Problem as Balances

8/22/2019 Problem as Balances

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BALANCES DE MATERIA Y ENERGÍA1. La deshidrogenación catalítica del propano se lleva a cabo en un reactor continuo de

lecho fijo. La alimentación de 100 kg/h de propano puro se precalienta hasta 670 ºCantes de pasar al reactor. El gas de salida, que contiene propano, propileno, metano ehidrógeno, se enfría desde 800 ºC hasta 110 ºC, y se alimenta a una torre de

absorción en la que el propano y el propileno se absorben en un aceite. El aceiteentra a una torre de desorción en la que se calienta, permitiendo la salida de losgases disueltos; estos gases se comprimen y se transfieren a una columna dedestilación de alta presión, en la que el propano y el propileno se separan. El flujo de

propano se recircula hacia la alimentación del precalentador del reactor. El flujo de producto de la columna de destilación contiene 98% de propileno, y el flujo derecirculación 97% de propano. El aceite desorbido se hace recircular a la torre deabsorción. Plantear el diagrama de flujo del proceso.

2. Un experimento sobre la velocidad de crecimiento de ciertos organismos requiere deun ambiente de aire húmedo enriquecido en oxígeno. Una cámara de evaporación sealimenta con tres flujos, A, B y C, para producir la composición deseada: A: 20

cm3

/min de agua líquida; B: aire (21% en mol de O2, siendo el resto N2); y C:oxígeno puro, con una velocidad de flujo molar igual a la quinta parte de lavelocidad de flujo de la corriente B. Se analiza el gas de salida, y se encuentra quecontiene 1,5% en mol de agua. Calcular todas las incógnitas del flujo.

3. Se combinan 4500 kg/h de una disolución que contiene 1/3 (33,3%) en masa deK 2CrO4 con un caudal de recirculación que contiene 36,36% de K 2CrO4; el caudalcombinado se alimenta a un evaporador. La corriente concentrada que sale delevaporador contiene 49,4% de K 2CrO4; este caudal se alimenta a un cristalizador enel cual se enfría (produciendo la precipitación de cristales de K 2CrO4 a partir de ladisolución) y después se filtra. El filtrado consiste en cristales de K 2CrO4 y unadisolución que contiene 36,36% en masa de K 2CrO4; los cristales representan el

95% de la masa total del filtrado. La disolución que pasa a través del filtro, quecontiene también 36,36% de K 2CrO4, es el caudal de recirculación. Calcular:a) Masa de agua extraída del evaporador.

b) Caudal másico de producción de K 2CrO4 cristalino.c) Cociente (kg de caudal recirculado/kg de alimentación fresca)d) Caudales de alimentación al evaporador y al cristalizador.

4. El jugo de naranja fresco contiene 12,0% en peso de sólidos y el resto de agua,mientras que el jugo de naranja concentrado contiene 42% de sólidos. Inicialmente,se utilizó un solo proceso de evaporación para concentrar el jugo, pero loscomponentes volátiles escaparon con el agua dejando al concentrado sin sabor. Elsiguiente proceso resuelve este problema: se realiza una desviación (by-pass) delevaporador con una fracción del jugo fresco; el jugo que entra al evaporador seconcentra hasta que tiene 58% de sólidos, y el producto se mezcla con el jugo frescodesviado para alcanzar la concentración final de sólidos deseada. Calcular:a) La cantidad de jugo concentrado producido por cada 100 kg de jugo fresco que

se alimenta al proceso.



b) La fracción de la alimentación que se desvía del evaporador.c) Los ingredientes volátiles que proporcionan el sabor están contenidos en el jugo

fresco que se desvía del evaporador. Podrías tener más de estos ingredientes enel producto final evaporando hasta conseguir (por ejemplo) un 90% de sólidosen lugar de un 58%; entonces podrías desviar una fracción mayor del jugo fresco

y, por lo tanto, obtendrías un producto de mejor sabor. Sugiere las posiblesdesventajas de esta proposición.5. Un proceso de evaporación-cristalización del tipo descrito en el problema 3 se

utiliza para obtener sulfato de potasio sólido a partir de una disolución acuosa deesta sal. La alimentación fresca de este proceso contiene 18,6% en masa de K 2SO4.El precipitado húmedo consiste en cristales sólidos de K 2SO4 y una disolución al40% en masa de K 2SO4, en una relación 10kg de cristales/kg de disolución. Elfiltrado, una disolución también el 40%, se hace recircular para unirla a laalimentación fresca. Del agua alimentada al evaporador se elimina el 42,66%. Elevaporador tiene una capacidad máxima de 155 kg de agua evaporada/min.Calcular:

a) El caudal máximo de producción de K 2SO4 sólido, el caudal de alimentaciónfresca necesario para alcanzar dicha producción y el cociente kg derecirculación/kg de alimentación fresca.

b) La composición y el caudal de alimentación al cristalizador si el proceso sereduce a la escala que corresponde al 75% de su capacidad máxima.

6. Una corriente de gas que contiene 25% en mol de CO2 y 75% de CH4 se trata en una planta de acondicionamiento de gas. La corriente se alimenta a un absorbedor conun caudal molar de 50 kmol/h y se pone en contacto, dentro de éste, con undisolvente líquido que contiene 0,500% en mol de CO2 disuelto y el resto demetanol. El gas que sale del absorbedor contiene 1,00% en mol de CO2 y todo elmetano que se alimentó a la unidad. El disolvente rico en CO2 que sale del

absorbedor se alimenta a una torre de desorción; en ella se pone en contacto con unacorriente de nitrógeno que extrae el 90% del CO2 disuelto. El disolvente regeneradose hace recircular al absorbedor. Se puede suponer que el metanol no es volátil, estoes, que no se encuentra en fase vapor en ninguna unidad del proceso. Calcular:a) La extracción fraccionaria de CO2 (moles absorbidos/moles de la alimentación),

el caudal molar y la composición de la alimentación líquida a la columna deabsorción.

b) El caudal molar de la alimentación al absorbedor requerido para producir uncaudal de productos absorbidos de 1000 kg/h.

7. El antimonio se obtiene calentando estibnita pulverizada con hierro y extrayendo elantimonio fundido del fondo del reactor:

Sb2S3 + Fe→ Sb + FeSSuponer que 0,600 kg de estibnita y 0,250 kg de virutas de hierro se calientan paraobtener 0,200 kg de antimonio metálico. Calcular:a) El reactivo limitante.

b) El porcentaje del reactivo en exceso.c) La conversión (en fracción y en porcentaje).d) El rendimiento del proceso.

Pesos Moleculares (kg/kmol): Sb2S3: 339,7; Fe: 55,8; Sb: 121,8; FeS: 87,9.8. El sulfato de aluminio se puede obtener haciendo reaccionar mineral de bauxita

triturado con ácido sulfúrico, de acuerdo a la ecuación siguiente:

Al2O3 + H2SO4 → Al2(SO4)3 + H2OEl mineral de bauxita contiene 55,4% en masa de óxido de aluminio, el resto sonimpurezas. La solución de ácido sulfúrico contiene 77,7% de pureza, siendo el resto



agua. Para producir sulfato de aluminio impuro con un contenido de 1798 lb desulfato de aluminio puro se usan 1080 lb de mineral de bauxita y 2510 lb desolución de ácido sulfúrico.a) Identificar el reactivo en exceso.

b) ¿Qué porcentaje del reactivo en exceso se consumió?.

c) ¿Cuál fue el porcentaje de conversión de la reacción?.Pesos Moleculares (lb/lb-mol): Al2O3: 101,9; Al2(SO4)3: 342,1; H2SO4: 98,1.9. Las reacciones:

C2H6 → C2H4 + H2

C2H6 + H2 → 2CH4

se llevan a cabo en un reactor continuo en régimen permanente. La alimentaciónconsta de 85% en mol de C2H6 y el resto de sustancias inertes (I). La conversiónfraccionaria de etano es 0,501 y el rendimiento a etileno es 0,471. Calcular:a) La composición molar del producto gaseoso

b) Selectividad de etano a etileno y metano.10. El metano se quema con oxígeno para producir CO2 y H2O. La alimentación

contiene 20% en mol de CH4, 60% en mol de O2 y 20% en mol de CO2 y se alcanzauna conversión del reactivo limitante del 90%. Calcular la composición molar de lacorriente de productos utilizando:a) Los balances de especies moleculares.

b) Los balances de especies atómicas.11. Un gas pobre, cuya composición es: CO2: 9,2%; C2H4: 0,4%; CO: 20,9%; H2:

15,6%; CH4: 1,9%; N2: 52,0% se quema en un horno con exceso de aire. El gas decombustión resultante tiene la siguiente composición en base seca: CO2: 10,86%;CO: 0,4%; O2: 8,74%; N2: 80,0%. Calcular:a) Los metros cúbicos de aire utilizados en la combustión de un metro cúbico de

gas pobre, medidos ambos en iguales condiciones.

b) El porcentaje de exceso de aire utilizado.c) El porcentaje del nitrógeno del gas de combustión que procede del gas pobre.

12. Se utiliza un reactor catalítico para producir formaldehído a partir de metanol por medio de la reacción:

CH3OH → HCOH + H2

En el reactor, se alcanza una conversión en una sola etapa del 70%. La corriente desalida del reactor se alimenta a un proceso de separación de varias unidades en elque el metanol se separa del formaldehído y del hidrógeno. El caudal másico de

producción de formaldehído es de 600 kg/h. Calcular el caudal molar dealimentación de metanol (mol/h) que requiere el proceso en los siguientes casos:

a) No hay recirculación b) El metanol recuperado se recircula al reactor.13. El metanol se produce cuando monóxido de carbono e hidrógeno reaccionan. Una

corriente de alimentación fresca que contiene CO y H2 se une a una corriente derecirculación, y la corriente combinada se alimenta a un reactor. Una porción delmetanol que sale del reactor se condensa y se hace recircular el CO y el H2 que nohan reaccionado y el CH3OH que no ha condensado. La corriente que va del reactor al condensador tiene un caudal molar de 275 mol/min, y contiene 10,6% en peso deH2, 64% en peso de CO y 25,4% en peso de CH3OH. La fracción molar de metanolen la corriente de recirculación es de 0,004. Calcular:a) Caudal molar de CO y H2 en la alimentación fresca.

b) Caudal molar de producción de metanol líquido.14. La alimentación fresca en un proceso de producción de amoniaco contiene 24,75%en mol de nitrógeno, 74,25% en mol de hidrógeno y el resto de sustancias inertes (I).



La alimentación se combina con un caudal de recirculación que contiene las mismasespecies, y el caudal combinado se alimenta al reactor donde se alcanza unaconversión en una sola etapa del 25% de nitrógeno. Los productos pasan a través deun condensador, donde se separa el amoniaco mientras que los gases restantes sehacen recircular. Sin embargo, para evitar la acumulación de las sustancias inertes

debe extraerse un caudal de purga. El caudal de recirculación contiene 12,5% enmol de inertes. Calcular:a) Conversión global de nitrógeno.

b) Cociente (moles de gas de purga/moles de gas de recirculación).c) Cociente (moles de alimentación fresca/moles de alimentación al reactor).

15. La alimentación fresca a una unidad de síntesis de metanol contiene 32,0% en molde CO, 64% en mol de H2 y el resto (4%) de N2 y fluye a una velocidad de 100mol/h. La alimentación fresca se mezcla con una corriente de recirculación, cuyocaudal es 400 mol/h para producir una alimentación al reactor que contiene 13,0%en mol de N2. La corriente de producto que sale del condensador contiene sólo

metanol líquido. Para evitar el aumento de N2 en el sistema, se extrae una corrientede purga de la corriente de gas que sale del condensador. Los gases no purgadosconstituyen la corriente de recirculación al reactor. Calcular:a) Caudal de producción de metanol (mol/h).

b) Caudal molar y composición del gas de purga.c) Conversión global.d) Conversión en una etapa.

16. Se quema etano (C2H6) con un 50% de aire en exceso. El porcentaje de conversióndel etano es del 90%; del etano quemado, el 25% reacciona para formar CO y elresto para formar CO2. Calcular:a) Composición del gas de combustión.

b) Relación entre el gas de combustión húmedo y el seco.17. Un gas de emisión contiene 60% en moles de CO2, 10% de O2 y el resto de H2O.

Calcular la composición molar en base seca.18. Mediante un análisis de Orsat se obtuvo la siguiente composición de un gas de

combustión en base seca: 65% N2; 14% CO2; 11% CO; 10% O2. Las mediciones dehumedad muestran que la fracción molar de H2O en el gas de emisión es de 0,007.Calcular la composición del gas de emisión en base húmeda.

19. Problema de examen. Diciembre 1998. Debido a los actuales bajos precios del petróleo, el proceso de acoplamiento oxidativo de metano (componente mayoritariodel gas natural) para dar hidrocarburos superiores (etano y etileno) ha perdido gran

parte de su interés. Considerar que en dicho proceso tienen lugar sólo las siguientesreacciones:2CH4+1/2O2ÎC2H6+H2OC2H6+1/2O2ÎC2H4+H2O



C2H4+3O2Î2CO2+2H2Oy que en el reactor catalítico a 800 ºC se alcanza una conversión de CH 4 del 25%,con selectividades de CH4 a CO2, C2H6 y C2H4 de 25, 45 y 30%, respectivamente.Por otra parte, en la alimentación al reactor (corriente F2) la relación CH4/O2= 10/3,mientras que en la alimentación fresca (F1) las concentraciones en mol de CH4, O2 y

N2 son 61,67; 37,60 y 0,73%, respectivamente. Determinar, para completar la tablaque se adjunta, los flujos de todos los componentes en las corrientes F1 a F8,tomando como base 100 mol de CH4 en F2 y suponiendo que la concentración de N2 en la purga es 4% en mol. Finalmente, en F4 no hay más que CO2 y H2O; en F5,C2H4 y C2H6; y en F6, CH4, O2 y N2.

Componente F1 F2 F3 F4 F5 F6 F7 F8

CH4 100O2 N2 CO2 C2H6 C2H4 H2OTotal

20. Problema de examen. Marzo 1993. Por una modificación en un proceso de producción industrial de churros, se añade agua (A) a una fracción (40%) de la pasta

base pura (B) utilizada, mezclando posteriormente esta masa diluida (C) con el restode la pasta base (K) se obtiene la masa adecuada para la obtención de churros (D),que tiene una relación pasta pura/agua de 10:1.La masa se introduce en la freidora junto con aceite (F). Este aceite esmayoritariamente recirculado del propio proceso (R), en el que se extraen encontinuo los churros y el aceite (G); el resto es aceite virgen (E) que se añade paramantener una relación aceite/masa de 10:1 en la entrada a la freidora.En el proceso de fritura se desnaturaliza (estropea) el 37,5% del aceite virgen

presente, por lo que del aceite extraído en continuo (H) sólo se puede recircular unafracción (R/P) para evitar la acumulación de aceite desnaturalizado. Para que loschurros no adquieran un mal sabor, el aceite que entra a la freidora (F) puede estar desnaturalizado en un 50% como máximo.

Determinar:



a) Cantidad y composición de todas las corrientes involucradas en el proceso defabricación de 100 kg de churros (I).

b) Contenido en agua de la corriente C en base seca y en base húmeda.

21. Problema de examen. Febrero 1999. El metanol sintético es un producto de ungran interés industrial. Para su fabricación se utiliza hidrógeno y monóxido decarbono. Estas materias primas pueden proceder tanto de los gases provenientes de

la gasificación de biomasa como de los gases provenientes de la oxidación parcialde combustibles líquidos. Un análisis típico de estos gases, en base seca, es: H2:45,8%; CO: 46,2%; CO2: 5,0%; CH4: 0,6%; N2: 2,4% [composición en volumen].

Son necesarias modificaciones de este gas:- Se requiere una mezcla gaseosa llamada “gas de síntesis”, en la que el H2 y el

CO presentes están en la relación de 2/1, mientras que en este gas de oxidación parcial la relación es de aproximadamente 1/1.

- CH4, CO2 y N2 son considerados impurezas. Aunque el CH4 y el N2 nointerfieren considerablemente en la síntesis de metanol, el CO2 si lo hace, por lo que se ha de eliminar.

La requerida relación H2/CO= 2/1 se consigue haciendo reaccionar parte del gas deoxidación parcial y derivando (by-pass) el resto. En una primera etapa, parte delmonóxido de carbono procedente del “gas de oxidación parcial” reaccionacatalíticamente con vapor de agua de la alimentación:

CO(g) + H2O (g) → H2 (g) + CO2 (g)La salida de esta etapa, cuya composición en gas seco contiene 1,6% en moles deCO, se mezcla con la corriente de by-pass consiguiendo así la relación H2/CO = 2/1.En una segunda etapa, la mezcla gaseosa obtenida se envía a la operación deeliminación del CO2 y H2O para obtener así el “gas de síntesis”.En una tercera etapa, el gas de síntesis produce metanol según la reacción:

CO(g) + 2H2 (g) → CH3OH(g)

Si el CO2 no se eliminara se produciría una reacción simultánea entre el H2 y elCO2, que consumiría H2 y a la vez formaría agua, que diluiría y perjudicaría el producto final. La reacción es:

3H2 (g) + CO2(g ) → CH3OH(g) + H2O (g)

Se pide: a) El porcentaje del “gas de oxidación parcial” que se debe derivar (by-pass) para

no ser tratado con vapor. b) Los moles de CO2 que se eliminarán del gas de síntesis bruto por 100 moles de

“gas de oxidación parcial”.c) El porcentaje en moles de la impureza total que queda en el gas de síntesis seco

después de eliminar el CO2.



22. Problema de examen. Septiembre 1998. Un gas de desperdicio de proceso(corriente 1) que contiene CH4, CO, CO2, H2S, O2 y N2 se quema con aire (corriente2) según el esquema mostrado en la figura. Se analiza una muestra de 1.285 molesde gas a la salida del horno (corriente 3) y se encuentra que contiene 0.1 moles deCO2 y 0.08 moles de SO2. Debido a este alto contenido de SO2, se lava el gas de

combustión con agua (corriente 4) en una torre de lavado. El gas lavado resultante(corriente 5) tiene un análisis en base seca de 1.0% de CO, 7.5% de CO2, 2.6% deO2 y 88.9% de N2, así como una fracción molar de agua de (1/11). El líquido desalida de la torre de lavado (corriente 6) contiene 2.5% de CO2, 8% de SO2 y el restode H2O. Si se usa un 5% de aire en exceso sobre el estequiométrico (corriente 2) enel proceso de combustión, calcular la composición del gas de desperdicio (corriente1).

NOTAS:Todas las composiciones están dadas en fracción molar.Suponer que el aire contiene únicamente O2 y N2 con una proporción 21% O2, 79%

N2.

Suponer que el CO que entra al horno con la corriente 1 actúa como inerte en lareacción de combustión.Suponer que la conversión de CH4 y H2S en el horno es completa.



23. Problema de examen. Junio 1999. El óxido de etileno se produce por medio de laoxidación catalítica de etileno.

2 C2H4 + O2 → 2 C2H4OUna reacción de competencia no deseada es la combustión del etileno:

C2H4 + 3 O2 → 2 CO2 + 2 H2O

La alimentación del reactor contiene 3 moles de etileno por cada mol de oxígeno. Laconversión en una sola etapa del etileno es del 20%, y por cada 100 moles de etilenoconsumidos en el reactor salen 80 moles de óxido de etileno en los productos dereacción. Estos productos se separan posteriormente: el etileno y el oxígeno sehacen recircular y se mezclan con la alimentación fresca, el óxido de etileno sevende como un producto y el dióxido de carbono y el agua se desechan. Si se desea

producir 1500 kg/h de óxido de etileno, calcular:a) Caudales molares y composiciones de todas las corrientes del proceso.

b) La conversión global del etileno.Pesos Atómicos: C: 12; H: 1; O: 16

24. Problema de examen. Febrero 1998. Se desea producir benceno mediante la

desalquilación de tolueno, siguiendo la reacción:C6H5CH3 + H2 → C6H6 + CH4

Sin embargo, esta reacción catalítica ocurre acompañada de la reacción secundaria:2C6H5CH3 + H2 → (C6H5)2 + 2CH4

que genera el subproducto indeseado bifenilo. Debido a esta reacción paralela, laconversión de tolueno debe mantenerse por debajo del 100% y deben efectuarse unaserie de procesos de separación, con recirculación de los reactivos no utilizados tal ycomo se muestra en la figura. La alimentación al reactor (corriente 3) contiene 5moles de H2 por mol de tolueno, y se alcanza una conversión total de tolueno del75%.a) Suponiendo que la corriente de salida del reactor (corriente 6) contiene 5% de

benceno y 2% de tolueno (en moles), calcular el caudal molar y composición detodas las corrientes del proceso por cada 100 kmoles/h de tolueno alimentado alreactor.

b) Calcular el rendimiento y la selectividad a benceno y bifenilo.

25. Problema de examen. Julio 1999. Se desea obtener un producto químico R por reacción catalítica en fase gas entre A y B. Para ello, se introducen en el reactor lassiguientes corrientes:



- Una corriente (F2), que contiene mayoritariamente el reactivo A, y que es lasuma de F1 (alimentación fresca) y F8 (recirculación). El reactivo A que seintroduce con la alimentación fresca (F1) proviene de otro proceso de síntesis, conlo que su pureza es del 93,7% (en moles). Esta corriente contiene además un 5% deI1, un 0,9% de I2 y un 0,4% de I3. La conversión de I1, I2 e I3 en el reactor es

prácticamente despreciable, por lo que a efectos prácticos pueden considerarse comoinertes, y su proporción en la corriente alimentación al reactor (F2) no debe superar el 15%.

- Una corriente (F3) que contiene el reactivo B puro en exceso.

En un paso por el reactor, el 8% de A se convierte según la reacción:A + ½ B → R

Además, el 2% del compuesto R formado se descompone en una reacciónsecundaria para producir el compuesto indeseado S y B:

3R → 2S + B La corriente gaseosa que sale del reactor se introduce en un cambiador de calor, con

lo que se produce la condensación de R, S y B. Esta fracción líquida (F5) se lleva aun proceso posterior de purificación. La fracción no condensada (F6) estácompuesta por A, I1, I2 e I3. Con el objeto de evitar la acumulación de inertes en el

proceso, una parte de este gas se purga (F7), mientras que el resto constituye lacorriente de recirculación (F8). Si se desea una producción de 100 kmol R/h, y sesabe que el porcentaje (molar) de B en F5 es del 88,33%, calcular:a) Caudal (kmol/h) y composición (% moles) de todas las corrientes del proceso

b) Conversión global de Ac) Porcentaje de exceso de B

26. Problema de examen. Septiembre 1999. El diagrama mostrado en la figura adjuntacorresponde a un proceso de oxidación de SO2 a SO3. En este proceso la corriente dealimentación pasa a través de un sistema de dos reactores. La conversión del SO2 que entra al primer reactor es del 75% y la del SO2 que entra al segundo reactor esdel 65%. Para aumentar la conversión global del proceso hasta el 95%, parte de lacorriente de salida del segundo reactor se recircula hasta la entrada del mismoreactor. Calcular cuánto ha de recircularse por cada 100 moles de corriente deentrada al sistema.



Reactor 2Reactor 1

SO : 10%

O : 9%

N : 81%

2

2

2

Recirculacion

SO

SO

O

N

2

3

2

2

27. El acrilonitrilo se produce industrialmente por reacción del acetileno y del ácidocianhídrico en fase gas

C2H2 + CHN → CH2=CHCNEl acetileno y el ácido cianhídrico, ambos con una pureza del 95% en moles, entranal sistema en una relación molar 10:1, reaccionando en el reactor el 80% del ácidocianhídrico para dar exclusivamente acrilonitrilo. El acrilonitrilo producido en lareacción se condensa totalmente, recirculando al reactor los gases no reaccionados.Debido a que las materias primas tienen un inerte gaseoso, se realiza una purga paraque la concentración del inerte no supere el 6%.Calcular:a) Caudales molares de todas las corrientes del proceso.

b) Composición de las corrientes.

28. Se requiere un caudal de sosa al 10% en peso de 6000 kg/h para un proceso

continuo de producción de pasta de papel. Esta solución se prepara en continuo enun mezclador de 1900 L introduciendo sosa al 50% y agua pura. Del mezclador sesaca una solución al 10% y a la velocidad deseada. De repente, falla la entrada desosa, mientras que el agua de dilución continúa entrando en el tanque. Suponiendoque la mezcla es perfecta, calcular el tiempo requerido para que la concentración delefluente descienda al 8% de NaOH: a) suponiendo que el volumen del tanque semantiene constante, y b) que dicho volumen varía con el tiempo. Tomar 1.1 kg/Lcomo densidad de la disolución para el intervalo de composición considerado.

29. Un laboratorio cuyo volumen es de 1100 m3 se ventila con 700 m3/min de aire a 22ºC y 1 atm. Puede suponerse que el caudal de aire es suficiente para mantener ellocal en régimen de mezcla perfecta. Por otra parte, en caso de accidente, un reactor que opera en dicho laboratorio es capaz de emitir 1,5 mol de SO2. Supongamos queel sello del reactor se rompe y que, instantáneamente, se libera el máximo volumende SO2: a) deducir la expresión que relaciona CSO2 con t; b) calcular CSO2 y nSO2 transcurridos 2 min desde el inicio del accidente; y c) calcular el tiempo requerido

para estar en condiciones seguras de higiene, teniendo en cuenta que 1 ppm (10-6 mol/m3) de SO2 es peligrosa para la salud humana.

30. En un reactor perfectamente agitado se lleva a cabo una reacción de primer orden,siendo la constante de reacción k= 2,5 h-1 y el tiempo de residencia τ= 1,3 h (Vo/Qo).El reactor opera en régimen estacionario, siendo alimentado con una concentraciónde reactivo de 20 mol/m3. A partir del momento en que la concentración de reactivo

de la alimentación cambia bruscamente de 20 a 18 mol/m3

, determinar: a) laexpresión de la concentración de reactivo en función del tiempo en la corriente que



sale del reactor; y b) la concentración de reactivo a la salida del reactor, cuando sealcance el nuevo estado estacionario.

31. Tenemos dos tanques iguales de 1000 L, cada uno con 100 kg de soluto. Se losconecta en serie, y se mantiene su volumen constante, mientras se hacen llegar al

primero 100 L/h de agua pura y se extrae del segundo una corriente del mismo

caudal. Suponiendo mezcla total en cada tanque y que el volumen no varía con laconcentración, calcular o responder a: a) la concentración de cada tanque al cabo de5 h, b) el tiempo necesario para conseguir en el segundo tanque una concentracióndoble que en el primero, c) ¿se podría conseguir que las concentraciones de los dostanques sean iguales?, y d) ¿en qué instante la diferencia C1-C2 será máxima?

32. Se dispone de dos tanques de mezcla perfecta conectados uno con el otro por dostuberías, una de ida y otra de retorno. Inicialmente, en el tanque 1 hay un volumenV1 (m3) de una disolución con una concentración C10 (mol/m3), y en el tanque 2 hayun volumen V2 (m

3) de la misma disolución con una concentración C20 (mol/m3).En un instante dado, se hace circular, por cada una de las dos tuberías, un caudal Q (m3/s) entre ambos tanques, de manera que, manteniendo constante el volumen

inicial de cada tanque, se consigue la homogeneización de la concentración en losmismos. Dedúzcase la expresión de la evolución de la concentración en cada tanquea lo largo del tiempo. ¿Cuál será la concentración final que se alcanzará en cadatanque? Repetir los apartados anteriores para el caso en el que V1=V2.

V m

C mol m

2

3

23

0

( )

( / )

V m

C mol m

1

3

1

3

0

( )

( / )

Q m s( / )3

V m

C mol m

2

3

23

0

( )

( / )

V m

C mol m

1

3

1

3

0

( )

( / )

Q m s( / )3

33. El anhídrido maleico es un compuesto que se utiliza para la producción de polímeros y plásticos. La obtención del anhídrido maleico se llevaba a cabomediante la oxidación de benceno, pero desde finales del siglo pasado un nuevo

proceso lo ha sustituido. Se trata de la oxidación catalítica de butano con oxígeno para obtener el anhídrido maleico (C4H2O3)

O H O H C O H C 23242104 42

7+→+



Desgraciadamente como en otras reacciones de oxidación existen una serie dereacciones del butano que producen otros productos indeseables como son CO,CO2, buteno y butadieno:

O H COO H C 22104 542

9+→+

O H COO H C 222104 542

13 +→+

O H H C O H C 2842104 2

1+→+

O H H C O H C 2642104 2+→+

En una planta química de producción de anhídrido maleico el proceso que se llevaa cabo es muy similar al que se muestra en el esquema adjunto. El butano junto conoxígeno diluidos con CO2 y N2 se introducen al reactor donde la conversión de

butano es del 64% y las selectividades son: a anhídrido maleico del 65%, a CO2 del

20%, a CO del 10%, a C4H8 del 2.5% y a C4H6 del 2.5%. Las altas selectividades aanhídrido maleico se obtienen ya que a la entrada del reactor hay una concentraciónde butano en moles del 10%, una concentración molar de CO2 del 10% y unarelación molar oxígeno/butano de 4. La corriente que sale del reactor se pasa por un

primer condensador donde se obtiene anhídrido maleico puro. En el segundocondensador el agua y el resto del anhídrido maleico se condensan para obtener unadisolución del 1% en moles de anhídrido maleico. Los compuestos que quedan(CO2, CO, C4H10, C4H8, C4H6, O2 y N2) se llevan a una columna de destilacióndonde se separa por cola los C4. Los óxidos de carbono, con el oxígeno y elnitrógeno se hacen pasar ahora por un convertidor de CO donde todo se convierte aCO2. La corriente se recircula a la entrada al reactor para mantener la concentración

óptima de CO2; y como siempre en estos casos se debe de hacer una purga en estacorriente para evitar que se acumulen los inertes. Los C4 separados en la columnade destilación se llevan a un combustor. La alimentación al sistema se hace con unacorriente de butano puro y aire enriquecido (oxígeno diluido con nitrógeno).Calcular los siguiente datos si la producción de anhídrido maleico puro (A5) es de6700 kg/día:

a) Composición de la corriente de salida del reactor (A4). b) Caudal másico de la disolución de anhídrido maleico en agua (A7).c) Composición y caudal molar de la purga (A13).d) Caudal molar de butano puro que se alimenta al sistema (A1).e) Composición del aire enriquecido que se alimenta al sistema (A2).f) Conversión global del proceso.



REACTOR Condensador 1 Condensador 2

S E P A R A D O R 1

PURGA

C H4 10

O

N2

2

C H

C H

C H

C HO

COCO

H O

N

4 10

4 8

4 6

4 2 3

2

2

2

O2

C H

CO

N

4 10

2

2

O2

O

CO

CON

2

2

2

O

CO

N

2

2

2

4 2 3

2

C HO

H O4 2 3C HO

CONVERTIDOR CO

C H

C H

C H

COCO

O

N

4 10

4 8

4 6

2

2

2

C H

C H

C H

4 10

4 8

4 6

A1

A2 A3A5

A6

A9

A10A11

A12

A13

A7

A8A4

34. En la oxidación de la gasolina, a parte de la combustión total a CO 2, se produce laformación de otros compuestos de mayor carácter contaminante como son el CO ylos óxidos de nitrógeno (NO, NO2), a parte de los hidrocarburos que no reaccionan.En los coches modernos, los gases de salida del motor de combustión, antes de ser arrojados a la atmósfera, se hacen pasar por un convertidor catalítico (el tandenominado catalizador), el cual hace que se produzcan una serie de reacciones paradisminuir la contaminación en la atmósfera:

• Oxidación completa a CO2 de los hidrocarburos no reaccionados, con unaconversión del 80%.

• Oxidación de CO a CO2, con una conversión del 90%.• Descomposición de los óxidos de nitrógeno en oxígeno y nitrógeno. Estas

reacciones puede considerarse de la siguiente manera, con una conversión ambasdel 90%:

222 O N NO +→

222 22 O N NO +→

Puede suponerse que la gasolina es una mezcla de los siguientes compuestos: 20%(en moles) de heptano (C7H16), 70% (en moles) de isooctano (C8H18) y 10% (enmoles) de MTBE (C4H12O). Si en un coche, la combustión en el motor de lagasolina se produce con un 40% de exceso de aire con respecto al estequiométricose obtiene que: - La conversión de los hidrocarburos que la componen (heptano,isooctano y MTBE) es del 95%. - La conversión del nitrógeno a NOx es del 0.5%con una proporción de NO/NO2 de 1. - La composición de CO es del 4% (en molesy en base seca). Se pide en estas condiciones:

a) Composición en base seca y húmeda de los gases de salida del motor decombustión.

b) Decir si en estas condiciones el coche pasaría la inspección técnica devehículos en cuanto a los niveles de contaminación exigidos para CO, NOx e



hidrocarburos. Para pasar la inspección técnica de vehículos se requiere unconcentración en los gases de salida del coche de: hidrocarburos<0.05%,CO<0.5% y NOx(NO+NO2)<0.1% (todos en base seca y en moles).

Motor de Combustión CatalizadorC HC H

C H O

7 16

8 18

4 12

C H

C H

C H OCOCO

N

O

NONO

7 16

8 18

4 12

2

2

2

2

H O2

2 2

AIREO ,N

C H

C H

C H OCOCO

N

O

NONO

7 16

8 18

4 12

2

2

2

2

H O2

35. Para refrigerar las corrientes de un proceso industrial se necesitan 15000 kg/día deagua fría. El agua una vez utilizada con este fin se hace pasar por una torre derefrigeración con aire a contracorriente, donde se enfría por evaporación de un 10%del agua que entra en la torre. Por tanto se debe añadir continuamente ciertacantidad de agua, la cual contiene un 1% en peso de sales inorgánicas. Uno de los

problemas del proceso es que el agua contiene estas sales, por lo que para evitar suacumulación en los conductos del agua se debe realizar una purga cuyaconcentración en sales es del 10% en peso. También, para evitar la posible apariciónde microorganismos patógenos se añade un biocida cuya concentración a la salidade la torre de refrigeración es del 0.1% en peso. El esquema del proceso puede verseen la figura.

El aire que entra a la torre de refrigeración tiene una temperatura de 15ºC y una presión parcial de vapor de agua de 5 mm de Hg; y sale a 25ºC y una presión parcial de vapor de agua de 15 mm de Hg. La presión total se mantiene constante a1 atm. Calcular lo siguiente

a) kg/día de agua con sales (A1) y biocida (A2) que se deben añadir al proceso. b) Porcentajes en peso de biocida, sales y agua en la corriente que sale del procesoindustrial (A4).c) Caudal (A9) en m3/dia de aire seco y húmedo necesario en la torre de

refrigeración.



PROCESOINDUSTRIAL

H O

Sales2

Biocida

A1 A3

A5

A11

A2

A6

A7

A8

A9 A10

A4

TORRE DEREFRIGERACIONH O

SalesBiocida

2

AireH O

2

AireH O

2

Solución:a) A1 = 1666’5 kg/día; A2 = 0’166 kg/día

b) Agua = 90’81%, Sales = 9’1 % y biocida = 0’091 %c) 147’15x103 m3/día de aire húmedo y 146’1x103 m3/día de aire seco

36. La síntesis de cloruro de metilo se puede llevar a cabo por cloración de metanosegún la siguiente reacción:

CH4 + Cl2 CH3Cl + HCl

Junto con esta reacción se puede producir simultáneamente la reacción no deseada

de formación de cloruro de metileno según el siguiente esquema:CH4 + 2Cl2 CH2Cl2 + 2HCl

Para minimizar la polisustitución y maximizar la producción de cloruro de metilo,la relación molar metano-cloro se debe de mantener en valores altos. En un proceso de producción de cloruro de metilo se alimentan al reactor unacorriente constituida por Cl2 puro y otra corriente constituida principalmente por metano, de tal forma que la relación molar de CH4:Cl2 que entran al reactor es de6:1, consiguiéndose que reaccione el 90 % del cloro que entra al reactor. Larelación entre los moles de CH3Cl y CH2Cl2 en la corriente de salida del reactor es

de 5:1. Esta corriente gaseosa se enfría, condensando completamente el CH3Cl y elCH2Cl2 que se separan posteriormente en una columna de destilación de formacompleta. El gas que sale del condensador se lleva a una torre de separación dondese separa en forma de una corriente de ClH puro el 95 % del ClH que entra y, por otro lado, el metano y el cloro que no han reaccionado junto con el ClH noseparado. Esta última corriente se recircula, mezclándose con una corriente demetano puro fresco para formar la alimentación de metano al reactor.

Si se desea producir 2000 kg/h de CH3Cl, determinar: a) el flujo molar total detodas las corrientes del proceso y sus composiciones expresadas en fracción molar mostrando todos estos valores en el diagrama de flujo que se deberá dibujar al

efecto; b) la selectividad y rendimiento global del cloro al cloruro de metilo.

Solución:



a) (el diagrama de flujo no se proporciona como dato, se debe dibujar)

C7 CH2Cl2

REACTOR CONDEN.COL.DEST.

TORRE SEP.

Cl2 C1

CH4 C2

ClH C9

C6 CH3Cl 2000 kg/h

C4

C10

C5

C8

kmol/h C1 C2 C3 C4 C5 C6 C7 C8 C9 C10

HCl 0 0 2’92 58’42 0 0 0 58’42 55’5 2’92

CH4 0 47’57 370 322’4 0 0 0 322’4 0 322’4

Cl2 55’5 0 6’17 6’17 0 0 0 6’17 0 6’17

CH3Cl 0 0 0 39’64 39’64 39’64 0 0 0 0

CH2Cl2 0 0 0 7’93 7’93 0 7’93 0 0 0

TOTAL 55’5 47’57 379’09 434’56 47’57 39’64 7’93 386’99 55’5 331’49

frac. mol C1 C2 C3 C4 C5 C6 C7 C8 C9 C10

HCl 0 0 0’008 0’134 0 0 0 0’151 1 0’009

CH4 0 1 0’976 0’742 0 0 0 0’833 0 0’973

Cl2 1 0 0’016 0’014 0 0 0 0’016 0 0’019

CH3Cl 0 0 0 0’091 0’833 1 0 0 0 0

CH2Cl2 0 0 0 0’018 0’167 0 1 0 0 0

b) Selectividad = 71’35 %; Rendimiento = 71’35 %

37. De un proceso industrial se extraen 1500 m3/h de una corriente gaseosa a 40 ºC y 1atm de presión absoluta que tiene una composición de un 4 % en volumen de vapor de agua y 6 % en volumen de un disolvente orgánico de 58´08 g/mol de pesomolecular, siendo el resto aire. Esta corriente gaseosa no puede ser vertidadirectamente al exterior sin antes rebajar la concentración del disolvente por dosrazones: a) se incumpliría la legislación ambiental en cuanto a contaminaciónatmosférica y b) el disolvente orgánico que contiene es muy valioso y es necesariorecuperarlo en la mayor medida posible.



Para conseguir estos dos objetivos se ha diseñado un sistema de descontaminación-recuperación consistente en: una columna de absorción en la que la corriente de airecon el disolvente se introduce a contracorriente con una corriente de agua queelimina el 95 % del disolvente de la corriente gaseosa. En las condiciones deoperación el aire de salida de la columna de absorción sale saturado en agua a 40 ºC

y 1 atm, emitiéndose en estas condiciones a la atmósfera. La corriente de agua quesale de la columna de absorción con el disolvente absorbido se lleva a una columnade destilación donde se obtiene, por la parte superior, una corriente rica en eldisolvente y de composición 98 % en peso del disolvente y 2 % en peso de agua,mientras que la corriente que sale por la parte inferior de la columna de destilaciónno contiene nada de disolvente y se recircula a la columna de absorción. Paracompensar las pérdidas de agua del sistema, a esta corriente recirculada hay queañadir una corriente de agua nueva que tiene una concentración de sales disueltasde 500 mg/l. Para evitar que la concentración de sales supere en ningún punto delsistema los 1000 mg/l, lo que podría acarrear problemas por precipitación de estassales, es necesario efectuar una purga en la corriente de agua que sale por la parte

inferior de la columna de destilación antes de recircularla a la columna de absorcióny antes de mezclarla con el aporte de agua nueva.

Determinar: a) Caudal volumétrico (m3/h) de la corriente gaseosa que sale de lacolumna de absorción, b) concentración (% en volumen) del disolvente en dichacorriente de salida, c) caudal másico (kg/h) de la purga.

Datos: presión de vapor del agua a 40 ºC 55´2 mmHg; densidad del agua líquida 1kg/l.

Solución: a) Caudal volumétrico = 1460’4 m3/h; b) concentración del disolvente =

0’308 %; c) caudal másico purga = 36’21 kg/h

38. El formaldehido es un compuesto que se utiliza en la fabricación de múltiples productos entre los que se pueden citar: plásticos, fluidos de corte, medicamentos,fibras, cosméticos y detergentes. Su producción se lleva a cabo por deshidrogenación catalítica del metanol en presencia de oxígeno según la reacción:

CH3OH + 1/2O2 CH2O + H2O

utilizando para ello catalizadores de hierro-óxido de molibdeno en lecho fijo y atemperaturas relativamente altas.

Para producir 100 kmol/h de formaldehido se dispone de un sistema de reacción alque se alimenta una corriente de metanol puro gaseoso que se mezcla con unacorriente de aire seco. La corriente resultante es la alimentación fresca que semezcla con una corriente de gases de recirculación del sistema, antes deintroducirse al reactor, de tal forma que la proporción en moles de oxígeno ametanol a la entrada del reactor es de 2'5/1. En el reactor se alcanza una conversióndel 20 % y la corriente de salida del reactor se introduce en un separador donde seobtiene una corriente líquida con todo el formaldehido y el agua formados en lareacción y sin ningún otro compuesto, y otra corriente gaseosa con el metanol no

reaccionado, el oxígeno restante y nitrogeno, que se recircula. Para evitar que laconcentración de nitrógeno a la entrada del reactor supere el valor del 95 % en



moles, antes de recircular la corriente gaseosa que sale del separador y mezclarlacon la alimentación fresca, es necesario efectuar una purga. Determinar:a) Flujo molar de la purga (kmol/h) y composición de la misma (% en moles).

b) Flujo de metanol necesario (kmol/h) para la producción de formaldehido.

Solución: a) flujo molar de la purga = 228’11 kmol/h; composición purga (%moles): O2 = 3’44 %, N2 = 95’41 %, CH3OH = 1’15 %; b) metanol necesario =102’62 kmol/h

39. Para obtener CO2 para usos industriales existen diversos procedimientos. Uno deellos es aprovechar los gases de escape de calderas, de motores o de turbinas dondese queme un combustible hidrocarbonado, y absorber el CO2 con disoluciones deetanolaminas como agente absorbente haciendo pasar los gases en contracorrientecon las etanolaminas en torres de absorción y separando posteriormente el CO2 absorbido de la disolución de etanolaminas en un regenerador que permita elreciclado del absorbente a la columna de absorción.

Una pequeña central térmica utiliza este proceso. Quema en una turbina 10 kg/minde gas natural (considerar el gas natural como metano puro), y lo quema con un 10% en exceso aire sobre el estequiométrico para asegurarse la combustión completadel gas natural a CO2 y H2O. La corriente de gas de combustión, a 100 ºC y a 3atmósferas de presión absoluta, entra a la columna de absorción en la que seintroduce a contracorriente una disolución acuosa de dietanolamina (DEA) del 30% en peso. En la torre de absorción sólo se absorbe CO2, alcanzándose unaabsorción del 95 % del CO2 que entra, saliendo los gases a 70 ºC y 1’5 atmósferasde presión absoluta y saturados en vapor de agua a dicha temperatura (21’2 % envolumen de agua). La corriente líquida que abandona la torre con el CO2 absorbido

va al regenerador, donde se separa completamente el CO2 por un lado, en forma decorriente gaseosa (CO2 puro), y una corriente líquida que sólo contiene agua yDEA, que se recicla a la torre de absorción y a la que, antes de entrar a la torre, sele añade agua líquida pura para compensar la pérdida de agua que se produce conlos gases que abandonan la torre de absorción, para alcanzar el 30 % en peso deDEA que debe entrar a la torre como absorbente.

Determinar: Caudal en m3/min de la corriente de gas que sale de la torre deabsorción. Cantidad de agua liquida en kg/min que es necesario añadir al sistema

para mantener la disolución de DEA a la entrada de la torre de absorción en el 30 %en peso. Cantidad de la corriente líquida en kg/min que abandona la torre de

absorción con el CO2 absorbido.

Datos:Relación CO2/DEA en la corriente líquida que sale de la torre de absorción 0’4 molCO2/mol DEAPeso molecular DEA = 105 g/mol

Solución: Caudal = 126’80 m3/min; agua liquida a añadir = 3’306 kg/min;corriente líquida sale de la torre = 542’35 kg/min.

40. El butano se deshidrogena a buteno en un reactor catalítico de acuerdo al diagrama

de flujo que se muestra. La conversión del butano en el reactor es del 5 % y laselectividad de butano a buteno es del 50 %. Calcular: a) Los kmoles de buteno, degas residual y coque producidos por kmol de butano nuevo alimentado; b) la



relación de recirculación, definida como moles de butano recirculado/moles de butano en la alimentación nueva

REACTOR

PLANTASEPARADORA

Buteno C4H8

Gas residual% (vol.)

CH4 5C2H6 15C2H4 10H2 70

Coque C (puro)

Butano recirculado

Butano nuevoC4H10

Solución: kmol buteno/kmol butano nuevo alimentado = 0’5kmol gas residual/kmol butano nuevo alimentado = 2’07kmol coque/kmol butano nuevo alimentado = 0’86relación de recirculación = 19

41. El anhídrido maleico (C4H2O3) es un producto muy importante desde un punto devista industrial ya que sirve de base para la fabricación de poliésteres, resinas,

plastificantes, lubricantes e incluso pesticidas. Industrialmente se produce por oxidación de benceno, pero se están estudiando otras vías como la oxidación de n-

butano utilizando catalizadores de óxidos de vanadio y fósforo, que llevan a cabo lasiguiente reacción en fase gas: n-butano + oxígenoÆ anhídrido maleico + aguaSin embargo, junto con esta reacción, hay otra reacción secundaria no deseada decombustión de butano para dar dióxido de carbono y agua, que disminuye elrendimiento del proceso.Un proceso posible sería la utilización de un reactor al que se alimenta unacorriente gaseosa constituida por N2, O2 y n-butano que se encuentra al 8% envolumen, y que se forma por la adición de una corriente de n-butano puro fresco,otra corriente de aire enriquecido de composición 50 % de O2 y 50 % de N2, y unatercera corriente de n-butano puro recirculado. En el reactor se alcanza unaconversión del n-butano del 80 % y una selectividad del n-butano a anhídrido

maleico del 70%. La corriente gaseosa que sale del reactor se lleva a un primer separador donde se separa completamente el anhídrido maleico por un lado, y elresto de compuestos por otro que, a su vez, se llevan a un segundo separador dondese obtiene una corriente de n-butano puro que se recircula para formar con el n-

butano fresco y el aire fresco la alimentación al reactor, y una segunda corrienteformada por el resto de compuestos y con algo de n-butano que no se ha separado,de tal forma que el n-butano está en composición 1 % en moles.Calcular: a) composición de la corriente que sale el segundo separador y que tieneun 1 % en moles de n-butano b) moles de n-butano recirculados por cada mol de n-

butano fresco alimentado al proceso.

Solución: a) n-butano = 1%, O2 = 17’83 %, N2 = 45’98 %, Maleico = 0 %, Agua =27’51 % y CO2 = 7’67 %; b) 0’081 mol n-butano recir./ mol n-butano fresco



42. Un proceso tipo de regeneración del aceite usado para obtener aceites baselubricantes es la extracción con propano como disolvente para eliminar el agua quecontiene el aceite, y la posterior separación de los componentes del aceite por destilación: gases ligeros, aceites base y asfalto. El esquema del proceso podría ser el siguiente:

El aceite usado se extrae en continuo (extracción líquido-líquido) con propanolíquido a 80 ºC y 35 atm. de presión. La mezcla se lleva a un separador de fasesdonde se separa completamente el agua del aceite (se considerará agua pura), y unafase orgánica constituida por el resto de componentes del aceite y el propano. Estafase orgánica se lleva a un proceso de “stripping” o volatilización del propano, en laque a través de una reducción de la presión parte del propano se evaporaseparándose de los componentes extraídos del aceite. Esta corriente de propano gasse recircula al proceso de extracción tras recomprimirlo y condensarlo en unintercambiador de calor. Dicho intercambiador utiliza como refrigerante con unacorriente de agua líquida que se calienta de 20 a 50 ºC, y que retira calor a un ritmo

de 1836,71 kW.Un 1 % del propano que entra al proceso de stripping no se evapora y se va con lacorriente líquida que lleva los componentes extraídos del aceite. Esta corriente selleva a un proceso de destilación de dos columnas en serie: la primera trabaja a

presión atmosférica y se obtiene por cabeza una corriente de gases llamados“naftas” que contiene el propano y los gases del aceite. Esta corriente de “naftas” esde 1890 kg/h. La corriente líquida de cola que sale de la destilación atmosférica selleva a un proceso de destilación a vacío que permite separar el asfalto comocorriente de cola y dos aceites base que servirán para la fabricación de lubricantes:el SN-150 y el SN-350, que se diferencian en su diferente viscosidad. Paracompensar las pérdidas de propano, se adiciona al sistema, antes de la condensación

del propano que se recircula, una corriente de propano gas.

Calcular:a) Capacidad de procesamiento de aceite usado en kg/h

b) Relación propano/aceite utilizados en el extractor c) Consumo de agua en el proceso de condensación del propano en kg/h.d) Cantidad de propano que se introduce al proceso en kg/h

Notas: considerar que el proceso de condensación del propano tiene lugar atemperatura constante de 80 ºC y que la entalpía de condensación no es función nide la presión ni de la temperatura y su valor es de 18,77 kJ/mol.Composición del aceite usado (% en peso): aceites base 74,1 %, asfalto 18,5 %,gases volátiles 2 % y agua 5,4 %.

Solución: a) 86750 kg/h de aceite; b) 0,1787 kg/kg; c) 52728 kg/h de agua; d) 155kg/h propano fresco

43. El biodiesel es una alternativa a la utilización de gasóleo como combustible paraautomoción y que se obtiene de un proceso de esterificación de aceites (el másutilizado es el de colza) con metanol catalizado por una base, para producir metilester, que es el principal constituyente del biodiesel, y un subproducto como laglicerina, todo ello según el esquema que se presenta a continuación:



R-COOCH2 CH2-OH

I IR-COOCH + 3 CH3OH 3 R-COOCH3 + CH-OH

I I

R-COOCH2 CH2-OH

Aceite metanol metilester glicerina

En un proceso industrial de producción de biodiesel se parte de aceite, metanolfresco y hidróxido sódico como catalizador que se introducen al reactor junto conuna corriente de metanol recirculado, de tal forma que en el reactor la proporciónaceite a metanol es 1 a 1 en peso, y la conversión del aceite a metilester alcanza el95 %. La corriente de salida del reactor se neutraliza con ácido sulfúrico del 100 %en peso, y se lleva a un proceso de destilación flash donde se vaporiza todo el

metanol a 100 ºC y se recircula al reactor tras condensarlo y bajarle la temperatura a25 ºC. La corriente líquida que sale de la destilación flash se lleva a un decantador donde se separa una fase orgánica que es el biodiesel constituido por metilester yaceite, y otra corriente que contiene la glicerina, el agua y la sal formadas. Si alsistema se introduce 1 Tm/h de aceite y 10 kg/h de catalizador, calcular:a) cantidad de biodiesel producido en kg/h y composición del mismo

b) cantidad en kg/h y riqueza en glicerina de la corriente que contiene este productoc) metanol fresco que se consume en el procesod) energía que es necesario retirar por unidad de tiempo expresada en kW en elintercambiador que condensa y enfría el metanol que se recircula al reactor.

Datos: En el laboratorio se ha comprobado que para que reaccionen completamente1000 g de aceite, hacen falta 107,86 g de metanol, que también se consumencompletamente para dar metilester y glicerina.Considerar que el calor específico del metanol líquido y su entalpía de vaporizaciónno cambian con la temperatura y tienen los valores de Cp= 80 J/(mol ºC) y ΔHvap= 35 kJ/mol.

Solución: a) 1004,2 kg/h de biodiesel, 95 %; b) 120,4 kg/h de glicerina, 81,53 %; c)102,5 kg/h de metanol; d) 319,4 kW.

44. Un proceso de producción de cloruro de bencilo parte de tolueno que se somete a lasiguiente reacción de cloración con cloro puro gas:

C7H8 + Cl2 C7H7Cl + ClH

La corriente de alimento fresco que se alimenta al proceso consiste en 400 kg/h detolueno y la correspondiente cantidad estequiométrica de cloro. Esta corriente juntocon una corriente de cloro recirculado se alimentan al reactor de cloración donde sealcanza una conversión del 85 % para el tolueno. El gas que sale del reactor se llevaa un separador donde se separan cuatro corrientes puras con los correspondientes

productos y reaccionantes sobrantes. El cloro se almacena en botellas y el cloruro

de hidrógeno se lleva a un segundo reactor en el que por oxidación con un 30 % deexceso de aire sobre el estequiométrico, se transforma totalmente en cloro según lasiguiente reacción:



2 ClH + 1/2 O2 Cl2 + H2O

El cloro así obtenido se separa completamente del resto de compuestos y serecircula a la entrada del reactor de cloración, uniéndose a la corriente de alimento

fresco.

Calcular:a) El caudal másico (kg/h) de cloruro de bencilo producido

b) El caudal másico de cloro (kg/h) obtenido en el separador que separa loscomponentes que salen del reactor de cloración.c) El caudal volumétrico (m3/h) de aire alimentado al reactor de oxidación si el aireestá a 1 atm y 298 K d) Composición molar (% moles) de la corriente que sale del reactor de cloración.

Solución: a) 467,32 kg/h de cloruro de bencilo; b) 177,25 kg/h de cloro; c) 139,76

m3

/h de aire; d) 23,71 % Cl2, 6,19 % C7H8, 35,05 % ClH, 35,05 % DE ClC7H7.

45. Por cogeneración se entiende la técnica que genera simultáneamente energíaeléctrica y energía térmica (calor) a partir de un combustible. Esta técnica suponeuna importante reducción de costes para las empresas que consumen energíaeléctrica y que necesitan energía térmica para generar vapor, para secado u otros

procesos. Una fábrica consume energía térmica a un ritmo de 25000 kW, en forma de vapor de agua a 3 atmósferas de presión. El vapor lo genera mediante una caldera en laque quema gas natural con 3 veces el aire estequiométrico. El gas y el aire sealimentan a 25 ºC y 1 atmósfera de presión, y los gases de la combustión salen de la

caldera a 150 ºC y 1 atm. Por otro lado, la potencia eléctrica de la empresa es de5000 kW.Para reducir costes, se plantean instalar un sistema de cogeneración consistente enuna turbina que queme gas natural y que genere energía eléctrica y una caldera paragenerar vapor de agua con los gases de combustión calientes que salen de laturbina, vendiendo a la red el excedente de energía eléctrica que se produciríarespecto de los 5000 kW de potencia que consumen.El gas se quemaría en la turbina con 3 veces el aire estequiométrico, alimentándosetanto el aire como el gas a 25 ºC y 1 atm. Los gases de combustión saldrían de laturbina a 500 ºC y entrarían a la caldera de vapor, de donde saldrían a 150 ºC y 1atm.Si la empresa debe generar energía térmica al mismo ritmo que lo que tieneactualmente sin el sistema de cogeneración, determinar:

a) El consumo de gas natural expresado en kg/h para las dos situaciones (la actualy con cogeneración).

b) Los kW eléctricos de potencia que se conseguirían en la turbina con el sistemade cogeneración.

c) El ahorro anual que supone para la empresa la instalación del sistema decogeneración si el precio de compra del gas es de 0’2 euros/kg, y el precio decompraventa de la energía eléctrica es de 0’03 euros/kWh.

Datos: considerar el gas natural como metano puro, que las combustiones son

completas y que la empresa trabaja 8000 horas anualmente. Considerar capacidadescaloríficas promedio para el N2, O2, H2O (vapor) y CO2 de 30’31, 32’12, 30’60 y46’41 J/(mol K) respectivamente.



Situación actual

CALDERA VAPOR

Gas natural+aire Gases de

combustión a 150 ºC

Vapor a 3 atmAgua

Cogeneración

CALDERA VAPOR

Gas natural+aire Gases de

combustión a150 ºC

Vapor a 3 atmAgua

Gases decombustión a500 ºC TURBINA

Energíaeléctrica

Solución: a) 2095’2 kg/h situación actual, 4470’94 kg/h con cogeneración; b)28.347’1 kW; c) 3.002.144 euros/año.

46. Se está diseñando un proceso para la obtención de hidrógeno, que será utilizado enuna pila de combustible, con un consumo de 10 kg/h, para lo que se plantean las

siguientes etapas: - reformado de metanol con vapor de agua, alimentado al reactor en una relaciónde 2 moles de H2O por mol de metanol.Se produce la reacción:CH3OH + H2OÆ CO2 + 3 H2

simultáneamente con la reacción indeseadaCH3OHÆ CO +2 H2

La selectividad de metanol a CO2 es del 98%, y la conversión por paso delmetanol del 80%.El metanol no reaccionado se condensa y se recircula al reactor, y los gasesrestantes pasan a la siguiente etapa.

- oxidación selectiva del monóxido de carbono con oxígeno, para lo que se añadeoxígeno en la cantidad estequiométrica para la combustión del CO. Sin embargo,y a pesar de utilizar un catalizador altamente selectivo, un 3% del O2 se utilizaen quemar H2. El oxígeno se consume totalmente.

- eliminación, en un absorbedor adecuado, de CO2 y agua de los gases obtenidosen el proceso anterior.

Se desea determinar:a) caudal másico de metanol que se debe alimentar al proceso (kg/h en F1)

b) composición de la corriente a la salida del reactor de reformado (F4)c) composición de la corriente alimentada a la pila de combustible (F9)



reformado conden. absorbedor metanol

agua

oxidaciónCO

O2

F4

CH3OH recirc.

F1

F9

CO+H2

H2O+CO2

Solución: a) 53’702 kg/h. b) % en moles CH3OH 4’35, CO2 17’04, CO 0’35, H2 51’82, H2O 26’43; c) % en moles H2 99’98, CO 0’02.

47. En una planta industrial se obtienen 900 Ton/día de ácido sulfúrico del 98% en pesoy 186 Ton/día de óleum del 25% en peso (25% de SO3 y 75% de H2SO4). Lacorriente de gas procedente del convertidor catalítico donde se oxida el SO2 a SO3 contiene un 12% en volumen de SO3, y se divide en dos corrientes en la proporciónadecuada para la alimentación de las dos torres de absorción donde se obtienen losdos productos indicados. El resto de componentes de la corriente que contiene elSO3 se puede considerar que son inertes y no se absorben en las torres. En la torrede obtención del ácido del 98% (Torre 1) se utiliza como absorbente ácido del 97%en peso, que a su vez se prepara mezclando ácido del 98% en peso con otro del 90%en peso, el cual proviene de una torre de secado de aire, que se alimenta con ácido

del 98% en peso. En la torre de obtención del óleum (Torre 2) se utiliza comoabsorbente ácido del 98% en peso. En cada columna se pierde un 0,45% del SO3que entra en ellas. Calcular: a) Los caudales molares de gas que se alimentan a cada torre de absorción

b) El porcentaje de SO3 en la corriente de gas de salida de cada torre de absorciónc) Los caudales másicos de alimentación de sulfúrico a cada torre de absorción.d) Los caudales másicos de alimentación al mezclador.e) La cantidad diaria de agua transferida en la torre de secado de aire.

Nota: La producción de 900 Ton/día de ácido sulfúrico del 98% es la obtenida en laTorre 1.

Solución: a) 3693’2 kmol/día a torre 1, 6056’7 kmol/día a torre 2. b) 0’061 % paraambas torres; c) 864’7 Ton/día a torre 1 y 128’1 Ton/día a torre 2; c) 756’616Ton/día de ácido del 98 % y 108’086 Ton/día de ácido del 90 %; e) 8’823 Ton/día.

48. Se alimentan 60 ton/h de carbón a 25 ºC a una caldera industrial con el objeto deobtener vapor de agua saturado a 10 kgf/cm2 a partir de agua líquida a 25ºC.El carbón tiene un 76% de carbono, 4.8% de H2, 8% de O2 (% en peso) siendo elresto cenizas, que pueden ser consideradas como inertes en la combustión. Sedispone de aire a 25 ºC con un contenido de humedad de 0.008 kg de vapor deagua/kg aire seco, que antes de entrar a la caldera se precalienta con los gases deemisión. Estos gases de emisión salen del combustor a 260ºC y su composición en

base seca es de 7.8% CO2, 1.2% CO; 11.4% O2 (% en volumen) y el resto N2,enfriándose a 150 ºC durante el precalentamiento del aire. Las cenizas salen delcombustor a 450ºC.



Calcular la cantidad de vapor de agua saturado que se produce en la calderaindustrial.

DATOS: ∆Hºformación de la parte combustible del carbón= -2700 kJ/kg;Cp,promedio CO2 = 41.9 kJ/kmol.K Cp,promedio CO = 29.8 kJ/kmol.K

Cp,promedio O2 = 30.6 kJ/kmol.K Cp,promedio N2 = 29.6 kJ/kmol.K Cp,promedio H2O vapor = 34.6 kJ/kmol.K Cp,promedio cenizas = 0.97 kJ/kg.K

Solución: 518 Ton/h

49. Se ha planteando, como una de las vías de aprovechamiento del CO2, un proceso basado hidrogenación catalítica para la obtención de metanol:

. En una instalación industrial se dispone de una

corriente de 12000 kmol/h de H

O H OH CH H CO 2322 +→+

2 con un contenido de N2 del 1% (%vol) y de otracorriente de 4200 kmol/h de CO2 con un 2% (%vol) de N2. Ambas corrientes semezclan y se llevan al reactor de hidrogenación donde se alcanza una conversión

por paso del reactivo limitante del 20%. El N2 actúa como inerte en esta reacción.La corriente de salida se lleva a un condensador donde se separa todo el metanol y elagua formados en el reactor. La corriente gaseosa no condensada se recircula paramezclarse con la alimentación fresca antes de introducirse al reactor y, para evitar laacumulación de N2 en el sistema, se extrae una corriente de purga de la línea derecirculación. La concentración de N2 en la recirculación no debe superar el 8%(%vol). Calcular:a) La producción másica horaria (kg/h) de metanol

b) Los moles recirculados por cada mol alimentadoc) La concentración de inertes a la entrada del reactor d) La conversión total alcanzada en el proceso

Solución: a) 109200 kg/h; b) 0’79 mol/mol (al reactor), 3’767 mol/mol (a lainstalación); c) 6’6 % (vol); d) 0’862 (86’2 %)

50. La emisión de gases de efecto invernadero y, concretamente, de CO2, está limitada por ley para determinados sectores industriales, entre los que se encuentran lafabricación de la pasta de papel, las centrales térmicas o las empresas de producciónde cal. Esta limitación supone que a las empresas se les asignan unos derechos deemisión en toneladas de CO2/año. Si no llegan a emitir las cantidades asignadas,

pueden vender los derechos sobrantes y si las sobrepasan deben adquirir losderechos necesarios a un precio que, en la actualidad, está en torno a los 24euros/tonelada CO2.Una empresa de producción de cal (CaO), utiliza un horno donde calcina la piedracaliza a razón de 100 kg/h, que se puede considerar como carbonato cálcico einertes, siendo los inertes sílice (SiO2) que representan un 10 % en peso. Para elloquema 0’1363 kmol/h un gas compuesto por metano y propano (70 % y 30 % envolumen respectivamente), que proporciona la energía necesaria para ladescomposición del carbonato cálcico en cal y dióxido de carbono. El control decalidad se realiza en el producto acabado, determinando su composición en CaOteniendo en cuenta que no todo el carbonato cálcico se llega a calcinar en el horno.

Si para quemar el gas se utiliza un 50 % de exceso de aire sobre el estequiométrico,y se obtiene un producto que tiene una riqueza en CaO del 59’02 % en peso.Determinar la composición (% en moles) de los gases de salida, los kg/h de CO2 que



emite la empresa, así como si deberá pagar por el exceso de CO 2 que emita o sirecibirá dinero por los derechos de CO2 que le sobren, si trabaja 8000 h/año y tieneasignados derechos de emisión por 500 Toneladas de CO2 al año.

Solución: a) 25’2 % CO2, 9’52 % H2O, 59’9 % N2 y 5’32 % O2; b) 41’3 kg/h de

CO2 emitidos; c) recibirá 4075 euros/año por los derechos que sobran

51. La emisión de gases de efecto invernadero y, concretamente, el CO2, está limitada por ley para determinados sectores industriales, entre los que se encuentran lafabricación de la pasta de papel, las centrales térmicas o las empresas de producciónde cal. Esta limitación supone que a las empresas se les asignan unos derechos deemisión en toneladas CO2/año. Si no llegan a emitir las cantidades asignadas,

pueden vender los derechos sobrantes y si se pasan deben adquirir los derechosnecesarios a un precio que, en la actualidad, está en torno a los 24 €/tonelada CO2.Una empresa de producción de cal (CaO), utiliza un horno donde calcina la piedracaliza a razón de 500 kg/h, que se puede considerar como carbonato cálcico e

inertes, siendo los inertes sílice (SiO2) que representan 10 % en peso. Para elloquema 16,0 kg/h de gas metano, que proporciona la energía necesaria para ladescomposición del carbonato cálcico en cal y dióxido de carbono, aunque no todoel carbonato cálcico se llega a calcinar en el horno, con lo que el producto tiene algode carbonato cálcico sin descomponer, además de los inertes y el CaO formado.Para quemar el metano se utiliza un 50 % de exceso de aire sobre el aireestequiométrico, de tal forma que la temperatura de salida de los gases del horno esde 473 K y la de salida del producto sólido es de 500 K. El diagrama de flujo es elsiguiente:

Determinar la conversión del carbonato cálcico en el horno y los kg/h de CO 2 queemite la empresa, así como si deberá pagar por el exceso de CO 2 que emita o sirecibirá dinero por los derechos de CO2 que le sobren, si trabaja 8000 h/año y tieneasignados derechos de emisión por 2000 Toneladas de CO2 al año.Datos: la temperatura de las corrientes de entrada de caliza, gas metano y aire es 298K; considerar que los calores específicos se mantienen constantes con latemperatura.

HORNO DE CALCINACIÓN

CH4

Aire

Piedra caliza

Gases(473 K)

Producto(500 K)

Entalpía de formación (kJ/mol) Calor específico (kJ/(mol K))

CaCO3 -1206,9 0,08188

SiO2 -1000,0 0,06010

CH 4 -74,9 0,03530

O2 0 0,02935

N 2 0 0,02912

CO2 -393,5 0,03711

CaO -635,1 0,04280

H 2O(g) -241,8 0,03357

Solución: a) XCaCO3 = 80’0 %; b) 202’4 kg/h de CO2; c) recibirá 9138 euros/año



52. En la figura se muestra el diagrama de flujo de una instalación para la obtención enfase líquida de C (bromociclohexano C6H11Br) a partir de A (HBr) y B (ciclohexenoC6H10) mediante la siguiente reacción: A + B Æ C. Dado que el reactante A esaltamente corrosivo se diluye en un disolvente D. Calcula, conocidas lascomposiciones en fracciones molares de las corrientes 2 y 6:

a) el caudal de la corriente 1 (A puro) en kmol/h, el caudal de disolvente purorecirculado (D puro) en kmol/h, la conversión por paso de A y la conversiónglobal de A si la corriente (7) es nula.

b) el caudal de la corriente 1 (A puro) en kmol/h, el caudal de disolvente purorecirculado (D puro) en kmol/h, la conversión por paso de A y la conversiónglobal de A si la corriente (7) es el 80% de la corriente (5).

DATOS: Peso molecular de B=82 g/mol; densidad de B=0,8 g/cm3.

(1)

A puro

(3)

410 l/h de B puro

(6)

PRODUCTO

C O L U M N A

C O L U M N A

D E S T I L A C I

D E S T I L A C I Ó Ó N N

50 % A

50 % D

7 % A

7 % B85 % C

1 % D

(2)

(9)

D puro

REACTOR REACTOR

(8)

D puro

(4)

(5)

(7)

(1)

A puro

(3)

410 l/h de B puro

(6)

PRODUCTO

C O L U M N A

C O L U M N A

D E S T I L A C I


C O L U M N A

C O L U M N A

D E S T I L A C I


50 % A

50 % D

7 % A

7 % B85 % C

1 % D

(2)

(9)

D puro

REACTOR REACTOR

(8)

D puro

(4)

(5)

(7)

Solución: a) C1 = 4000 mol/h; C8 = 3956,5 mol/h; C9 = 43,48 mol/h Conversión por paso de A =92,4 %; Conversión total de A = 92,4 %. b) C1 = 4000 mol/h; C8 = 3956,5mol/h; C9 = 43,48 mol/h Conversión por paso de A =70,83 %; Conversión total de A =92,4 %.

53. Debido a los actuales precios del petróleo se está considerando el proceso deacoplamiento oxidativo de metano (componente mayoritario del gas natural) paradar hidrocarburos superiores (etano y etileno). Suponiendo que se alimentan a unreactor catalítico adiabático tres moles de metano por mol de oxígeno, de modo quereacciona el 25 % del metano alimentado con selectividades a dióxido de carbonodel 25%, a etano del 45% y a etileno del 30%. Determina, considerando el esquema

adjuntado:- los porcentajes de cada componente (en todas las corrientes)- la cantidad de calor que hay que aportar (expresada en kg de vapor saturado a 16

bar que únicamente condensan) o retirar (expresada en kg de agua líquidasaturada a 16 bar que únicamente son evaporados) en el punto de mezcla por kmol de metano alimentado al reactor para que la temperatura de entrada alreactor se mantenga constante e igual a 600ºC.

DATOS: C p,CH4 =35,06 J/mol.K; C p,C2H6 =52,95 J/mol.K; C p,C2H4 = 44,27 J/mol.K;C p,O2 =29,39 J/mol.K; C p, CO2 =37,14 J/mol.K; C p,H2O=33,57 J/mol.K.



(1)

CH4 + O2

298 K

C O L U M N A

C O L U M N A

S E P A R A C I O N

S E P A R A C I O N

REACTOR REACTOR

ADIABATICOADIABATICO(2)

CH4 + O2

873 K

(4)Tsalida

(5)H2O (v) + CO2

(3)CH4 + O2

Tsalida

(6)C2H6 + C2H4

(1)

CH4 + O2

298 K

C O L U M N A

C O L U M N A

S E P A R A C I O N

S E P A R A C I O N

C O L U M N A

C O L U M N A

S E P A R A C I O N

S E P A R A C I O N

REACTOR REACTOR

ADIABATICOADIABATICO(2)

CH4 + O2

873 K

(4)Tsalida

(5)H2O (v) + CO2

(3)CH4 + O2

Tsalida

(6)C2H6 + C2H4

Solución:% moles C1 C2 C3 C4 C5 C6CH4 56,7 75,0 84,0 57,5O2 43,3 25 16,0 10,9CO2 4,8 19,6H2O 19,6 80,4C2H6 4,3 60C2H4 2,9 40

Calor a retirar 38075,6 kJ/kmol metano; caudal de agua líquida para retirar calor

19,66 kg/kmol metano

54. Una central térmica quema carbón como combustible para generar energía eléctrica.El carbón que utiliza tiene un contenido en peso del 10 % de inertes, un 2’5 % deazufre y el resto se puede considerar carbono. El poder calorífico del carbón(entalpía de combustión estándar) es de 10.750 BTU/libra de carbón, y generaenergía eléctrica con una potencia de 1.000 MW. El rendimiento energético de la

planta se sitúa en un 33 %, es decir, sólo un 33 % de la energía de combustión delcarbón se transforma en electricidad, perdiéndose el resto principalmente en losgases de combustión y en refrigeración de los equipos. Además, el azufre del carbónse transforma en SO2, contaminante gaseoso que es necesario eliminar o reducir en

su mayor parte antes de la emisión de los gases de combustión a la atmósfera. Paraello se ha optado por alimentar al horno donde se quema el carbón con aire, rocacaliza, que se puede considerar como carbonato cálcico. El carbonato cálcicoreacciona con el SO2 formado en la combustión y se forma sulfito cálcico (CaSO3)según la siguiente reacción:

CaCO3 + SO2 CaSO3 + CO2

El sulfito así formado se elimina junto con los inertes del carbón en forma decenizas.

Para llevar a cabo la reacción anterior es necesario trabajar con un 10 % de exceso

de carbonato sobre el estequiométrico y la eliminación de SO2 se cifra en un 90 %del SO2 contenido inicialmente en los gases de combustión. Determinar:a) kg/h de carbón que se queman en la central eléctrica



b) kg/h de cenizas que se deben retirar del horno (considerarlas formadas por losinertes del carbón, el sulfito formado y el carbonato cálcico no reaccionado)

c) La cantidad necesaria de caliza que es necesario alimentar en kg/hd) Concentración de SO2 en los gases de escape (partes por millón en volumen) si

se utiliza un 20 % de aire en exceso sobre el estequiométrico para quemar el

carbón.

Solución: a) 436364 kg/h de carbón; b) 87273 kg/h de cenizas; c) 37500 kg/h decaliza; d) 186 ppm de SO2

55. El principal proceso de producción del agua oxigenada a nivel industrial se basa en

la utilización de un compuesto “puente”: la antraquinona. El proceso en sí se puederesumir como una hidrogenación, una posterior oxidación y una etapa de

purificación de productos y recuperación de reactivos para su reciclado al proceso.

El punto de partida es la introducción de una corriente compuesta por un disolventeorgánico inerte y la antraquinona (C14H8O2), de proporción 3 moles de disolvente por 1 mol de antraquinona, a un reactor de hidrogenación en la que la antraquinonaalcanza una conversión del 50 %, mientras que el hidrogeno gas alimentado alcanzauna conversión del 80 %, saliendo el hidrógeno no reaccionado en forma decorriente gaseosa. En este primer reactor se obtiene una corriente líquida con el

producto hidrogenado de la antraquinona (se incorpora una molécula de hidrógeno por molécula de antraquinona). La corriente que sale del reactor de hidrogenación selleva a un segundo reactor, donde tiene lugar la oxidación con aire enriquecido (40% de O2), que se introduce un caudal de 305450 m3/h (298 K y 1 atm), y en la que elhidrógeno unido a la antraquinona se libera y reacciona con el oxígeno para formar

agua oxigenada, recuperándose de esta manera la molécula de antraquinonacompletamente. La corriente líquida que sale del reactor que contiene el disolvente,la antraquinona y el agua oxigenada formada, se lleva a un extractor líquido-líquido,donde se pone en contacto con una corriente de agua que extrae selectivamente elagua oxigenada, obteniéndose del extractor una corriente acuosa con un 25 % en

peso de H2O2 (el resto es agua) y una corriente orgánica compuesta por el disolventey la antraquinona que se recirculan al reactor de hidrogenación. La corriente acuosase lleva a una columna de destilación a vació, donde el residuo es una corrienteenriquecida en agua oxigenada (65 % en peso) y el destilado es agua que serecircula al proceso de extracción, añadiéndole un aporte de agua fresca paracompensar las pérdidas. Si en la corriente producto del 65 % en peso de agua

oxigenada van 8068’4 kmol/h totales (H2O2 y H2O), determinar:

- Composición (% moles) de las corrientes líquidas que salen de los reactores dehidrogenación y oxidación- Caudal de H2 gas (m3/h) a 298 K y 1 atm que se alimenta al reactor dehidrogenación- Conversión de O2 en el reactor de oxidación- kilogramos por hora de agua fresca añadida al sistema.

Solución: composición en % en moles a la salida de reactor de hidrogenación: 12’5% de Antra., 75 % de inerte y 12’5 % de Antra-H2; Salida del reactor de oxidación:22’2 % Antra, 66’7 % inerte y 11’1 % de H2O2; 122180 m3/h de H2 alimentados;XO2= 80 %; 73231 kg/h de agua fresca



56. En una caldera de combustión se desean obtener 1200 kg/h de vapor de aguasaturado a 260 ºC, (PSV=4694’3 kPa) a partir de agua a 25 ºC. Para ello se estáconsiderando utilizar dos posibles combustibles diferentes. El primer combustible esun gas natural cuya composición es 89% de CH4, 5% de C2H6, 4 % de C3H8 y 2 %de CO2 (% en moles). El segundo combustible es un fuel-oil cuyo análisis elemental

da un 84% de carbono y un 16% de hidrógeno (% en peso). En ambos casos seutilizará un 15% de exceso de aire y los gases deben de salir a 870 ºC. Determinar:a) El consumo de combustible en cada caso, en kg/h; y en kg comb./kg de vapor

b) Las toneladas anuales de CO2 que se emiten a la atmósfera para los dos casos,sabiendo que la caldera funciona 8000 h/año.

c) % de CO2 (moles) en los gases de combustión para los dos casos.Datos adicionales:Calor de formación del fuel a 25 ºC = -1250 kJ/kgEntalpía del vapor saturado a 260 ºC = 2796’4 kJ/kgEntalpía del agua a 25 ºC = 104’8 kJ/kgCalores específicos medios en el intervalo 25 a 900 ºC:

CP (CO2) = 49 J/mol.K ; CP (O2) = 32’8 J/mol.K ;CP (N2) = 31 J/mol.K ; CP (H2Ov) = 38 J/mol.K ;

Solución:gas: a) 118’36 kg/h, 0’0986 kg comb./kg vapor; b) 2561’48 Ton CO2/año; c) 8’78 %fuel oil: a) 118’28 kg/h, 0’0986 kg comb./kg vapor; b) 2914’45 Ton CO2/año; c)10’90 %

57. Una empresa produce aceite de orujo de oliva a partir del residuo de las almazarasconocido como alperujo, que es una pasta que se puede considerar constituida por agua, aceite, hueso y pulpa.

El primer paso en el proceso de extracción del aceite es la eliminación de parte delagua contenida en el alperujo, mediante secado por contacto directo con aire calienteen un secador rotativo perfectamente aislado para que no haya pérdidas de calor hacia el exterior. Dicho secador procesa 10000 kg/h de alperujo a 25 ºC y con unahumedad del 55 % en peso (kg agua/kg alperujo x100), eliminando buena parte delagua para obtener alperujo que sale del secador a 50 ºC y con una humedad del 10% en peso. Para obtener el aire caliente para el secado se parte de aire a 25 ºC y uncontenido en humedad despreciable y se utiliza una caldera en la que se quemahueso de oliva que tiene una entalpía de combustión ΔHcomb= -4000 kcal/kg a 25ºC. El aire para el secado se calienta en la caldera sin mezclarse con los productos

de combustión del hueso y, una vez caliente, se introduce en el secador, saliendo delmismo a 60 ºC y con un contenido en vapor de agua de 0'1547 kg agua/kg aire seco.

Determinar la temperatura de entrada del aire caliente al secador así como lacantidad de hueso que será necesario quemar por hora de operación, si sólo seaprovecha un 80 % de la energía de combustión de éste, ya que el 20 % de laenergía restante se va con los gases calientes de la combustión y la ceniza generadosen la combustión del hueso de oliva.

Datos:Considerar capacidades caloríficas promedio.Capacidad calorífica promedio del alperujo:CP (J/( kg ºC)) = 2508*(1-Humedad)+4180*Humedad ; con la Humedad expresadaen kg agua/kg alperujo



Solución: Tª aire = 455 ºC; 1070’94 kg/h hueso

58. Un mineral de composición (% peso): Fe2O3: 68%, SiO2: 16%, Al2O3: 12%, MnO:4%, se funde en un alto horno para dar un metal con la siguiente composición (%

peso): Fe: 93’9% ; C: 3’6%; Si: 1’7% y Mn: 0’8%. Por cada tonelada de metal se

utilizan 620 kg de un coque, cuya composición (% peso) es 82 % de C y 18% deSiO2. Junto con el mineral y el coque se añade caliza (CO3Ca puro) como fundente.Los gases de salida del alto horno tienen la siguiente composición (% vol): 25% deCO, 15% CO2 y 60% de N2. La escoria de salida contiene un 28% (% peso) de SiO2 y no contiene hierro. Para una producción de metal de 75.000 ton/año, determinar:

a) El consumo anual de mineral y de caliza. b) Caudal de aire necesario medido m3/h a 25 ºC y 1 atm, sabiendo que el alto

horno funciona 8.000 h/año.c) Las toneladas anuales de CO2 que se emiten a la atmósfera

Reacciones que se producen en elinterior del alto horno:

A) Reducción del mineral:Fe2O3 Æ 2Fe + 3/2 O2

SiO2 + CÆ Si + CO2

MnO + ½ CÆMn + ½ CO2

B) Combustión del coque:C +O2 Æ CO2

C + ½ O2 Æ CO

C) Descomposición de la caliza

CO3CaÆ CO2 + CaO

Solución: a) 147.952 ton/año de mineral y 93.531 ton/año de caliza; b) 22.548 m 3/hde aire; c) 64.149 ton/año CO2

59. En un horno de combustión se quema un combustible gaseoso que contiene un

70’05 % de metano, 7’5 % de etano, 19 % de hidrógeno y el resto es humedad. Parala combustión se utiliza un aire ligeramente empobrecido. La combustión de loshidrocarburos no es completa, quemándose el 86 % del metano y el 95 % del etanoalimentados. El hidrógeno se quema totalmente. Del análisis Orsat (base seca) de los

gases de combustión se obtienen los siguientes resultados: 7 % de CO2, 0,9 % deCO y 4 % de O2. Con estos datos, calcular:a) Los moles de gases de combustión producidos por cada 100 moles de gasesalimentados.

b) El porcentaje de exceso de oxígeno y la composición de aire empobrecido.c) La humedad del gas de combustión en kg de agua/kg de gas seco.d) El calor eliminado en el horno, en kJul/mol de gas de alimentación, si tanto el airecomo la corriente de combustible entran a 25 ºC, y la corriente de salida sale 500 ºC.



Datos adicionales:

( Δ H) f @ 298K

(Jul/mol) Cp medio

(Jul/mol.K)

( Δ H) f @ 298K

(Jul/mol)

Cp medio

(Jul/mol.K)

CH4 -74520 49’083 CO2 -393509 45’846C2H6 -83820 80’868 O2 0 31’688

H2 0 29’191 N2 0 30’054CO -110525 30’436 H2Ov -241818 35’742

Solución: a) 1107 moles/100 moles gas alimentados; b) 81’3 % N2 y 18’7 % O2; 7’1% de exceso sobre estequiométrico; c) 0’107 kg H2O/kg gas seco; d) 415’72kJul/mol.

60. Una mezcla de hidrocarburos que puede representarse por la fórmula empírica CH x se quema con aire en un horno de llama. Se utilizan 12 kg de aire por kg dehidrocarburo alimentado, y el oxígeno se consume totalmente, de forma que en la

corriente de salida sólo hay CO, CO2 y agua, además del nitrógeno que entra con elaire. Calcular la relación atómica H/C del combustible (x) y la relación de CO a CO2 que se produce en la combustión, sabiendo que la corriente de salida contiene un69% de N2 en volumen.

Solución: x = 2’19; CO/CO2 = 1’57 mol CO/mol CO2.

61. En una central térmica se utiliza gas natural como combustible para producir energíaeléctrica a un ritmo de 10 MW. La energía producida es sólo una fracción de laenergía que se libera en la combustión, el resto de la energía se pierde por el circuitode refrigeración y con los gases de la combustión. Las pérdidas por el circuito de

refrigeración se cifran en 15 MW, mientras que, la otra fuente de pérdida de energía,los gases calientes de combustión salen a 250 ºC por la chimenea.Para mejorar los beneficios económicos, se está planteando aprovechar el CO2 quesale por la chimenea para producir biodiesel en unas balsas salinas pobladas dealgas. El CO2 de los gases de combustión, previamente enfriados, se fijará por lasalgas para crear biodiesel que luego se extraerá para venderlo. Los ensayos handemostrado que las algas fijan el 40 % del CO2 que se les alimenta, con unrendimiento a biodiesel del 60 % (el resto del CO2 fijado por las algas se invierte en

producir materia orgánica que no es biodiesel), y este biodiesel tiene un contenidoen carbono del 70 % en peso.Si el gas natural se puede considerar como metano a 25 ºC y la central térmica

trabaja con un exceso de aire del 20 % sobre el estequiométrico, aire a 25 ºC y seco,sin producirse CO en la combustión, determinar cuánto biodiesel se producirá por día.DATOS: Capacidades caloríficas promedio para el N2, O2, H2O (vapor) y CO2 de30’05, 31’69, 35’74 y 45’85 J/(mol K) respectivamente.

Solución: 12.456 Kg/día de biodiesel a partir 35’1 mol/s de metano que se queman

62. Una caldera industrial utiliza metano y aire a 25ºC para producir energía térmica enforma de vapor de agua de calefacción necesario para el consumo de una plantaquímica anexa (ver esquema). Se realizó un análisis del gas de chimenea procedentede la caldera y se observó que en condiciones habituales de operación contenía un8,62% de CO2 y un 5,57% de O2 (% expresados en base seca) y su temperatura erade 515ºF. Se redujo el aire en exceso hasta que el análisis dio un 10,6% de CO2 y un



2,02% de O2 (% expresados en base seca) y se logró reducir la temperatura del gasde chimenea a 490ºF. Con objeto de mantener estas condiciones de operación se

propuso instalar un sistema de control de los gases alimentados a la caldera con uncoste de 31 k€. Si el coste de metano es de 1,18 €/kmol y el proceso en condicioneshabituales consumía 180·103ft3/h de metano expresado en condiciones normales de

P y T; calcula:a) Energía térmica que consume la planta anexa anualmente si la caldera trabaja8000 h/año

b) Caudal molar de metano que sería necesario alimentar a la caldera con el sistemade control de alimentación de los gases implementado para producir la mismaenergía térmica que la calculada en el apartado a).

c) Tiempo que sería necesario para amortizar el sistema de control de alimentaciónde los gases si se garantizan las condiciones para el gas de chimenea enunciadasen segundo lugar

DATOS: Capacidades caloríficas promedio para el N2, O2, H2O (vapor) y CO2 de30,05; 31,69; 35,74 y 45,85 J/(mol K) respectivamente.

Solución: a) 126,77 x 1010 kJ/año; b) 1,764 x 106 kmol/año; c) 0,466 años ó 3727horas de trabajo

CALDERAMetano +aire Gas de Chimenea

Energía térmica

63. El óxido nitroso (N2O) es un gas con unas propiedades curiosas. Es conocido comoel gas de la risa, utilizado por los dentistas, y también se utiliza como un potenteoxidante que incrementa la potencia de los motores de coches o aviones. Es elsegundo caso el que nos ocupa, su utilidad como oxidante. Cuando se alimentaóxido nitroso a un motor se descompone fácilmente en nitrógeno y oxígenomoleculares, y es este oxígeno el que se utiliza en la quema del combustible. La

proporción de nitrógeno a oxígeno así obtenida es mayor que la que proporciona elaire, y menos nitrógeno, que es un inerte, significa más potencia del motor para lamisma cantidad de combustible.Se dispone de un motor que utiliza propano como combustible a un ritmo de 1kmol/h. El motor está regulado para que trabaje con un exceso de oxígeno sobre elestequiométrico de un 20 %. Inicialmente se alimenta sólo aire como fuente deoxígeno.Posteriormente se desea introducir cierta cantidad de óxido nitroso manteniendo el20 % de exceso de oxígeno sobre el estequiométrico (oxígeno que vendrá del aire yde la descomposición del nitroso), de esta forma se reducen las necesidades de aire yse incrementa la potencia del motor para el mismo consumo de propano (1 kmol/h).Suponiendo que las únicas pérdidas de energía son los gases de escape calientes, yque el resto de la energía de combustión del propano se traduce en energíamecánica, calcular la cantidad de óxido nitroso que es necesario alimentar al motor (kmol/h) si se desea que el incremento de potencia del motor cuando se alimenta con

nitroso y aire sea de un 30 % con respecto a la situación en la que sólo se alimentacon aire.



Datos: Las temperatura de los gases de escape es de 200 ºC en las dos situaciones,las temperaturas de las corrientes de alimentación al motor son siempre 25 ºC, laconversión del óxido nitroso y del propano son del 100 % y no hay formación deCO.

Entalpía formacióna 25 ºC (kJ/kmol) Cp(kJ/kmol K)C3H8 -104680 74’70O2 0 29’34

N2 0 29’06 N2O 82050 38’56CO2 -393509 37’07H2O (g) -241818 33’51

Solución: potencia sólo con aire 1.880.245 kJ/h, potencia con aire y nitroso

2.444.319 kJ/h, N2O = 6’52 kmol/h

64. Una esfera de cobre de 2 cm de radio contiene en su interior una resistencia eléctricaque disipa 300 W. La esfera se refrigera sumergiéndola en un baño de agua cuyatemperatura se mantiene constante en el transcurso del tiempo en 20ºC. El calor

perdido desde la esfera al agua Qagua (expresado en W) puede representarse por lasiguiente ecuación:

Qagua = 8,8·(T – Tagua)

donde Tagua es la temperatura del agua y T es la temperatura de la esfera

(expresadas ambas en ºC o K) y que, debido a la alta conductividad térmica delcobre, puede suponerse homogénea en todo su espesor.Suponiendo que la densidad del Cu (r Cu) es 8,92 g/cm3, su capacidad calorífica(CpCu) es 0,385 J/g·K y la temperatura inicial de la esfera es de 20 ºC; calcular:i) El tiempo necesario, a partir del momento en que se activa la resistencia, para

que la temperatura de la esfera sea 35 ºC.ii) La temperatura máxima que puede alcanzarse en la esfera.

Solución: i) 7’6 segundos; ii) 54’1 ºC

65. El proceso más utilizado para la obtención de ácido fosfórico por vía húmeda es elque utiliza acido sulfúrico para el ataque de la roca fosfática Ca5(PO4)3F, más quelos que emplean acido clorhídrico o nítrico, pues el sulfato cálcico formado esmucho mas insoluble y, por tanto, fácil de separar. La reacción que tiene lugar es lasiguiente:

Ca5(PO4)3F + 5 H2SO4 → 3 H3PO4 + 5 CaSO4 ↓ + HF ↑

Los vapores de HF generados en el ataque disuelven la sílice que acompaña a laroca Ca5(PO4)3F según la siguiente reacción:

6 HF + SiO2 → H2SiF6



Figura 1. Esquema de la instalación industrial para obtener ácido fosfórico por víahúmeda.

Si a una instalación industrial del tipo mostrado en la figura 1, alimentamos 1175 kgde roca que contiene Ca5(PO4)3F y sílice como impureza, calcular:

i) la cantidad de sílice que alimentamos a la instalación si el porcentaje en peso de fósforo en la roca impura es del 15%,

ii) la cantidad de ácido fosfórico al 30% en peso que abandona la etapa defiltrado si el rendimiento de extracción del P de la roca es del 94%,

iii) la cantidad de ácido sulfúrico al 94 % en peso alimentada a la etapa de

ataque si trabajamos con un exceso del 2% sobre elestequiometricamente necesario para mejorar el ataque de la roca,

iv) la cantidad de yeso (CaSO4) obtenida en los filtros considerando que las pérdidas de sulfato cálcico disuelto en las aguas de lavado son del 8%,

v) los kmoles de ácido hexafluorosilícico que condensan en la unidad derefrigeración de los baños de ataque.

Datos: Patómico P=31; Patómico Ca=40; Patómico F=19; Patómico S=32; Patómico Si=28

Solución: i) 219’84 kg de sílice; ii) 1744 kg de fosfórico al 30 % en peso; iii) 1007’7kg de sulfúrico al 94 % en peso; iv) 1113’5 kg de CaSO4; v) 0’297 kmol de H2SiF6

66. La acroleína (CH2CHCHO) es un producto con diversas aplicaciones que van desdesu utilización como biocida hasta como precursor de aromatizantes para alimentos.A nivel industrial se produce catalíticamente a partir de la oxidación de propenosegún la siguiente reacción:

CH3CHCH2 + O2 ====> CH2CHCHO + H2O

La reacción se lleva a cabo con catalizadores basados en óxidos metálicos, aunquesimultáneamente a la reacción mencionada tiene lugar la combustión de parte del

propeno, produciendo dióxido de carbono.En un proceso industrial se produce acroleína a partir de una mezcla de propeno yaire en proporción molar 1/8 que entra al reactor a 25 ºC, mientras que los productosy reactivos no convertidos abandonan el reactor a 200 ºC. En las condiciones de



operación la selectividad de propeno a acroleína es del 89 % y el resto es a dióxidode carbono.Parte del calor liberado en la reacción se aprovecha en producir vapor de aguasaturado a 2 atm de presión absoluta a partir de agua líquida a 25 ºC. Si cuando sealimentan 100 mol/h de propeno al reactor el caudal de vapor saturado a 2 atm

formado es de 16’04 kg/h, determinar la conversión de propeno y la cantidad deacroleína formada (kg/h).

Datos:Entalpías de formación a 25 ºC

kJ/molCp promediokJ/(mol K)

Propeno 19’71 64’7 10-3

Acroleína -70’92 70’0 10-3

CO2 -393’50 37’1 10-3

H2O -241’80 33’5 10-3

N2 29’1 10-3

O2 29’3 10-3

Solución: 92’5 % de conversión de propeno y 4’61 kg/h de acroleina

67. Se desea eliminar el benceno de una corriente gaseosa por incineración, aportandouna determinada cantidad de metano como combustible auxiliar, para alcanzar unatemperatura mínima de 1000 ºC que asegure la combustión completa del benceno.La corriente de gas que contiene benceno es de 100 mol/min, con un 0’5 % envolumen de benceno, 20’9 % de oxígeno y 78’6 % de nitrógeno. Esta corriente sealimenta al incinerador junto con una corriente de metano puro y otra corriente deaire estequiométrico para quemar el metano en su totalidad. Todas las corrientes queentran al incinerador están a 25 ºC.Determinar: a) cantidad de metano a alimentar (mol/min) para alcanzar latemperatura de 1000 ºC en el incinerador; b) el % de O2 en la corriente de gases quesale de la caldera.

Datos:

Compuesto Cp (J/mol K)medias

ΔHf 0

(J/mol)Benceno 85 82930

CO2 42 -393509H2O 40 -241818O2 30 0

N2 30 0CH4 35 -74520

Solución: a) 3’01 mol/min de metano; b) 12’99 % de O2

68. En una planta de lacado de piezas de aluminio se consume gas propano paraalimentar a tres quemadores tal y como se muestra en el esquema. En todos ellos se

introduce un 20 % de aire en exceso sobre el estequiométrico para asegurar que todoel propano alimentado se transforma en CO2 y H2O(v).



a) El primer quemador consume 3 m3/h de propano (expresado a 1 atm y 25ºC) y seutiliza para calentar una corriente de agua de 20ºC a 60ºC. Dicha corriente de aguase utiliza para lavar las piezas de Al. Si los gases de combustión abandonan elquemador a 125ºC, calcular el caudal másico de agua calentada para el lavado.

b) Las piezas de Al que entran en la etapa de lavado a 25ºC, salen de esta a 25ºC

pero reteniendo el 2% del caudal másico de agua de lavado. Estas piezas húmedas sesecan totalmente al introducirse en el túnel de secado donde se encuentra el segundoquemador que consume 9 m3/h de propano (expresado a 1 atm y 25ºC). Si los gasesde combustión, el agua evaporada de las piezas y las piezas secas de Al abandonanel quemador a 125ºC, calcular los kg/h de aluminio que se procesan en la planta.c) Las piezas de Al secas y a 125ºC entran en la cabina donde se recubren con una

pintura de tipo poliéster hasta alcanzar un recubrimiento de 70 micras.Posteriormente se introducen a 125ºC en el horno de polimerización donde seencuentra el tercer quemador. Si los gases de combustión y las piezas lacadas de Alabandonan el horno de polimerización a 225ºC, calcular los m3/h de propano(expresado a 1 atm y 25ºC) necesarios despreciando el término de reacción

asociado a la polimerización del poliéster.d) Calcular el coste horario asociado al consumo de propano.Datos:

Compuesto Cp (J/mol K) promedio

ΔHform, 298 K (J/mol)

Propano 74,83 -104680CO2 45,85 -393509H2O(v) 35,74 -241818H2O(l) 75,24 -285830O2 31,69 0

N2 30,05 0

Cp piezas Al= 900 J/kg K, Cp piezas Al lacadas= 900 J/kg K Coste propano = 1 € / m3 expresado a 1 atm y 25ºC.La temperatura del propano y del aire introducido en los tres quemadores es de25ºC.

Solución: a) 1.427’8 kg/h; b) 7117’2 kg/h; c) 8’48 m3/h; d) 20’5 €/h

69. Se dispone de una corriente de SH2 puro proveniente de un proceso de desulfuraciónde gas natural. Este sulfuro de hidrógeno se quiere someter a un proceso deoxidación con aire para producir azufre elemental y agua. Para ello la corriente de



sulfuro de hidrógeno se introduce a un reactor catalítico, al que también se introduceaire y una corriente de gases reciclados. En el reactor se alcanza una conversión por

paso del SH2 del 35 %, y los gases que salen del mismo se llevan a un separador donde por enfriamiento se condensa el azufre formado, pero no el resto de gases.Dicha corriente de gases que sale del separador, parte se vierte a la atmósfera como

purga y parte se recircula al reactor donde son alimentados junto con la corriente desulfuro de hidrógeno nuevo.Si en el proceso se desea alcanzar un rendimiento global de 30’4 gramos de azufre

producidos por mol de sulfuro de hidrógeno alimentado al proceso y se trabaja conun 30 % de exceso sobre el aire estequiométrico necesario para oxidar el sulfuro dehidrógeno nuevo alimentado al proceso, determinar:a) la composición de los gases que se vierte a la atmósfera

b) proporción entre los moles gases que se recirculan al reactor y los moles desulfuro de hidrógeno nuevo que se alimentan al proceso.

Solución: a) SH2 = 1’38 %, O2 = 4’83 %, N2 = 67’54 %, H2O= 26’24 %; b) 124’1

mol recirculado/1 mol alimentado nuevo

70. En una localidad remota, unos agricultores desean utilizar una oquedad naturalcomo depósito de agua de riego. Para ello, de vez en cuando contratan varioscamiones cisterna que recogen agua del río, de baja salinidad (30 mg/l), y ladescargan en el depósito. Desafortunadamente, el agua vertida entra en contacto conlas sales naturales del suelo y disuelve NaCl, con lo que el agua del depósito se vasalinizando progresivamente. Los agricultores utilizan plantas capaces de resistir una salinidad elevada en el agua de riego, pero a pesar de ello no toleranconcentraciones de sal mayores de 15 g NaCl por litro, por lo que ésta es unaconcentración que no debe sobrepasarse. Las medidas realizadas en el depósito

permiten obtener la siguiente expresión que proporciona la velocidad de disoluciónde sal cuando el depósito está lleno (125 m3): D = 30(Cs –C); donde D es lavelocidad de disolución (gramos de NaCl por hora), Cs es la concentración desaturación (350 g NaCl/l), y C es la concentración de sal en el depósito en uninstante determinado (en g NaCl/l).a) Si los camiones cisterna han vertido 125 m3 de agua de río en el depósito vacío,¿cuánto tardará en alcanzarse la concentración máxima permisible para el riego?

b) En un descuido, los agricultores se van de viaje con el depósito lleno, y alregresar el agua se ha saturado de sal (350 g de NaCl/l). Para poder volver a regar,van a introducir paulatinamente en el depósito agua de río (100 l/min) traída concisternas. Durante este proceso, del depósito lleno rebosa un caudal igual al que seintroduce. ¿Cuánto tardará en llegarse a una concentración que permita regar denuevo?

NOTA: Considerar que el depósito está bien mezclado en todo momento.

Solución: a) 182’15 horas; b) 67’80 horas

71. Se desea obtener ácido sulfúrico del 98,7% en peso utilizando azufre sólido pulverizado como materia prima. Para ello el azufre elemental en una primera etapaes oxidado a SO2 en un horno donde alimentamos un 25% en exceso de aire sobre el

estequiométricamente necesario con respecto a la oxidación total a SO3. De estaforma se asegura la oxidación completa del azufre alimentado a SO2. La segundaetapa del proceso es la oxidación catalítica de SO2 a SO3 con el O2 presente en la



corriente. Esta oxidación es reversible y exotérmica de ahí que antes del convertidor catalítico hay un intercambiador de calor que permite enfriar los gases hasta lascondiciones de entrada al reactor. La tercera etapa es la absorción en una torre derelleno del SO3 de la corriente gaseosa con agua para obtener una disolución acuosade ácido sulfúrico al 98,7% en peso. Puesto que esta absorción es fuertemente

exotérmica, la corriente gaseosa que abandona el reactor es previamente enfriada enun intercambiador de calor hasta una temperatura de 25ºC y se utiliza como agenteabsorbente ácido sulfúrico del 95% en peso para evitar la formación de nieblasácidas. Suponiendo que: a) la conversión del SO2 es del 99% en el convertidor catalítico; b) que la eficacia de la absorción del SO3 es del 100% y el resto de losgases son insolubles; y c) que todos los reactantes entran a 25ºC, calcular:a) Caudal molar y composición de la corriente gaseosa que entra a la columna deabsorción por cada tonelada de azufre alimentado

b) Cantidad de H2SO4 del 95% (expresada en kg) necesario por cada tonelada deazufre alimentado y cantidad de H2SO4 del 98,7% (expresada en kg) formado por cada tonelada de azufre alimentado.

c) Cantidad de vapor saturado a 3 atm que se podría generar a partir de agua líquidaa 25ºC aprovechando el calor intercambiado en los dos intercambiadores de calor, por cada tonelada de azufre alimentado

Datos:

Horno

Oxidación a SO2S pulverizado

a 25ºC

Aire (25% exceso) a 25ºC H2O(l) a 25ºC

Intercamb.

Calor

H2O(v) saturado a 3 atm

Gases

Salida Calientes

Gases

Calientes

Convertidor CatalíticoGases

Fríos

H2O(l) a 25ºC

Intercamb.

Calor

H2O(v) saturado a 3 atm

Gases

Salida

a 25ºC

Venteo

H2SO4 95% wt

H2SO4 98.7% wt

C o l u m n a A b s o r

c i ó n

Compuesto ΔHform, 298 K (J/mol)SO2 -296830SO3 -395720

Solución: a) 263,6 103 mol/ Ton S; SO2 = 0,12 %, SO3 = 11,74 %, O2 = 4,50 %, N2 = 83,60 % b) 15.920 kg H2SO4 95 %/Ton S, 18.390 kg H2SO4 98,7 %/Ton S; c)4.714 kg vapor/Ton S



72. Se dispone de una corriente de SH2 puro proveniente de un proceso de desulfuración

de gas natural. Este sulfuro de hidrógeno se quiere someter a un proceso de oxidación

con aire para producir azufre elemental y agua. Para ello la corriente de sulfuro de

hidrógeno se introduce a un reactor catalítico, al que también se introduce aire y una

corriente de gases reciclados. En el reactor se alcanza una conversión por paso del SH2

del 35 %, y los gases que salen del mismo se llevan a un separador donde por

enfriamiento se condensa el azufre formado, pero no el resto de gases. Dicha corriente

de gases que sale del separador, parte se vierte a la atmósfera como purga y parte se

recircula al reactor donde son alimentados junto con la corriente de sulfuro de

hidrógeno nuevo.

Si en el proceso se desea alcanzar un rendimiento global de 30’4 gramos de azufre

producidos por mol de sulfuro de hidrógeno alimentado al proceso y se trabaja con un

30 % de exceso sobre el aire estequiométrico necesario para oxidar el sulfuro de

hidrógeno nuevo alimentado al proceso, determinar:

a) la composición de los gases que se vierte a la atmósfera

b) proporción entre los moles gases que se recirculan al reactor y los moles de

sulfuro de hidrógeno nuevo que se alimentan al proceso.

Solución: a) SH2 = 1’38 %, O2 = 4’83 %, N2 = 67’54 %, H2O= 26’24 %; b) 124’1 mol

recirculado/1 mol alimentado nuevo.

73. Se desea llevar a cabo la producción de un coagulante para el tratamiento de aguas

residuales como es el Cloruro Férrico, a partir de óxidos de hierro procedentes de

escorias de fundición (FexOy). Esta escoria u óxidos de hierro, que pueden verse como

una mezcla de óxido férrico y ferroso, se atacan en un primer reactor con una disolución

de ácido clorhídrico de concentración del 30 % en peso, obteniéndose una disolución de

cloruro ferroso y férrico, que se lleva a un segundo reactor de oxidación donde se

transforma el cloruro ferroso a férrico con cloro gas, con lo que, finalmente se obtiene la

disolución de cloruro férrico del 40 % en peso para la venta.

Si se desean producir 1300 kg/h de disolución de cloruro férrico del 40 % en peso,

determinar:

a) la cantidad de escoria (kg/h) que se deben introducir al proceso

b) proporción de óxido ferroso a óxido férrico de la escoria (kmol/kmol)

c) proporción de cloruro ferroso/cloruro férrico (mol/mol) en la corriente que sale

del primer reactor.

d) kmol/h de Cl2 gas que se introducen al proceso

Solución: a) 245,39 kg/h de escoria; b) (FeO)/Fe2O3) = 1,41 kmol/kmol; c)

(Cl2Fe/Cl3Fe) = 0,71 kmol/kmol; d) (Cl2) = 0,66 kmol/h

74. En tu casa dispones de una caldera para calefacción que funciona con gas. El gas te

lo suministran periódicamente en botellas. Hace poco, un comercial de una compañíaeléctrica te ha visitado ofreciéndote cambiar el sistema de calefacción a gas, por uno



exclusivamente eléctrico. El argumento de venta es que es una energía más limpia y

más eficiente, pues toda la energía que pasa por el contador, por lo tanto, la que te

facturan, se aprovecha íntegramente para calentar el agua de la calefacción, sin

pérdidas, a diferencia del gas con el que parte de la energía se pierde con los gases de

chimenea.

Ante semejante argumento decides hacer algunos números. En primer lugar compruebas

el número de botellas de gas que has gastado el último año y la capacidad de cada una

de ellas. Has gastado 20 botellas en un año, y el peso del gas contenido en ellas es de 30

kg gas/botella. La ficha técnica del gas indica que su composición es 80 % propano y 20

% butano (% en moles). El técnico que te revisa anualmente la instalación te ha

proporcionado la temperatura de salida de los gases de chimenea que es 160 ºC, y un

análisis parcial de los gases de la chimenea, que da un 4’5 % O2 y 9’2 % CO2, (% en

moles), sin detectarse CO.

Si el precio del gas es de 1’18 euros/kg, y el de la energía eléctrica es de 0’17

euros/kWh, calcula: a) energía necesaria para calentar el agua de calefacción (kJ/año);

b) el ahorro o incremento de costes que te supondrá trabajar con energía eléctrica frente

a trabajar con gas (euros/año).

Solución: a) 25,8∙106 kJ/año; b) costes consumiendo electricidad 1220 €/año; c) 708

costes consumiendo gas

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