r 3 cap 4 parte 1
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reactores cap 4 foglerTRANSCRIPT
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%.
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)
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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?