Portafolio Reactor II Enrique Rodríguez (1)

7/25/2019 Portafolio Reactor II Enrique Rodrguez (1)

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UNIVERSIDAD DE CANTABRIA

E.T.S. DE INGENIEROS INDUSTRIALES Y DE TELECOMUNICACIN

Grado en ingeniera qumica

Asig. G1632Ingeniera del Reactor Qumico II

PORTAFOLIO

Enrique Rodrguez Fernndez

Curso 2013/2014


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DISEO Y OPTIMIZACIN DE REACTORES PARA LA PRODUCCIN DE

MONOCLOROBENCENO

Descripcin del sistema:

Reaccin qumica: esquema de reacciones en serie, donde el producto deseadoes el intermedio

1) + 2) +

Caracterizacin de las reacciones:

- Termodinmica:

o Calores de reaccin (obtenidos mediante propiedades termodinmicas)

Reaccin 1:

H1 BTUIbmol = -56273,4 +0.96(T[F]77) Reaccin 2:

H2 BTUIbmol = -53033,4 + 1.66 (T[F]77)o Conversin de equilibrio: se asumen reacciones irreversibles

- Cintica:

Para la obtencin de las expresiones cinticas se cuenta con una serie de datos de

laboratorio a diferentes temperaturas obtenidos en reactores discontinuos. Dichos

datos son tratados para ser ajustados a las siguientes expresiones:

Desaparicin de benceno

= 1 Formacin de monoclorobenceno = 1 2 Donde xAes la fraccin molar de benceno, y xBla fraccin molar de monoclorobenceno


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Datos de laboratorio

Tabla 1: datos experimentales obtenidos en reactor discontinuo

Expresiones integradas de la velocidad:

= ,0 1 Sustituyendo dicha expresin en la ecuacin cintica de la reaccin 2, obtenemos la

siguiente expresin:

=

11 2

(

2

1)

Ajustando los datos obtenidos experimentalmente a las anteriores expresiones,

obtenemos las constantes cinticas a las distintas temperaturas de las reacciones:

Tabla 2: constantes cinticas a diferentes temperaturas

Temperatura [K] k1 [h-1] k2 [h-1]40 0,0978 0,01268

55 0,4002 0,05318

70 1,4987 0,43883

A partir de dichos datos, se pueden ajustar las expresiones cinticas a la ecuacin de

Arrhenius, de forma que podemos conocer la influencia de la temperatura en la

cintica de las reacciones:

= ,


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Tabla 3: parmetros para la ecuacin de Arrhenius

Constante Ea,i [J/mol] Ai [h-1]

K1 81192 3,45E+12

K2 105064 3,79E+15

Reactores qumicos

Se dispone de 3 reactores en cascada cuyo comportamiento se asume como un reactor

de mezcla completa, en los que se burbujea cloro gaseoso de forma continua. Se

asume que la velocidad de transporte de cloro al medio de reaccin desde la fase

gaseosa es muy rpida, por lo que la velocidad de reaccin no se ve limitada por el

transporte de materia, y se puede modelar como una reaccin pseudo-homognea.

A su vez, una columna de destilacin separa los componentes que salen del reactor 3,reciclando el benceno por cola al primer reactor. Se asume que la separacin en dicho

sistema es una separacin ideal.

Esquema de los reactores qumicos:

Figura 1: configuracin de los reactores

Capacidad de cada reactor: 400 galones.

De ah, se asume que la capacidad en moles de cada reactor es igual a

NR = 400 gal 3,7854

L

gal

0,88 (kg

L benceno)

0,454kg

Ib 78(Ib

Ibmol benceno )

= 37,6 Ibmol


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BALANCES DE MATERIA A LOS REACTORES

Tabla 4: balances de materia a los reactores

Benceno (A) Monoclorobenceno (B) Diclorobenceno (C)

Reactor 1 F0 1 XA1 = K1 XA1 NR F0 XB1 = NR (k1 XA1 k2 XB1) Xc1 = 1 XB1 XA1Reactor 2 F0 XA1 XA2 = K1 XA2 NR F0 (XB2 XB1) = NR (k1 XA2 k2 XB2) Xc2 = 1 XB2 XA2Reactor 3 F0 XA2 XA3 = K1 XA3 NR F0 (XB3 XB2) = NR (k1 XA3 k2 XB3) Xc3 = 1 XB3 XA3

Clculo del tiempo de operacin:

TO [h/ao] =8106(IbMCB )

112,6 Ib MCBIbmol

FXB3 7000 h/ao

OPTIMIZACIN DE LOS COSTES DE OPERACIN DEL REACTOR

Caso a) Temperatura=55C

Figura 2: coste de operacin vs caudal de alimentacin al primer reactor

Coste ptimo:

- Caudal=47.8 lbmol/h

- Coste=728M $/ao

600000

650000

700000

750000

800000

850000

0 50 100 150 200

Costestotales($/ao)

Caudal (lbmol/h)

Coste total vs. caudal(alimentacion + reciclo)


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Caso b) Temperatura libre, igual en los tres reactores

El coste es ptimo para una temperatura igual a68C

- Caudal=167 lbmol/h

-

Coste=712 M$/ao

Caso c) Temperatura libre, independiente en cada reactor

El coste es ptimo para la siguiente secuencia de temperaturas:

- Reactor 1: 70C

- Reactor 2: 68.3C

- Reactor 3: 67.2 C

Se observa que la temperatura debe ir disminuyendo, lo cual se fundamenta en la

ganancia progresiva de importancia de la reaccin secundaria (formacin de

diclorobenceno), la cual, debido a su mayor energa de activacin, es ms sensible a la

temperatura, y un aumento de sta disminuye la selectividad del sistema. Por ello,

intuitivamente, podemos afirmar que la temperatura debe ser ms alta al principio,

para aumentar la velocidad de produccin, pero debe disminuir progresivamente para

evitar la formacin del compuesto no deseado. Dicha afirmacin es comprobada por la

optimizacin matemtica, pero los resultados muestran que la secuencia de

temperatura es pequea, por lo que no es muy relevante dicho fenmeno en elfuncionamiento del sistema de reactores.

ESTABILIDAD DEL SISTEMA DE REACTORES

Para que el sistema de reactores permanezca en estado isotermo y estable, se debe

dar la condicin de que el calor capaz de ser removido por los intercambiadores de

calor sea mayor o igual al calor generado por las reacciones qumicas. En caso

contrario, la mezcla reactiva aumentara gradualmente su temperatura, y con ello la

velocidad de las reacciones qumicas y el calor generado, por lo que el sistema estara

fuera de control. Una de las principales consecuencias de ste fenmeno a nivel de

seguridad, es que el lquido podra llegar a hervir si se alcanza su temperatura de

ebullicin, produciendo un posible grave accidente.


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Estimacin del calor generado por las reacciones qumicas (BTU/h): es el resultado de

(CALOR DE REACCIN x VELOCIDAD DE REACCIN x N MOLES DE REACCIN)

Obtenemos un calor total producido igual a: 2.5 106BTU/hora

Estimacin del calor removido por los intercambiadores de calor (BTU/h): es el

resultado de

= ( )Obtenemos un calor total igual a: 5.2 106BTU/hora

Por tanto, podemos concluir que el sistema de reaccin se comporta de forma estable,

haciendo posible su correcta operacin con dicho sistema de intercambio de calor.

PROCESOS REALES EN LOS QUE SE LLEVA A CABO STA REACCIN

Podemos encontrar una patente relativa a dicho proceso, en la que la adiccin de catalizadoresproduce una mejora en el rendimiento del proceso al aumentar la velocidad de reaccin, locual puede conducir al requerimiento de menor temperatura, con los consecuentes menorescostes de operacin y mayor seguridad de operacin.

Referencia:

Dow Chemical Company. 1972Selective chlorination of benzene and chlorobenzene using a catalyst of aluminum chlorideand stannic chloride or titanium tetrachloride

Autores: K.L. Krumel, Midland, J.R. Dewald.

ACTUALIZACIN DE COSTES

Los valores actualizados de los precios de las materias primas (cloro y benceno) son:

Benceno: 3,45 - 4,45 $/ton Cloro: 190 - 325 $/ton

Para actualizar los costes de operacin que hemos utilizado a lo largo de nuestro diseoconceptual, que provienen de datos del ao 1968, se utiliza el siguiente factor de conversin:

P2013 = P1968 CI2013

CI1968


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Donde:

P2013es el valor del precio P en el ao 2013

P1968es el valor del parmetro en el ao del que se han obtenido los datos

CI2013el valor de ndice de precios en el 2013

CI1968el valor del ndice de precios en 1968

Pgina web de referencia:

Indicative Chemical Prices [en lnea]

http://www.icis.com/chemicals/channel-info-chemicals-a-z


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REACCIONES GAS-SLIDO CATALTICAS

Problema

Se prepara un catalizador de hidrogenacin embebiendo partculas de almina (de 100

a 150 mallas) con una disolucin acuosa de NiNO3. Despus de un proceso de secado yreduccin, las partculas contienen aproximadamente 7% de NiO en peso. Este

catalizador se compacta en pastillas cilndricas (pellet) para efectuar estudios de

velocidad. Las medidas globales de una pastilla son:

Masa = 3,15 g

Dimetro = 1 pulgada = 2,54 cm

Espesor = pulgada

Volumen = 3,22 cm3

Las partculas de Al2O3 contienen microporos y el proceso de granulacin introduce

macroporos rodeando a las partculas. En base a los mtodos experimentales yadescritos, se determina que el volumen de macroporos de la pastilla es 0,645 cm3y el de

microporos es 0,40 cm3/g de partculas.

A partir de esta informacin calcule:

a) La densidad de la pastilla (pellet)

= = 3.15 2.54 0.25 4 (2.54)23 = 0.978 /3

b)

El volumen de macroporos en cm3/g

= = 0.654 33.15 = 0.205 3/c) La fraccin de macroporos en la pastilla (pellet)

= = 0.654 32.54 0.25 4 (2.54)23 = 0.2

d) La fraccin de microporos en la pastilla (pellet)

= = 0.40 3 3.152.54 0.25 4 (2.54)23 = 0.391

e) La fraccin de slidos en la pastilla

= 1 = 0.409f) La densidad de las partculas que componen el pellet

=

(1 )= 1.22

/

3

g) La densidad de la fase slida


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= = 2.39/3h) Porosidad de las partculas individuales que constituyen el pellet

= =0.40 3 3.15 = 0.49

Problema

Estos datos fueron obtenidos para un catalizador de cromo (soportado sobre xido de

aluminio) utilizando un aparato de adsorcin a baja temperatura, conforme a la tcnica

BET. Deber evaluarse el rea superficial.

Datos: La temperatura de adsorcin del nitrgeno es 195,2C , y a esta temperatura lapresin de vapor Po del nitrgeno es 81,11 mmHg.

Presin de adsorcin, P (cmHg absolutos) Volumen de N2 adsorbido (ml CNPT/g)

P(cm Hg) Vol(mL STP)1,145 11,3818,13 18,1732,87 23,0741,64 26,8546,90 29,88

Para estimar el rea superficial cubierta por una molcula de nitrgeno, se utiliza lafrmula de Brunauer et al:

Los datos corresponden a una isoterma de adsorcin de Brunalier-EmmettTeller, quesigue la siguiente expresin:

(

0

)

=1

+ 1

0

El ajuste de los datos a dicha expresin nos proporciona la siguiente ecuacin lineal:


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Figura 3: isoterma de adsorcin de de Brunalier-Emmett Teller de N2sobre el material

Del resultado obtenido, podemos suponer que el trmino independiente de la isotermaes despreciable. Esto nos indicara que el valor de la constante C debe ser un valor muygrande (tendiendo a infinito), por lo que, a efectos prcticos, (C-1)/C=1. A partir deestas conclusiones, podemos calcular el valor de vm como:

=

1

0.0766= 13.05

/

Con ste dato, utilizando la ecuacin de Brunauer para hallar el rea ocupada por unamolcula, y asumiendo una adsorcin con una sola capa, obtenemos el rea especficadel catalizador estudiado:

= 1,091 28 /6.022 1023/ 0.808 /32/3

= 1.623 10152/

= 13,05 6.022 1023

1.623 1019 2

0.0224 = ,/

y = 0,076x

0

0,005

0,01

0,015

0,02

0,025

0,03

0,035

0,04

0,045

0,05

0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7

P/(v(P0-P))

P/P0


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Problema

En un reactor de laboratorio de lecho fijo, utilizando pellets de 0,2 cm, se ha

encontrado que una reaccin particular se comporta como si fuera de primer orden,

con una constante de velocidad aparente de 8,6 seg-1. Los coeficientes de difusin a la

temperatura y presin del reactor tienen un valor aproximado de 0,027 cm2/seg. Sedesea construir un reactor similar a mayor escala. Para mantener constantes los

patrones de flujo, se piensa utilizar pellets de 1 cm, para obtener el mismo nmero de

Reynolds de partcula.

a) Cul es la verdadera constante de velocidad para esta reaccin?

La constante de velocidad observada est modificada por el efecto del transporte demateria, de la siguiente forma:

=

Donde es el factor de eficacia, que viene dado por la siguiente expresin para

partculas esfricas:

= 3 1tanh 1es el mdulo de Thiele, que est definido, para partculas esfricas, como:

= Para hallar el valor de la constante real, debemos resolver la ecuacin: =

3

1

tanh 1

Utilizando la herramienta Solver de Excel, obtenemos el siguiente resultado:

kreal=10.64 seg-1


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b) Cunto valdr la constante de velocidad para la nueva reaccin?

Para la nueva reaccin, la constante de velocidad valdr:

= = 3 1

tanh 1

= .

Donde ahora el valor de R es igual a 0.01 m.

Problema

La isomerizacin del doble enlace del 1-hexeno para formar 2-hexeno fue estudiada enun reactor de laboratorio conteniendo partculas de rhodio soportadas sobre almina a

150C y presin atmosfrica:

H2C=CH-CH2-CH2-CH2-CH3 H3C-CH=CH-CH2-CH2-CH3

Se encontr que la reaccin es de primer orden en 1-hexeno, con una constante cintica

de 0,14 seg-1. Encuentre el tamao de pellet ms grande que se puede usar en un

reactor industrial para alcanzar un 70% de la velocidad mxima. El radio de poros de

la almina es 10 nm, yDAB es 0,050 cm2/seg.

Para alcanzar el 70% de la velocidad mxima, se debe cumplir la condicin de que=0.7. Para ello, debemos calcular en primer lugar, el valor de la difusividad efectiva a

travs de los poros:

= 11 + (1 )

El valor de es cero para procesos de difusin equimolar, como es el caso de unareaccin de isomerizacin. El valor de la difusividadKnudsen se obtiene a travs de laexpresin:

= 23 8


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REACTOR DE LECHO FIJO ISOTRMICO

Reaccin de estudio: deshidrogenacin oxidativa de butano.

Esquema de reaccin real: mecanismo de Van-Kreveren

Figura 4: mecanismo de reaccin

Para el caso de estudio, simplificaremos el mecanismo al siguiente mecanismo dereacciones en paralelo:

Figura 5: mecanismo de reaccin simplificado

Dichas reacciones sern ajustadas a un modelo de cintica potencial, con las siguientesecuaciones cinticas:

= 2 Tabla 5: parmetros cinticos de las reacciones


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Las reacciones que tienen lugar son las siguientes:

C4H10 + O2 C4H6 + 2 H2OC4H10 +

9

2O2

4 CO + 5 H2O

C4H10 +13

2O2 4 CO2 + 5 H2O

C4H10 +1

2O2 C4H8 + H2O

Balances de materia a cada componente:

Los balances de materia a cada componente son de la forma, segn las reacciones en lasque participan:

= Al considerarse la reaccin como un sistema isotrmico a 500C, no es necesariorealizar un balance de calor.

Resultados obtenidos: perfiles de flujo molar

Figura 6: perfiles de caudal molar a lo largo del reactor


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Tabla resultados Polymath:

Variableinitialvalueminimalvaluemaximalvaluefinalvalue

z 0 0 0.14 0.14

FA 8.25 5.103E-06 8.25 5.103E-06

FB 16.51 12.005405 16.51 12.005405

F1 0 0 1.297719 1.297719

F2 0 0 0.7068327 0.7068327

F3 0 0 0.5710389 0.5710389

F4 0 0 0.9369734 0.9369734

F5 0 0 0.8459533 0.8459533

F6 0 0 3.1221715 3.1221715

FW 0 0 9.4096934 9.4096934

P 1.27 1.27 1.27 1.27

FI 181.61 181.61 181.61 181.61

r1 0.163474 5.179E-08 0.163474 5.179E-08

r2 0.0864086 4.162E-08 0.0864086 4.162E-08

r3 0.0754877 1.096E-08 0.0754877 1.096E-08

r4 0.1139458 6.349E-08 0.1139458 6.349E-08

r5 0.1182076 1.088E-08 0.1182076 1.088E-08

r6 0.3649009 5.381E-07 0.3649009 5.381E-07

rA 1.0025785 1.002E-06 1.0025785 1.002E-06rW 1.1571476 9.176E-07 1.1571476 9.176E-07

densidad 736.8 736.8 736.8 736.8

rB 0.5600933 3.051E-07 0.5600933 3.051E-07

SelBut 0 0 0.2084667 0.2084667

SelC4 0 0 0.7922044 0.7815084

Selectividades obtenidas:

Selectividad a Butano: 0.2084Selectividad a compuestos C4: 0.7815


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REACTOR DE LECHO FIJO ADIABTICO

Reaccin a estudiar:

Deshidrogenacin cataltica de etil-benceno para la produccin de estireno.

+ Caracterizacin de la reaccin:

Termodinmica:o Calor de reaccin: 60000 BTU/lbmolo Constante de equilibrio: sigue la siguiente relacin con la Temperatura:

Figura 7: dependencia de la constante de equilibrio con la temperatura

Cintica:

=

[

]

Donde k [kmol/h/atm/kg catalizador]= 4.110-4770/T

Los balances de materia y calor al sistema reactivo, suponiendo un modelounidimensional, sin efectos de dispersin de materia o energa, y que el sistema esadiabtico, son los siguientes:

- Balance de materia

FEB,0dX

dz= A (rEB ) lecho

- Balance de calor

y = -6222,x + 9,016R = 0,994

-7

-6

-5

-4

-3

-2

-1

0

1

0 0,001 0,002 0,003

Ln(

Keq)

1/T

Constante de Equilibrio

Constante deEquilibrio

Lineal (Constante deEquilibrio)


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FiCpidTdz = A Hr rEB lecho

Resultados obtenidos:

a) Perfil de conversin (conversin final requerida: 45%)

b) Perfil de temperatura a lo largo de la longitud del reactor

Tabla resultados Polymath


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Calculated values of the DEQ variables

Variableinitialvalueminimalvaluemaximalvaluefinal value

z 0 0 1.04 1.04

X 0 0 0.4505959 0.4505959

T 898 839.11975 898 839.11975

Feb0 6.129 6.129 6.129 6.129

Feb 6.129 3.3672979 6.129 3.3672979

Fst 0 0 1.5172905 1.5172905

Fw 122.58 122.58 122.58 122.58

Fh 0 0 1.5172905 1.5172905

densidad 1440 1440 1440 1440

At 1.1674538 1.1674538 1.1674538 1.1674538

yeb 0.047619 0.0261068 0.047619 0.0261068

yst 0 0 0.0117636 0.0117636

P 1.2 1.2 1.2 1.2

k 0.0614039 0.0260299 0.0614039 0.0260299

Keq 0.3771378 0.120036 0.3771378 0.120036

reb 0.0035088 7.723E-04 0.0035088 7.723E-04

Hr 1.39E+05 1.39E+051.39E+051.39E+05

Cpeb 297.84409 288.09741 297.84409 288.09741

Cpst 270.53517 262.32346 270.53517 262.32346

Cph 29.746185 29.587686 29.746185 29.587686

Cpw 39.868683 39.155394 39.868683 39.155394


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REACCIONES GAS SLIDO NO CATALTICAS

Problema

Una carga de slidos se trata con un gas de composicin uniforme. El slido se conviertedando un producto no adherente, de acuerdo con el modelo de ncleo decreciente. En una

hora la conversin es aproximadamente de 7/8, y en dos horas la conversin es completa.

Indquese el mecanismo controlante de la velocidad.

El mecanismo controlante de la velocidad ser aquel cuya ecuacin cintica mejor se ajustea los datos obtenidos experimentalmente. En ste caso, comprobaremos el ajuste de lossiguientes datos:

Tiempo (h) Conversin0 0

1 7/82 1

A las siguientes expresiones:

Se calcula el tiempo estimado para conversin completa () para ambas conversiones. Elque ms se ajuste a los datos experimentales, se considerar como mecanismo controlantedel proceso de reaccin.

Caso 1: proceso controlado por la difusin en la pelcula:

=2 horas

Para X=7/8 t=1.75 horas

Caso 2: proceso controlado por la difusin en las cenizas

=2 horas

Para X=7/8 t=1 hora

Caso 3: proceso controlado por la reaccin qumica

=2 horas

Para X=7/8 t=1 hora

Podemos concluir que tanto la difusin en las cenizas como la reaccin qumica sonmecanismos controlantes de la velocidad.


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Problema

Calcular el tiempo necesario para quemar completamente partculas de grafito (Ro = 5 mm,

B= 2,2 g/cm3, kS= 20 cm/s) en una corriente que contiene el 8% de oxgeno. Supngase

que debido a la elevada velocidad del gas la difusin a travs de la pelcula no ofrece

resistencia alguna al transporte. Temperatura de reaccin = 900C.

Utilizando el modelo de ncleo de decreciente y asumiendo que el control cintico estdado por la velocidad de reaccin, el tiempo necesario para la combustin completa ser:

= , Donde:

- b=1 (reaccin 1:1, 1 mol de C por cada mol de O2)- CA,g=0.08P/RT=0.08 10

5Pa / 8.314 J/molK (273+900) K = 0.82mol/m3

Obtenemos un tiempo igual a 1.53 horas

Problema

En un horno con una atmsfera constante se introducen dos pequeas muestras de un

slido y se mantienen en l durante una hora. En estas condiciones las partculas de 4 mm

alcanzan una conversin del 58% y las de 2 mm se convierten hasta el 87,5%

a) Indicar el mecanismo controlante de la velocidad de conversin de los slidos.

El mecanismo controlante ser aquel que mejor se ajuste a los datos. Segn los diferentesmodelos, podemos calcular el valor de /R ( /R2en el caso de la difusin en las cenizas),ya que dichos valores se mantienen constantes para cualquier valor del tamao de las

partculas:

A partir de la expresin de conversin-tiempo, obteniendo los siguientes resultados:

Difusin en lasuperficie

Difusin en lascenizas (/R2[h/mm2])

Reaccin qumica

/R [h/mm] para 4mm

1.14 0.4 1.0

/R [h/mm] para 2mm

0.43 1.0 1.0


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Ambos valores se mantienen constantes en el caso del control por reaccin qumica, por loque podremos afirmar, que dicha etapa es la etapa controlante de la reaccin.

b)

Calcular el tiempo necesario para la conversin completa de partculas de 1 mm, eneste horno.

A partir del conocimiento de que /R=1 h/mm, podemos afirmar que, para la conversincompleta de partculas de R=1 mm, el tiempo necesario ser exactamente de t=1 hora.

Problema

El dixido de uranio es atacado por el cido fluorhdrico obtenindose tetrafluoruro deuranio. Utilizando partculas esfricas de UO2 en una atmsfera uniforme se obtuvieron los

siguientes datos:

t, min 4 12 25 35 42XB 0,32 0,64 0,875 0,96 0,99

El examen visual de las partculas slidas que han reaccionado parcialmente sugiere que la

reaccin sigue el modelo MND. Hallar el mecanismo y la ecuacin de velocidad que

explique esta reaccin.

El mecanismo controlante de la velocidad ser aquel cuya ecuacin cintica mejor seajuste a los datos obtenidos experimentalmente.

Las correlaciones para los valores de las anteriores expresiones respecto al tiempovienen dadas por las siguientes grficas, en las que podemos observar, que tanto ladifusin en las cenizas como la reaccin qumica pueden ser mecanismos controlantes,debido a la calidad de ambos ajustes.


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Figura 7: ajuste al control por difusin externa

Figura 8: ajuste por difusin en las cenizas

y = 0,016x + 0,358R = 0,896

0

0,2

0,4

0,6

0,8

1

1,2

0 10 20 30 40 50

Control por difusin en la pelcula

y = 0,022x - 0,056R = 0,999

0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,50,6

0,7

0,8

0,9

1

0 10 20 30 40 50

Control por difusin en las cenizas


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Figura 9: ajuste por reaccin qumica

En vista de los resultados, la ecuacin cintica que represente dicho proceso, ser unacombinacin lineal de las ecuaciones que describen el control por reaccin y en control

por difusin en las cenizas:

= 1 31 2/3 + 21 + 1 (1 )1/3

Mediante la herramienta Solver de Excel, obtenemos que el error cuadrtico medio

obtenido al aplicar dicha expresin, es mnimo cuando los valores de son:

=27.45 min = 22.57 min

y = 0,017x + 0,066R = 0,998

0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

0 10 20 30 40 50

Control por reaccin qumica


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SIMULACIN DEL COMPORTAMIENTO DINMICO DE UNREACTOR CON MEMBRANAS

El objetivo de esta prctica es la simulacin de un reactor semicontinuo en el cual se haacoplado un mdulo de membrana con el objetivo de mejorar la conversin finalobtenida. ste tipo de reactores son tiles en reacciones limitadas por el equilibrioqumico, ya que podemos extraer de forma selectiva un producto de la reaccin,desplazando el cociente de reaccin hacia la formacin de productos. En nuestro caso deestudio, vamos a simular la reaccin de sntesis de acetato de etilo, donde nuestramembrana tendr la funcin de separar selectivamente el agua que se produce en lareaccin:

+ +La cintica de la reaccin corresponde a la cintica de una reaccin elemental reversiblecatalizada (catlisis homognea), siendo de orden uno para cada uno de los reactivos (y

productos), mediante la siguiente expresin:

r = k ccat (aet aaa aw aaeKeq )Dada la no idealidad del sistema, las concentraciones son sustituidas por actividades.Dichas actividades pueden ser calculadas mediante la expresin

ai =i CiPara dicho clculo, nos valdremos del paquete de propiedades termodinmicas de AspenPlus, que conectaremos a nuestro modelo dinmico en Aspen CustomModeller, dondeel balance de materia a cada componente vendr dado por la siguiente expresin

ci dm

dt+ m

dcidt

= n + i r mDnde:

- Ci es la concentracin molal de cada componente-

m es la masa total del sistema, que se reduce progresivamente debido a laextraccin de agua

- n es el flujo de agua a travs de la membrana, que se relaciona con suconcentracin y la permeabilidad de la siguiente manera: =

- vi es el coeficiente estequiomtrico de cada especie reactiva- r es la velocidad de reaccin


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As mismo, para el clculo de la masa total del sistema, aplicamos un balance demateria global al sistema:

dm

dt= n P Mw

Una vez implementadas dichas ecuaciones, obtenemos el siguiente perfil de concentraciones

para los compuestos de la reaccin en funcin del tiempo:

Figura 10: simulacin del comportamiento dinmico del reactor conmembranas


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DESTILACIN REACTIVA

La destilacin reactiva es una operacin que permite la integracin de las dosprincipales operaciones bsicas de cualquier proceso qumico: reaccin y separacin deproductos.

sta tecnologa es especialmente interesante cuando nos puede aportar ventajas comoson las siguientes:

Aumento de la conversin: en reacciones limitadas por el equilibrio qumico, laintegracin de la separacin de productos permite que la concentracin de losmismos permanezca reducida, lo cual aumenta la conversin final que podemosobtener en el reactor

Aumento de la selectividad: en reacciones en las cuales existen reacciones

secundarias no deseadas, mantener la concentracin baja de especies que sonreactivas para dichas reacciones, disminuye su velocidad, aumentando laselectividad y reduciendo la formacin de productos no deseados y residuos

Integracin de calor de reaccin y calor de vaporizacin/condensacin,mejorando el rendimiento energtico del proceso, y evitando la formacin de

puntos calientes Evita la formacin de posibles azetropos

En vista de dichas ventajas, ser una tecnologa interesante cuando podamos valernos dealguna de ellas, teniendo en cuenta las siguientes limitaciones:

Los reactivos y productos de la reaccin deben ser voltiles, y sus volatilidadesrelativas deben ser lo suficientemente distintas

La reaccin no debe requerir un tiempo de residencia demasiado elevado Las condiciones, principalmente presin y temperaturas para que se d la

destilacin y la reaccin de forma ptima deben concordar, para conseguir unresultado final eficiente

Algunos ejemplos de procesos reales que utilizan sta tecnologa son los descritos acontinuacin:

Produccin de acetato de metilo. ste es un ejemplo en el cual, la ventajaprincipal que ofrece la tecnologa de la destilacin reactiva, es el aumento de laconversin, que, a pesar de tener una cintica rpida en muy bajas conversiones,est limitada por el equilibrio.


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Figura 10: esquema de la destilacin reactiva para la produccin de acetato de metilo

Produccin de biodiesel por la reaccin de metanol y cido oleico utilizandocatalizadores homogneos de H2SO4.

Algunos ejemplos de empresas que fabrican equipos para la destilacin reactiva son:

RufoudHitek Engineers PVT. LD.

Koch Modular Process System LCC.

Koch-Glitsch

Portafolio Reactor II Enrique Rodríguez (1)

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