UNIVERSIDAD CENTRAL DEL ECUADORFACULTAD DE INGENIERA QUMICAESCUELA DE INGENIERA QUMICA

LABORATORIO INGENIERA DE REACCIONESTEMA:

SIMULACIN HIDRAULICA EN SERIEREALIZADO POR: PREZ CUSQUER GABRIELA JACQUELINE FECHA DE ENTREGA 27 DE DICIEMBRE DEL 201 QUITO 2011

RESUMEN

Se determin la ecuacin y constante cintica para cada simulador. Para ello se arm el equipo simulador de reactores en serie unos dispuestos a continuacin de otro, todos previamente cerrados completamente. Se llen el primer simulador de reactor con cierta cantidad de agua, una vez que se encer el cronmetro y listos se empez dicha experimentacin. Se abrieron las tres llaves de los simuladores de reactores instantneamente y midi el volumen que se descargo en cada reactor cada cierto intervalo de tiempo, hasta que se descarg todo el volumen inicial utilizado. Se concluye que el volumen de descarga para cierto intervalo de tiempo depende de la apertura de cada llave de cada simulador , obtenindose diferentes ecuaciones y constantes cinticas debido a que en cada simulador su comportamiento es diferente. DESCRIPTORES: ECUACIN_CINTICA / CONSTANTE_CINTICA REACTORES_EN_SERIE / FLUJO_PISTN / TIEMPO. PRCTICA N 3 /

SIMULACIN HIDRULICA EN SERIE

1. OBJETIVO 1.1. Determinar la ecuacin cintica para cada simulador 1.2. Determinar la constante cintica para cada simulador 2. TEORA 2.1. Reactores Simples y Mltiples Para llegar al diseo del reactor ms adecuado a una finalidad concreta, es necesario a) Poder predecir la respuesta del sistema reaccionante a los cambios en las condiciones de operacin (como cambian las velocidades y conversiones de equilibrio con la temperatura y la presin). b) Comparar los resultados de diseos diferentes (funcionamiento adiabtico frente a isotrmico, reactor simple frente a reactor mltiple) c) Estimar la economa de estas distintas alternativas. En el diseo para reactores simples intervienes las reacciones simples, es decir, aquellas reacciones cuyo transcurso puede describirse y seguirse adecuadamente empleando solamente la expresin cintica, adems de las que se refieren a la estequiometria y al equilibrio. Para estas reacciones la distribucin del producto es fija y el factor, ms importante para la comparacin de distintos diseos es el tamao del reactor. Ventajas de los reactores Simples Bajos costos de instrumentacin, flexibilidad de la operacin Desventajas Costos de manejo y operacin elevados, a veces tiempos muy grandes. Es adecuado para producir pequeas cantidades de materiales o muchos productos diferentes en un solo equipo 2.2. Reactores de flujo en pistn en serie Consideremos N reactores de flujo en pistn conectados en serie y sean X1 , X2 .XN las conversiones fraccionales del componente A a la salida de los reactores 1,2,., N. Basando el balance de materia en el caudal de alimentacin de A al primer reactor , calculamos para el reactor i-simo a partir de la siguiente ecuacin: Ec: 2.2-1

o para los N reactores en serie

Ec: 2.2-2

Por consiguiente, los N reactores en serie con flujo en pistn de volumen total V dan la misma conversin fraccional que un solo reactor de volumen V y flujo en pistn.

Fig. 2.2-1: Nomenclatura empleada en un sistema de N reactores de mezcla completa de igual tamao, en serie Como e=o esta expresin puede escribirse en funcin de las concentraciones, as: Ec: 2.2-3

O bien

Ec: 2.2-4 Como el tiempo espacial ( o tiempo medio de residencia ) es el mismo en todos los reactores del mismo tamao de volumen Vi, tenemos:

Ec: 2.2-5 Efectuando operaciones se calcula para el sistema como un todo Ec: 2.2-6 En el lmite, para N esta ecuacin se transforma en la ecuacin de flujo en pistn Ec: 2.2-7 Podemos comparar el funcionamiento de N reactores en serie con un reactor de flujo pistn o con un reactor de mezcla completa.(1) 2.3. Reactores de tipo diferente en serie Si se instalan reactores de tipos diferentes en serie, tales como un reactor de mezcla completa seguido de un reactor de flujo en pistn que a su vez va seguido de un reactor de mezcla completa, como se indica en la Figura 2.3-1, podemos describir para estos tres reactores: Ec: 2.3-1

Estas relaciones se presentan en forma grfica, esto nos permite predecir las conversiones globales para estos sistemas, o las conversiones en puntos intermedios entre los reactores individuales. Pueden ser necesarias intermediarias para determinar la eficiencia de los intercambiadores de calor instalados entre las etapas.

Figura 2.3-1: Reactor con Recirculacin (Procedimiento De diseo para reactores en serie) 3. PARTE EXPERIMENTAL

3.1. Materiales y Equipos 3.1.1. Bureta Rango 50 ml 3.1.2. Cronmetro 3.1.3. Vaso de precipitacin Rango 250 ml 3.1.4. Soporte Universal 3.1.5. Pinzas para buretas 3.1.6. Piseta 3.2. Sustancias y Reactivos 3.2.1. Agua H2O(l)

Ap0,1 ml Ap0,1 s. Ap50 ml

3.3. Procedimiento 3.3.1. Armar el juego de buretas de modo que simulen estar en serie 3.3.2. Verificar que todas la vlvulas estn cerradas 3.3.3. Encerar los cronmetros 3.3.4. Llenar la bureta superior con una cantidad determinada de agua. 3.3.5. Abrir las llaves de las tres buretas instantneamente y medir el volumen de agua que se descarga en cada bureta, cada 5 segundos de tiempo hasta que descargue todo el volumen inicial de agua utilizado. 3.3.6. Repetir el proceso 3 veces.

4. DATOS 4.1. Datos Experimentales

Tiempo s 0 5 10 15 20 25 30

V1 ml 50 37,4 27,8 20,4 12,3 6 0

Tabla4.1-1 Datos experimentales N=1 N=2 V2 V3 V1 V2 ml ml ml ml 0 0 50 0 4,8 1 38 2,9 11,2 1,6 28 4,7 15 3,3 19 10 17,9 7 11 14,2 19,6 8,4 3 20 20 9,3

V3 ml 0 1,8 3,4 5 6,4 7,6

V1 ml 50 36,8 28 19,7 12,2

N=3 V2 V3 ml ml 0 0 5 0,8 10 2,8 14 4,8 15,5 7

5. CLCULOS 5.1. Clculo de la concentracin Asumir que el volumen es la concentracin Ec: 5.1-1 Ec: 5.1-2

5.2. Clculo del Mtodo Diferencial Clculo modelo para la Bureta Superior en N=1(Ver resultados en tabla 6.1-1) Segn el diagrama: CA =f(t) ( Ver Diagrama 11.2 ) se obtiene la siguiente ecuacin: Ec: 5.2-1 Derivada de la Ec: 5.2-1 Ec: 5.2-2 Ec: 5.2-3 Luego de realizar el diagrama: Tomando en cuenta que: Ec: 5.2-5 Ec: 5.2-6 Ec: 5.2-7 (ver anexo11.3) Ec: 5.2-4

Entonces del Diagrama obtenido:

Ln(k)=-0,4549 K=0,63 , (Constante cintica) n=0,33 (orden de reaccin) 6. RESULTADOS 6.1. Para N=1 Tabla 6.1-1 Resultados para N=1 t (s) 0 5 10 15 20 25 30 K (s)-1 n Bureta superior Bureta Intermedia Bureta Inferior CA CA mol/L (-dCA/dt) ln CA mol/L (-dCA/dt) 50,0 2,318 3,912 0,0 -1,364 37,4 2,089 3,622 4,8 -1,139 27,8 1,860 3,325 11,2 -0,914 20,4 1,631 3,016 15,0 -0,689 12,3 1,402 2,510 17,9 -0,464 6,0 1,173 1,792 19,6 -0,239 0,0 0,944 20,0 -0,014 0,63 0, 33 0,030 1,80 CA ln CA mol/L (-dCA/dt) ln CA 0,0 -0,0954 1,569 1,0 -0,1984 0,000 2,416 1,6 -0,3014 0,470 2,708 3,3 -0,4044 1,194 2,885 7,0 -0,5074 1,946 2,976 8,4 -0,6104 2,128 2,996 9,3 -0,7134 2,230 0,218 0, 47

6.2. Para N=2

Tabla 6.2-1 Resultados para N=2 t (s) 0 5 10 15 20 25 K (s)-1 n Bureta superior Bureta Intermedia Bureta Inferior CA CA CA mol/L (-dCA/dt) ln CA mol/L (-dCA/dt) ln CA mol/L (-dCA/dt) ln CA 50 2,357 3,912 0 -0,3651 0 -0,373 38 2,157 3,638 2,9 -0,5371 1,065 1,8 -0,346 0,588 28 1,957 3,332 4,7 -0,7091 1,548 3,4 -0,319 1,224 19 1,757 2,944 10 -0,8811 2,303 5 -0,292 1,609 11 1,557 2,398 14,2 -1,0531 2,653 6,4 -0,265 1,856 3 1,357 1,099 20 -1,2251 2,996 7,6 -0,238 2,028 1,04 0,195 0,358 0, 407 0,414 0, 245

6.3. Para N=3 Tabla 6.3-1 Resultados para N=3 t (s) 0 5 10 15 20 K (s)-1 n Bureta superior Bureta Intermedia Bureta Inferior CA CA CA mol/L (-dCA/dt) ln CA mol/L (-dCA/dt) ln CA mol/L (-dCA/dt) ln CA 50 2,53400 3,912 0 -1,257 0 -0,2 36,8 2,19400 3,605 5 -1,028 1,609 0,8 -0,208 -0,223 28 1,85400 3,332 10 -0,799 2,303 2,8 -0,216 1,030 19,7 1,51400 2,981 14 -0,570 2,639 4,8 -0,224 1,569 12,2 1,17400 2,501 15,5 -0,341 2,741 7 -0,232 1,946 0,293 0,55 0,236 0, 82 0,209 0, 048

7. DISCUSIN Segn los diagramas obtenidos en la linealizacin ln (-dCA/dt)=f(ln(CA)), para la primera y tercera bureta de cada respectivo caso dichos diagramas se acercan al modelo lineal, ya que dicho coeficiente R2 se aproxima notablemente a uno, mientras que para la segunda bureta no se ajusta al modelo lineal, esto pudo ser ocasionado por un mal registro de los datos durante la experimentacin, debido a factores como: mala medicin del volumen por parte de quien desarroll la experimentacin, ya que la velocidad de descargue pudo ser muy rpida lo que hizo que el agua baje violentamente e impida un adecuado registro, o quizs al abrir las llaves de cada bureta no se lo realiz instantneamente para las tres. Otro factor que hace que para la segunda bureta el diagrama no se linealice es que la reaccin no sigue el modelo del primer orden, debido a que la concentracin del segundo reactivo depende tambin de la primera constante cintica que no esta tomada en cuenta para encontrar la ecuacin de la velocidad de reaccin. 8. CONCLUSIONES 8.1. Se concluye que el mtodo diferencial es un mecanismo de evaluacin directo para encontrar el orden de reaccin y constante cintica a partir de los diagramas CA=f(t), y posteriormente ln(dCA/dt)=f(ln(CA)). El error ms importante de este mtodo es la evaluacin grfica de las pendientes, aunque tiene una ventaja que no es necesario presuponer un orden de reaccin. 8.2. Se concluye que el volumen de descarga para cierto intervalo de tiempo depende de la apertura de cada llave de cada simulador , obtenindose diferentes ecuaciones y constantes cinticas debido a que en cada simulador su comportamiento es diferente. 8.3. Los rdenes de reaccin obtenidos para cada caso se encuentran en un rango de (0-1,82) dentro del rango aceptable que es de (0-3) 8.4. Se concluye que la variacin de la concentracin para el primer simulador depende de la apertura de la primera llave y de su concentracin inicial, para la segunda bureta depende de la primera y segunda llave y para la tercera bureta solo depende de la segundo llave mas no de la apertura de la ltima llave.

8.5. Se concluye que el comportamiento del volumen de los reactores en serie tienden al de un reactor de flujo pistn de igual volumen al volumen total de la serie, como se comprueba en la tabla 4.11 de datos obtenidos, la suma de volmenes en un tiempo determinado para cierto caso, se acerca al volumen inicial total utilizado. 9. APLICACIONES 9.1. El diseo de reactores controla dos factores, los cuales pueden influenciar profundamente la economa del proceso global: el tamao del reactor y la distribucin de productos de la reaccin. La distribucin de producto es probablemente la primera consideracin a la hora de seleccionar el sistema de reactor para mltiples reacciones, ya que esta distribucin puede verse afectada grandemente por el tipo de flujos existente en el reactor. 9.2. Los reactores en serie se utilizan principalmente para: Reducir las corrientes de falla y adaptacin de impedancia de los alimentadores en paralelo. 9.3. Aire reactores de ncleo de la serie tienen la ventaja de que ellos No se puedan saturar en caso de fallo Tengan bajas perdidas Tengan una larga vida y prcticamente sean libres de mantenimiento

9.4. Los reactores en serie son ampliamente utilizados en la transmisin y redes de distribucin para garantizar que las calificaciones no se superen. Por ejemplo, cuando la generacin de la capacidad se amplia o cuando se aaden alimentadores a una subestacin, la corriente de defecto resultante puede exceder la capacidad de los equipos existentes. 10. REFERENCIAS BIBLIOGRFICAS 10.1. Citas Bibliogrficas (1) LEVENSPIEL Octave, TOJO BARREIRO Gabriel, Ingeniera de las Reacciones Qumicas, pg. 106 10.2. Bibliografa

10.2.1. LEVENSPIEL Octave, TOJO BARREIRO Gabriel, Ingeniera de las Reacciones Qumicas, pg 106-159 10.2.2. LOPEZ I, Introduccin al diseo de reactores, 2009, pg 8 10.2.3. Modelo generalizado de diseo de reactores qumicos (para desarrollo de programa por ordenador); I.Qum. julio 1993, pp.107-13

11. ANEXOS 11.1 Diagrama Del Equipo

NOMBRE DIBUJA REVISA Gabriela PLuis P.

FECHA 2011-12-14 2011-12-27

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ESCALA

TEMA:

SIMULACIN HIDRAULICA EN SERIE

LMINA 01

11.2.

Diagrama CA=f(t)

11.2.1. Para N=1

CA=f(t)60.0 50.0 40.0 CA,mol/L 30.0 20.0 10.0 0.0 -10.0 0 10 20 t,seg 30 40 y = -0.0225x2 + 1.3636x - 0.4905 y= 0.0036x2 + 0.2364x - 0.3357 Bureta 3 y = -0.0225x2 + 1.3636x - 0.4905 Bureta 1 Bureta 2

11.2.2. Para N=2

CA=f(t)60 y = 0.02x2 - 2.3571x + 49.714 50 y= 40 CA, mol/ l y= 30 20 10 0 -10 0 5 10 15 t, seg 20 25 30 0.0172x2 + 0.3651x + 0.125 + 0.373x - 0.0071 -0.0027x2 Bureta 1 Bureta 2 Bureta 3

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LMINA 02

11.2.3. Para N=3

CA=f(t)60 50 40 CA 30 20 10 0 -10 0 5 10 t,seg 15 20 25 y = 0.034x2 - 2.534x + 49.58 y = -0.0229x2 + 1.2571x - 0.2429 y = 0.008x2 + 0.2x - 0.12 Bureta 1 Bureta 2 Bureta 3

ESCALA: CA(mol /L): 1cm =10 t(seg) : 1cm = 3,33 seg

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LMINA 03

11.3.

DIAGRAMA Ln (-dCA/dt)=f(ln(CA))

11.3.1. Para N=1

ln(-dCA/dt)=f(t)2.000 1.000 0.000 ln(-dCA/dt) 0.000 -1.000 -2.000 -3.000 -4.000 -5.000 lnCA 1.000 2.000 3.000 4.000 5.000 Bureta 1 Bureta 2 Bureta 3 y = -1.7974x + 3.519 R = 0.3561 y = 0.3254x - 0.4549 R = 0.9887

y = 0.5006x - 1.5369 R = 0.9656

11.3.2. Para N=2

ln(-dCA/dt)=f(ln(CA))1.000 0.500 ln(-dCA/dt) 0.000 0.000 -0.500 -1.000 -1.500 -2.000 1.000 2.000 3.000 4.000 5.000 Bureta 1 Bureta 2 Bureta 3 y = 0.4074x - 1.0282 R = 0.988 y = 0.195x + 0.0387 R = 0.9387

y = -0.2453x - 0.8813 R = 0.9072 lnCA

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LMINA 04

11.3.3. Para N=3

ln(-dCA/dt)=f(ln(CA))1.500 1.000 ln(-dCA/dt) 0.500 0.000 0.000 -0.500 -1.000 -1.500 -2.000 1.000 2.000 3.000 4.000 5.000 Bureta 1 Bureta 2 Bureta 3 y = 0.5538x - 1.2274 R = 0.9988

-1.000

y = -0.8191x + 1.4443 R = 0.7706 y = 0.0479x - 1.5667 R = 0.9312 lnCA

ESCALA: Ln (-dCA/dt):1cm=0,60 lnCA : 1cm=0,66

DIBUJA DIBUJA REVISA REVISA

NOMBRE NOMBRE Gabriela P Gabriela PLuis P. Luis P.

FECHA FECHA 2011-12-14 2011-12-14 2011-12-27 2011-12-27

UNIVERSIDAD CENTRAL DEL UNIVERSIDAD CENTRAL DEL ECUADOR ECUADOR FACULTAD DE INGENIERA FACULTAD DE INGENIERA QUMICA QUMICA ESCUELA DE INGENIERA QUIMICA ESCUELA DE INGENIERA QUIMICA

ESCALA ESCALA

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LMINA LMINA 05 01