Reactor Catalitico Y No Catalitico 292c45

UNIVERSIDAD NACIONAL DEL CALLAO FACULTAD DE INGENIERÍA QUÍMICA ESCUELA PROFESIONAL DE INGENIERIA QUIMICA

Curso: Ingeniería de las Reacciones Químicas II Profesor: Ing. Leonardo Félix Machaca Gonzales Tema: “Diseño de reactores para el tratamiento de Dioxinas” Integrantes: 1) 2) 3) 4) 5) 6)

Aquino Inofuente Julissa Chuquihuamani Collantes, Cesar Chavez Melgarejo Jorge Hancco Ccolque Freddy Prieto Fernandez Lizbeth Soras Taype Crithian

CALLAO – PERU 2015

2

INDICE

Pagina RESUMEN 3 I.

INTRODUCCION

II.

4 FUNDAMENTOS DE DISEÑO 5 II.1

Tipos de reactores

5 II.2 Modelos de diseño 6 II.3 Factores de efectividad 15 III.

PROCEDIMIENTO DE DISEÑO

19 III.1 Bases de Diseño 19 III.2 Calculo de capacidad 32 III.3 Diseño de detalles 32 III.4 Especificaciones 34 III.5 Datos de construcción 34

3

III.6

Elaboración del plano

36 IV.

DISCUSIÓN Y RESULTADOS

V.

40 REFERENCIA BIBLIOGRAFICA 41

RESUMEN

El presente trabajo se refiere al diseño de dos reactores, un reactor homogéneo no catalítico así como también del diseño de un reactor heterogéneo catalítico de lecho fijo, ambos para el tratamiento de dioxinas las cuales son consideradas como micro-contaminantes

persistentes,

que

se

forman

como

subproductos en diferentes procesos químicos industriales de combustión que implican al cloro y estando de esa manera es como contaminan el medio ambiente. Nuestro trabajo tiene como objetivo hallar la capacidad o volumen de los reactores, luego dimensionar para cada caso un reactor en donde se llevará acabo dicho tratamiento a partir de las condiciones de flujo dadas. Así como también teniendo como base los fundamentos de diseño de reactores, los principios de transferencia de masa, la cinética de reacción y la termodinámica. Cabe recalcar que para el caso del reactor homogéneo no catalítico se dimensionará un reactor tubular con los detalles correspondientes

para

el

tratamiento

de

la

dioxina.

Paralelamente en el caso del reactor heterogéneo catalítico se dispondrá del lecho de partículas de un catalizador como lo es

4

el óxido de titanio activado con óxido de wolframio, este catalizador será el responsable de disminuir la energía de activación y así aumentar la velocidad de reacción del proceso. Todo el dimensionamiento, las especificaciones y datos de construcción de ambos reactores lo hacemos con el uso del programa Excel. Finalmente la representación de nuestros diseños de reactor es mediante el uso de un software o programa de modelamiento en 2D.

I.

INTRODUCCION

Las dioxinas son sustancias químicas micro-contaminantes más significativas en la actualidad que pertenecen a los Bifenilos Policlorados (PCB), que son una serie de compuestos aromáticos

organoclorados

conocidos

también

como

Contaminantes Orgánicos Persistentes (COP). Los cuales son sintetizados por el hombre en diferentes industrias como en la fabricación de aceites para transformadores, aceites hidráulicos y

lubricantes,

pinturas,

pegamentos,

ceras,

etc.

Estas

sustancias toxicas se degradan muy lentamente por lo que permanecen muchos años en el ambiente (agua, suelo y aire) causando grandes impactos en la salud pues muchos de ellos se acumulan

en

la

piel

y

tejido

adiposo

por

tener

alta

liposolubilidad. Un informe de OMS de 1986 nos dice que la mayor parte de la ingesta diaria de dioxinas procede de los vertidos de residuos clorados, gases de escape de automóviles y ciertas industrias

5

del metal y papel. Además cabe mencionar que el Perú al haber firmado un convenio como el de Estocolmo se ha comprometido a establecer medidas necesarias para eliminar la producción, uso

de

estas

sustancias

químicas

las

cuales

se

deben

identificar, etiquetar y retirar las concentraciones mayores a 50 partes por millón y volúmenes superiores a 50ml a más tardar al 2025. Por todo lo mencionado anteriormente es que parte un interés o importancia en diseñar equipos para el tratamiento o eliminación de dioxinas.

II.

FUNDAMENTO DEL DISEÑO DEL REACTOR.

II.1

Tipos

de

Reactores:

Existen

varias

formas

de

clasificarlos. a) Según el modo de operación  Reactores discontinuos: Son aquellos que trabajan por cargas, es decir se introduce una alimentación, y se espera un tiempo dado, que viene determinado por la cinética de la reacción, tras el cual se saca el producto. 

Reactores continuos: Son todos aquellos que trabajan de forma continua.

b) Según las fases que albergan  Reactores homogéneos: Tienen una única fase, líquida o gas. - Tipos de reactores Homogéneos: Reactor batch, Semibatch, CSTR, PFR. Representación de un Reactor Batch

Representación de un reactor CSTR

6



Reactores heterogéneos: Tienen varias fases, gas-sólido, líquido-sólido,

gas-líquido, gas-líquido-sólido. - Tipos de reactores Heterogéneos: a) Reactores Heterogéneos Catalíticos: Reactor de lecho fijo, reactor de lecho fluidizado y reactor de lecho empacado. b) Reactores Heterogéneos No Catalíticos: Reactor de lecho fijo, reactor de lecho móvil,

reactor

de

lecho

fluidizado,

reactor de tanque agitado y reactor de torre o columna.

II.2

Modelos de Diseño:

Diagrama básico de un Reactor lecho fluidizado

Modelos de Diseño para un Reactor Catalítico de Lecho Fijo. Para diseñar reactores de lecho fijo, existen diversos modelos de diseño y estos modelos se desarrollan sobre la base de la hipótesis que se plantea sobre el cálculo y estos son: a) Tipo de flujo: -

Flujo pistón en una sola dirección.

-

Flujo

pistón

dispersión radial.

axial

con y/o Representación de flujo pistón con dispersión axial.

7

b) Cinética de las reacciones del proceso: - Cinética pseudo homogénea - Cinética heterogénea Donde se define al flujo pistón como el paquete de la línea de corriente cuya distribución no varía en el sentido radial, haciéndole solo axialmente. Así mismo, la cinética pseudo homogénea se dice cuando el factor de efectividad es igual a uno (n=1) y el sistema está constituida de una sola fase de tal modo que las propiedades del solido-fluido se presentan en conjunto. Por ejemplo: la densidad, presión, velocidad de reacción, etc. En consecuencia, combinado un tipo de flujo con cualquiera de las cinéticas, obtenemos un determinado modelo de diseño así tenemos: 1. Flujo pistón con cinética Pseudo Homogéneo. 2. Flujo pistón con cinética heterogénea. 3. Flujo pistón con dispersión axial y/o radial y con cinética pseudo homogénea. 4. Flujo pistón con dispersión axial y/o radial con cinética heterogénea. A continuación se detallan los modelos a utilizar en nuestro diseño. 1. Modelo de flujo pistón con cinética pseudo homogénea. Recordamos que, el flujo pistón es definido como el flujo que se caracteriza debido a que sus propiedades del sistema son concentración, presión y temperatura no varían en el sentido radial, haciendo solamente en forma axial con la condición de que

en

esta

última

dirección

no

existe

gradientes

de

temperatura y la concentración del transporte molecular es despreciable.

8

La cinética pseudo homogénea expresa la velocidad de desaparición de un reactante dado, pero sin discriminar las etapas de transporte de masa ni calor y así mismo de la reacción química propiamente dicha. Es decir es la expresión global, ya que tiene incluida los efectos de transporte de masa y/o calor. Lógicamente estas expresiones tienen origen experimental y deben cuidarse varios aspectos al utilizarla. Como regla general es necesario asegurar que las condiciones en que se van a aplicar estas expresiones sean similares a las condiciones en que se la obtuvo. Al respecto hay que verificar que los tamaños de partícula sean iguales, al igual que el número de Reynolds de la partícula, el tipo de flujo , el rango de temperaturas y presiones de trabajo, la composición de la alimentación de reactivos y las conversiones a alcanzar. Debe tenerse presente que la modificación de alguna de estas condiciones puede traducirse en una modificación de los parámetros de la ecuación cinética e incluso puede llegarse al caso de la inaplicabilidad. En este caso las ecuaciones de balance de masa y energía son las

usadas

en el

diseno

de

reactores

para

el

sistema

homogéneo son: Balance de Masa: Entrada-

Salida=

Acumulación

+Generación

Química. F A 0−F A=0+ (−r A ) dW F A 0−F A−d F A=0+ (−r A ) dW d F A =F A 0 dx A

(1) (2) (3)

de

Reacción

9

−(−F A 0 dx A )=( −r A ) dW d xA =−r A dW

FA 0

(4)

(5)

Balance de energía: dT

(∑ F ) dZ j

j

j

-

r j A T ΔH =−Q v At Vj

(6)

En la forma análoga: dT (∑ F j j) dZ − j

r j ΔH −Qv = Vj ρB

(7)

Siendo: Q=

4U (T −t ) D

(8)

La ecuación (7) se transforma en : dT F j j ∑ ( ) dZ − j

r j ΔH 4 U (T −t) = Vj D ρB

(9)

Casos: Caso I: Reactor de lecho fijo isotérmico (T≠ f(Z)) A los fines de dimensionamiento del reactor se debe resolver la ecuación de Balance de Materia solamente y la resolución del balance de energía permitirá encontrar las condiciones que deben cumplirse para lograr la isotermia. Caso II: Reactor adiabático U=0 Balance de Masa:

10

FA 0

d xA =−r A dW

(10)

Balance de Energía: dT F j j ∑ ( ) dW − j

T =T 0 + x j

r j ΔH =0 Vj

(11)

(−ΔH ) F jo Vj

( ∑ F ) j

j

(12)

j

Caso III: Reactor no isotérmico no adiabático (NINA) La ecuación de balance de materia: dx r j = dw F jo

(13)

La ecuación de balance de energía: (−ΔH )F jo dx d w =rj V j ∑ F j j

(

j

4 U ( T−t)

)

-

D ρB

(∑ F ) j

Con las condiciones iniciales: W=0 y problema

consiste

en

(14)

j

j

la

X j=X jo

resolución

y

simultanea

T=To, el de

las

ecuaciones (13) y (14) puede resolverse por algún método adecuado. Otros casos algo más complejo, como lo son los auto términos, pueden ser resueltos aplicando las ecuaciones de masa y energía. Perdida de presión en los reactores de lecho fijo: Para lechos fijos:

11

Para flujo laminar la ecuación resultante es: G aµ ) ΔP 5G 2 a = =¿ 3 L gc ρ E

(15)

a= superficie del lecho G= velocidad máxima (kg/hm2) gc=constante de gravitación ℰ=porosidad �=densidad µ=viscosidad Para lechos turbulentos: ℜ=

G 100 aµ

(16)

Re≤100 2

−0.1

ΔP 0.4 G a G = =( ) 3 L aµ gc ρ E

(17)

Para número de Reynolds elevados: ΔP =2 ρB L

(18)

Se debe usar: ΔP 0.4 G2 a G −0.1 = =( ) L aµ g c v E3 Para número de Reynolds elevados:

(19)

12

3−n

( 1−E) ΔP 2 fcG2 = =( 3−n L gc ρDp λ E3

)

(20)

Dónde: f= factor de fricción modificada �=factor de forma de la partícula (que está definida por la relación de la superficie de la partícula sobre el volumen de la misma partícula) n=1 laminar Para Re<10 grado de turbulencia es despreciable n=2 turbulento La ecuación Ergun: 2

ΔP 150(1−E) µv 1.75(1−E) Gv = + L Dp gc E3 Dp 2 gc E 3

1.50 (1−E)µ Dp 2 (1− E) ΔP Gv = ¿ L gc . ρ. Dp E3

+1.75G)

(21)

(22)

2. Modelo de flujo pistón con cinética heterogénea Recordemos que el modelo con cinética heterogénea discrimina las fases existentes, considerando que en la fase fluida solo existe transporte de materia y/o calor, mientras que en la fase sólida se produce la reacción química. Considerando que las partículas del catalizador, es conocido para que se lleve a cabo la reacción, es necesario que los reactantes superen la resistencia de transferencia de masa externa e interna para poder

alcanzar

la

superficie

catalítica.

Según

sean

las

13

magnitudes de estas resistencias, habrá diferencias en las ecuaciones de balance de masa y calor. A los fines de darle una mayor claridad del desarrollo del tema, se consideran dos casos diferentes. Así tenemos: a) Flujo

Pistón

con

gradiente

externo

de

concentración

y

temperatura b) Flujo Pistón con gradiente externo e interno de concentración y temperatura En el primer caso consideremos una partícula en el cual puede existir

solamente

gradiente

eterno

de

concentración

y

temperatura, mientras que para el segundo caso gradientes, tanto en el interior de la partícula como así también en la película del fluido que lo rodea. Consideremos ahora un reactor tubular relleno de partículas esféricas. La concentración del fluido y su temperatura se modificaran en el sentido axial, como consecuencia a ello la reacción que se produce sobre el catalizador a través del cual el fluido circula. A su vez, para una posición axial en el reactor, Z, existirán partículas bañadas por fluido con concentración Cj (del reactante j) y una temperatura T. Alrededor de estas partículas puede definirse una película donde se establecerán las resistencias a la transferencia externas de masa y calor, de modo que las concentraciones de j, y la temperatura en la superficie externa de las partículas serán

s

C js

gradiente

y

s

T s . A su vez dentro de las partículas existirá un

radial

denominara con

de s

C js

y

temperatura Ts

y

concentración,

a dichas variables.

Caso I: Con gradiente externa de masa y temperatura.

se

14

En este caso el perfil de concentración y temperatura dentro del catalizador es despreciable por lo que se considera solamente el perfil de concentración y temperatura en la película que le rodea al catalizador. Para plantear las ecuaciones de balance de masa, debe tenerse presente que en la fase fluida existe transporte de masa por circulación debido a la corriente fluida que se mueve en dirección axial. Para cada componente la variación del flujo de masa transportado por la fase fluida debe ser igual al flujo transferido a través de la película en estado estacionario. A su vez siempre bajo la hipótesis de estado estacionario, el flujo de materia a través de la película debe igualar al flujo de materia que reacciona sobre la superficie del catalizador. Consideraciones similares pueden hacerse respecto al balance de energía. En este caso, sin embargo, debe tenerse en cuenta que la variación entálpica del fluido se debe a un flujo de calor intercambiado con el medio externo. Todo lo dicho puede expresarse de la siguiente manera: Cambio de j en dZ=Transporte de j a través de la película Balance de Materia y Energía para la fase fluida: Balance de masa: Fj

dx j k c a = Cj−C sjs ) … … … .(24) ( dw ρ p

Balance de calor: dT F jC j ∑ ( ) dw = j

hc a s ( T −T ) … ….. ( 25 ) ρp s

Para la fase sólida:

15

Balance de masa

(C SJS , T SS ) … … … … .(26) kc a S C j −CJS ( )=r j f ¿ ρp Balance de calor

( C SJS ,T SS ) … … … … .(27) hc a s ∆ Hr T s−T ) = r f¿ ( ρp v j Donde

kc

(cm/seg)

y hc

en

(cal/°C,

seg/cm 2), son

los

coeficientes peliculares de transferencia de masa y de calor entre el reactor y el medio del intercambio térmico cuya temperatura es T. Estos sistemas de ecuaciones (24, 25, 26 y 27) están sometidos a las siguientes condiciones. Z=0

o

w=0

Cj=Cjo . … … … (27 a ) T =¿ … … … .(27 b) En las ecuaciones presentes puede reconocerse a xj (o Cj), C jss, T, Tss como variables dependientes de la posición Z o de la masa de catalizador w, lo cual puede considerarse como variable independiente, de tal modo si se fija el valor de las variables independientes (longitud del reactor o masa del catalizador), o bien el valor de alguna de las variables dependientes (tal como la conversión) en la posición de salida del reactor, el conjunto de ecuaciones (23) a (26) permiten resolver el problema.

16

Debe indicarse que el conjunto de ecuaciones planteadas son generales y contemplan además el tratamiento de los distintos regímenes

técnicos

en

que

puede

funcionar

el

reactor

(isotérmico, adiabático, etc.), para lo cual solo es suficiente fijar las condiciones restrictivas correspondientes en cada caso, osea U=0 para el adiabático, T ≠ f(w). Debe quedar en claro que frente a un problema cualquiera, esto es, cualquiera sea la expresión cinética de la reacción, aún más compleja

del

tipo

Hougen-Watson,

la

resolución

de

las

ecuaciones de (1) a (4) permite hallar la solución del problema, sin embargo, el tratamiento puede simplificar en casos donde la expresión cinética sea del tipo ley de potencia. r ij =k C nj … … … … . ( 28 ) Para la ecuación (28) se puede encontrar expresiones del factor de efectividad externo en condiciones de la fase gas. rj ( T ss ,C sj ) =rj ( T 1 , C j ) η ( T 1 , C j ) … … .(29) Donde η se puede obtener resolviendo la ecuación (25) y (26) para cinética de la ley de potencia. n=( 1−nDa ) n eγoβ

[

]

nDa … … … …( 30) 1+ nDa

Factor de efectividad externo: caso no isotérmico kf ( T ) C n−1 j Da= … … … ..(31) kcf ( T ) a/ ρ p

γo=

E … … … … … (32 ) RT

17

β=

( ∆ H ) . Kc . f ( T ) . a . Cj … … .(33) vj . hc . f ( T ) . a . T En la ecuación (29), (30), (31), (32) y (33) se observa que están en función de la temperatura y la concentración del flujo que reemplaza a la ecuación (29), en (25) y en (26), se obtiene:

Kc . a (C j−C SJS )=rj. f ( T ,Cj ) .n . f … … … ..(34) ρp hc . a s ∆ Hr ( T s−T )= v r . f ( T ,Cj ) . n . f (T ,Cj )… … … ..(35) ρb j Reemplazando la ecuación (34),(35) en (23)y (24)se obtiene : Balance de masa: F j×

dx j =r j × f (T , C ) ×nf ( T ,C j ) … … … .(36) dw Balance de energía: dT

4U

(∑ F C ) dw =r f ( T , C ) nf (T , C )− D × ρ ( T −t ) … … … ..(37) j

j

j

j

j

j

p

hca ∆H S S =( T S −T ) = × K × r A × f ( T S ) … … … …( 38) ρb VA

II.3 -

Factores de Efectividad:

Factor de efectividad interno isotérmico, definido por ƞ. Donde:

-

T g=T ss=T s =T

Para una partícula esférica Una reacción irreversible de 1er. Orden: A→R

18

-

-

N A =DeA

dC A dr

De cinética de reacción: −r A=K s CA n

−r A

=

moles transformados o reaccionados m2. s Rd

N A=

Ks=

moles transferidos m2. s

r

m 3 transferidos m2. s

Aplicando el balance de masa para el reactante A en una cascara como se aprecia en la figura de espesor dr será: d (densidad de flujo . area ( S T ) ) dV

=−r A

St: área de sección transversal de la partícula esférica. S T =4π r 2

−D eA



dCA 4 π r2 dr ¿ d¿ ¿

( )

4 V = π2 3 −D eA

r: radio de partícula (no del poro)

→

dCA 4 π r2 dr ¿ d¿ ¿

( )

dV=4π r

2

dr

19

2

d C 2 2C A K ( 2A + + )= ev C nA r dr dr DA 

Ks . ρ p . Sg

Kv=

ρ p : densidad de particula d C 2A 2 2 C A ρ p Sg K v n ( dr 2 + r + dr ¿= De C A A 

Las condiciones límites para la ecuación diferencial: R0 C A =C SAS r= dCA dr = 0

r=0 

Aplicando cambio de variables: r �= R



Concentración adimensional:



d C 2A 2 df Ro2 ρ p Sg K s C SAS ' ' + = f dρ2 ρdp D eA



d C A 2 df + Φ2 f ' ' 2 ρdp = dρ

f=

CA C SAS

n−1

2



Despejando �: Φ=L



√

n−1

K v C SAS DeA

Llamado módulo de Thiele para una Rx. irreversible. L= longitud característica de la partícula. Para una partícula esférica: 3 1 1 ƞs = − Φ S tanh Φ s Φ s

(

ƞs =

)

3 (Φ cothΦ s−1) ΦS s

Despejando

Φs

:

20

√

n−1

R 0 K v .C SAS Φ= e 3 DA -

Factor

de

efectividad

definido por n´ =

exotérmico

isotérmico,

está

n´

velocidad observadao global veloc . de la Rx . a las condiciones del fluido

La velocidad de la Rx. Qca n=1 S

r A =K v C AS La velocidad de transferencia de masa/volumen utilizando la técnica de la película. C Ag−C N A =K c a (¿ ¿ ASS ) ¿ Kc: coeficiente TM en función de a. a: Área sección interfacial de toda la partícula. Sg

a= V particula C Ag−C K v C =K c a (¿ ¿ AS S ) ¿ S AS

Definimos que NDa =

velocidad de reaccion Q velocidad de transferencia de masa

Para una reacción de orden n:

21

n−1

N Da =

n

K v C Ag k C = v Ag Kc a K c a C Ag

Para orden n=1 N Da =

Kv K ca

r obs =K v C SAS =

Kv C Ag 1+ N Da

K v C Ag r 1+ N Da n´ = obs = r Aj K v. C Ag Por lo tanto para una reacción de 1er orden: n´ =

-

1 1+ N Da

Factor de Efectividad Global Isotérmico: Se plantea: C Ag−C S

n

K c a(¿ ¿ ASS )=n│r =Ro−K v C AS ¿ Para n

¿

r obs =K v n=

1 C Ag nKv C Ag = K 1+n N Da 1+n v Kc a

22

Como

nG =

III. 3.1

nKv C Ag r Aobs 1+n N Da nG = = r Ao Kv C Ag

n 1+ nN DA

PROCEDIMIENTO DEL DISEÑO

Bases del diseño:

a) Escala de producción: Nivel planta piloto b) Tipo de Proceso: Oxidación catalítica y no catalítica de la c)

d)

e)

f)

Dioxina. Condiciones de operación:  Temperatura: 1000o C  Presión: 1 atm  Conversión: 0.998  Alimentación: Qt= 30.57 m3/h = 0.5095 m3/s  τ= 0.0335 min = 2.01s Propiedades del Fluido:  Composición de la dioxina: 0.22%  Peso molecular: 322g/mol  Densidad del fluido: 0.28 kg/m3  Viscosidad del fluido: 5.10967x10-5 kg/m.s Propiedades del catalizador:  Catalizador empleado: TiO2/WO2  Área específica del catalizador (Sg): 101 m2/g  Diámetro de la partícula: 0.0001 m  Porosidad del lecho: 0.61  Densidad de la partícula (TiO2): 4.23 g/cm3 Cinética de las reacciones Químicas:  Reacción Química: C12H4Cl4O2 + 11 O2 → 12CO2 + 4HC

Para el Sistema Homogéneo: Reactor Homogéneo: Ecuación de diseño

23

XA

XA

VR d XA =∫ F ° A 0 −r A

→

VR d XA =∫ v ° CA 0 0 −r A

Como la cinética es de 1er orden. −r A=K CA

XA

VR d d XA =∫ XA = v ° CA 0 0 K C A K n A 0 (1−X A ) V 0 (1+δ A y a x A )

1−X A ¿ ¿ 1+4.3,384 .10−6 X A d XA ¿ x 1+ δ A Y A X A d XA 1 =¿ ∫ ¿ K 0 (1− X A ) A

XA

VR CA 0 = ∫¿ v ° CA O K 0 De los coeficientes estequiometricos de la reacción δ A=

( 12+4 )−(1+ 11) =4 1

n A 9.677∗10−7 = =3.384∗10−6 nT 0.286 o

XA

1 (1+1,3536∗X A ) 0.0335= ∫ d XA K 0 (1−X A )

24

XA

XA

XA 1 −5 0.0335 K=∫ d XA +1.3536∗10 ∫ d XA 0 (1−X A ) 0 (1−X A )

x A=0.998

Para

0.0335 K=6.2146+7.0612 . 10−5 K=185.5126 min−1

τ=

VR m3 → V R =τ∗v 0 A =0,0335 min∗30.57 =1.024 m3 v0 A min

3

3

V R =1.024 m ∗1.3=1.331 m

Para el Sistema Heterogénea: Para la reacción: A+B⟹ R+ S



-

Se sigue el modelo de Langmuir-Hinshelwood-HougenWatson (LHHW)

Mecanismo: Doble Centro

A + X K 1 AX … … … … … ( 1 ) ⇔

B+ X K 2 BX … … … … … . ( 2 ) ⇔

I + X K I XI … .(3) ⇔

AX + BX K 4 RX + SX … … ….. ( 4 ) segunda etapa reaccion superficial ⇒

25

RX K 5 R + X … … … … …(5) ⇔

SX K 6 S + X … … … … … .(6) ⇔

-

}

tercera etapa desorcion

constantes de equilibrio:

De (1):

K 1=

CA C =K 1 × P A ×C X =K A × P A ×C X …(6) P A ×C X A

De (2):

K 2=

CB C =K 2 × PB ×C X =K B × P B ×C X …(7) PB ×C X B

De (3):

KI =

CI C =¿ K I × P I × C X …(8) P I ×C X I

De (5):

K 5=

PR ×C X P × CX C R= R =K R × P R ×C X …( 9) CR K5

De (6):

K 6=

PS ×C X P ×C X C S= S =K S × PS ×C X …(10) CS K6

-

Etapa controlante: Reacción superficial

De (4):

−Γ A=K 4 ×C A ×C B

−Γ A=K 4 × K A × K B × P A × P B ×C 2X …(10) -

Balance de sitios:

[ X ] T =C A +C B + C R +C S +C I + C X [ X ] T =K A × P A ×C X + K B × PB ×C X + K R × P R ×C X + K S × P S ×C X + K I × P I ×C X +C X [ X ] T =C X × [ K A × P A + K B × PB + K R × P R + K S × P S + K I × P I +1 ] 2 X

C =

[ X ]T

2 2

[ K A × P A + K B × P B + K R × P R + K S × PS + K I × PI +1 ]

( 11 )

26

(11) EN (10) −Γ A=

K 4 × K A × K B × P A × PB × [ X ]T

2

[ K A × P A + K B × P B + K R × PR + K S × P S + K I × P I + 1 ]

2

(12)

Haciendo: K=K 4 × K A × K B × [ X ] T

2

K R × P R + K S × PS + K I × PI son mucho menor que 1+ K A × P A + K B × P B entonces la ecuacion(12)

−Γ A=

K × PA × PB

[ K A × P A + K B × P B + K I × PI +1 ]

2

CONSIDERACION: 1. Las constantes de adsorción para nuestro estudio las consideraremos despreciables para el proceso. Nuestra adsorvabilidad es muy débil. PB , presión del oxígeno , 2. La por su concentración la tomaremos constante. Nuestra ecuación cinética se transforma en: −Γ A=K × P A La constante cinética viene determinada por: K=K 4 × K A × K B × [ X ] T K=K 4 × [ X ] T



2

2

Constante Cinética Heterogénea:

27

K4 AX+BX  RX+SX −Γ A=K C4

A

CB

K het =K 4 × K A × K B × [ X ]T

2

K het =K hom × K A × K B × [ X ] T

2

…. (i)

Considerando: Ka  1 KB  1 XT = 1.5 % Khom =3.115 s-1 Khet =7.0088 s-1

Reemplazando en (i):



Modulo de Thiele: ∅=

Procedemos hallar 

√

R 2KS 3 D eA

… (ii)

D eA :

Donde a partir de datos de la Hoja Técnica (ANEXO1)

Propiedades Físicas Diámetro de la partícula 100x10^-6m Área especifica 101 m2/gr Densidad del TiO2 ( 4.23 gr/cm3 ρp ) Volumen del poro

0.37 cm3/gr

28

Factor de contricción (

σ

1

) Tortuosidad ( τ )



6.5

Calculamos la porosidad: vp

ϵ= v p+

1 ρ partícula

…(iii)

v p =volumen del poro ρ partícula =densidad del TiO2 ϵ=0.61



Hacemos uso del Método de Dusty Gas para hallar la Difusividad efectiva

1 1 = e + e D A D AK Donde: e

D AB e

D AB=D AB x

∈σ τ 2

D AB=0.63228 m /s DeAB=0.63228

m2 0.61 x 1 x s 6.5

( [ √ ])

1− Y A 1− D

e AB

MA MB

….(iv)

29

DeAB=0.05935

m2 s

Además: YA Y A=

1 √ 2 π d 2A N A

Y A =3.49 x 10−15 DeA =1.3126 x 1 0−7 m2 /s

Reemplazando en (vi):

Finalmente reemplazando en (ii): ∅=1.72 x 1 0−1



Factor de efectividad interno:

Para una partícula esférica: ƞs =

3 1 1 − Φ S tanh Φ s Φ s

(

)

ƞs =0.998



Factor de Efectividad Global: nG =

Dónde: N DA =

KV KC a

n 1+ n N DA

…(vi)

…(v)

30

a=

6 x (1−ε b ) ρp x d p

K V =constante cinética K C =constante de transferencia de masa Reemplazando en (vi):



nG =0.939551

Numero de Dankeler:

…(vii) Kv: constante cinética Kc: constante de transferencia de masa



Constante de Transferencia de Masa: La hallamos a partir de la Correlación de Kremsen.

K C=

Sh D AB (1−ε b ) d p εb 1

Sc ¿ 3 1

S h=(Re ¿ 2 ¿

Re=

d p ⟨v ⟩ (1−ε )υ

⟨ v ⟩ =velocidad del gas υ=viscosidad cinemática

⟨ v ⟩=

Q A ST

31

A ST =

Sc=



π 2 D 4

υ D AB

Caida de presión (ΔP): (interacción fluido – partícula)

Nos permite calcular el diámetro del reactor (D), utilizando el balance de cantidad de movimiento, está planteada por: ∂ P f ∗U 2 + ∗ ɣF =0 ∂ X dP´ La caída de presión es igual a la fuerza cinética ∂x = profundidad del lecho f

= factor de fricción

dp´ = diámetro la partícula efectiva U

= velocidad superficial del fluido

Ɣ F = densidad del fluido ϵ

= porosidad

Integrando la ecuación (1) 2 −ΔP U ( ) = f * d P´ * ɣF L

ΔP = P ingresa - P salida dp´ = G *

= -(P salida-P ingresa)

Vparticula S externa

Para una partícula esférica: dp´ = dp

32

Diámetro equivalente: dp´ =

3∗d Pc dPc 2+ LP c

Para el factor de correlación se utiliza la correlación de ERGUN:

(

f = 1.75+

ℜ´ =

dP ´∗U∗ɣF µf

1−ϵ B 150 ∗( 1−ϵ B ) ∗( ) ℜ´ ϵ B3

)

dP´∗G µf

=

Velocidad de flujo másico: m ´ G = A ST



=

4∗m ´ πD 2

De la ecuación de ERGUN tenemos que calcular la viscosidad de la mezcla de los gases. ΔP = L

G 2 ∗(1−ϵ ) g c∗d p∗ɣ ɛ

3

*(

150∗( 1−ϵ )∗µ +1.75∗G¿ dp

… (viii)

Utilizamos la ecuación de ecuación de Chapman – Enskog para cada gas:

Dónde: μ =viscosidad T = temperatura (°k) M= masa molecular

33

σ = diámetro de colisión característico de lada molécula en angstrom (Parámetro de lennard jones) Ω =función integral de colisión 

Datos de los gases para calcular para cada uno de ellos su viscosidad a 1000°c gas

M(g/mol)

Ω

σ

( A´

) O2

32 N2

C12 H 4 Cl4 O2



28 322

0.80256 84 0.75630 54 1.32294

3.46 7 3.79 8

Para el oxigeno

De tablas de parámetros Lennard –Jonnes. ɛ k

=106.7

σO2

=3.467

T=1273.15 °K KT ɛ ΩO 2 ΩO 2

=

1273.15 106.7

= 11.932

(con este valor se busca el parámetro

en la tabla) =0.8025684

Calculamos su viscosidad del oxígeno a 1000°c

34

−5

μ = 2.6693*

(

10 ∗

√32∗1273.15 2

( 3.467 ) ∗0.8025684

−4

μ = 5.58499* 10



)

poise (g/cm*s)

Para el nitrógeno

(De tablas de parámetros lennard –jonnes) ɛ k

=71.4

σ N2

=3.798

T=1273.15 °K KT ɛ

parámetro ΩN 2

1273.15 71.4

=

ΩN 2

= 17.83123

(con este valor se busca el

en la tabla)

= 0.75630544

Calculamos su viscosidad del nitrógeno a 1000°c μ = 2.6693*

(

10−5∗

−4

μ = 4.61794* 10



Para la

√28∗1273.15 2

( 3.7987 ) ∗0.75630544

)

poise (g/cm-s)

C12 H 4 Cl4 O2

(De tablas de parámetros lennard –jonnes) ɛ k

=1.21* T b

T b=446.5 ° C

35

ɛ k

=1.21*(446.5+273.15) ɛ k

=870.7765 1

σ dioxina =1.18∗V 3 σ dioxina

234.282 31 ( ) =1.18* 1000

=0.7274363

T=1273.15 °K KT ɛ

1273.15 = 870.7765

parámetro ΩN 2

Ωdioxina

= 1.462085

(con este valor se busca el

en la tabla)

= 1.3294

Calculamos su viscosidad de la dioxina a 1000 ° c −5

μ = 2.6693*

(

10 ∗

√322∗1273.15 2

( 0.7274363 ) ∗1.3294

)

μ =0.02429 poise (g/cm*s)



Calculando la viscosidad de la mezcla de gases (Ecuación de Wilke (error 2%)

36

Especie

O2

(1) N2

(2)

Fracción molar

Peso molecular

Viscosidad (poise)

0.209999929

32

5.58499* 10

0.78999734

28

−4 4.61794* 10

3.3612*

322

2.429* 10

(3)C 12 H 4 Cl 4 O2

i 1

j 1 2

3

−2

10−6

Mi/Mj 1 1.142857 14 0.099378 88

µi /µj 1 1.20896403

1

0.875

0.82715447

2

1

1

3

0.086956 52

0.0190147

0.533209 18

1

10.0625

43.5007829

2

11.5

52.5908818

3

1

1

1.172330 43 2.438429 66 1

3

2

−4

0.02298809

φij 1 1.028342 22 0.543896 22 0.912209 73 1

xj*φij 1.010646 27

0.969465 32

2.122384 86

Reemplazando todos los parámetros en la ecuación:

Por lo tanto μm = 5.11x10-5 Kg/m.s



Para el Re

ℜ´ =

dP ´∗U∗ɣF µf

37

ƔF =

Mmezcla∗P R∗T

dP ´

=

Q=A*U ϵ B = 0.61 Luego el factor de caída:

(

f = 1.75+

m ´ G = A ST



1−ϵ B 150 ∗( 1−ϵ B ) ∗( ) 3 ℜ´ ϵB

)

=

4∗m ´ 2 πD

Diámetro del reactor:

Integrando y ordenando los parámetros usados para hallar la caída de presión (ΔP) en la Ec. de cantidad de movimiento, obtenemos la siguiente ecuación para hallar el diámetro del reactor: D 6−βγ D2 −γ =0

...(ix)

Donde: β=

150 π µ f (1−EB ) 4(1.75) dp' m ´ 2

γ=

´ w 64 α m 3 ' π ρ f dp (−ΔP) ρB

α=

Además: µ f =viscosidad de la mezcla

1.75 (1−E B ) E B3

38

EB = porosidad dellecho dp' =diámetro equivalente de lapartícula m=flujo ´ másico

w=cantidad de catalizador ρf =densidad del fluido ΔP=caída de presión

ρB =densidad dellecho



Ecuaciones de diseño: w=

Q 1 ln K ' nG 1−X A

(

L=



)

4w 2 π D ρaire

…(x)

...(xi)

Resolviendo el siguiente sistema de Ecuaciones:

nG =

ΔP = L

G 2 ∗(1−ϵ ) g c∗d p∗ɣ ɛ

3

n 1+ n N DA

*(

…(vi)

150∗( 1−ϵ )∗µ +1.75∗G¿ dp

D 6−βγ D2 −γ =0

w=

Q 1 ln K ' nG 1−X A

(

...(ix)

)

…(x)

… (viii)

39

L=

4w π D2 ρaire

...(xi)

De incognitas: L, W ΔP, nG, D obtenemos: D= 0.6m nG = 0.9395 W= 111.35 gr L= 1.4 m ΔP =5.57atm g) Termodinámica de la Reacción:

86 Keq= 3.65 x10 ΔH (T°C) = -4377.041 Kj/mol EXOTÉRMICO ΔS (T°C) = -5578.274 J/mol Calculo de Capacidad:

3.2 

ΔG =-5578.274 REACTOR HOMOGÉNEO NO CATALITICO

τ=

VR m3 → V R =τ∗v 0 A =0,0335 min∗30,57 =1,0241 m3 v0 A min

V R =1.024 m3∗(1.3)≈ 1.300 L



REACTOR HETEROGENEO CATALITICO

π∗D R 2 V R= ∗L 4

V R=

π∗0.62 ∗0.3977 m3 4

40

3

V R =0.3977 m ∗1.3 ≈ 520 L

3.3  t=

Diseño de Detalles: REACTOR HOMOGÉNEO NO CATALITICO: P∗D 1 + 2∗S∗E 8 t: espesor P: presión total D:diámetro del reactor S:esfuerzo permisible a la tensión=68947.57kpa E: factor de eficiencia de la junta

t=

101.3 kPa∗0.6 m −3 +3.175∗10 m 2∗68947.57 kpa∗0.7

t=3.8 mm 

REACTOR HETEROGENEO CATALITICO:

t=

P∗D 1 + 2∗S∗E 8

t=

101.33 kPa∗0.6 1 + 2∗68947.57∗0.7 8

t=3.8 mm

41

3.4

Especificaciones:

REACTOR NO CATALÍTICO HOMOGÉNEO 

Materia de construcción del reactor: acero inoxidable



ASTM316 Tipo de fondo: bridado estándar Capacidad: 1.300 m3



 

Acondicionador de temperatura: precalentador eléctrico Sensor de temperatura: termocupla

REACTOR CATALÍTICO HETEROGÉNEO   

  

Materia de construcción del reactor: acero inoxidable ASTM316 Tipo de fondo: bridado estándar Capacidad: 0.517 m3 Acondicionador de temperatura: pre calentador eléctrico Sensor de temperatura: termocupla Catalizador empleado: TiO2 activado por WO3

3.5 Datos de construcción: REACTOR HOMOGÉNEO NO CATALITICO 

Diámetro interior= 6m



Espesor de la plancha=

3.8 mm ≈

1 Plg 8

42

             

Longitud del tubo=4.7m Longitud del lecho=3.62m 7 uniones universales de ¾ plg 01 rotametro para flujos bajos válvulas de globo de ¼ plg 1 tampón macho con rosca de ¼ de plg 1 tubo de ¾ de plg de 20 cm de longitud bridas de fierro de 5 plg de diámetro 3 pirómetros digitales 3 adores 3 alarmas de incendido o apagado 20 niples de ¼ de plg 1 tablero de control 2 discos de soporte del reactor de 6plg de diámetro

REACTOR HETEROGENEO CATALITICO  

Diámetro interior= 6m Espesor de la plancha=

3.8 mm ≈

1 Plg 8

 Longitud del tubo=4.73m  Longitub del lecho=1.9m  7 uniones universales de ¾ plg  01 rotametro para flujos bajos  válvulas de globo de ¼ plg  1 tampón macho con rosca de ¼ de plg  1 tubo de ¾ de plg de 20 cm de longitud  bridas de fierro de 5 plg de diámetro  3 pirómetros digitales  3 ores  3 alarmas de incendido o apagado  20 niples de ¼ de plg  1 tablero de control  2 discos de soporte del reactor de 6plg de diámetro. 3.6 Elaboración del Plano:

43

44



Vista Lateral Reactor Heterogéneo:

Vista Frontal Vista Superior

Vista Superior

45



Vista Lateral Reactor Homogéneo

Vista Frontal

46

Vista Superior

IV.

DI S

C

U

SI

O

N Y

RESULTADOS: Las dioxinas son un grupo de compuestos

químicos

(las policlorodibenzofuranos (PCD F) las policlorodibenzodioxinas (PCDD)

y que

devienen

de

contaminantes ambientales persistentes. Las dioxinas se en el medio ambiente por todo el mundo y debido a su persistencia se van acumulando a lo largo de la cadena alimentaria, principalmente en el tejido adiposo de los animales por su solubilidad en las grasas. Los productos de origen animal son los mayores contribuyentes a la ingesta de dioxinas por los humanos lo cual tiene una elevada toxicidad lo cual puede provocar problemas de reproducción y desarrollo, afectar el sistema inmunitario, interferir con hormonas y, de ese modo, causar cáncer. Con relación al catalizador usado

Basado en

información secundaria donde Se compara el comportamiento de diferentes catalizadores para la eliminación conjunta de NO y 1,2-diclorobenceno (o-DCB) de los gases de incineración de residuos sólidos urbanos (RSU) donde se forma dioxina. Donde se han estudiado

distintos catalizadores de VOx/TiO2, VOx-

TiO2/ZSM5, Cu/ZSM5, Fe/ZSM5 y MnOx y se han probado en una

47

corriente

gaseosa

que

simula

la

composición

de

una

incineradora de RSU. La reducción selectiva de NO tuvo lugar a menor

temperatura

detectándose

un

que

la

oxidación

compromiso

para

la

total

del

elección

o-DCB, de

la

temperatura de operación entre el aumento de la eliminación de o-DCB y la disminución de la conversión de NO. La pérdida de conversión de o-DCB y NO en la reacción simultánea respecto

a

las

reacciones

independientes

sugiere

la

competencia de ambas reacciones sobre el mismo tipo de centro activo. Asimismo, existe un compromiso entre actividad y selectividad, si el catalizador más activo a baja temperatura pero presenta alta selectividad a N2O. VOx/TiO2 es más activo que Cu/ZSM5 pero la conversión de NO es significativamente menor con la formulación convencional (VOx/TiO2).De manera que usamos el Ti02 activado por WO3 como nuestro catalizador Reduciendo

significativamente

las

emisiones

de

dioxinas

emitidas por la quema de residuos sólidos que provienen de la incineración no controlada de desechos que contengan cloro o V.

derivados de benceno. REFERENCIA BIBLIOGRÁFICA

1. LEVENSPIEL,. OCTAVE,

Ingeniería de las Reacciones

Químicas. Edit. Reverté. Barcelona, 2da Edición 1981. 2. MACHACA; G., L., F., Apuntes de clases del curso de Ingeniería de las Reacciones Químicas II (catalíticas y no catalíticas), 2011. 3. MACHACA; G., L., F., “Análisis, Diseño y construcción del Reactor Catalítico de Lecho fijo a nivel banco para la obtención

de

derivados

de

etanol”

Trabajo

de

Investigación presentado al VRI_UNAC. Callao-Perú, 2005. 4. SMITH, J. M. “Ingeniería de la Cinética Química”, Ed. Cecsa, Nueva Edición, México 1987. 5. Perry, H. J. Chemical Engineers, Handbook MacGraw Hill book Co. New York 4a Edit. 1963

48

6. TREYBAL, Operaciones con transferencia de masa. 7. http://www.nist.gov/data/PDFfiles/jpcrd627.pdf,. Pag. 490 8. http://issuu.com/cengagelatam/docs/reactores_homog__n eos_issuu 9. http://www.iskweb.co.jp/eng/products/functional08.html

ANEXOS

49

ANEXO 1 : HOJA TÉCNICA