(alfa.*psat);
x=x/sum(x);
alfa1=unifac(n,T,x,r,q,vk,NN,main);
error2=sqrt(sum((alfa1-alfa).^2));
alfa=alfa1;
end
end
P1=1/sum(y.*PHI2./(alfa.*psat));
error1=sqrt((P1-P)^2);
P=P1;
end
end
P=100*P;
X(u,:)=x;
Y(u,:)=y;
Pre(u)=P;
tabla1=horzcat(Pre',X,Y);
else
errordlg('Este boton es para mezcla binaria','ADVERTENCIA')
end
tabla1;
resultado2
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APENDICE III – PARAMETROS Rk y Qk DEL MODELO UNIFAC
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APENDICE IV: PARÁMETROS DE INTERACCIÓN DEL MODELO UNIFAC
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10 2 56.300
11 2 132.10
12 2 110. 40
13 2 26.510
14 2 1.1630
15 2 -28.700
16 2 -25.380
17 2 2000.0
18 2 -47.630
19 2 -40.620
20 2 1264.0
21 2 40.250
22 2 -23.500
23 2 51. 060
24 2 160.90
25 2 70.320
26 2 -r , 9960 28 2 16.620
30 2 82.640
33 2 174.60
34 2 �1.380
35 2 64.070
36 2 573.00
37 2 124.20
38 2 -131. 70
39 2 249.00
40 2 62.400
zs 8 622 .ao 21 8 e15.12
2e e 1421.0
31 8 838.40
41 8 -167.30
44 8 -234.70
so e 810.50 1 9 476.40
2 9 182.60
3 9 25.770
4 9 -52.100
5 9 84.000
6 9 23.390
7 9 -195.40
e 9 -356.10
9 9 0.0000
10 9 128 .oo 11 9 372.20
12 9 385.40
13 9 191.10
15 9 394.60
16 9 225.30
17 9 -450.30
18 9 29.100
19 9 -287.50
20 9 -297.80
21 9 286.30
13 18 213.20
15 18 431. 49
17 18 89.700
18 18 0.0000
19 18 134 .30
20 18 -313 .50
22 18 587 .30
23 18 18.980
24 18 368 .so 25 18 20.18
27 18 2475.0
33 18 -42. 710
37 18 281. 60
38 18 159.80
50 18 221. 40
1 19 597.00
2 19 336.90
3 19 212.50
4 19 6096.0
5 19 6.7120
6 19 53.280
7 19 112.60
9 19 481. 70
10 19 -106.4
11 19 494.60
12 19 -47.250
13 19 -18.510
17 27 -139.30
18 27 2845.0
21 27 86.200
24 27 534.70
25 27 2213.0
26 27 533.20
27 27 0.0000
32 27 2448.0
33 27 4288.0
1 28 153.60
2 28 76.302
3 28 52.070
4 28 -9.4510
5 28 488.90
6 28 -31.090
7 28 887.10
e 28 8484.o
9 28 216.10
11 28 183.00
13 28 140.90
19 28 230.90
21 28 450.10
23 28 116. 60
24 28 132.20
26 28 320.20
28 28 0.0000
32 28 -27.450
20 41 -337. 00
21 41 63.670
22 41 -96.870
23 41 255.80 24 41 256.50 25 41 -145.10 26 41 248.40
28 41 469.80
30 41 43.370 31 41 347.80
32 41 68.550 33 41 -195.10
35 41 153.70
36 41 423.40
37 41 730.80
39 41 72.310
41 41 0.0000
47 41 101.2
1 42 -450.40
3 42 -432.30
i.: 42 683.30
S 42 -817.70
1 42 -363.80
9 42 -588.90
13 42 1338.0
14 42 -664.40
15 42 448.10
41
44
2
2
1397.0
-16.110
22
23
9
9
82.860
552.10
14
15
19
19
358.90
147.10
37
u 28
28
167. 90
ees.so 20
42
42
42
169.30
0.0000
46 2 9.7550 24 9 372.00 16 19 1255.10 1 29 184.40 43 42 745.30
47 2 132.40 25 9 Sle.40 17 19 -281. 60 3 29 -10.430 1 43 252.70
48 2 543.60 26 9 -142.60 18 19 -169.70 4 29 393.60 3 43 238.90
49 2 161.10 27 9 -101.50 19 19 0.0000 5 29 147.50 4 43 355.50
52 2 384.45 28 9 303.70 20 19 92.07 6 29 17.500 5 43 202.70
1 3 61.130 29 9 160. 60 21 19 54.320 9 29 -46.280 14 43 275.90
2 3 38.810 30 9 317.50 22 19 258.60 12 29 103.90 15 43 -1327.0
3 3 0.0000 31 9 135.40 23 19 74.040 13 29 -8.5380 20 43 127.20
4 3 -146. 80 32 9 138.00 24 19 492.00 14 29 -70.140 24 43 233.10
5 3 89.600 33 9 -142.60 25 19 363.50 19 29 0.46040 42 43 -2166.0
6 3 -50.000 34 9 443.60 26 19 0.28270 21 29 59.020 43 43 0.0000
7 3 362.30 35 9 110. 40 28 19 335. 70 29 29 0.0000 1 44 220.30
8 3 25.340 36 9 114 .SS 29 19 161.00 35 29 85.700 2 44 86.460
9 3 140.10 37 9 -40.900 31 19 169.60 39 29 -71.000 3 44 30.040
10 3 23.390 39 9 97.040 33 19 136.90 44 29 -274.10 4 44 46.380
11 3 85.840 41 9 123.40 34 19 329.10 48 29 6.9710 S 44 -504.20
12 3 18.12 42 9 992.40 36 19 -42.310 1 30 354.55 7 44 -452.20
13 3 52.130
14 3 -44.eSO
15 3 -22.310
16 3 -223.90
17 3 247.50
18 3 31. 870 19 3 -22.970 20 3 62.320
21 3 4.6800
22 3 121. 30
23 3 288.50
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29 5 461. 60 26 13 -94.490 19 23 -15.620 23 35 363.70 7 53 -144. 77 30 5 521. 60 27 13 220.66 20 23 39.630 24 35 337.70 9 53 -288.94
31 5 267. 60 28 13 112. 40 21 23 249.20 25 35 1337.37 10 53 79.71 32 5 501.30 29 13 63.710 22 23 0.0000 29 35 31. 660 11 53 36.34 33 5 524.90 30 13 -87.310 23 23 0.0000 31 35 -417.20 12 53 -77.96
34 5 68.950 31 13 9.2070 24 23 51. 900 33 35 32.900 13 53 567.00 35 5 -25.870 32 13 476.60 25 23 -0.22660 35 35 0.0000 20 53 12.55 36 5 389.30 33 13 736.40 28 23 -26.060 39 35 136.60 21 53 -127.9 37 5 738. 90 34 13 173.77 30 23 48. 480 41 35 -29.340 23 53 165.67 38 5 649.70 35 13 -93.510 32 23 21. 760 l 36 689.00 24 53 291.$7
39 5 6:4.160 37 13 -217.90 33 23 -46.eoo 2 36 -52.870 37 53 -127.06 41 5 88. 630 38 13 167.10 35 23 -343.60 3 36 383.90 54 l 272.82 42 5 1913.0 39 13 -158.20 37 23 -149.SO 4 36 -119.20 54 2 569.71 43 5 84.850 40 13 278.15 41 23 -193.00 5 36 74.270 54 3 165.18 44 5 796.90 41 13 -247.80 44 23 -196.20 6 36 -5.2240 54 4 369.89
45 5 794.40 42 13 448 .so 48 23 -363.10 7 36 160.80 54 9 -62.02
46 5 394.80 1 14 391.50 1 24 104.30 9 36 -63.S 54 11 -229.01
47 5 517.50 2 14 240.90 2 24 -109.70 10 36 -339.20 54 13 -196.59 49 5 -61. 200 3 14 161.70 3 24 3.0000 11 36 -28.610 54 18 100.25
so 5 682.50 4 14 19.020 4 24 -141. 30 19 36 81. 570 54 20 472.04
52 5 72.19 5 14 83.020 5 24 143.10 24 36 369.50 54 24 196.73 l 6 697.20 6 14 359.30 6 24 -44. 760 36 36 0.0000 54 28 434.32
2 6 787.60 7 14 48.890 7 24 497.SO 37 36 837.20 54 32 313.14
3 6 637.35 e 14 -832.97 8 24 1827. O 39 36 5.1500 54 41 -244 .59 4 6 603.25 13 14 -78.360 9 24 -39.200 �1 36 -53.910 l 54 718.01 5 6 -137 .10 14 14 0.0000 ll 24 54.570 l 37 -4 .1890 2 54 -677.25
6 6 0.0000 15 14 127.40 12 24 179.70 2 37 -66.460 3 54 272.33
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APENDICE V: NOMENCLATURA
R : Constante universal de los gases ideales.
P : Presión del sistema.
T : Temperatura del sistema.
V : Volumen del sistema
V : Volumen molar.
F : Grados de libertad.
c : Número de componentes en el sistema.
B y C : Segundo y tercer coeficiente del Virial respectivamente.
FP : Factor de corrección de Poynting.
x : Composición molar en fase líquida.
x i : Composición molar de un componente i en fase líquida.
y : Composición mola r en fase vapor.
y i : Composición molar de un componente i en fase vapor.
TC : Temperatura crítica.
PC : Presión crítica.
VC : Volumen crítico.
Z : Factor de comprensibilidad
ZC : Factor de comprensibilidad crítico
Tr : Temperatura reducida.
ω : Factor acéntrico.
k ij : Parámetros de interacción binaria.
δT : Variación de temperatura.
δP : Variación de presión.
p i : Presión parcial del componente i.
����
: Temperatura del componente i del dato j experimental.
�� : Temperatura del componente i del dato j calculado.
δy : Variación de la composición molar en fases vapor
����
: Composición molar del componente i del dato j experimental.
�� : Composición molar del componente i del dato j calculado.
∅ : Coeficiente de fugacidad del componente i.
δΦ i : Variación del coeficiente de fugacidad del componente i.
∅� : Coeficiente de fugacidad del componente i en una mezcla.
π : Fase número π.
μπ
: Potencial químico en la fase π.
μO
: Potencial químico en estado de referencia.
(��)
: Fugacidad del componente k de la fase π.
: Fugacidad del componente i en mezcla.
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: Fugacidad del componente i en mezcla de fase vapor.
: Fugacidad de un componente i en una mezcla líquida.
: Fugacidad del componente i como líquido puro.
γ iL : Coeficiente de actividad de un componente i en fase líquida.
δγ i : Variación del coeficiente de actividad del componente i.
��
: Coeficiente de actividad combinatoria.
: Coeficiente de actividad residual.
a mk : Parámetro de interacción binaria de los grupos funcionales.
Rk : Volumen funcional relativo.
Qk : Área función al relativa.
a i : Actividad del componente i.
n : Número de datos.
RMSD : Desviación media cuadrática.
�� : Presión de saturación del componente j en la mezcla.
PS
: Presión de saturación.
��
: Volumen molar del componente i en fase líquida.
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