División de Ciencias Naturales y Exactas Departamento de Ingeniería Química Asignatura: Diseño y Simulación de Procesos y Productos Profesor: Dr. Juan Gabriel Segovia Hernández Tarea # 2 Integrantes: Gómez Velázquez Aura Esther Kimberly, Jaime Tavarez José Rodrigo, Muciño Escobedo juan Ignacio, Navarro Funes Erik, Ramos González José Daniel, Vargas Macías Claudia Elizabeth
1
Problema 1. Se dese diseñar una columna de destilación de platos tipo sieve para procesar una mezcla de etilbenceno – o-xileno con un alimentación de 920 lb-mol/hr, operando a 1 atm. La alimentación tiene 47.8% mol de etilbenceno y entra como liquido saturado. El producto del destilado debe de tener una composición de 97.5% mol de ligero, y en el fondo 99% mol del pesado. Para una razón de reflujo 1.27 veces la mínima. a) Estime el costo de instalación de los tres equipos equipos principales en el año 2017 usando el método de Guthrie. b) Estime el costo de operación del sistema. Suponga 8500 horas de operación al año y los siguientes costos de servicios para 2017. Para mezclas de benceno – tolueno: Calores latentes pueden tomarse como 13700 Btu/lb-mol. Capacidades caloríficas pueden tomarse como 40 Btu/(lb-mol)(°F).
Coeficientes globales de transferencia de calor: Para el hervidor 80 Btu/(hr)(ft2)(°F) Para el condensador 100 Btu/(hr)(ft2)(°F)
Para el agua de enfriamiento: Temperatura promedio = 90°F Incremento máximo permisible = 50°F
Para el vapor: Se usa vapor saturado a 60 psia. A estas condiciones, la temperatura de saturación es 292.7°F, y el calor latente es de 915.5 Btu/lb.
La destilación de la mezcla etilbenceno – o-xileno no puede llevarse a cabo. Las causas pueden ser numeradas:
2
1. Los componentes de la mezcla deben diferir en un rango considerable en sus puntos de ebullición. El etilbenceno posee un punto de ebullición de 136°C y el o-xileno de 144°C, dando entonces un rango de 8°C para la separación de la mezcla. 418 417 416 415 ) K 414 ( T a r u t 413 a r e p m e 412 T
Líquido saturado Vapor saturado
411 410 409 408 0
0.2
0.4
0.6
0.8
1
x, y (Composiciones en fase líquida y gaseosa) Figura 1. Diagrama equilibrio TXY de la mezcla e tilbenceno- o-xileno.
2. El requisito básico para separar los componentes por destilación consiste en que la composición del vapor sea diferente de la composición del líquido con el cual está en equilibrio en el punto de ebullición de este último. En esta mezcla no se cumple el criterio, como se puede ilustrar en la figura 1. En esta última, se puede denotar la existencia de una intersección entre las dos curvas TXY correspondientes a cada uno de los componentes en el rango de 417-418°C, seguido por una proximidad muy estrecha entre ambas curvas. También podemos observar una segunda intersección en la coordenada (0.8267,410.769) en el diagrama, lo cual demuestra la existencia de una mezcla azeotrópica. 3
Para comprobar la imposibilidad de separación de la mezcla mediante destilación simple, se elaboró un diagrama Mc-Cabe Thiele a partir de los datos de equilibrio correspondientes a la mezcla. El trazado de etapas se lleva a cabo mediante: 1. Trazado de composiciones de equilibrio XY, siendo: T(K)
X
Y
417.593
0
0
416.999
0.0538
0.0687
416.183
0.1396
0.1756
415.547
0.2163
0.269
414.94
0.2899
0.3518
413.761
0.4153
0.4869
412.79
0.5211
0.5912
412.021
0.6151
0.6753
411.405
0.6918
0.7496
410.769
0.7809
0.8267
410.679
0.8457
0.8742
409.566
0.9078
0.9309
409.321
0.9579
0.9618
409.176
1
1
2. Trazado de recta de 45°. 3. Trazado de rectas de composición de destilado, fondos y de alimentación. 4. Trazado de recta C. Por ser líquido en su punto de saturación, la recta tiene una pendiente infinita. Su intersección con la curva de saturación arrojan los puntos (x,y)=(0.5,0.573). 5. Determinación de recta superior.
5 47 = = 0.0.99750. = 0.8611 750. 4 78 = 1.27 = → =1 ∴ = = 1 = 0.86111 = 0.1612 1.127 = = 1.127 0.1612 = 0.1269 = = 1 = 1.1612 Como
entonces:
4
∴
La recta superior tiene una ordenada al origen de
.0.975 = 0.1875
1 0.9 ) 0.8 s a g e 0.7 s a f e 0.6 d n 0.5 ó i c i s o 0.4 p m o 0.3 C ( y
Curva de equilibrio
Recta de 45° Composición Destilado Composición Fondos Alimentación Recta C
0.2
Recta Superior
0.1 0 0
0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
0.9
1
x (Composición de fase líquida)
Figura 2. Diagrama XY para determinación de etapas mínimas. Por lo que podemos ver gráficamente las etapas no pueden trazarse, ya que la recta superior es pendiente de la curva de saturación. En este sentido, las etapas serían “infinitas”.
En la bibliografía consultada, analizamos que las mezclas binarias compuestas por xileno y etilbenceno no pueden ser separadas mediante destilación simple; sino mediante destilación azeotrópica. Bibliografía Vapor−Liquid Equilibria Data for Binary Systems of Ethylbenzene + Xylene
Isomers at 100.65 kPa Willias L. Rodrigues,† , Silvana Mattedi,*,† and, and João C. N. Abreu‡ Journal of Chemical & Engineering Data 2005 50 (4), 1134-1138 DOI: 10.1021/je049701s
Problema 2. –isobutano (A), n-butano (B), npentano (C) y n-hexano (D) respectivamente, entra en una columna flash a 100 psia y 200°F 5
(a) Suponiendo que existe equilibrio calcule el costo del recipiente (vertical) si el diámetro es un tercio de la altura. Para A, B, C, y D se tienen las siguientes constantes de equilibrio: 4.2, 1.75, 0.74, 0.34. el recipiente es de acero inoxidable. Efectué los cálculos para el año de 2014. (b) Si la corriente de vapor del tanque se desea vender, y se desprecia el precio de la materia prima y del subproducto, estime el precio de venta si se desea una tasa mínima de retorno después de impuestos del 15%. Suponga que la producción de la mezcla a vender es equivalente a 2000000 lb/año y se laboran 8500 horas por año.
S olució n
Isobutano n-Butano
(A)
(B)
n-
Pentano (C)
n-
Hexano (D)
Base de Cálculo F= 100 Kmol/H 95% de recuperación
∴ = 26.25 L= 73.75
6
Tomando en cuenta mezcla equimolar. Componente
F
D
XD
B
XB
K
A
25
25
0.5
0
0
4.2
B
25
23.75
0.475
1.25
0.025
1.75
C
25
1.25
0.025
23.75
0.475
0.74
D
25
0
0
25
0.5
0.34
V=50
L=50
= 1.4.725 = 2.4 = 2.4 √ 2.42.4 = 2.4 0. 4 75 0. 4 25 ∗ 0. 0 25 0. 0 25 = 2.4 = 6.726 Calcular FLV o relación entre caudales, a partir de las densidades y los caudales másicos de la columna
= ∗ á = 73.75/ℎ = 26.25 /ℎ = 2.5 = 626 *
7
= 0.52.4890.4752.52626 3 = 2.5 3 = 0.5 + (0.475)(626)+(0.025)
= .. ∗ .. = 0.1777
Ahora calculamos la constante empírica Kdrum que depende de la relación de caudales y que sería para calcular la velocidad permitida de vapor: Up
= [+∗+∗+∗+∗ = 1.416 0.0.31048 = 0.43 6 26. 2 5 = ∗ = 0. 4 3 = 0. 4 2 626
Ahora calculamos Up
El área de paso de la columna viene definida par la siguiente fórmula.
1ℎ 26. 2 5 78. 8 33 ∗ 3600 ℎ = ∗ = 0.422.35 A=0.547 m2 8
Con el área ya calculada, se puede proceder a calcular el diámetro y altura de la columna con relación 3:1.
= = 0.83 = 3 = 0.833 = 2.49
= 2.72 ft = 8.16 ft
Para aproximar el área y volumen total de la columna flash aproximándola a un cilindro vertical
= 2 ℎ A=7.57 m2
= ∗ ∗ ℎ
V= 1.3472 m 3
a) Costo del recipiente principal A partir de la Tabla 4.11 que por recipientes verticales (separación flash) Co ($)=1000 Lu(ft)=4 Do (ft)= 3
= 0.81 = 1.05 = =
. . ∗ . .
1000*
9
Cb=1610.026 USD Calcular Cfob Factor de módulo= 4.34 Año 1968= 113.7 Año 2014= 572.6 Fm=2.25 Fp=1.0 Fd=1.10
ñ = 1968 = 1610.0262.102.25 = 7607.37 Calcular Cmda
= = 6987.51 7607,371610.026 = 12984.85 Calcular Cmodulo
= 1.15∗ = 12984.85∗1.15∗ 572.113.67 10
= 75201.31
Este sería el costo del separador.
Ahora, haciendo el cálculo para los platos. Datos: Co=180
= 180. ... = $230.8
Lo=10ft Do= 2
= 0.97 = 1.48 = 230.82.102.25 = 1090.55 = 230.81 = 230.80 = 230.801090.55230.80 = 1090.55 Precio por cada plato
=
75201.31+(1090.55)(9)= 85016.26 USD
b) Para estimar el precio de venta: Inversión del equipo mayor=
Inversión total=
.. USD = 113, 355.01
,.. = 141, 693.76 11
ROI=
P=ROI (I)=(0.15)(141693.76 USD)= 21254.065 USD C= AI + bMP + CE + dMO –PSP AI + dMO= 5% I Total C= (141693.76)(0.05)= 7084.68 USD Suponiendo e=0.1 d=0.1 t=0.5 Ganancia Bruta
= 21,254.06514169.0.5 3767084.688 R= 56677.506 S=R+C S= 56677.506 + 7084.68 USD Precio de venta = 63762.186/2´000,000= 0.03188 USD/lb Referencias Bibliográficas
12
Borja Sieiro, Gil Garcia. (2015). Manual de Cálculo, Capítulo XI. 13 de diciembre de 2017, de Universidad Autónoma de Barcelona Sitio web: https://ddd.uab.cat/pub/tfg/2016/168452/TFG_AFOR_v11.pdf
Problema 3. 750 Kg/hr de una disolución acuosa de ácido acético muy diluida (composición 0.5% en peso de acético) se tratan con benceno a 20 oC en un proceso de extracción de contacto múltiple en contracorriente. Si la cantidad de benceno empleada es de 257 kg/hr, calcúlese el número de etapas teóricas necesarias para que la concentración de ácido acético en el producto refinado sea de 0.1%. Los datos de equilibrio a esta temperatura son: gr de 0.915 acético / 1000 gr agua gr de 1.025 acético / 1000 gr benceno
1.135
1.525
2.04
2.56
3.99
5.23
1.60
2.91
5.33
7.94
20.1
36.0
a. Estime el costo de instalación del equipo en el año 2017 usando el método de Guthrie. b. Estime el costo de operación del sistema.
SOLUCIÓN: A través del balance de masa y mediante las fracciones de entrada y de salida buscamos el número etapas. Tabla 1. Fracciones
másicas de los componentes.
Kg ac. Ac./Kg agua
Kg ac. Ac./Kg benc.
0.00091
0.00102
0.00113
0.00160
0.00152
0.00291
0.00204
0.00533
0.00256
0.00794
13
0.00399
0.02010
0.00523
0.03600
F = 750 kg/h
X = 0.005 X = 0.001 HO = 750 kg 10.005 = 746.25 kg 0.005005 = 0.005 kgkgáciaguado X´ = 1XX = 10. 0.001001 = 0.001 kgkgáciaguado X´ = 1XX = 10. ∶ Y´ = 0 por considerarse benceno puro AB = XY´´ YX´´ Y´: Y´ = AB (X´ X´ ) Y´ Y´ = 746.25725 0.0050.0010 = 0.01161 Concentración en la alimentación:
Concentración del producto refinado:
Conocemos:
El valor de
Aplicando la ecuación de la recta, se encuentran las coordenadas de la recta de operación (Tabla. 2): Tabla 2.Coordenas para la recta de operación
x´
y´
0.001
0
0.005
0.01161 14
Con ayuda de las coordenadas, se grafica la recta de operación (haciendo uso de las fracciones másicas dadas por el problema) y obtenemos el número de etapas por método gráfico (Figura 1).
Figure 1. Cálculo de número de etapas utilizando el método gráfico
Por ende, el número de etapas=N = 8
Cálculo para el diámetro y altura de la columna
=
Donde: A= Flujo de agua Densidad del agua B= Flujo de benceno Densidad de benceno Densidad del agua – densidad del benceno
= =
∆ = = = 2 ℎ0.1883 = 0.03913 746.25 ℎ 3 15
Con este valor analizando gráficamente, se encuentra un valor de Considerando que
σ∆ρμCρC = 0.001
U+U C =f 0.36
∆ = 1 3 0.88 3 = 0.12 /3 0 . 0 0001∗0. 0 0219 / ∗0. 1 2 / = 0.00021 / ∗ 1/ = 0.00125 (UD+UC)f = (0.36)(0.00125 ft/s)= 0.00045
. 3600 = 0. 8 10 (U +U ) = D
C f
2. 2 0 2. 2 0 7 46. 2 5 257 = 1 62.ℎ 4 1 0.88ℎ 62.41 = 36.6 /ℎ . . = 457.5 ⌈ . ⌉. Área de columna=
Diámetro de columna=
Diámetro de columna= 24.12 ft = 7.31m
Calculando la altura: 16
= 6.924.12 ∗ 121 Altura = 45.6424 in = 13.91m Costo de la columna
Para determinar se tomó en cuenta la tabla 4.11 de donde se obtuvieron los siguientes valores del libro de Torton, considerando un diseño vertical. Cálculo del costo base (se tomaron los valores de la Tabla 4.11 un diseño de columna vertical):
Parámetros:
(1), con
respecto a
= $1000
= 4 = 3 = 0.81 = 1.05
Fórmula para obtener el costo base para el diseño en vertical:
= . . 1. 1 0. 7 5 = $1000 ∗ 4 ∗ 3 = $.
Ajuste del costo base:
= 1
Ya que el material de acero al carbón es más económico en comparación del acero inoxidable, por mencionar un ejemplo.
17
= ∙ ∙ÍÍ ññ 2017 1968 = $81.99∙ ∙ÍÍ ññ 2017 1968 = $81.99∙ 11 ∙599.113.47 = $864.464 Calculo del módulo desnudo: Factor =4.23.
Cálculo de Cmda:
= 864.464∗ 4.23 = $3656.68 = ∗ = 3656.68864.46481.99 = $4439.15
Costo del equipo por el factor de contingencias:
= $4439.15∗1.15 = $5105.03
Costo de los Platos
Parámetros:
= $180
= 10 = 1.1 18
= 2 = 0.59 = 0.97 = 1.45
Fórmula para el coste base:
= . . 1. 1 . 7 5 = 180 ∗ 10 ∗ 2 = $5.1
Para Fp se elige un tipo de platos Sieve, que en base a la ecuación se obtiene:
= 10 = 1 = 1
Ya que el material de acero al carbón es más económico en comparación del acero inoxidable, por mencionar un ejemplo.
El costo base por efecto de la geometría y el tiempo es el siguiente:
= ∙ ∙ÍÍ ññ 2017 1968 = $5.10∙11∙599.113.47 = $53.77
Costo del módulo desnudo: Factor =1.
Cálculo de Cmda:
= $53.77∗1 = $53.77 = = 53.77 53.775.1 = $102.44 19
Costo del equipo por el factor de contingencias:
= $102.44∗ 1.15 = $117.80 = ∙ # = 117.806 ∙8 = $942.44
Coste por platos implicados:
El costo total del equipo viene dado por la suma del costo de la columna como recipiente más el costo de los platos.
= $5105.03$942.44 = $6047.472 Costos de operación Tomando en cuenta que el costo de equipos mayores representa el 75% de la inversión fija, obtenemos una inversión haciendo una proporción.
= 0.75 = 6047.0.75472 = 8063.29
La inversión requerida:
= = 8063..8 2 =9 $10079.12 20
En base a la disolución de agua-ácido acético.
750 ℎ 124ℎ 301 12 = 6. 4 8 1ñ ñ
De la cual, el 99.5% es agua
6.48 ñ .995 = 5.832 ñ .. é = 6.48 ñ 5.832 = . 6 48 ñ ñ
En base a la disolución de benceno:
257 ℎ 124ℎ 301 12 = 2. 5 1 1ñ ñ El costo de operación de un proceso evaluado en unidad de tiempo (dólares/año):
= ∑ ∑ ∑ = 5% = $10079.120.05 = 503.95 óñ
En donde el costo inversión fija y la mano de obra puede ser estimada como:
bMP
Á . = 29.4 l¢b4.514− 1 100¢.648 = 422.42 ñ = 10.8 l¢b4.514−1 100¢2.51 = 597.09 ñ 21
∑ =1523.46 óñ
Psp= (Por que no nos dan productos) cE= Costo unitario de cada servicio
Costo Electricidad (2017)= 17 ¢/ kW*h= 0.17 dólares/ kW*h
ℎ = ℎ í = 0.5 ℎ 1000 13.919.98 $0.ℎ17 5.4 = 6.38410 óñ = 1.77 $ 1939.61 = 3433.11 óñ
Costo de operación total
= ∑ ∑ ∑ = 503.85 óñ 1523.46 óñ 6.38410 óñ 3433.11 óñ C= 11.84x10^3
óñ
Bibliografía: (1) Richard Turton, Richard C. Baile Wallace B., Analysis, Synthesis, and Designo f chemical processes, Prentice Hall International Series, 1998. (2) Jiménez Arturo, Diseño de procesos en Ingeniería Química, Ed Reverte, 2003. (3) Perry. Manual del ingeniero Químico. Quinta edición. Mc. Graw Hill, México. Tomo 3.
Problema 4. Para el secado de aire húmedo se emplea una torre de absorción utilizando como líquido absorbente una disolución de sosa cáustica de 22
concentración 57%. El aire entra con humedad absoluta de 0.012 Kg de agua / Kg de aire seco, y ha de deshumidificarse hasta 0.003 Kg de agua / Kg de aire seco. Calcúlese el número de etapas necesarias para efectuar esta operación si la cantidad de disolución empleada es el 47.5% superior a la mínima. Los datos de equilibrio para este sistema a la temperatura de operación, expresados en relaciones molares (Y en moles de agua por mol de aire seco; X en moles de agua por mol de sosa).
X 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 12 16
Y 0 0.0004 0.0011 0.0028 0.0067 0.0100 0.0126 0.0142 0.0157 0.0170 0.0177 0.0190 0.0202
a. Estime el costo de instalación del equipo en el año 2016 usando el método de Guthrie.
Diseño del equipo Para el diseño de la torre de absorción, se realizó un método gráfico. Se propone un flujo de 100 kg/hr. Se grafican los datos de equilibrio Y vs X y se calculan las relaciones molares a la entrada y salida de la corriente gase osa y a la entrada de la líquida, las cuales son: Yn= 0.00483 Yn+1= 0.0193 X0=2.945 Se traza una línea partiendo del punto (Y n, X0), que sea tangente a la curva de equilibrio y que cruce con la línea Y=Y n, ahí donde cruza, se encuentra X n*, el cual tiene un valor de 8.8, y con este valo r se calcula la relación L’/G’)min. Este valor se multiplica por 1.475 para obtener la relación real. 23
′′ = 1.475′′ = 1.475 + = 1.4750.08.1930. 0 0483 = 0. 0 0364 8 2. 9 45 Con esta nueva relación, se despeja Xn, para obtener un nuevo valor en la salida, Xn=6.92 y con este trazar la línea de operación real. La curva de equilibrio y las líneas de operación se muestran en la gráfica 1.
Diagrama de curvas de absorción 0.025 0.02 0.015 0.01 0.005 0 0
2
4
6
8
10
12
14
16
18
-0.005 Datos de equilibrio
Yn+1
Reflujo min
Reflujo real
Poly. (Datos de equilibrio)
Linear (Yn+1)
Linear (Reflujo min)
Linear (Reflujo real)
Grafica 1. Método gráfico para absorción
Para obtener las etapas, se traza una recta vertical desde el punto (0.0193, 6.92) hasta donde tope con la curva de equilibrio. Después una horizontal de la de equilibrio a la recta de operación real, y así se va repitiendo el procedimiento hasta llegar a la concentración pedida. Nteóricos= 5.6 Se calcula la eficiencia por plato, la cual es del 85%, y con esta se sacan los paltos reales mediante la fórmula Nr= Nt/E y se redondea el resultado. 24
Nreales=7 platos Se calculan el peso molecular de la mezcla, la densidad de la fase gas y de líquido, así como los flujos de gas y líquido por hora, mediante la relación L/G.
´´ = 0.000428
Suponiendo una torre tipo HETP con una altura de relleno de 90 cm y de relleno anillos tipo Raschig de cerámica a 1 atmósfera de presión (como indica el problema), utilizando métodos empíricos y analíticos obtenidos del libro Problemas de Ingeniería Química de Ocon-Tojo y de Análisis, síntesis y diseño de procesos químicos de Turton. Los resultados del diseño de la columna son: Diámetro= 1.317 ft Longitud= 16.24 ft
Cálculo del costo Coraza A partir de la tabla 4.11 del libro de Turton de Diseño de Procesos para Ingeniería Química, tenemos que para tanques/corazas verticales los parámetros son: C0($)= 1000 L0(ft)=4 D0(ft)=3 α=0.81 β=1.05
. . 16. 2 4 1. 3 17 = = 1000 4 3 = $1,310.67 25
Se elige acero al carbón para el sistema, debido a su economía, para el cual el factor debido al material y al equipo F dm = 1. Se calcula el factor de presión para la coraza con la relación:
1 1. 0 1325 1 1. 3 17 0. 0 0315 0. 0 0315 1. 28500. 6 1] 28500. 6 0 1325 1] = = 0.0.74790063 = 0.0063 Indice2016=591.1 Indice1968=113.7
ñ = 1,310.6710.7479 591.113.17 = = $11,909. 9 61968 Para el tipo de equipo existe un factor que se multiplica por Cfob para sacar el Cmd, en este caso dicho factor es 3.18 y depende del rango en que se encuentre el costo base. Nuestro costo base es de $1310.67, el factor de modulo establecido en el Turton de la página 135 es MF2.
= ∗ = 1,310.67∗4.23 = $5,544.13 Se calcula el costo de módulo desnudo, mediante la ecuación:
= = 5,544.13 11,909.961,310.67 = $16,143.42 Para contingencias se le asuma el 15%
ó = ∗1.15 = 16,143.42∗1.15 = $18,564.93 26
Platos (x7) A partir de la tabla 4.11 del libro de Turton de Diseño de Procesos para Ingeniería Química, tenemos que para platos los parámetros son: C0($)= 180 L0(ft)=10 D0(ft)=2 α=0.97 β=1.45
. . 16. 2 4 1. 3 17 = = 180 10 2 = $157.19 Se elige acero al carbón para el sistema, debido a su economía, para el cual el factor debido al material y al equipo F dm = 1.
Se calcula el factor de presión para los platos:
1. 1 0 1325 11. 3 17 0. 0 0315 0. 0 0315 1. 28500. 6 1] 28500. 6 0 1325 1] = = 0.0.74790063 = 0.0063 Indice2016=591.1 Indice1968=113.7
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ñ = 157.1910.7479591.113.17 = $1,428.37 = 1968 Para el tipo de equipo existe un factor que se multiplica por Cfob para sacar el Cmd, en este caso dicho factor es 1 y depende del rango en que se encuentre el costo base.
= ∗ = 157.19∗1 = $157.19 Se calcula el costo de módulo desnudo, mediante la ecuación:
= = 157.19 1,428.37157.19 = $1,428.37 Para contingencias se le asuma el 15%
ó = ∗1.15 = 1,428.37∗1.15 = $1,642.63 = 7∗ = 18,564.93 7∗1,642.63 = $30,063.34
Costo total
BIBLIOGRAFIA Diámetro de la columna/ Ocon J, Tojo G. (1982). Problemas en Ingeniería Química. España: Aguilar. Págs. 46-49 (Tomo 2)
Turton R., Bailie R., Wallace B. (4ª edición). Analysis, synthesis and design of chemical processes. Estados Unidos: Prentice Hall. Pág 373. Jiménez A. (1a edición). Diseños de Procesos en Ingeniería Química. México: Reverté. Págs. 20-21. 28
Escobar L., Jiménez S. (2009). Crisis económica, crisis energética y libre mercado. 23 febrero 2017, de Universidad Nacional Autónoma de México Sitio web: http://www.revista.unam.mx/vol.10/num5/art29/int29-2.htm http://pubs.acs.org/doi/abs/10.1021/i360051a012?journalCode=iepra6.1 http://www.tandfonline.com/doi/abs/10.1080/01496398008068501 http://onlinelibrary.wiley.com/doi/10.1002/aic.690260523/abstract REVISTAS UGTO (Link) http://pubs.acs.org.www.e-revistas.ugto.mx/doi/10.1021/je049701s
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