Vulumen de Un Reactor Bath

III. DISEO DE REACTORES HOMOGENEOS ISOTERMICOS Como habamos mencionado anteriormente, el reactor constituye la parte ms importante de la planta qumica. Los problemas de su diseo conciernen a la definicin del tipo de reactor, tamao y sus condiciones de operacin. Dentro de las decisiones que el Ingeniero Qumico debe tomar tenemos la definicin de : tipo de reactor composicin de la materia prima la escala, capacidad el catalizador y su regeneracin la temperatura de operacin y el dispositivo de transferencia de calor la presin de operacin inertes y diluciones Modo de operacin recirculacin.

Para decidir lo anterior, es indispensable contar con los siguientes datos : modelo matemtico para la velocidad de reaccin y su dependencia de la temperatura, composiciones, rgimen de flujo. Algunos de estos, los revisamos en el capitulo anterior. Los reactores se clasifican de diferente manera segn su configuracin fsica o su manera de operar. a) De acuerdo a su configuracin fsica tenemos : y Reactores de tanque y Reactores tubulares b) Segn el modo de operacin: y Intermitentes (batch o cerrados) y De flujo (abiertos o continuos) c) Fases involucradas y Gases Reactores tubulares y Lquidos y solidos en solucin tanques

De los cuales se pueden derivar los sistemas semicontinuos (una entrada sin salidas o una salida pero sin alimentaciones). Antes de analizar en detalle las ecuaciones de diseo para los reactores con una sola fase (homogneos), plantearemos algunas relaciones basadas en la estequiometra de la reaccin. Estas son de suma importancia ya que nos permiten expresar las concentraciones de las diferentes especies en funcin de una sola variable : la conversin, referida en base al recativo limitante.

Ing. de Reactores I /J. A .de los Reyes y Hctor Caada

1

III.1. Relaciones estequiomtricas tiles Para la reaccin general:aA bB p c dD

Debemos tomar las siguientes consideraciones: Se toma una especie como base (i.e. el reactivo A es conveniente) Dejamos con coeficiente estequiomtrico 1 al reactivo base

A B p C Sistema intermitente

b a

c a

Por la definicin de conversin ( x A ) sabemos que el numero de moles del reactivo base A en un instante cualquiera, puede expresarse de la siguiente maneraN A ! N A0 N A0 x A

A partir de una tabla estequiomtrica se encuentran expresiones de concentracin de cada compuesto en funcin de la conversin, com se muestra a continuacin:

CA !

A

V

segn la definicin de concentracin

substituyendo la definicin de conversin de la ecuacin (III.1.) en la ecuacin (III.2.) obtenemos:

CA !

A0

V

A0

xA

!

De la tabla estequiomtrica tenemos expresiones para las moles de cada reactivo y producto, substituidas en ecuaciones anlogas a la ecuacin (III.2.)

CB !

N B 0 N A0 x Aa

b

V


d a

(III.1).

(III.2.)

A 0 (1

xA ) V

(III.3.)

(III.4.)

2

CC !

NC 0 N A0 x Aa

c

V N D 0 N A0 x Aa d

(III.5.)

CD !

V

(III.6.)

Si tenemos volumen constante con respecto al tiempo, V = V0 , entonces las ecuaciones anteriores se simplifican de la siguiente manera : CA ! N A 0 (1 xA ) ! C A 0 1 x A V0C b b C A0 xA ! C A0 B 0 xA a C A0 a

(III.7.)

CB ! CB 0

(III.8.)

CC ! CC 0

C c c C A0 xA ! C A0 C 0 xA a C A0 a

(III.9.)

CD ! CD 0

C d d C A0 xA ! C A0 D 0 xA a C A0 a

(III.10.)

Definiendo la siguiente relacin para cada especie i:

Ui !

As, sustituyendo en las ecuaciones (III.6.) a (III.10.)

CB ! C A0 U B

CC ! C A0 U C


i0 A0

!

Ci 0 Yi 0 ! C A0 YA0

(III.11.)

b x a A c x a A

(III.12.)

(III.13.)

3

CD ! C A0 U D

d x a A

(III.14.)

En caso de que ocurra un cambio en volumen las ecuaciones anteriores no son vlidas, entonces se hace necesario generalizar estas expresiones. Para sistemas con cambio de volumen (gases fundamentalmente) consideremos lo siguiente: Asumiendo la reaccin anterior, primero es preciso identificar el cambio de nmero de moles en la reaccin. De esta manera, definamos H como el incremento en el nmero total de moles por mol de A reaccionado (reactivo base tomado inicialmente). De la tabla estequiomtrica tenemos que el cambio de moles se expresa de la siguiente forma:H ! c d b 1 a a a

(III.15.)

y el nmero de moles total corresponde a la siguiente ecuacin:

NT ! NT 0

c a

d a

b

- 1 N A0 xA a

(III.16.)

o bien de acuerdo a la definicin anterior:

NT ! NT 0 H N A 0 x A

(III.17.)

Por otro lado sabemos que el comportamiento general de los gases puede ser expresado de la siguiente manera: PV ! Z T RT (donde Z, es el factor acntrico). Adems, si definimos I ! H y A0 , podemos entonces expresar el cambio de volumen como funcin de el cambio en el nmero de moles, tal y como se muestra en la siguiente ecuacin:

V ! V0

Po T Z 1 I x A P T 0 Z 0


(III.18.)

4

As, para sistemas con cambio de volumen, considerando gas ideal (Z=Zo=1) la ecuacin anterior se simplifica como se muestra a continuacin:

V ! V0

Po T 1 I x A P T 0

(III.19.)

Adems, si la presin es constante, P0=P :

V ! V0

T 1 I x A T0

(III.20.)

Entonces, para un sistema con cambio de volumen, donde la presin se mantiene constante, las ecuaciones para las concentraciones quedan :

CA !

N A0 (1- x A )T0 V0 (1 I x A )T

(III.21.)

simplificando:

CA !

C A0 (1- x A )T0 (1 I xA )T

(III.22.)

y si el sistema es isotrmico :

CA !

C A0 (1- x A ) (1 I xA )

(III.23.)

Para ilustrar lo anterior, en el ejemplo (III.1.) se busca una expresin de la velocidad de reaccin en funcin de una sola variable, que en este caso ser la conversin. Ejemplo (III.3.) Expresar en funcin de las conversiones la ecuacin cintica de la siguiente reaccin:

2 A B p 2C (-rA ) ! kC A C B 2o bien, en trminos de moles:


5

N N (-rA ) ! k A B V V

2

A T, P constantes V ! V0 (1 I x A ) Donde se ha tomado como reactivo base a A. Enseguida aplicamos directamente las ecuaciones derivadas de la tabla estequiomtrica y finalmente simplificamos. Se debe notar que la ecuacin no considera volumen constante todava. N (1- x A ) N A0 (U B - 0.5 xA ) (-rA ) ! k A0 V0 (1- I x A ) V0 (1- I x A ) 2

N (1- x A ) N A0 (U B - 0.5 x A ) (-rA ) ! k A0 V0 (1- I x A ) V0 (1- I x A )

2

Otro tipo de relaciones tiles son aquellas que nos permiten relacionar la concentracin con la presin en una reaccin gaseosa. El ejemplo siguiente nos permite encontrar las ecuaciones correspondientes. Ejemplo (III. 2.) Encontrar relaciones entre concentracin y presin para la reaccin generalaA bB p cC dD

Conviene ahora, dividir toda la ecuacin de reaccin entre el coeficiente del reactivo base, en este caso, el reactivo AA b c d Bp C D a a a

Adems:

C A ! C A0 (1- x A ) segn la ecuacin (III.7.)Y por lo tanto V = cte. Para gases ideales:

P ! P0 (1 I x A )

(A)


6

Despejando x A de la ecuacin anterior:

xA !

1 P -1 I P0

(B)

Sustituyendo (B) en (A) obtenemos (C) 1 P C A ! C A 0 1 -1 I P0

Por la definicin de

I , la ecuacin anterior puede rescribirse de la siguiente forma:

C A ! CA 0 1 o bien:

1 P - P0 H YA 0 P0

(D)

C A ! C A 0 1

P - P0 H PA0

(E)

Factorizando

CA !

C A0 PA0

P - P0 PA0 H

(F)

Adems, adems, al tratarse de un gas ideal podemos rescribir la expresin como sigue:

CA !

1 RT0

P - P0 PA0 H

(G)

Anlogamente para los reactivos B, C y D tenemos:

CB !

1 RT0

b P - P0 PB 0 a H

(I)

CC !

c P - P0 1 PC 0 RT0 a H

(J)


7

CD !

1 RT0

d P - P0 PD 0 a H

(K)

Sistemas de flujo continuo

Fig. III.1.-Muestra reactores de flujo continuo

La conversin se define en estos sistemas

FA

!

FA 0 (1- x A )

(III.24.)

Donde Fi = flujo molar de i. Para las concentraciones de cada especie procederemos como en el caso de sistemas intermitentes, considerando el flujo volumtrico en lugar del volumen.

CA

!

FA Q

!

FA0 - FA0 x A Q b a Q

(III.25.)

CB

!

FB Q

FB 0 !

FA0 x A

(III.26.)


8

CC

!

FC ! Q

FC 0 -

c FA 0 x A a QFA0 x A

(III.27.)

CD

!

FD Q

FD 0 !

d a Q

(III.28.)

Si el flujo volumtrico se mantiene constante, Q = Q0 = cte para lquidos y gases con I } 0 , (P } 0 y (T } 0 obtendremos una serie de ecuaciones similares a las estudiadas para volumen constante, para sistemas intermitentes (ecuaciones III.7., III.11. a III.14.), tal y como se muestra a continuacin:

Q ! Q0 C A ! C A0 (1- xA )

CB ! C A 0 U B b x A

a

CC ! C A0 U C xA

c a

CD ! C A0 U D d x A

a

Si ocurren cambios de flujo volumtrico, la ecuacin (III.30.) nos permite tomarlo en cuenta, es decir:

Q ! Q0

P0 P

T T0

Z Z 0

1- I x A

(III.30.)

Ahora bien, por definicin:

CA !

FA Q

(III.31.)

Si la presin se mantiene constante y se considera un gas ideal, entonces:

Q ! Q0 (1 I x A )

T T0

(III.32.)


9

Sustituyendo las ecuaciones (III.24.) y (III.32.) en (III.31.)

CA !

FA 0 (1 x A ) T0 Q0 (1 I x A ) T

(III.33.)

Simplificando:

CA !

C A 0 (1 x A ) T0 (1 I x A ) T

(III.34.)

Si el sistema es isotrmico, T0=T

CA !

C A 0 (1 x A ) (1 I x A )

(III.35.)

Ejemplo III.3. En un reactor de flujo se lleva a cabo la reaccin N 2 3 H 2 p 2 NH 3 . Encontrar una expresin para la velocidad de reaccin en funcin de la conversin, segn los siguientes datos :

Q0 ! 5 lt / sT0 ! 50rC , T ! cte. P ! cte. rN 2 ! kPN 2 P 2 2 r ! f ( xN 2 )

Por simplicidad, definamos los siguiente: A ! N2 B ! H2 Ahora bien, el comportamiento general de los gases, puede expresarse de la siguiente manera: PT Q ! ZFT RT y la presin parcial del componente A, se define con la siguiente ecuacin: PA ! y A P (B) (A)


10

As, multiplicando a ambos lados la ecuacin general de los gases obtenemos: PT Qy A ! ZFT RT y A o bien, empleando la definicin de presin parcial: PAQ ! ZFT RT y A repitiendo el mismo procedimiento para el componente B PB Q ! ZFT RT y B (E) (D) (C)

Por otro lado, dado que se trata de un reactor isotrmico, la ecuacin (III.30.) se reduce a la siguiente expresin: Z Q ! Q0 Z0 (1 I x A )

(F)

Adems, las fracciones parciales pueden rescribirse de la siguiente manera yA ! FA FT FB FT (G)

yB !

(H)

Sustituyendo las respectivas expresiones derivadas anteriormente en las ecuaciones de los gases desarrolladas para A y B llegamos a que la presin parcial de cada componente es respectivamente: PA ! Z 0 FA RT Q0 (1 I x A ) Z0 FB RT Q0 (1 x A ) (I)

PB =

(J)

Haciendo un balance de moles:FA ! FA 0 (1- x A ) FB ! FB 0 FA 0 xA

(K) (L)


11

Sustituyendo las ecuaciones anteriores en las expresiones para la presin parcial de A y de B respectivamente obtenemos: PA ! Z 0 FA 0 (1- x A ) RT Q0 (1 I x A ) Z 0 ( FB 0 FA 0 xA ) RT Q0 (1 I x A ) (M)

PB !

(N)

De esta manera, la ecuacin de la tasa de reaccin puede ser expresada en trminos de la conversin y de parmetros que en principio deben o pueden ser conocidos, saber: Z F (1- xA ) RT Z 0 ( FB 0 FA 0 xA ) RT ( rA ) ! 0 A 0 Q0 (1 I x A ) Q0 (1 I x A ) 2

(O)

III.2.Ecuaciones Fundamentales de diseo Las ecuaciones de diseo se obtienen a partir de los balances de materia, generalmente planteados sobre un reactivo base , en muchos casos el limitante. Sistemas y y Abiertos - involucra cambios (ganancia o prdida)de materia con los alrededores Cerrados- no hay intercambio de materia con los alrededores del sistema

La operacin de los reactores puede ser 1) Operacin por lotes (batch) 2) Operacin semicontinua 3) Operacin continua Expresamos los balances de materia de la siguiente forma:

Fig. III.2 Esquema general de un balance de materia Nota: Se selecciona un elemento de volumen para BM donde no hay cambios de CA

A continuacin, analizaremos los casos de los tres tipos fundamentales de reactores ideales.Ing. de Reactores I /J. A .de los Reyes y Hctor Caada

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a) Reactores por lotes (batch)

El balance de materia para este reactor se escribe : (3) = (4) (III.36.)

debido a que no existen entradas y salidas. Se simplifica cada trmino, tratando de reducir el nmero de variables. Usualmente se expresa la ecuacin resultante en funcin de la conversin. (3) Velocidad de desaparicin de A ( rA )VR en gmol de A/tiempo (4) Velocidad de acumulacin o bien: d N A0 (1- x A ) dN A dx ! ! - N A0 A dt dt dt (III.37.) (III.38.)

dN A d\ ! YA f (avance de rx n) dt dt

Sustituyendo las expresiones para (3) y (4) en la ecuacin (III.36.)

- (-rA )VR ! - N A 0

dxA dt

(III.39.)

Arreglando la ecuacin (III.39.) e integrando para un tiempo entre t1 y t2, obtenemosxA 2

t2 t1 ! N A 0

dx A ( rA )VR x A1

(III.40.)

inicialmente tenemos que t1=0 y x A =0 por lo tanto:xA

t ! N A0 0

dx A (-rA )VR

(III.41.)

La ecuacin (III.41.) se conoce como ecuacin de diseo para el reactor batch. Si el volumen donde se lleva a cabo la reaccin se mantiene constante, la ecuacin se simplifica :xA

t ! CA0 0

dx A ( rA )

(III.42.)

o bien, si se desea expresar en funcin de concentraciones :


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CA

t!

CA 0

dC A (-rA )(III.43.)

Cuando se habla de diseo u operacin de reactores por lotes, podemos hacer dos preguntas: 1.- Cul es el tiempo necesario para alcanzar una conversin deseada? o bien 2.- Cul ser el volumen necesario para obtener una conversin determinada? Se debe considerar tiempo de carga y descarga, junto con un tiempo de limpieza b) Reactores Continuos Para los reactores continuos, existen dos tipos fundamentales de configuraciones fsicas : el reactor tubular, donde se considera idealmente un flujo de tipo pistn (Reactor de flujo piston RFP o en ingls Plug Flow Reactor, PFR) o bien el reactor de tipo tanque, en el que se supone una agitacin perfecta (Reactor Continuo de Tanque Agitado RCTA o en ingls Continuos Stirred Tank Reactor, CSTR) Se analizarn ambos balances de materia en paralelo con objeto de subrayar las similitudes y diferencias entre ambos tipos de reactores. Es conveniente mencionar que se trata de reactores ideales, los cuales no corresponden necesariamente a los reactores industriales, como se ver en el ltimo captulo del curso. Esta estabilidad se deriva de simplificaciones que se plantean a continuacin. RCTA : consideramos mezclado perfecto, as en cualquier punto la concentracin y la temperatura son las mismas. El balance de materia se plantear para un elemento de volumen VR, pues en ste la concentracin y la temperatura no varan. Esto presupone contar con agitacin adecuada para este fin.

Fig. III.3.- Esquema para Reactor Continuo de Tanque Agitado


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RFP: no existe mezclado axial, flujo tipo pistn (tapn), no laminar. Por consiguiente, la concentracin y la temperatura no son constantes en todo el volumen, variando con respecto a la longitud (paralela a entradas y salidas). Esto nos sugiere que el balance de materia se realice para un elemento diferencial de volumen dVR, donde stas sean constantes.

Fig. III.4.- Esquema para un reactor de tipo tubular

En ambos casos, de acuerdo a la figura (III.2) el balance de materia en estado estacionario se escribe de la siguiente manera : (1) - (2) - (3) = 0 Sin embargo, el volumen de control cambia. Balance de materia en un Reactor Continuo de Tanque Agitado (RCTA)FA 0 FA ( rA )VR ! 0

(III.44.)

Debe notarse que la velocidad de reaccin se define para las condiciones en el tanque bien agitado. En la ecuacin podemos expresar los flujos molares en funcin de la conversin en cada punto.FA 0 (1 x A 0 ) FA 0 (1 x A ) (rA )VR ! 0

(III.45.)

despejando el volumen en la ecuacin y con un poco de lgebra, obtenemos la siguiente expresin :

VR x -x ! A A0 FA 0 (- rA )

(III.46.)


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Balance de materia en un Reactor de Flujo Pistn (RFP)

Fig. III. 5. Elemento diferencial de volumen en un reactor tubular

El BM se plantea para un elemento diferencial de reactor dVR, de la siguiente manera : FA ( FA dFA ) ( rA ) dVR ! 0 Simplificando, dFA (rA )dVR ! 0 (III.48.) (III.47.)

Sustituyendo FA 0 (1 x A ) cuya diferencial podemos definir de la siguiente manera:dFA ! FA 0 dx A (III.49.)

Sustituyendo III.49. en III.48, tenemosFA 0 dx A ! ( rA ) dVR

(III.50.)

Despejando con respecto a dVR obtenemos: dVR ! FA 0 dx A ( rA ) (III.51.)

De tal forma que integrando obtenemos la ecuacin de diseo:

VR FA 0

xA

!

dx A (- rA )(III.52.)

xA 0

Para el diseo de reactores qumicos se formulan dos preguntas diferentes : se calcula el volumen del reactor para una conversin definida, o bien, se evala la conversin alcanzada para un volumen establecido.


16

VR x A ?

x A VR ?

Las ecuaciones de diseo para los reactores continuos puede ser definida en trminos del tiempo espacio X , que corresponde a la razn de volumen del reactor a flujo volumtrico a la entrada del reactor ( VR / Q0 ) en unidades de tiempo. Tomando en cuenta las siguientes igualdades: VR VR X ! ! FA 0 Q0C A 0 C A 0

Las ecuaciones de diseo pueden rescribirse de la siguiente manera: Para un RCTA X x xA0 ! A C A0 ( rA ) Para un RFP X ! CA0 dx A (-rA ) x A0xA

(III.53.)

(III.54.)

Adems, si no hay cambio de moles (densidad constante), la ecuacin (III.48.) simplemente puede escribirse como sigue : X ! dC A (-rA ) x A0xA

(III.55.)

Las ecuaciones anteriores se aplican para los reactores a la escala industrial, piloto y de laboratorio. No debe perderse de vista que van acompaadas de las ecuaciones respectivas de transferencia de calor. Con todas estas ecuaciones generamos un modelo matemtico del reactor ideal. Por otro lado, las ecuaciones de diseo se aplican tambin a reactores no del todo qumicos, como los reactores bioqumicos. Sin embargo, la definicin de la especie limitante en estos sistemas no es trivial y requiere conocer en detalle este tipo de procesos. Para ejemplificar lo anterior, se plantean algunos problemas de aplicacin para los tres tipos fundamentales de reactores homogneos.


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trapecio.xlsxA

Existe una manera fcil de resolver las integrales de la forma

f ( x A )dx A , considerando

xA 0

el rea bajo la curva f ( x A ) , desde x A 0 hasta x A , de tal manera que la solucin de la ecuacin de diseo para un reactor tubular o un reactor batch puede encontrarse grficamente. Estas integrales son muy tiles para comparar rpidamente los tamaos de un RCTA y un RFP. III.3.Solucin grfica de ecuaciones de diseo para RCTA y RFPxA

Para un RFP, la ecuacin de diseo, X ! bajo la curva de la funcin

xA 0

(r ) ,A

dx A

equivale al producto de C A 0 por el rea

1 , expresada en trminos de la conversin. ( rA ) 1 representa el rea ( rA )

De la misma manera, para un RCTA el producto de x A x A 0 por de un rectngulo.

As, primeramente escribimos las ecuaciones de diseo en la forma ms conveniente, por ejemplo:

VR ! FA0

X A X A0 (-rA )

para un RCTA

VR ! FA 0

x

xA

A0

dX A (-rA )

para un RFP


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Despus, es necesario conocer ( rA ) como funcin de x A y obtener su inverso, graficando desde x A 0 hasta x A , obtenindose una curva como la siguiente:

Fig. III. 6.- Muestra la Curva para estimar el volumen del reactor

Por ejemplo para una cintica de 2do. orden:( rA ) ! kC A2

con densidad constante, tenemos :( rA ) ! kC A 0 (1 xA )22

(III.56.)

1 1 ! 2 ( rA ) kC A 0 (1 x A )2

(III.57.)

Fig. III. 7.- Muestra la reas comparativas para estimar el volumen de un RCTA y un RFP


19

En la figura anterior, tenemos que el rea del rectngulo correspondiente a ( x A x A0 )

multiplicada por FA 0 1 bajo la curva , limitada entre ( x A x A0 ) representa el volumen del reactor RFP. Si se ( rA ) desea comparar los volmenes necesarios en el caso de un RCTA o un RFP para una determinada alimentacin, en el mismo rango de conversiones, fcilmente se puede obtener una respuesta sobre cual elegir. As, en este caso y para una misma conversin resulta adecuado elegir el RFP pues se tiene un menor volumen, lo que en trminos generales implica menos costos. Comparacin de tamaos entre un RCTA y un RFP Es posible obtener una expresin matemtica que nos permita comparar los volmenes para un RCTA con respecto a un RFP. Supongamos una cintica de orden n es decir,

1 ( rA ) representa el volumen correspondiente al RCTA, por otro lado, el rea

(-rA ) ! kC AnAhora bien, si la presin y la temperatura se mantienen constantes:

(III.58.)

(-rA ) ! ko bien:

FA0n (1- xA )n Q0n (1 I x A ) n

(-rA ) ! k

C A0

(1- x A ) n (1 I x A ) n

n

(III.59.)

As, para un reactor tubular de flujo pistn, la expresin para calcular el volumen del reactor queda como sigue:

VR ! FA0 0

xA *

dxA (-rA )

xA *

! FA0

kC0

(1 I xA )n dxAn A0

(1- xA )n

(III.60.)

VR ! FA0 RFP

xA *

0

(1 I xA )n dxA n k CA0 (1- xA )n

(III.61.)


20

De manera anloga, para un RCTA :

VR ! FA 0

(1 I x A ) n xA ! FA 0 xA n (-rA ) k C A 0 (1- xA ) nn

(III.62.)

VR x 1 I xA ! An FA 0 RCTA kC A 0 1- x A

(III.63.)

Luego entonces, al dividir la ecuacin III.63. entre la ecuacin III.61. se obtiene: VR 1 I xA xA F 1- x A A 0 RCTA ! x VR (1 I x A )n F (1- xA ) n A 0 RFP 0A

n

(III.64.)

O. Levenspiel reporta una grfica comparativa de la expresin anterior en funcin de (1-xA) para diferentes ordenes de reaccin y diferentes valores de ( rA ) . Esta grfica que corresponde a la figura 6.1 del libro, permite una comparacin rpida entre ambos tipos de reactores.


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PROBLEMAS 1.- Considera una reaccin elemental de la forma A B+C y tomando cinticas de orden 0, 1 y 2 respectivamente, obtn las grficas correspondientes empleando como variable independiente x A . Calcula los volmenes que se obtienen para un RCTA y un RFP y compara en cada caso. (Sugerencia: utilice, Excel, Mathemathica o Mapple) . 2.- Se desea realizar la condensacin de butadieno (B) y de acrilato de metilo (M), utilizando benceno como solvente y cloruro de aluminio AlCl3 , como catalizador . El mecanismo de reaccin consta de las siguientes etapas:AlCl3 M p AlCl3 M B AlCl3 M p C AlCl3 C AlCl3 p C AlCl3

(1) rpida (2) lenta (3) rpida m3 a 20C mol.ks

La constante cintica para la reaccin (2) es k2 ! 1.15 x103 ( 1ks=1000s).

a) Calcula el volumen del reactor tubular de flujo pistn (RFP) que permita alcanzar 40% de conversin de butadieno. Supn temperatura constante y una alimentacin m3 en fase lquida de 0.5 kseg Considera las composiciones iniciales siguientes: B 96.5 moles / m3 M 184.0 moles / m3 AlCl3 6.63 moles / m3 b) Qu volumen se obtendr para un RCTA? 3.- Para el estudio de la pirlisis del acetoxipropianato de metilo a 500C, con cido actico y acrilato de metilo como productos, se obtuvo una cintica de primer orden en un dominio de Temperatura

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