1

DISEÑO DE REACTORES

ISOTÉR-MICOS

LEDA PERNETT BOLAÑO

FACULTAD DE INGENIERÍAUNIVERSIDAD DEL ATLÁNTICO

2

¿Cómo vamos en Diseño de Reactores?

Balance de moles para los diferentes tipos de reactores Ecuaciones de diseño a partir de los balances de moles Leyes de velocidad y estequiometría: reacciones Análisis de datos de velocidad

¿Que nos falta?

Diseño de reactores isotérmicos: reactores y reacciones Reacciones Múltiples Diseño de reactores no isotérmicos en estado estacionario_

3

Algoritmo: diseño reactores isotérmicos

Estructura lógica resolver: Razonar vs. Memorizar

La diversidad de situaciones físicas puede ser infinitaLa probabilidad: simple fórmula diseñar/analizar un

reactor real es mínima Balance de moles Leyes de velocidad Estequiometría Combinar Evaluar

• Analíticamente (Apéndice A1)• Numéricamente (Simpson… Apéndice A4)• Gráficamente• Utilizando Software

4

Reactor BatchFases Usos Ventajas Desventajas

Gas

Líquido

Producción a pequeña escala

Alta conversión por unidad de volumen para un paso

Altos costos de operación

Líquido- Sólido

Producción de intermediarios

Farmacéutico

Fermentación

Flexibilidad de operación: el mismo reactor puede dar un producto en una tanda y otro diferente en la siguiente

Facilidad de limpieza

Calidad del producto mas variable que con operación continua

5

Operación de reactores Batch

Orden de magnitud de t:

• x= 90% (reducir CA0 a 0.1CA0)• reactores intermitentes• irreversibles

t reaccióntR

1er ordenk (1/s)

2do ordenk CA0(1/s)

Horas 10-4 10-3

Minutos 10-2 10-1

Segundos 1 10

Miliseg 1000 10000

Estimemos tiempos de reacción:

1. Balance molar

2. Ley de velocidad (ejm: 1er orden y 2do orden)

3. Estequiometría: si V = V0 CA = CA0(1-xA)

4. Combinar 5. Evaluar

VA0

A

R

A

Nr-

=dtdx

rA kCA2

AA kCr

6

Operación de reactores Batch

Orden de magnitud de t:

• x= 90% (reducir CA a 0.1CA0)• reactores intermitentes• irreversibles

t reaccióntR

1er ordenk (1/s)

2do ordenk CA0(1/s)

Horas 10-4 10-3

Minutos 10-2 10-1

Segundos 1 10

Miliseg 1000 10000

Calculemos para la 1ra fila

6,4h 2,5h

7

Operación de reactores Batch

Orden de magnitud de t:

• x= 90% (reducir CA0 a 0.1CA0)

• reactores intermitentes• irreversibles

t reaccióntR

1er ordenk (1/s)

2do ordenk CA0(1/s)

Horas 10-4 (6,4h) 10-3 (2,5h)

Minutos 10-2 (3,9min) 10-1 (1,5min)

Segundos 1 (2,3 s) 10 (0,9 s)

Miliseg 1000 (2,3ms) 10000(0,9ms)

8

Operación de reactores Batch

Actividad Tiempo (h)

1. Cargar la alimentación al reactor y agitar, tf 1.5-3.0

2. Calentar hasta temperatura de reacción, te 0.2-2.0

3. Llevar a cabo la reacción, tR Varía (5-60 h)

4. Vaciar y limpiar el reactor, tc 0.5-1.0

Tiempo global, sin reacción 3.0-6.0

Tiempo de ciclo globalProceso de Polimerización intermitente

9

Diseño de Reactores BatchPrincipales aspectos: calcular…

1) t requerido convertir una cantidad de material a un valor dado, bajo las condiciones de reacción especificadas

2) V reactor necesario alcanzar una velocidad de producción deseada

P. Ej.:conocidas: calcular:

3) CAO, XA y –rA tiempo

4) tc, producción, - rA, XA

V =nA0CA0

10

Diseño de Reactores BatchEn la manufactura de un producto (P), se hace reaccionar A y B con un solvente (S), a 35 °C: A + B PLa reacción sigue la cinética descrita por los datos CA0/-rA vs. xA. La densidad de la mezcla líquida es constante e independiente de xA.

Se desea diseñar un reactor batch para producir P con un flujo promedio de 45800 kg/día y xA 80%. La alimentación consiste de una solución que contiene 10, 20, y 70 mol% A, B, y S, respectivamente. Solo se utiliza un reactor y se necesita un tiempo de parada entre lotes, tsd, para descargar el producto, limpiar y llenar con la mezcla reactiva igual a 240V, donde V está en m3, y tsd en segundos.

Determine el volumen requerido y la carga total al reactor para obtener la producción deseada de P. Datos:

densidad= 800 kg/m3

Compuesto M

A 98

B 54

S 48

xA CA0

-rA (s)

0.0 678

0.1 792

0.2 941

0.3 1139

0.4 1412

0.5 1807

0.6 2420

0.7 3474

0.8 5646

0.9 12318

11

Diseño de Reactores Batch

yA0 = 0.1yB0 = 0.2yS0 = 0.7

xA = 0.845,8 ton/día P

V = ?mT0 = ?

Estimemos tiempo de reacción:

1. Balance molar

2. Ley de velocidad (orden?)

3. Estequiometría: (V = V0) CA = CA0(1-xA)

4. Combinar 5. Evaluar

A0

A0

Cn

=V

tsd producciónXA

A + B P

tc = tsd + tR

12

0

2000

4000

6000

8000

10000

12000

14000

0 0.2 0.4 0.6 0.8 1

CA

0/-r A

(s

)

xA

trxn = 1490.6 s

trxn h3

f0 fn 4 f1 f3 fn 1 2 f2 f4 fn 2

Diseño de Reactores BatchPara N+1 puntos, donde N es par

trxn =CA0

rAdxA

0

0.8

13

Diseño de Reactores Batch

yA0 = 0.1yB0 = 0.2yS0 = 0.7

xA = 0.8V = ?

V =nA0CA0

AxP

A0

nn

P

cP

M

tm.

Pn

0

000

0

0

V

mmm

V

m SBAT

0

000

V

MnMnMn SSBBAA

SSBBAA MMMV

n 0

0

SSBBA MMM

=CA0

CA0 = 1.4761 kgmol/m3

A0

.

C=V

AP

cP

xM

tm tc = tR + tsd

AP

cP

xM

tm.

A0 =n

mT0 = ?

V = 15,1 m3

mT0 = 12,000 kg

tc = ?tsd = ?Ciclos/día= ?

14

Diseño de CSTRsSe desea diseñar un CSTR para producir 200 millones de lb/año de etilengicol (C2H6O2) en un reactor que operará isotérmicamente, a partir de una solución de 1 lbmol/ft3 de óxido de etileno, junto con una solución volumétricamente igual de agua que contiene 0.9% en peso de ácido sulfúrico, el cual actúa como catalizador, a una temperatura de 55 OC.

Previamente se realizó la reacción en el laboratorio en un reactor batch a 55 OC y se encontró que la reacción es de primer orden con respecto al etileno y que k= 0.311 min-1

Determine el volumen del reactor necesario para una conversión del 80%

15

Diseño de CSTRs

xA = 0.80mc = 200 106 lb C/año k = 0.311 min-1

+ H2O

Oxido de etileno + agua etilen-glicol

A(ac) + B C(ac)

0Bv 0Av

CA01 = 1 lbmol/ft3

A0Av

0vCA0

)1(kC

x=

C

V

A0

A

A00 Axv AA0

C

A

A0

x-1kC

F=V o

x-1

x

k=Vv

1) Ec diseño2) Ley de velocidad3) Estequiometría4) Combinar

B

0.9wt% H2SO4

: CSTR: 1er orden: Fase líquida:

16

Diseño de CSTRs

xA = 0.80mc = 200 106 lb C/año

k = 0.311 min-1

A(ac) + B C(ac)

B0.9wt% H2SO4

0Bv 0Av

0 CA

A 0 A

v FxV= o V=

k 1-x 1-xAkC

CA01 = 1 lbmol/ft3

A0Av

0vCA0

1

Balance en el punto 1:

Tot0TotBTot mmm+A

FA01 = FA0

0000 vvv BBAA

A B 0

0000 2 ABA vvvv

00010 AAA CvCv

CA0 12CA01 0.5 lbmol/ft3

17

Diseño de CSTRs

xA = 0.80mc = 200 106 lb C/año

k = 0.311 min-1

A(ac) + B C(ac)

0vCA0

A0

C

A

A0

x-1

F=V o

x-1

x

k=V

AkC

v

FA = FA0(1 - xA)FB = FA0(B - xA)FC = FA0 xA

lbmol/min 14.6FC C

C

M

m

lbmol/min 67.7FA0 AC

C

A

C

xM

m

x

F

/minft 34.1522v 3

01

0A00

A

A

C

Fv

A

A0

x-1

x

k

v=V

= 15.34 ft3 min 0.8 = 197.3 ft3

min 0.311 0.2 (1480 gal)(5.6 m3)

V =4

D2h Para D = 1.5 m h = ?

18

Diseño de CSTRs

1

3

2

0v

CA0V1 V2

V1 = V2 = 800 gal

Valvulas 1 y 3 abiertas y 2 cerrada Valvulas 1 y 3 cerradas y 2 abierta

0v

CA0

V1

V2

20v

20v

FA0

2

FA0

2

0v

CA0V1 V2

Reactores Paralelo

Reactores Serie

19

Diseño de CSTRs en paralelo

V1 = V2 = 800 galmin/ft 34.15 3

0 v

V1

V2

20v

20v

FA02

FA02

xA1 = ?

xA2 = ?

?Cm

• Determine la expresión para el primer CSTR en términos de para una reacción de primer orden

• Exprese la anterior ecuación en términos de xA1

20

Diseño de CSTRs en paralelo

V1 = V2 = 800 galmin/ft 34.15 3

0 vCA0 = 0.5 lbmol/ft3

V1

V2

20v

20v

FA02

FA02

xA1 = ?

xA2 = ?

?Cm 1A1

A1

0 x-1

x

k

1=

2vV

xA1 =k1

1+ k1

Da1

1Da1

Da = k

min94.13

2

11

vV Da1 = k1= 4.34

xA1 =4.345.34

0.81

xA2 =k2

1+ k2

Da2

1Da2

V1 = V2 1= 2 y xA1 = xA2

añolbmC /10203 6

21

Número de Damköhler: Da

21

Número adimensional (en honor al químico alemán Gerhard Damköler 1908-1944), que relaciona la escala temporal de una reacción con otros fenómenos que ocurran en el sistema.

Hay varios números de Damköhler y su definición varía de acuerdo al sistema en consideración. Así para una reacción química A → B de orden n en un sistema batch:

En procesos químicos continuos o semibatch, Da se define como:

22

Da

22

Puede darnos un rápido estimado de XA en reactores de flujo continuo:

Para un reactor de flujo de 1er orden:

Para un reactor de flujo de 2do orden:

Da = k

Da = kCA0

Típicamente: Da =< 0.1 XA = 10% o menorDa = 1 XA = 90% o mayor

23

Diseño de CSTRs

V = 1600 gal

xA xA1 0.81

010 v2v

min/ft 34.15 30 v

CA0 = 0.5 lbmol/ft3

A

A

0 x-1

x

k

1=

v

V

Pero V = 2V1 y

1

01

1

0 v2

2V=

v

V

añolbmC /10203 6

xA = ?

?Cm

24

Diseño de CSTRs en Serie

min/ft 34.15 30 v

CA0 = 0.5 lbmol/ft3 V1 V2

xA1 = ? xA2 = ?

?Cm

• Determine la expresión para el primer CSTR en términos de 1

• Exprese la anterior ecuación en términos de xA1

• Determine la expresión para el segundo CSTR en términos de 2

• Exprese la anterior ecuación en términos de xA2

25

Diseño de CSTRs en Serie

xA1 2.1673.167

0.684

min/ft 34.15 30 v

CA0 = 0.5 lbmol/ft3

1A1

A1

0

1

x-1

x

k

1=

v

V

min97.62

94.13

v2

V=

v

V

01

1

0

11

añolbmC /10225 6

V1 V2

xA1 = ? xA2 = ?

xA1 =k1

1+ k1

Da1

1Da1

Da1 = (0.311)(6.97) = 2.167

?Cm

A2A0

A1A2

0A0

2

A0

2

x-1kC

xx=

vC

V

F

V

xA2 =xA1 + k2

1+ k2xA1 +Da2

1Da2

xA2 =0.684 + 2.167

1+ 2.1670.90

26

min/ft 34.15 30 v

CA0 = 0.5 lbmol/ft3 V1 V2

xA1 xA2

?Cm

01110100 VCkvCvC AAA

V3

xA3

VN

xAN…

FA0 - FA1 + rA1V1 = 0

FA1 - FA2 + rA2V2 = 0… … …

FA(N-1) - FAN + rANVN = 0

CA0 CA1 k11CA1 0

CA1 CA0

1 k11

CA1 CA2 k22CA2 0

CA2 CA1

1 k22 CA0

1 k11 1 k22 …

CAN CAN 1

1 kNN CA0

1 k11 1 k22 1 kNN Si: V1=V2=…=VN=V y T1=T2=…=TN=T

k1=k2=…=kN=k y 1=2=…=N=Da1=Da2=…=DaN=Da

CAN CA0

1 kNN N

xAN 1 CAN

CA01 1

1 kNN N

Diseño de CSTRs en Serie (1er orden)

27

min/1000 Lv CA0 = 1.0 M

1 A1 A1 1 1

22A0 A0 0 A00 1

V x x V=

F C C1A A Ar vkC x

V1 V2

xA1 = ? xA2 = ?

?Cm

A(l) B(l)

CA = CA0(1 - xA)

rA kCA2

CA1 CA2

0vv

rA kCA02 1 xA 2

xA1 = kCA01 1- xA1 2

kCA0 = Da [C-1 t-1 C t]

V1 = V2 = 3000 L

min30min/100

3000

v

V

0

11

L

L

k = 0.001 L/mol-s

Da1 0.001Lmol s

1.0molL

30min 60smin

1.8

Diseño de CSTRs en Serie (2do orden)

28

Diseño de CSTRs en Serie 2

1 1 1 11- 2 A A Ax Da x x

Da1xA12 - 2Da1 + 1 xA1 + Da1 = 0

xA1 2Da1 + 1 2Da1 + 1 2 - 4Da1

2

2Da1

xA1 2Da1 + 1 4Da1 1

2Da1

xA1 2 1.8 + 1 4 1.8 1

2 1.8 4.6 8.2

3.6

xA1 = 0.482

29

min/1000 Lv CA0 = 1.0 M

V2

FA0

=xA2 - xA1

rA2

xA2 - xA1

kCA02 1 xA2 2

2

CA0

V1 V2

xA1 = 0.482 xA2 = ?

?Cm

A(l) B(l)

rA kCA2

CA1 CA2

rA kCA02 1 xA 2

xA2 - xA1 = kCA0 2 1- xA2 2

xA2 - xA1 = Da2 1- 2xA2 xA22

DaxA22 - 2Da+ 1 xA2 + Da+ xA1 = 0

xA2 2Da+ 1 2Da+ 1 2 - 4Da Da + xA1

2Da

V1 = V2 = 3000 L

k = 0.001 L/mol-s

xA2 = 0.674

xA2 2 1.8 +1 2 1.8 +1 2

- 4 1.8 1.8 + 0.482 2 1.8

Da2 = Da1 =Da = 1.8

Diseño de CSTRs en Serie

30

Diseño de CSTRs

benzoquinona + ciclopentadieno adduct C6H4O2 + C5H6

Reacción de Diels-Alder

Es una de las reacciones más importantes en la química orgánica para la formación de anillos de seis eslabones y tiene lugar entre un compuesto con dos dobles enlaces conjugados (dieno) y una olefina simple (dienófilo). Ej:

p-benzoquinona: forma oxidada de hidroquinona o-benzoquinona: forma oxidada del catecol (1,2-

dihidroxibenceno):

Aducto: producto AB formado por unión directa de dos moléculas A y B, sin que se den cambios estructurales, en su topología, en las porciones A y B…

31

La reacción de Diels-Alder del ciclopentadieno (A) con la benzoquinona (B) para dar el aducto a 25ºC, posee una k de 9.92x10-3 m3/kmol s. Suponiendo que el cambio de volumen durante la reacción es despreciable, que el grado de conversión deseado es del 87.5% y que las concentraciones iniciales de A y B son de 0,08 y 0,1 kmol/m3 respectivamente, y el flujo volumétrico de 0,287 m3/ks, calcular el volumen del reactor necesario para alcanzar la conversión deseada.

Reacción de Diels-Alder

32

Diseño de CSTRs

A(l) + B(l) C(l)

(tricyclo[6.2.1.02,7]undeca-4,9-diene-3,6-dione)

V = ?/ksm 278.0 3

0 vCB0 = 0.10 kmol/m3

xA = 0.875

V1 V2

xA1 = ? xA2 = ?

V3

xA3 = 0.875

benzoquinona + ciclopentadieno adduct

V1 = V2 = V3 = V = ?

CA0 = 0.08 kmol/m3

/ksm 278.0 30 v

CB0 = 0.10 kmol/m3

CA0 = 0.08 kmol/m3

-rA = kCACB

k = 9.92 m3/kmol-ks

33

A(l) + B(l) C(l)

V = ?/ksm 278.0 3

0 vCB0 = 0.10 kmol/m3

xA = 0.875

CA0 = 0.08 kmol/m3

-rA = kCACB

k = 9.92 m3/kmol-ks

VFA0

=xA

-rA

V =FA0xA

-rA

FA0xA

kCA02 1 xA B xA

ABA xxV

1kC

xv

A0

A0

V 0.278m3

kskmol- ks

9.92m3

m3

0.08kmol0.875

1 0.875 1.25 0.875

V = 6.54 m3

Diseño de CSTR

34

A(l) + B(l) C(l)

-rA = kCACB

k = 9.92 m3/kmol-ks

V1

FA0

=xA1

-rA1

2 2 1

20 0 0 2 21

A A

A A A B A

V x x

C v kC x x

kCA01 1 xA1 B xA1 xA1

V1 V2

xA1 = ? xA2 = ?

V3

xA3 = 0.875

V1 = V2 = V3 = V = ?

30 0.278 m /ksv

CB0 = 0.10 kmol/m3

CA0 = 0.08 kmol/m3

V2

FA0

=xA2 - xA1

-rA2

V3

FA0

=xA3 - xA2

-rA3

3 3 22

0 0 0 3 31A A

A A A B A

V x x

C v kC x x

1 1

20 0 0 1 11

A

A A A B A

V x

C v kC x x

kCA02 1 xA2 B xA2 xA2 xA1

kCA03 1 xA3 B xA3 xA3 xA2

1 = 2 = 3 =

Da = kCA0

Da 1 xA1 B xA1 xA1 0

Da 1 xA2 B xA2 xA2 xA1 0

Da 1 xA3 B xA3 xA3 xA2 0

xA3 = 0.875

xA1, xA2, y Da se desconocen

Diseño de CSTRs en Serie

3535

-rA =CA0

1

CA

FA0 - FA + rAV 0

CA0 CA rA 0

rA CA0 CA

A(l) + B(l) C(l)

V = ?/ksm 278.0 3

0 vCB0 = 0.10 kmol/m3

xA = 0.875CA0 = 0.08 kmol/m3

k = 9.92 m3/kmol-ks

0.0

0.0050

0.010

0.015

0.020

0.025

0.030

0.035

0.040

0 0.01 0.02 0.03 0.04 0.05 0.06 0.07 0.08

-rA (

km

ole/

m3 -k

s)

CA (kmole/m

3)

CA = CA0(1 - xA)

CA = 0.08(1 - 0.875)= 0.01kmol/m3

0.0

0.0020

0.0040

0.0060

0.0080

0.010

0 0.01 0.02 0.03 0.04 0.05 0.06 0.07 0.08

-rA (

km

ole/

m3 -k

s)

CA (kmole/m

3)

1

0v

V

0vV

CA0CA

Diseño de CSTRMétodo Gráfico

-rA = kCACB

3636

0.0

0.0050

0.010

0.015

0.020

0.025

0.030

0.035

0.040

0 0.01 0.02 0.03 0.04 0.05 0.06 0.07 0.08

-rA (

km

ole/

m3 -k

s)

CA (kmole/m

3)

rA1 CA0 CA1

1

CA3 = 0.01kmole/m3

11

0.396ks 1

A(l) + B(l) C(l)

V1 V2

xA1 = ? xA2 = ?

V3

xA3 = 0.875

V1 = V2 = V3 = V = ?

CB0 = 0.10 kmol/m3

CA0 = 0.08 kmol/m3

rA2 CA1 CA2

2

rA3 CA2 CA3

3

12

1 3

CA0CA3 CA1CA2

V = 0.70 m3

CA1 = 0.0340 kmole/m3

CA2 = 0.0175 kmole/m3

1 2 3 ?

Diseño de CSTRMétodo Gráfico

37

Diseño de CSTRConsidere la reacción reversible en fase líquida:

A(l) + B(l) C(l) + D(l)La cual tiene lugar en un reactor CSTR de 2 etapas. A y B se alimentan al reactor en cantidades estequiométricas y la concentración a la entrada de A es 1.0 M. Además se conoce que MA = 140, MB = 160, and MC = 200. k1 = 0.0001 L mol-1 s-1 y Keq = 16 Se desea producir 2.32 millones de kg de C en 7000 h de producción y la conversión global es 75%. a. Si se utilizan 2 CSTR en serie de igual volumen, determine XA1 y los volúmenes de los reactoresb. Suponiendo que XA1 es 60%, determine el volumen del segundo reactor si deseamos incrementar la conversión al 85%.

3838

xA1 = ?

CA0 = 1.0 M

B 1.0 V1 = V2 = ?

xA2 = 0.75mc = 2.32 106 kg CtT = 7000 h

39

Diseño de CSTR

xA1 = 0.615

CA0 = 1.0 M

B 1.0 V1 = V2 = 30,300 L

xA2 = 0.75mc = 2.32 106 kg CtT = 7000 h

V1

FA0

=xA1

-rA1

V2

FA0

=xA2 xA1

-rA2

xAeq Keq

1/2

1+ Keq1/2 0.8

40

Diseño de PFRsLa deshidrogenación de etano a etileno es una reacción de primer orden irreversible, en fase gaseosa y k = 0.072 s-1 a 1000 K. Eact = 82 kcal/mol.

a. Que volumen se require de un PFR para producir 300 millones de libras de etileno por año a 80% de conversion de etano si éste opera a 1100 K y 6 atm y el reactor opera a T y P constante?

b. Si se utiliza tubería de 2 in schedule-80 (1.939 in I . D., 40 ft longitud), calcule la longitud total y el número de tubos requeridos.

xA = 0.80FA0

CA0

V = ?

añolbmB /10300 6

T = 1100KP = 6 atm

0v

A(g) B(g) + C(g)

41

Diseño de PFRs

xA = 0.80FA0

CA0

V = ?

VFA0

1 rAo

x A dxA

añolbmB /10300 6

T = 1100KP = 6 atm

0v

-rA = kCA

AACC

AABB

AAAA

xFFF

xFFF

xFFF

00

00

00 )1(

AAAT xFFF 100

A(g) B(g) + C(g)

v

FC AA

P

RTxF

P

RTFv AAT 10

A

AA

AA

AAAA x

xC

RT

P

xF

xF

v

FC

1

1

1

10

0

0

42

Diseño de PFRs

VFA0

1 rAo

x A dxA

slbmolM

mxFF

B

BAAB /34.00

FA0 FBxA

0.425lbmol / s

CA CA01 xA1 xA

VFA0

1kCA0

1 xA1 xA

o

x A dxA

V FA0

kCA0

1 xA1 xA

o

xA dxA

V FA0

kCA0

1 21 xA

o

x A dxA

V FA0

kCA0

xA 2 ln 1 xA

CA0 PRT

xA = 0.80FA0

CA0

V = ?añolbmB /10300 6

T = 1100KP = 6 atm

0v

A(g) B(g) + C(g)

43

Diseño de PFRs

FA0 0.425lbmol / s

V FA0

kCA0

xA 2 ln 1 xA

CA0 PRT

6atm1100K

lbmolR0.73 ft3atm

1K1.8R

CA0 0.004151lbmol

ft3

k T2 k T1

exp EA

R1T2

1T1

k(1100K) = 3.067 s-1 V = 80.7 ft3

Para 2 in Sch 80 Apipe = 0.0205 ft2

V = NpipeApipeL

N pipe 80.7 ft3

40 ft1pipe

0.0205 ft2

N pipe 98.4pipes 99pipes

L = 4,000 ft

Para 10 tubos paralelo

xA = 0.80FA0

CA0

V = ?añolbmB /10300 6

T = 1100KP = 6 atm

0v

A(g) B(g) + C(g)

44

Diseño de PFRs Efectos de Temperatura y Flujo

121

2 11exp

TTR

E

Tk

Tk A

k(1100K) = 3.067 s-1

V = 80.7 ft3

SUPOSICIONES EQUIVOCADAS:1) K no varía mucho y se toma a 1000K2) Flujo volumétrico constante

k = 0.072 s-1 (1000K)

V = 3440 ft3

42.6 veces mayor

CA = CA0(1 - xA)

V FA0

kCA0

11 xAo

xA dxA

V FA0

kCA0

ln 1 xA

V = 53.7 ft3 66.6% menor

VkCA0

FA0

xA 2 ln 1 xA 1.609

xA = 0.682

A(g) B(g) + C(g)

45

Diseño de PFRsLa descomposición de dimetil éter (CH3)2O, a CH4, H2, y CO es una reacción irreversible, en fase gaseosa, de primer orden, y a 504 °C , k = 4.30 × 10-4 s-1.

a. Que volumen se requiere para que un PFR alcance un 60% de descomposición del éter, si entra a 0.1 mol s-1 a 504 °C y 1 bar, y el reactor opera a P y T constante?

b. Si se utiliza tubos de 6 in schedule-40 (0.154 m I . D., 10 m longitud), calcule la longitud total (m) y el número total de tubos requeridos. Los tubos se deben colocar ¿en serie o en paralelo?

46

Diseño de PFRs

xA = 0.60FA0 = 0.1 mol/sT = 504 °CP = 1 bar

V = ?

VFA0

1 rA

o

xA dxA

V = 23.3 m3

NP = 125 tubosLT = 1250 m∆P=? & Re=?