Apontamentos de Cálculo de Reatores I - 9º Período de Engenharia Química

1 UNIVERSIDADE MOGI DAS CRUZES UMC 9º PERÍODO DE ENGENHARIA QUÍMICA PROF Me HERNANDES DE SOUZA BRANDÃO APONTAMENTOS DE CÁLCULO DE REATORES I MOGI DAS CRUZES SP FEVEREIRO2023 2 UNIVERSIDADE MOGI DAS CRUZES FACULDADE DE ENGENHARIA QUIMICA PROGRAMA DE ENSINO CURSO ENGENHARIA QUÍMICA CÓDIGO DO CURSO 2 123 PERÍODO 9º DISCIPLINA CÁLCULO DE REATORES I CÓDIGO DA DISCIPLINA 11473 CARGA HORÁRIA 80 HORAS AULA ANO DE EXERCÍCIO 2023 PROFESSOR HERNANDES DE SOUZA BRANDÃO 1 OBJETIVO Capacitar o aluno a Indicar as características de operações principais e área de aplicação de reatores químicos homogêneos e heterogêneos Selecionar informações necessárias para o projeto de reatores químicos homogêneos ideais Integrar os princípios básicos de Engenharia Cinética Química Termodinâmica Estequiometria Processos Químicos e Fenômenos de Transporte 2 EMENTA Equações de Projeto de Reatores Homogêneos em reações simples 3 CONTEÚDO PROGRAMÁTICO 31 Introdução ao Projeto de Reatores 311 Objetivos 312 Reatores Homogêneos 313 Reatores Heterogêneos 32 Análise individual de reatores homogêneos ideais 321Equação de projeto de Reator Descontínuo 322Equação de projeto de Reatores Contínuos 3221 Reator de Mistura ou CSTR 3222 Reator Tubular ou PFR 323 Equação de projeto de Reatores Semicontínuos 33 Projeto de reatores homogêneos para reações simples 331 Comparação dimensional entre reatores contínuos e descontínuos 332 Associação de reatores tubulares 333 Associação de reatores de mistura 334 Associação de diferentes reatores 335 Reatores de Reciclo 4 BIBLIOGRAFIA BÁSICA 41 LEVENSPIEL O Engenharia das Reações Químicas Vol 1 Cinética Química Aplicada Editora Edgard Blucher Ltda São Paulo 1991 42 LEVENSPIEL O Engenharia das Reações Químicas Vol 2 Cálculo de Reatores Editora Edgard Blucher Ltda São Paulo 1991 43 FOGLER H S Elements of Chemcial Reaction Engineering 2nd edition New Jersey Prentice Hall International Editions 1992 44 SANTOS A M N Reactores Químicos Fundação Calouste Gulbenkian Lisboa 1990 3 COMPLEMENTAR 4 5 SMITH J M Chemical Engineering Kinetics McGrawHill Edition New York 1981 46 PERRY RH CHILTON CH Manual de Engenharia Química 5ª edição Rio de Janeiro 1980 47 RUSSELL TWF DENN MM Introducción al análisis em ingenieria quimica México Limusa 1976 5 METODOLOGIA 51 Aulas Expositivas quadro de giz e retroprojetor 52 Discussão de problemas em grupo 53 Provas escritas individuais 54 Trabalhos de pesquisa e produção em grupo e individual 55 Uso de programa computacional 6 CRITÉRIOS DE AVALIAÇÃO P1 primeira prova bimestral E1 média dos exercícios propostos para o 1º bimestre P2 segunda prova bimestral E2 média dos exercícios propostos para o 2º bimestre M1 média do primeiro bimestre M2 média do 2º bimestres MS média semestral PR prova de recuperação MF média final M1 08 P1 02E1 M2 08 P2 02E2 MS M1 2 M2 3 Para MS 50 aprovação Para 30 MS 50 em recuperação Para MS 30 reprovação MF PR MS 2 Para MF 50 aprovação Para MF 50 reprovação 4 1 INTRODUÇÃO AO PROJETO DE REATORES 1 PLANTA QUÍMICA PROCESSO QUÍMICO PROCESSO FÍSICO REATORES QUÍMICOS OPERAÇÕES UNITÁRIAS 2 REATORES QUÍMICOS são vasos destinados a fornecer espaço e condições favoráveis para ocorrência e controle de reações químicas e bioquímicas 3 PROJETO DE REATORES QUÍMICOS visa determinar o tipo e a dimensão do reator e a distribuição de produtos a partir de informações de diversas áreas termodinâmica cinética química mecânica dos fluidos transferência de calor transferência de massa e economia 4 TIPOS DE REATORES QUÍMICOS QUANTO AO NÚMERO DE FASES PRESENTES REATORES HOMOGÊNEOS são aqueles que processam reações homogêneas isto é reações que apresentam os seus reagentes e produtos numa única fase fase líquida ou fase gasosa REATORES HETEROGÊNEOS são aqueles que processam reações heterogêneas isto é reações que apresentam os seus reagentes e produtos em duas ou mais fases diferentes fase sólidasólida sólida líquida líquidagasosa sólidagasosa sólidalíquidagasosa 5 TIPOS DE REATORES QUANTO AO TIPO DE REAÇÃO Reatores Catalíticos presença de catalisadores Reatores Não Catalíticos ausência de catalisadores 6 TIPOS DE REATORES QUANTO AO MODO DE OPERAÇÃO Reatores Contínuos Reatores Descontínuos Reatores Semicontínuos ou semidescontínuos 7 REATORES HOMOGÊNEOS IDEAIS QUANTO AO MODO DE OPERAÇÃO A Reator Descontínuo ou de Batelada ou por Partida ou de Bancada ou Batch Reactor Trabalha em Regime Transiente Unsteady State Produção diversificada Pequena produção Ex balão erlenmeyer béquer escala de laboratório Trabalhos experimentais de cinética química Equação de Projeto m Nb G V r m b t t N 1 A x A A A A AO r X r dX C t 0 1 5 B Reatores Contínuos B1 Reator de Mistura ou Backmixed Reactor ou CSTR Trabalha em Regime Permanente Steady State Produção específica Grande produção Para reações em fase líquida de reagentes orgânicos particularmente para reações extremamente lentas de composição constante caso das reações de copolimerização ou quando se pretende manter em suspensão as partículas de catalisador Equação de Projeto A A AO AO r X F V C B2 Reator Tubular Ideal ou PFR Trabalha em Regime Permanente Steady State Produção específica Grande produção Para indústrias petroquímicas Equação de Projeto A X A A AO AO r dX F V C 0 C Reatores Semicontínuos ou Semidescontínuos ou SemiBatch Reactor Volume variável Volume variável Volume constante Composição variável Composição constante Composição variável Trabalham em Regime Transiente Unsteady State XA00 FA0 CA0 v0 XA FA CA v XA0 0 FA0 CA0 v0 XA FA CA v B A A B A B P 6 Produção diversificada Pequena produção Usados em titulações colorimétricas de laboratório fornos SiemensMartin para a produção de aço fermentação produção de antibióticos Equação de Projeto de um Fed Batch Reactor 0 0 1 V t v e k F C t k AO A 8 VANTAGENS DESVANTAGENS E USO DOS VÁRIOS TIPOS DE REATORES HOMOGÊNEOS IDEAIS TIPO DE REATOR USO VANTAGENS DESVANTAGENS DESCONTÍNUO Produção em pequena escala Produção de produtos intermediários ou afins Elevada conversão por unidade Flexibilidade de operação Fácil limpeza Elevados custos de operação Qualidade de produto mais variável que na operação contínua TUBULAR Produção em grande escala Uso com reações em fase gasosa e em fase líquida Elevada conversão por unidade de volume Baixo custo de operação Operação contínua Existência de gradientes térmicos e de concentrações radiais Baixo controle de temperatura Paragem e limpeza muito onerosas MISTURA Produção em grande escala Uso com reações em fase líquida reações gáslíquido e sólido líquido Fácil controle de temperatura Adaptação fácil a reações com duas fases Simplicidade de de construção Baixo custo de operação Fácil limpeza Operação contínua Baixa conversão por unidade de volume Possibilidade de curtocircuitos no caso de má agitação SEMICONTÍNUO Produção em pequena escala Uso com reações competitivas e reações gáslíquido elevada conversão por unidade de volume boa seletividade minimização de reações secundárias flexibilidade de operação Elevado custo de operação mãode obra Qualidade de produto mais variável que na operação contínua Fonte Reactores Químicos A M Nunes dos Santos Fundação Calouste Gulbenkian Lisboa 1990 p221 9 PRINCÍPIOS DO PROJETO DE REATORES As equações básicas de projeto de reatores são essencialmente os balanços materiais e energéticos e a equação cinética 7 𝑚 𝑟𝑒𝑎𝑔𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎 𝑚 𝑟𝑒𝑎𝑔𝑠𝑎𝑖 acúmulo dmreagente dt reação para reagentes mreagconsumido para produtos mproduto formado 91 Balanço mássico de um componente no volume unitário por unidade de tempo é representado por 𝑑𝑚𝑟𝑒𝑎𝑔 𝑑𝑡 𝑚 𝑟𝑒𝑎𝑔𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎 𝑚 𝑟𝑒𝑎𝑔𝑠𝑎𝑖 𝑚 𝑟𝑒𝑎𝑔𝑐𝑜𝑛𝑠𝑢𝑚 ou em quantidade de matéria 𝑑𝑛𝑟𝑒𝑎𝑔 𝑑𝑡 𝑛 𝑟𝑒𝑎𝑔𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎 𝑛 𝑟𝑒𝑎𝑔𝑠𝑎𝑖 𝑛 𝑟𝑒𝑎𝑔𝑐𝑜𝑛𝑠𝑢𝑚 Note que se a espécie reagente se encontrar em mais do que uma fase é necessária uma equação para cada fase Note que quando a composição do reator for uniforme o balanço material pode ser feito a todo o reator e não a um elemento de volume Note que certos tipos de reatores admitem simplificações Assim no reator descontínuo os termos referentes à entrada e saída de matéria são nulos e no reator contínuo o primeiro membro é nulo Note que no caso do reator operar em regime transiente todos os termos do balanço são significativos 92 Balanço energético para o volume unitário e na unidade de tempo produzida energia consumida energia sai que energia entra que energia energia de Acúmulo Note que no projeto de reatores somente os termos entálpicos são significativos Note que os dois primeiros termos do segundo membro da equação podem ser de duas espécies i calor sensível ou entalpia do fluido que entra e sai ou ii calor transferido de ou para o fluido reativo através da superfície externa de serpentinas de arrefecimento ou de mantas de aquecimento Note que o balanço energético pode igualmente ser sujeito a simplificações conforme o tipo de operação e de reator Assim para o reator descontínuo os dois primeiros termos do segundo membro são nulos e para os reatores contínuos em regime estacionário o primeiro membro é nulo No caso de haver uma agitação perfeita da mistura reacional como no caso dos reatores ideais descontínuo e CSTR o balanço energético pode ser efetuado ao volume total da mistura reacional e não ao elemento de volume dV como no caso do reator tubular O tipo de operação adiabática ou isotérmica permite simplificar a expressão geral 93 Equação Cinética Esta equação é muito importante pois a partir dela se estabelece a velocidade da reação e os fatores que a influenciam Esta equação é introduzida nos balanços anteriores Note que além destas três equações básicas há por vezes que considerar a equação relativa à dinâmica do escoamento do fluido e a variações de pressão em sistemas gasosos Mais ainda deve notarse que para analisar sistemas nãoisotérmicos é necessário resolver simultaneamente as equações de balanço de massa e de energia já que a quantidade de calor gerado depende da entalpia de reação e da velocidade de reação a qual por sua vez depende do grau de extensão e da temperatura de operação Do ponto de vista prático é ainda necessário explicitar as equações de balanço em função de variáveis mensuráveis tais como o grau de conversão as vazões e propriedades dos fluidos a temperatura etc Reator acúmulo reação 8 Em suma o comportamento de qualquer reator o critério de escolha e a combinação dos vários reatores para maximizar a produção de uma determinada espécie química pode ser obtido por aplicação dos princípios enunciados não havendo necessidade de se recorrer a qualquer tipo de formulário DOS SANTOS 1990 10 REATORES HETEROGÊNEOS 101 REATORES COM RECHEIO OU ENCHIMENTO DE LEITO FIXO FIXEDBED REACTOR OR PACKEDBED REACTOR DE LEITO MÓVEL MOVINGBED REACTOR Ambos são essencialmente de dois tipos aqueles em que o sólido é um reagente e aqueles em que o sólido é um catalisador A indústria está mais centrada nestes últimos e eles são usados para muitas reações com gás líquido ver LEVENSPIEL 2000 No caso do sistema gáslíquidocatalisador sólido os dois tipos de reatores mais estudados são o reator de leito gotejante trickle bed reactor no qual o líquido se escoa na direção descendente em forma de filme ou gotas e a corrente gasosa se move em concorrente ou algumas vezes em contracorrente e o reator de leito borbulhante bubble slow reactor no qual a fase gasosa se movimenta na direção ascendente na forma de bolhas através do líquido que está em co ou contracorrente 102 REATORES DE LEITO FLUIDIZADO FLUIDIZEDBED REACTOR Apresentam os sólidos suspensos devido ao escoamento ascendente do fluido reagente Tal fato favorece a transferência de massa e de calor e uma boa mistura Os sólidos podem ser partículas de catalisador ou não e têm de ser de pequena dimensão inferior a 300 m Além de permitir bom contato partículafluido este tipo de reator tem ainda a vantagem do controle da temperatura ser facilitado e assim assegurar uma boa seletividade e evitar a desativação catalítica Muita investigação tem sido feita com este tipo de reator nomeadamente com os reatores de leito de lama slurry reactors Reator de Leito Fixo Reator de Leito Móvel SÓLIDO CICLONE GÁS RECICLO PRODUTO 9 2 ANÁLISE INDIVIDUAL DE REATORES HOMOGÊNEOS IDEAIS 21 REATOR DESCONTÍNUO OU DE BANCADA POR PARTIDA DE BATELADA MULTIFUNCIONAL OU BATCH REACTOR Hipóteses agitação perfeita a concentração das espécies químicas é a mesma em todos os pontos do reator num dado instante SCHMAL M 1982 relata que no reator batelada colocamse os reagentes e operase nas condições estabelecidas Após um certo tempo de reação retiramse os produtos e reagentes nãoconsumidos É adequado para pequenas produções ou para experiências em laboratórios tendo como objetivo a determinação dos parâmetros cinéticos para o projeto e processo de uma reação desconhecida É bastante vantajoso e uma vez construído e aparelhado adequadamente serve para os estudos cinéticos mais diversos e para as produções mais variadas não exigindo praticamente modificações É desvantajoso por ser uma operação batelada exigindo mão deobra limpeza e operação Às vezes cria problemas extraoperacionais quando se processam reações de polimerização ou quando da interrupção do fornecimento de energia e de água podendo inutilizalo danificalo ou mesmo atrasar programas de trabalho preestabelecidos É importante observar que os resultados obtidos para a determinação dos parâmetros cinéticos podem ser utilizados em processos contínuos pois independem da operação do sistema A operação do reator batelada é simples o controle é elementar e a sua estrutura é dinamicamente estável É portanto um reator muito conveniente SANTOS AMN 1990 comenta que os reatores descontínuos são essencialmente utilizados no fabrico de produtos líquidos principalmente de produtos caros ou de consumo limitado e ainda nos testes de novos processos que não estão ainda completamente desenvolvidos O reator descontínuo apresenta a vantagem de permitir obter uma conversão final elevada dado que se pode deixar o reagente no reator por longos períodos de tempo mas tem a desvantagem de apresentar custos de operação extremamente elevados e conseqüentemente a sua aplicação só ter viabilidade econômica quando aplicada à pequena escala ou ao fabrico simultâneo de vários produtos semelhantes ESQUEMA DE UM REATOR DESCONTÍNUO figura extraída de DOS SANTOS AMN Reactores Químicos vol I Lisboa Fundação Calouste Gulbenkian 1990 página 308 10 EQUAÇÃO GERAL DE PROJETO DE REATOR DESCONTÍNUO Base de Cálculo l mol do reagentelimite A Entra sai consumo acúmulo consumo acúmulo Onde Consumo rA V Acúmulo dt dNA Logo d t dX N V r t d X d N V r d t dN V r A A A A A A A A 0 0 1 A X A A A t A A A r V dX N d t r V dX N t d 0 0 0 0 onde V V0 1A XA P0 T Z PT0Z0 Como o processo será isotérmico T T0 isobárico P P0 o gás ideal ou real terá o fator de compressibilidade constante Z Z0 Logo a expressão de volume útil do reator ficará simplificado para V V0 1A XA Assim A A X A A A A A X A A A A A X r dX V N t X V r dX N t 0 0 0 0 0 0 1 1 onde NA0V0 CA0 Logo a equação geral de projeto de um reator descontínuo em processo isotérmico isobárico em fase gasosa cujo fator de compressibilidade é constante fica A X A A A A A X r dX C t 0 0 1 11 Graficamente 1rA 1AXA ÁREA XA ÁREA A X A A A A A X r dX C t 0 0 1 Para fase líquida A 0 A X A A A r dX C t 0 0 12 11 E ainda A A C C A A r dC t 0 13 ÁREA A X A A A r dX C t 0 0 ÁREA A A C C A A r dC t 0 EQUAÇÕES DE PROJETO DE REATORES DESCONTÍNUOS ISOTÉRMICOS E ISÓBARICOS DESENVOLVIDAS PARA REAÇÕES HOMOGÊNEAS IRREVERSÍVEIS 1 Reações de ordem zero A P fase líquida k t C C A A 0 EQ 1 ou k t X C A A 0 EQ 2 fase gasosa k t X C A A A A 1 0 ln EQ 3 2 Reações de 1ª ordem A P fase líquida k t C C A A 0 ln EQ 4 ou X A k t ln1 EQ 5 fase gasosa k t C C A A 0 ln EQ 6 ou X A k t ln1 EQ7 3 Reações de 2ª ordem 2 A P ou A B P com CA0 CB0 fase líquida k t C C A A 0 1 1 EQ 8 ou t k C X X A A A 0 1 EQ9 fase gasosa t k C X X X A A A A A A 0 ln 1 1 1 EQ 10 1rA 1rA XA CA ÁREA ÁREA 0 XA CA CA0 12 A B P com CA0 CB0 fase líquida k t M C X M X M A A A 1 1 ln 0 com M CB0 CA0 1 EQ11 ou k t C C C C C C A B A B A B ln 0 0 0 0 EQ 12 fase gasosa a deduzir A 2 B P fase líquida t k M C X M X M C C C C A A A A B A B 2 1 2 ln ln 0 0 0 M CB0 CA0 2 EQ 13 e ainda os reagentes em proporção estequiométrica a forma integrada é kt X X C C C A A A A A 2 1 1 1 1 0 0 M CB0 CA0 2 EQ 14 2A B P fase líquida t k M C X M X M A A A 50 1 50 ln 0 M CB0 CA0 05 EQ 15 DETERMINAÇÃO DO VOLUME DE UM REATOR DESCONTÍNUO A BATELADA é a somatória dos intervalos de tempo de carga reação e descarga do reator Carga Reação Descarga Carga Reação Descarga Carga Reação Descarga 1ª Batelada 2ª Batelada 3ª Batelada B TEMPO MORTO tm é a somatória dos intervalos de tempo de carga e descarga do reator C TEMPO DE REAÇÃO tr é o intervalo de tempo de processamento da reação D NÚMERO DE BATELADAS POR UNIDADE DE TEMPO N Batelada tempo 1 tm tr N 1 r m t t N 1 14 E VOLUME DO REATOR DE BATELADA OU DESCONTÍNUO V N G V m 15 Onde G carga do reator massa tempo 13 m densidade da mistura ou carga do reator massa volume N nº de bateladas por unidade de tempo batelada tempo V volume do reator descontínuo volume batelada OTIMIZAÇÃO DA PRODUÇÃO SANTOS AMN 1990 relata que geralmente pretendese maximizar a quantidade de produto P mP formado durante o tempo de operação ou batelada tBAT tm tr isto é maximizar a taxa de produção mP top Se XA é uma função do tempo de reação tr então para se encontrar os valores máximos de XA tr terseá de anular a derivada de XA tBAT em relação a tr Assim para um valor fixo de tempo morto tm obtémse r m A A t t X d t dX 16 A representação da produção num reator descontínuo é dada pelo gráfico abaixo XA M P tm tr A expressão 16 pode ser traduzida graficamente pela figura acima Conhecida a curva XA em função do tempo traçase a tangente à curva que se inicia no ponto correspondente à abscissa tm obtendose assim o ponto M Se se parar à reação nesse ponto obtémse a produção máxima definida pela razão entre os novos valores de mP e tBAT Taxa de produção máxima bat P máx t m 17 Os problemas existentes ao pretenderse dimensionar um reator descontínuo são essencialmente os seguintes a No caso da operação ser isotérmica geralmente é conhecida a equação de velocidade do sistema em estudo e são fixadas as condições experimentais e a produção Neste caso o cálculo do volume do reator é efetuado na seguinte seqüência a1 Determinação do tempo de reação tr necessário à obtenção da conversão final a2 Com base nesse tempo e no tempo de carga e descarga calculase o número de bateladas ou ciclos ou operações que é possível realizar por dia N 24 tm tr tempo em horas a3 Cálculo da produção por batelada mP mP N em que mP é a produção total e mP é a produção por batelada a4 Cálculo da quantidade de reagente necessária para obter a produção desejada tendo em atenção a estequiometria da reação e a conversão final 14 a5 Determinação do volume do reator b No caso da operação ser nãoisotérmica as principais questões levantadas pelo projeto de reator serão fundamentalmente b1 A obtenção de uma relação da temperatura do sistema com o grau de conversão b2 A influência da temperatura no comportamento do sistema 1ª LISTA DE EXERCÍCIOS REATORES DESCONTÍNUOS 1 Wassermann A JChem Soc 1082 1963 estudou a reação de DielsAlder da benzoquinona e do ciclopentadieno a 25ºC num reator descontínuo com boa agitação O valor da constante de velocidade da reação a 25ºC é igual a 992 x 103 m³ kmol1 s1 Determine o tempo de permanência dos reagentes de modo a que se atinja uma conversão final de 95 Sabese que as concentrações iniciais do ciclopentadieno e da benzoquinona são 01 e 008 kmolm³ respectivamente Resposta 220 h 2 A uréia é produzida na forma de solução aquosa concentrada com uma composição de 20 mol dm³ O produto obtido é então solidificado e posteriormente embalado e vendido como fertilizante azotado Contudo a uréia na forma aquosa condensa originando a biuréia segundo o esquema reacional 2 NH2CONH2 NH2CONHCONH2 NH3 Qual o tempo permissível no retardamento da transformação de uréia líquida em produto sólido a 80ºC de modo a que a quantidade de biuréia seja inferior a 03 Sabese que a constante de velocidade da reação de condensação é 238 x 105 dm³ mol h e que a reação é realizada no reator descontínuo de volume constante Resposta 63 h 3 A experiência mostra que a reação em fase gasosa A B C é de segunda ordem e que sua constante de velocidade vale 478 10 2 L mol min a 25ºC com energia de ativação de 105 kcalmol Em um projeto estimouse que o tempo de reação ótimo seria de 229 min para alimentação equimolar de A e B e 40 de inertes Se a conversão for de 63 e a concentração inicial de A igual a 0058 molL qual deverá ser a temperatura ºC de operação do reator de batelada Resp 40ºC 4 Planejase operar um reator descontínuo para converter A em R A estequiometria é A R a reação é em fase líquida e a velocidade da reação é dada na tabela abaixo Durante quanto tempo deve reagir cada batelada para que a concentração caia de CA0 13 molL para CA 03molL CA molL rA mol L min 01 010 02 030 03 050 04 060 05 050 06 025 07 010 08 006 10 005 13 0045 20 0042 Resp 1275 min 5 A reação A B C D é reversível de segunda ordem Para a formação do produto C utilizouse um reator descontínuo em condições tais que o tempo de reação para se atingir um grau de conversão de 75 foi de 62 min A carga inicial foi de 115 kg de A e de 50 kg de B Requerse 20 min para carregar o reator e aquecêlo até a temperatura de 50ºC e 10 min para arrefecer e descarregar o produto a Calcule a velocidade média de produção nas condições descritas b Qual o valor máximo da velocidade de produção que se pode obter nas condições descritas 15 Dados massas específicas kgm³ A 300 B 120 mistura reacional 210 pesos moleculares A 92 B 36 C 74 amostras analisadas em diferentes tempos conduziram aos seguintes resultados Tempo min 0 10 20 30 50 XA conversão de A 0 0388 0551 0639 0725 0799 Resposta a 46 kgh b 61 kgh 6 Produzse acetato de butila num reator descontínuo à temperatura de 77ºC A alimentação é constituída por 20 kg de butanol por kg de ácido acético Sabese que a reação é de segunda ordem nas condições de operação 1ª ordem para o álcool e 1ª ordem para o ácido e que o valor da constante de velocidade é 000001296 ml mol1 min1 a 0ºC e 1093 mlmol1 min1 a 75ºC a Calcule o tempo necessário para obter uma conversão de 70 b Dimensione um reator capaz de produzir 1000 kgdia de acetato de butila Considere que o intervalo de tempo de descarga limpeza e arranque entre cada duas operações é de 35 minutos Resp 0347 m³bat Dados Pesos moleculares do butanol ácido acético e acetato de butila são respectivamente 74 60 e 116 Considere a massa específica da mistura constante e igual a 850 kg m3 c Determine a massa de cada reagente e do éster em kg numa só batelada d Calcule o aumento ou diminuição porcentual da produção diária se o tempo de reação for reduzido à metade e a conversão consequentemente cair para 45 7 Produzse acetato de butila num reator descontínuo à temperatura de 100ºC A alimentação é constituída por 5 moles de butanol por mol de ácido acético Sabese que a reação é de Segunda ordem em relação ao ácido acético quando o butanol se encontra em excesso e que o valor de constante de velocidade é 174 mlmol1 min1 a Calcule o tempo necessário para obter uma conversão de 50 b Dimensione um reator capaz de produzir 1100 kgdia de acetato de butila Considere que o intervalo de tempo de descarga limpeza e arranque entre cada duas operações é de 20 minutos Dados Pesos moleculares do butanol ácido acético e acetato de butila são respectivamente 74 60 e 116 Considere a massa específica da mistura constante e igual a 750 kg m3 Pontos de Ebulição do butanol do ácido e acetato de butila são respectivamente 117º 118º e 125ºCResp 405 Lbat c Determine também a massa de reagentes e produtos em kg numa só batelada e a composição molar da mistura efluente do reator d Calcule o aumento ou diminuição porcentual da produção diária se o tempo de reação for reduzido à metade e a conversão consequentemente cair para 35 8 No estudo da formação do acetato de butila em um reator de batelada operando a 100ºC a reação pode ser representada por A B E H2O onde A é o ácido acético B butanol E o éster acetato de butila utilizandose excesso do álcool A lei cinética que correlaciona os resultados experimentais é rA k CA2 Alimentase a um reator de batelada uma mistura cuja relação butanolácido é 613 em massa de tal forma que a concentração inicial do ácido seja 18 10 3 molml Admitindo que a densidade da mistura no interior do reator seja constante e igual a 075 gml determine o volume do reator para uma produção de 454 kgh de acetato de butila Sabendo que a conversão é 50 e o tempo morto é de 050 h na temperatura da reação a constante de velocidade vale 1044 ml mol h Dadas as massas moleculares A 60 B 74 E 116 Determine também a massa de reagentes e produtos em kg numa só batelada e a composição molar da mistura efluente do reator Resp 46 Lbat 9 A saponificação de uma solução aquosa residual de acetato de etila com soda cáustica é feita industrialmente num reator de batelada operando a 60ºC A concentração da solução de acetato de etila no reator é de 30 gL a soda cáustica é alimentada pura em quantidade suficiente para que a sua solução no reator seja decinormal A reação de saponificação nestas condições poderá ser considerada essencialmente irreversível e de 2ª ordem Calcular o tempo de reação necessário para saponificar 85 do éster alimentado e a capacidade do reator para produzir semanalmente 210 toneladas de acetato de sódio Dados adicionais 16 a A instalação funcionará 24 horas por dia b O tempo de carga e descarga do reator entre duas bateladas consecutivas é de 25 minutos c Os valores de constante de velocidade são conhecidos Temperatura ºC k L min mol 0 235 20 924 d A densidade da mistura alimentada pode ser considerada igual à da água por se tratar de solução aquosa muito diluída e M kgkmol CH3COOCH2CH3 88 NaOH 40 CH3COONa 82 CH3CH2OH 46 10 Watson estudou o craqueamento térmico dos butenos a 1 atm e determinou que a variação da constante de velocidade com a temperatura segue a seguinte expressão T T k ln 0 082 575 4 60000 1527 ln onde k em h 1 e T em K Admita a decomposição do buteno C4H8 g C4H6 g H2 g realizada a 650ºC e 1 atm em fase gasosa Sabendo que a carga inicial butenovapor entra na razão molar de 1 1 determine o tempo de reação para uma variação de volume de reação de 30 e calcule o volume do reator para uma produção de 20 kgh sabendo que o tempo morto é de 243 min 11 Pretendese produzir 600 kgdia dia de 8 horas de trabalho de um produto B num reator descontínuo a 60ºC a partir de uma alimentação de 22 kmolm³ de A O esquema reacional em fase líquida é 2 A 2 B C e o valor da constante de velocidade à referida temperatura é 12 h 1 Dimensione o reator de modo a obterse uma conversão final de 90 Dados o peso molecular de B é 80 e o tempo de paragem é de 15 minutos 17 APÊNDICE A FORMULÁRIO DE ALGUMAS INTEGRAIS ENVOLVENDO ax b E px q 1 1 ln b ax a b ax dx 2 2 ln b ax a b a x b ax xdx 3 b ax x b b ax x dx ln 1 4 1 2 b a ax b ax dx 5 a n b ax b dx ax n n 1 1 se n 1 veja item 1 6 b ax q px aq bp q px b ax dx ln 1 7 ln ln 1 q px p q b ax a b aq bp q px b ax xdx 8 1 1 1 2 1 1 1 n m n m n m q px b ax dx n a m q px b ax aq bp n q px b ax dx 9 ln 2 q px p aq bp p ax qdx px b ax dx q px b ax a m n q px b ax aq bp n n m n m 1 1 1 2 1 1 10 dx q px b ax n m dx q px b ax aq m bp q px b ax p m n n m n m 1 1 1 1 dx q px b ax ma q px b ax p n n m n m 1 1 1 1 1 2 REATORES CONTÍNUOS 18 Simbologia CA0 concentração molar de A moll na entrada do reator FA0 vazão molar de A molh kmolh molmin na entrada do reator admitindo XA0 0 v0 vazão volumétrica m3h lh cm3min da mistura alimentada para XA0 0 tempo espacial h min s ks 0v V 0 0 0 A A C F v 0 0 A A F C V 1 EXEMPLO 40 min significa que em cada 40 min é processado no reator um volume de alimentação correspondente numericamente ao volume do reator S velocidade espacial h1 min1 s1 S 1 2 Os reatores contínuos são a Reator de Mistura ou Back Mixed Reactor ou Reator de Tanque Agitado ou CFSTR ou CSTR CFSTR Constant Flow Stirred Tank Reactor CSTR Continuously Stirred Tank Reactor b Reator Tubular ou Reator Pistonado ou Reator Tipo Êmbolo ou Reator Tubular Ideal ou PFR PFR Plug Flow Reactor A REATOR DE MISTURA OU CSTR XA0 0 XA1 XA2 FA0 FA1 FA2 CA0 CA1 CA2 v0 v1 v2 V Reator Hipotético Reator Real Hipóteses agitação perfeita concentração das espécies químicas no reator é constante ao longo do tempo em qualquer posição BALANÇO MATERIAL PARA A para regime permanente temse para o reator real sai entra consumo r V X X F V r X F X F V r F F A A A A A A A A A A A A 2 1 2 0 2 1 0 2 0 2 1 2 1 1 f A A A A A A A r X F V r X X F V 0 2 1 2 0 3 Pela equação 1 temse 0 0 A A C F V 4 19 Logo a equação 3 fica f A A A r X C 0 5 As equações 3 e 5 são as EQUAÇÕES DE PROJETO DE REATOR DE MISTURA Temse também em termos de CA em fase líquida a equação de projeto de reator de mistura A A A r C C 0 6 Graficamente ÁREA A A A A r X F V C 0 0 ÁREA A A A r C C 0 B REATOR TUBULAR IDEAL OU PFR OU REATOR PISTONADO dV XA0 0 X A FA0 FA CA0 CA v0 v v0 1 A XA CA CA0 Comprimento do reator Hipótese a concentração é constante ao longo do tempo em um dado ponto do reator Balanço Material para A seja o elemento de volume dV no interior do reator tubular pois aí a concentração não é uniforme 1rA 1rA XA CA ÁREA ÁREA 0 XA CA CA0 20 FA FA dFA sai entra consumo dV r X F X d F X F dV r F dF F A A A A A A A A A A A 1 1 1 0 0 0 r dV X F d r dV F X F X F d F X F A A A A A A A A A A A A 1 1 0 0 0 0 0 0 A A X A A A X A A V A A A A A A A r dX F V r dX F dV r dX F dV dV r dX F 0 0 0 0 0 0 0 7 Substituindose a equação 4 na 6 temse A X A A A r dX C 0 0 8 As equações 7 e 8 são as EQUAÇÕES DE PROJETO DE REATOR TUBULAR IDEAL Ainda podese escrever em fase líquida em termos de CA a equação de projeto de reator tubular 0 A A C C A A r dC 9 Graficamente ÁREA A X A A A A r dX F V C 0 0 0 ÁREA 0 A A C C A A r dC A velocidade de consumo de A em função do comprimento do reator tubular 1rA 1rA XA CA ÁREA ÁREA 0 XA CA CA0 21 também pode ser escrita como A z A r z d v d C 10 2ª LISTA DE EXERCÍCIOS REATORES CONTÍNUOS E SEMICONTÍNUOS 1 Determine o volume de um reator de mistura para processar a reação de hidrólise do anidrido acético com um grande excesso de água a 25ºC 1 atm de 1ª ordem em anidrido sabendose que se deseja produzir 25 kgh de ácido acético a constante de velocidade é 00583 min1 a concentração inicial de anidrido acético é 200 gl e a conversão 90 Dados CH3CO2 O H2O 2 CH3COOH não há produto na alimentação Resp 303 litros 2 Têmse disponíveis dois reatores de mistura de mesmo volume que devem ser conectados em série para processar uma reação de 1ª ordem irreversível em fase líquida Qual deverá ser o volume de cada reator para que a conversão seja de 75 Considere que na entrada do 1º reator o reagente esteja puro que a vazão volumétrica seja de 500 Lh que a constante de velocidade da reação seja 15 h1 Resp V1V2 333 L 3 Um reator de mistura será alimentado por uma solução gasosa contendo 80 mol de A e o restante de R com uma vazão volumétrica de 5000 Lh da solução medidos nas CNTP O processo será isotérmico e desejase na saída do reator 2 mol de A 5 mol de R A reação A ½ R é de 2ª ordem e as condições de operação serão 60ºC e pressão de 35 atm Que volume terá o reator se a constante de velocidade nas condições de operação for igual a 135 L mol1 h1 Resp 716 L 4 Probl 621 pág 132 do Levenspiel Uma instalação comercial produz 40 kmoles de R h pela hidrólise em um reator de mistura de uma alimentação contendo 1 kmolm³ do reagente A Sendo a água utilizada em grande excesso a reação pode ser considerada de primeira ordem ou A R mesmo sendo bimolecular O efluente do reator passa por uma coluna de extração em contracorrente onde se extrai R quantitativamente 2 de A não reagem durante a passagem pelo sistema O custo fixo e o de operação para esse processo são de 2000h o custo do reagente 100kmol e R pode ser vendido a 132kmol Acreditase que a fábrica não esteja trabalhando nas condições ótimas As operações deverão ser estudadas com o objetivo de otimizálas a Qual o lucro horário atual b Como deveremos operar a instalação velocidade de alimentação de A conversão de A velocidade de produção de R para maximizar os lucros Nessas condições qual será o lucro horário Observação todo R produzido pode ser vendido O equipamento de separação é flexível de modo a permitir grandes variações de capacidade Resp a 802 h b 2420 h XA 087 FA0 299 kmolh FR 260 kmolh CA0 molL vz ms cte CA 0 L Z 22 5 Qual será a capacidade de um reator tubular operando a 650ºC e 46 atm para efetuar uma conversão de 80 sabendo que a alimentação será de 181 kmolh de A puro São dados k 10 h1 4 Ag Rg 6 S g Resp 6600 L 6 Uma mistura gasosa ideal é alimentada a um reator tubular de 6 in de diâmetro interno a uma vazão de 25 lbmolh A composição da alimentação será de uma mistura equimolar de A e B com 20 de inertes e o reator será operado a 538ºC e 6 atm Qual será o comprimento em ft do reator para uma conversão de 80 Dados A B R k 105 ft3 lbmol h 2ª ordem R 131 atm ft3 lbmol K 1 ft 12 in Resp 233 ft 7 Probl 58 pág 95 do Levenspiel Admitindose que a estequiometria para uma reação de primeira ordem em fase gasosa seja A R calculou se a capacidade de um reator tubular necessário para uma dada conversão 99 de conversão de A puro alimentado V 32 litros Entretanto a equação estequiométrica verdadeira é A 3 R Com a estequiometria correta qual deveria ser a capacidade do reator para a mesma conversão Resp 82 L 8 Probl 57 pág 95 do Levenspiel Uma reação homogênea em fase líquida A R rA k CA2 é feita em um reator de mistura com uma conversão de 50 a Qual seria a conversão se o reator original fosse trocado por outro 6 vezes maior permanecendo fixas as demais condições b Qual seria a conversão se o reator original fosse trocado por um reator tubular de igual tamanho permanecendo fixas as demais condições Resp a 75 b 67 9 Probl 512a pág 9596 do Levenspiel A reação homogênea em fase gasosa A 3 R segue uma cinética de segunda ordem Para uma velocidade de alimentação de 4 m³h de A puro a 5 atm e 350ºC um reator experimental que consiste num tubo de 25 cm de diâmetro por 2m de comprimento permite 60 de conversão da alimentação Uma instalação industrial deverá tratar 320 m³h de alimentação com 50 de A 50 de inertes a 25 atm e 350ºC para obter 80 de conversão Quantos tubos iguais ao citado serão necessários Resp 68 tubos 10 Probl 521a pág 98 do Levenspiel Os trabalhos experimentais de Pease 1929 indicam que a polimerização pirolítica do acetileno em fase gasosa segue uma cinética de segunda ordem com conversão de 0009 de acetileno num complexo tetrâmero 4 C2H2 C2H24 em 1 segundo a 550ºC e 1 atm de pressão Uma estimativa para a fabricação deve ser feita a partir dessas informações As unidades disponíveis constam de cinco fornos tubulares idênticos cada qual com 47 tubos de diâmetro interno igual a 5 cm e comprimento de 35 m As cinco unidades deverão operar continuamente em paralelo sendo alimentadas por gás a 20 atm de pressão e em condições tais que a reação ocorra isotermicamente a 550ºC A velocidade da alimentação gasosa total de 1000 m³h medida a 20 atm e 550ºC A alimentação consiste em 80 de acetileno e 20 de inertes em volume Para efeito de resolução do problema a queda de pressão ao longo do sistema deve ser desprezada podendose aplicar as leis dos gases perfeitos Determinar em kgh a velocidade de produção do complexo tetrâmero em toda a fábrica Resp XA 0578 FT 3557 kgh 11 Seja a reação de 1ª ordem em fase gasosa A B com constante de velocidade igual a 25 h 1 Sabendo se que A é alimentado ao reator tubular de 6m de comprimento a velocidade linear de 001 ms e concentração de 10 moll calcule a concentração de saída de A Resp CA 6592 mol L 23 12 5ª questão do Exame Nacional de Cursos Engenharia Química 1998 Uma estação de tratamento destinada a reduzir o teor de um poluente orgânico presente no efluente líquido de um processo industrial é dotada de dois tanques cilíndricos de 100 m de altura e diâmetros de 112 m e 160 m respectivamente Efluente 1000 L h água 2000 L h 500 ppm de poluente Efluente 5500 L h 90 ppm de poluente O primeiro tanque recebe simultaneamente uma corrente do efluente industrial a uma vazão de 1000 Lh com concentração de 500 ppm do poluente orgânico e uma corrente de água de diluição de 2000 Lh O segundo tanque recebe a descarga do primeiro e uma corrente do efluente a uma vazão de 5500 Lh com concentração de 90 ppm de poluente Durante o processamento o consumo de poluente obedece a uma lei cinética cuja constante de velocidade de reação é dada por k k0 exp ERT em h1 na qual k0 44 104 h1 E 6000 calmol e R 199 calmol K Admitindose mistura perfeita nos dois tanques a Calcule o teor de poluente orgânico na saída da estação de tratamento à temperatura ambiente de 27ºC b Discuta de forma qualitativa o que ocorre com o desempenho da estação nos meses de inverno quando cai a temperatura ambiente Resp a 652 ppm b a queda de temperatura no inverno exerce influência sobre a taxa de consumo do poluente diminuindo sua conversão reduzindo a eficiência de tratamento da estação elevando o teor de poluente na saída do segundo tanque 13 Determine os parâmetros cinéticos da reação A B que é processada em dois CSTRs em série q CAe q CA1 CSTR 1 q CA2 CSTR 2 Dados 1 V1 q 10 s V2 2 V1 CAe 1 molL CA1 23 molL CA2 13 molL Resp n1 e k 005 s1 14 AMNunes dos Santos 1990 Considere um Fed Batch Reactor contendo um volume V0 de inerte Adicionase reagente A puro de concentração CA0 à vazão v0 O reagente A sofre uma reação irreversível de 1ª ordem fase líquida Verifique que a variação de concentração de A em relação ao tempo é dada pela expressão 1 2 CA1 CA2 24 0 0 0 1 V t v e k F C t k A A Em que FA0 é a vazão molar de A à entrada Admita que não há variação do valor da massa específica durante o processo reacional 15 Problema 69 pág 129130 Levenspiel1974 A cinética da decomposição em fase aquosa de A é investigada em dois reatores de mistura em série com o segundo tendo o dobro do volume do primeiro Com a alimentação na concentração de 1 mol de A litro e tempo de permanência médio de 96 s no primeiro reator a concentração é de 05 mol de Alitro no primeiro reator 025 mol de Alitro no segundo Determinar a equação cinética da decomposição Resp rA 00208 CA2 mol L1 s1 16 Problema 610 pág 130 Levenspiel1974 Baseandose no fato de que um indicador colorido acusa quando a concentração de A se torna inferior a 01 mollitro o seguinte esquema foi proposto para estudar a cinética da decomposição de A Uma alimentação de 06 mol de Alitro é introduzida no primeiro de dois reatores de mistura em série cada qual com o volume de 400 cm³ A mudança de coloração ocorre no primeiro reator para uma velocidade de alimentação de 10 cm³min e no segundo para a velocidade de 50 cm³min Baseandose nestas informações determinar a equação da velocidade de decomposição de A Resp rA 125 CA2 mol L1 min1 17 Levenspiel2000 A reação irreversível elementar em fase gasosa A B R S ocorre isotermicamente como segue Duas correntes líquidas de mesma vazão são introduzidas num tanque de mistura de 4 litros Uma das correntes contém 0020 mol de Alitro A outra 1400 mol de Blitro A mistura passa em seguida por um reator tubular de 16 litros Verificase que uma certa quantidade de R é formada no tanque de mistura na concentração de 0002 mollitro Assim o tanque de mistura está agindo como um reator de mistura Determinar a concentração de R na saída do reator tubular e a fração da quantidade inicial de A convertida no sistema Resp XA 0706 e CR 000706 18 Fogler 2002 Ftalato de dibutila DBP um plastificante tem um mercado potencial de 12 milhões lbano e deve ser produzido pela reação em fase líquida de nbutanol com ftalato de monobutila MBP A reação é elementar e catalisada por ácido sulfúrico H2SO4 C6H4COOHCOOC4H9 C4H9OH C6H4COOC4H92 H2O MBP nbutanol DBP A corrente contendo MBP e butanol deve ser misturada com o catalisador ácido sulfúrico imediatamente antes que a corrente entre no reator A concentração de MBP na corrente de alimentação ao reator é 02 lbmolft³ e a vazão molar de butanol é 5 vezes à de MBP A velocidade específica da reação a 100ºF é 12 ft³lbmol h Há um CSTR de volume 1000 galões e um equipamento periférico associado disponível para uso neste projeto por 30 dias num ano operando 24 hdia Determine a conversão de saída do reator se você fosse produzir 33 da quantidade predita no mercado isto é 4 milhões lbano Resp XA 033 19 Fogler 2002 A reação elementar irreversível 2 A B é processada em fase gasosa num reator tubular isotérmico O reagente A e o diluente C são alimentados em razão equimolar e a conversão de A é 80 Se a vazão molar de alimentação de A for cortada pela metade qual é a conversão de A supondo que a vazão de alimentação de C é mantida inalterada Suponha comportamento ideal e que a temperatura do reator se mantenha constante Resp XA 063 25 20 Questão do Exame Nacional de Cursos Engenharia Química 2000 Uma regra prática diz que para cada dez graus Celsius de aumento na temperatura a velocidade de reação é duplicada Na verdade essa afirmação é válida somente para certas combinações de energia de ativação e faixas de temperatura Com base nestas observações a calcule o percentual de diminuição de volume de reator caso fosse possível aumentar de 100ºC para 120ºC a temperatura de operação de um reator de escoamento contínuo ideal isotérmico mantendo a conversão e as outras condições de operação constantes b calcule a energia de ativação para essa reação Respostas a 75 b 845 kJmol 21 Uma reação irreversível A 2 R se dá em fase líquida num reator CSTR de cinco litros Introduzse 1molL de A Foram feitas várias medidas em diferentes temperaturas conforme a tabela abaixo v0 Lmin ºC CR molL 012 13 18 090 13 15 090 84 18 Determine a a ordem da reação Resp 2ª ordem b a conversão de A para uma vazão de alimentação de 05Lmin a 50ºC Resp XA 0886 22 Um reator de mistura será alimentado por uma mistura gasosa contendo 70 de A 15 de R e 15 de inertes em volume O processo será isotérmico e desejase uma conversão de 83 A reação 2 A R é de 2ª ordem e as condições de operação serão 60ºC e 35 atm Se nestas condições k 135 L mol h que volume terá o reator para processar 1743 L h da mistura de alimentação 23 Considere dois reatores de mistura CSTR de mesmo volume em série Neste sistema dáse uma reação autocatalítica em fase líquida do tipo A B C cuja taxa é rA k CA CB Alimentase ao primeiro reator 20 kmolm³ de A puro não havendo nem B nem C Os dois reatores operam isotermicamente O volume de cada um deles é de 100 L O fluxo de alimentação no primeiro reator é de 150 kmolks Se a conversão de A na saída do primeiro reator for de 35 determine a conversão global do processo e a composição molar na saída do segundo reator 24 Ratchford e Fischer em Ind Eng Chem 37 382 1945 determinaram a cinética da decomposição em fase gasosa do acetoxipropionato de metila formando o acrilato de metila e o ácido acético CH3COOCHCH3COOCH3 CH2CHCOOCH3 CH3COOH Esta pirólise se deu em diferentes temperaturas e a partir dos resultados obtiveram a seguinte equação de Arrhenius com energia de ativação em cal mol1 K1 e fator de freqüência em s1 em s1 a Calcule o volume do CSTR para uma conversão de 65 Introduzemse 250 kgh de uma mistura molar de acetoxipropionato de metila com 20 mol de N2 como inerte a uma pressão de 4 atm e temperatura de 600ºC b Calcule o volume de um PFR nas mesmas condições descritas anteriormente c A composição molar da mistura gasosa na saída do reator de mistura 25 Considere a combinação de reatores CSTR e PFR em série Neste sistema dáse uma reação autocatalítica do tipo A B C cuja taxa é rA k CA CB Alimentase o CSTR com 20 kmolm³ de A não havendo nem B nem C Ambos os reatores operam isotermicamente O volume de cada um deles é de 01 m³ O fluxo de alimentação é de 150 mols Se a conversão na saída do CSTR for 025 determine a composição na saída do PFR e calcule o rendimento global do sistema Para aumentar o seu rendimento qual seria o melhor esquema de combinação de reatores R T k 38200 10 exp 87 9 26 26 Uma reação elementar A B C D ocorre num sistema líquido homogêneo Reagentes e produtos são mutuamente solúveis e as variações de volume resultantes da reação são desprezíveis Um reator tubular de 533 ft³ de volume recebe uma alimentação de 210 lbh de A e 260 lbh de B O reator operando isotermicamente converte 50 de A Para aumentar a conversão propõese que um reator de mistura de 1333 ft³ seja instalado em série com o tubular imediatamente após este Se o reator de mistura opera na mesma temperatura estimar a conversão de A neste novo sistema e a composição da mistura de saída do mesmo Outros dados disponíveis A B Densidade lbft³ 478 540 Massa molecular 139 172 Cp Btulb ºF 055 052 Viscosidade cp 032 045 PE ºF 390 415 27 Um reator de mistura de 325 L processa continuamente 85 Lmin de uma solução líquida contendo apenas os reagentes A e B na concentração de 013 molL de cada um A reação é A B 2 R de cinética rA 028 CA CB12 molL min na temperatura de operação 20 do efluente desse reator são dirigidos diretamente a um grande tanque depósito fortemente refrigerado de modo a inibir totalmente a reação os 45 restantes atravessam um segundo reator mantido na mesma temperatura do primeiro porém do tipo tubular O efluente desse segundo reator é despejado no mesmo depósito refrigerado onde é continuamente misturado com a parcela que vem chegando do 1º reator Uma amostra retirada do tanque revela uma composição equimolar de A B e R qual o volume do reator tubular 28 Levenspiel 1974 A reação em fase gasosa A B 2 P tem as seguintes constantes de velocidade a 327ºC k1 500 m³ kmol h e k2 0032 h1 Se um reator de mistura for alimentado com 600 m³h de gás contendo 30 de A 60 de B e 10 de inertes em volume a 327ºC e 15 atm determinar a a conversão no equilíbrio Resp 0986 b o volume do reator necessário para que se tenham 60 da conversão de equilíbrio Resp 137 m³ 29 Levenspiel 2002 Os dados experimentais da tabela abaixo foram obtidos para a decomposição em fase gasosa do reagente A num reator de batelada de volume constante e a 100ºC A estequiometria da reação é 2 A R S Quais as dimensões de um reator tubular em litros que deve operar a 100ºC e 1 atm para decompor 100 molh de A com uma alimentação composta por 20 de inertes e uma conversão de 95 em A t s pA atm t s pA atm 0 100 140 025 20 080 200 014 40 068 260 008 60 056 330 004 80 045 420 002 100 037 30 Levenspiel 2002 Um reator de mistura perfeita está sendo usado para determinar a cinética de uma reação cuja estequiometria é A R Para esta finalidade várias vazões volumétricas de uma solução aquosa de 100 mmol de AL são alimentadas no reator de 1 litro A concentração de saída de A é medida para cada corrida Encontre a taxa de reação que representa os dados abaixo Considere também que somente o reagente A afeta a taxa v0 Lmin 1 6 24 CA mmolL 4 20 50 27 31 Levenspiel 2002 Determinar a equação de velocidade de decomposição de A a partir dos resultados das experiências cinéticas efetuadas num reator de mistura Concentração de A na alimentação molL Concentração de A no reator molL Tempo de Permanência do fluido no reator s Tempertura ºC 10 04 220 44 10 04 100 57 10 04 30 77 10 01 400 52 10 01 120 72 10 01 60 84 32 Seja a reação elementar em fase gasosa 2 A 2 B 3 C estudada num reator de batelada a volume constante Introduzse A puro no reator a 300ºC e 1 atm e observase que a pressão dobra em 10 minutos Desejase agora construir um CSTR para processar 600 Lh de uma corrente contendo 70 de A e 30 de inerte em volume a 3 atm e 300ºC a Qual deve ser a altura do reator cujo diâmetro da base é de 090 m para que se obtenham 80 de conversão de A b Qual será a composição molar de saída da mistura gasosa após reação no CSTR 33 O composto A é decomposto segundo a reação em fase gasosa 2A 3 B C num CSTR ideal Sabendose que a conversão do reagente limite é de 80 e a alimentação é feita com uma vazão de 4950 kgh da mistura gasosa contendo A e 30 em mol de inerte Não há produtos na entrada do reator As condições de operação são 5 atm e 750ºC A reação apresenta a velocidade específica prevista pela lei de Arrhenius cujo fator pré exponencial ou fator de freqüência é de 80 109 s1 e energia de ativação de 40 000 calmol Determine o volume do reator e a composição molar da mistura na saída Dados a constante universal dos gases vale 00821 atm L molK ou 1987 calmolK a massa molecular do composto A é 145 e a do inerte é 28 34 Levenspiel 1974 Verificouse que a reação em meio aquoso CH2 OH CH2 Cl NaHCO3 CH2 OHCH2OH NaCl CO2 etilenocloridrina bicarbonato etilenogllicol cloreto dióxido de sódio de sódio de carbono M 805 gmol M 84 gmol M 62 gmol M 585 gmol M 44 gmol é elementar com k 52 L mol h a 82ºC Com base nessas informações desejamos construir uma instalação piloto que permita verificar a possibilidade de se produzir etilenoglicol a partir de uma solução aquosa de 15 em peso de bicarbonato de sódio e uma solução aquosa de 30 em peso de etilenocloridrina a Qual o volume de um reator descontínuo para a produção de 20 kgh de etilenoglicol com 95 de conversão usando quantidades equimolares das soluções disponíveis Admitir a temperatura de trabalho de 82ºC em que a massa específica da mistura reagente é igual a 102 gcm³ e tempo morto igual a 15 minutos b Qual o volume de um reator tubular que trabalhe nas mesmas condições de alimentação conversão e produção do item a 35 Levenspiel 2002 Um reator de mistura perfeita 2 m³ processa uma alimentação aquosa 100 Lmin contendo o reagente A CA0 100 mmolL A reação é reversível e representada por A R rA 004 CA 001 CR molL min Qual é a conversão de equilíbrio e a real conversão no reator Resp XAe 08 e XA 04 36 Levenspiel 2002 Uma corrente de um reagente puro gasoso A CA0 660 mmolL entra em um reator pistonado a uma taxa de FA0 540 mmolmin onde polimeriza segundo a reação abaixo 28 3 A R rA 54 mmol L min Quão grande deve ser o reator de modo a diminuir a concentração de A na corrente de saída para CA 330 mmolL 37 Levenspiel 2002 Um litro por segundo de uma mistura contendo 20 de ozônio e 80 de ar à pressão de 15 atm e 93ºC passa através de um reator pistonado Nestas condições o ozônio se decompõe pela reação homogênea 2 O3 3 O2 rozônio k C2ozônio k 005 Lmol s Qual é a capacidade necessária do reator para decompor 50 de ozônio Resp 2 125 L 21 m³ 38 Levenspiel 2002 Uma enzima específica atua como catalisador na fermentação do reagente A Para uma dada concentração de enzima na corrente aquosa de entrada 25 Lmin encontre o volume necessário do reator pistonado para converter 95 do reagente A CA0 2 molL A cinética da fermentação nesta concentração específica da enzima é dada por A R mol Lmin 39 Leia atentamente a história e responda Extraído do LEVENSPIEL2000 HOLMES Você diz que ele foi visto pela última vez tomando conta deste tanque GERENTE Você quer dizer reator de tanque agitado com transbordamento Holmes HOLMES Perdoe a minha ignorância no seu jargão técnico gerente GERENTE Está bem no entanto você tem de achálo Holmes Imbibit era um sujeito esquisito ele sempre ficava olhando fixamente para o reator respirando profundamente e lambendo seus lábios mas ele era o nosso melhor operador Desde que ele foi embora a nossa conversão de googliox caiu de 80 para 75 HOLMES batendo no lado da cuba A propósito o que está acontecendo no tanque GERENTE Somente uma reação elementar de segunda ordem entre o etanol e o googliox se você entende o que eu falo Naturalmente nós mantemos um grande excesso de álcool cerca de 100 para 1 e HOLMES interrompendo Intrigante nós checamos cada direção possível da cidade e não encontramos uma simples pista GERENTE enxugando as lágrimas Nós daremos um aumento ao sujeito cerca de dois centavos por semana somente se ele voltar DR WATSON Perdão mas permiteme fazer uma pergunta HOLMES Certamente Watson WATSON Qual é a capacidade do tanque gerente GERENTE Cem galões imperiais e sempre o mantemos cheio até a borda Esta é a razão pela qual chamamos de reator de transbordamento Como você vê nós o estamos operando na capacidade máxima operação lucrativa você sabe HOLMES Bem meu caro Watson temos de admitir que estamos diante de um problema difícil uma vez que não temos pistas conclusivas WATSON Ah aí que você está errado Holmes Então virandose para o gerente Imbibit era uma pessoa grandalhona cerca de 115 kg não era GERENTE Sim como você sabia HOLMES com espanto Surpreendente meu caro Watson WATSON modestamente Isto é bem elementar Holmes Nós temos todas as pistas necessárias para deduzir o que aconteceu com o alegre companheiro Mas antes de mais nada alguém poderia me arrumar fumo para cachimbo Com Sherlock Holmes e o gerente impacientemente esperando o Dr Watson se encostou sobre o tanque e lenta e cuidadosamente encheu seu cachimbo e com um aguçado senso de dramaticidade acendeuo Aqui termina nossa história a Que importante revelação Watson estava planejando fazer e como ele chegou a esta conclusão b Por que ele nunca fez a revelação APÊNDICE B FORMULÁRIO REATOR DE MISTURA OU CSTR enzima A A A C C r 50 1 10 29 Para fase líquida ou gasosa A A A A r X F V C 0 0 Para fase líquida A A f i A r C C REATOR TUBULAR IDEAL OU PFR Para fase líquida ou gasosa A A A X r dX A A F V C 0 0 0 1 Reação A Produtos de ordem zero fase gasosa e líquida A A A A X C F V k C k 0 0 0 2 Reação A Produtos de 1ª ordem fase gasosa A A A A X X k ln1 1 3 Reação reversível A r R CR0 CA0 M 1ª ordem fase gasosa cineticamente representada por rA k1 CA k2 CR com conversão de equilíbrio XAe com A constante A A Ae A Ae A Ae X X X X r M rX M k ln 1 1 1 4 Reação A B Produtos de 2ª ordem fase gasosa com CA0 CB0 alimentação equimolar ou 2 A Produtos com A constante A A A A A A A A A X X X X k C 1 1 ln1 1 2 2 2 0 RESUMO I REATORES DESCONTÍNUOS OU DE BATELADA OU BATCH REACTOR Em fase gasosa A X A A A A A X r dX C t 0 0 1 em fase líquida A X A A A r dX C t 0 0 II REATORES CONTÍNUOS a Reator de mistura ou CSTR A A A r X C 0 b Reator Tubular ou PFR A A A X r dX CA 0 0 Observação i a eq proj reat descont em fase líq é igual à eq proj reat tub t ii o reat tubular é a soma de n reatores de mistura de V infinitesimal ATIVIDADE 1 1ª QUESTÃO 30 Uma pequena unidade fabril deseja produzir uma tonelada por semana de S segundo a reação em fase líquida de 2ª ordem global M 2N R 2 S a 90ºC de velocidade específica 003632 Lmol1h1 Para isto são carregadas ao reator de batelada quantidades iguais em massa de M e N cuja densidade da mistura resultante no reator é de 1100 kgm³ Sabendose que a conversão do reagente limite é de 75 e que o tempo de carga descarga e limpeza do reator é de meia hora determine a o volume do reator descontínuo empregado b a massa em kg de cada reagente carregado ao reator em uma batelada c a composição em massa da mistura efluente do reator d o aumento percentual da produção semanal de S se reduzir o tempo de reação para 15 h e conseqüentemente a conversão para 50 Dadas as massas molares em kgkmol M 80 N 28 R 40 e S 48 2ª QUESTÃO A reação em fase gasosa 2 A B 3 P cuja cinética obedece à expressão de velocidade rA k CACB é processada num reator de mistura a 10 atm e 127ºC Para a produção de 6575 molmin de P a alimentação do reator com os reagentes puros é equimolar O volume do CSTR é de 500 L e a constante de velocidade na temperatura da reação é de 160 Lmolmin Determine o rendimento da reação e a composição molar da mistura final na saída do reator 3ª QUESTÃO Considere a combinação de reatores CSTR e PFR em série Neste sistema dáse uma reação do tipo 2A 3B C em fase líquida de 1ª ordem Alimentase o CSTR com 20 kmolm³ de A não havendo nem B nem C Ambos os reatores operam isotermicamente O volume de cada um deles é de 01 m³ O fluxo de alimentação é de 150 mols a Se a conversão na saída do CSTR for 045 calcule o rendimento global do sistema b Se invertermos a seqüência dos reatores o rendimento global aumentará diminuirá ou não será alterado Justifique por cálculos c Determine a composição molar da mistura efluente do último reator nos dois casos anteriores d Determine o rendimento global do sistema se ambos os reatores forem CSTR de mesmo volume e Determine o rendimento global do sistema se ambos os reatores forem PFR de mesmo volume GABARITO 1ª QUESTÃO Determinação do Reagente Limite A Por Proust 2 1 2 1 S prod R prod N cons M cons n n n n Base de Cálculo 100 kgh de M e 100 kgh de N M kmol h n M a 1 25 1 80 100 1 lim menor e N kmol h n N a 179 2 28 100 2 lim maior Portanto RL M A e RE N B Logo a reação pode ser reescrita como A 2 B R 2 S a V N G V m Eq1 r m t t N 1 Eq 2 tr ReatBat 2ª ordem f líq A 2 B R 2 S com CA0 CB0 pois embora as massas de A e B sejam iguais as suas massas molares são diferentes 31 Equação de projeto equação 13 do formulário r A A A k t M C X M X M 2 1 2 ln 0 Eq3 Com M CB0CA0 2 i Cálculo de CA0 CB0 e M Base de cálculo 0 0 B A m m 100 kgh V m m B A m 0 0 V 100 100 1100 V 0182 m³h 3 0 0 6 868 0 182 80 100 kmol m V M m C A A A 6868 molL 3 0 0 19623 0 182 28 100 kmol m M V m C B B B 19623 molL 2 857 6 868 623 19 0 0 A B C C M ii Cálculo de tr Pela Eq 3 2 0 03632 rt 6 868 2 857 0 75 857 1 2 75 02 2 857 ln tr 30 h iii Cálculo de N Pela Eq 2 03 50 1 N 0286 bat h iv Cálculo de V m S 10 tsem 5952 kgh 1 A 2 S 1 80 kg 2 48 kg 75 0 m A0 5952 kgh kg h mA 0 6 613 m B0 0 0 B A m m G 6613 6613 13226 kgh Pela Eq1 0 286 1100 13226 V V 00420 m³bat ou V 42 Lbat b mA0 mB0 ou mM0 mN0 t bat tm tr 05 30 35 h mA0 m A0 t bat 6613 35 mA0 mB0 2315 kg ou mM0 mN0 2315 kg c M 2 N R 2 S em kgh m M cons 075 6613 4960 kgh 1 80 kg 2 28 kg 1 40 kg 248 kg 32 6613 6613 0 0 Início 4960 3472 2480 5952 Reage cons e prod 1653 3141 2480 5952 13226 total Saída 1250 2375 1875 4500 10000 em massa d Aumento Semanal de produção de S Produção em uma batelada 1 A 2 S 1 80 kg 2 48 kg 2315 050 mS mS 1389 kg Novo tempo de batelada tbat tm tr 05 15 20 h Nova produção horária e semanal de S h kg t m m bat S S 02 89 13 6945 kgh 116676 kgsem 1167 tsem Aumento 100 01 01 1167 Aumento 167 2ª QUESTÃO 2 A B 3 P fase gasosa rA k CA CB alimentação equimolar yA0 yB0 e CA0 CB0 XA e composição molar da mistura efluente do reator de mistura Notase que 1 A ½ B 32 P A yA0 n yA0 32 1 12 0 comport líq XA equação de projeto Reat Mistura considerase fase líquida para obtenção da equação rA k CA CB 2 A B 3 P Equação Geral de Projeto de Reator de Mistura A A A A r X F V C 0 0 Onde XA XA XA0 XA 0 XA rA k CA CB onde CA CA0 1 XA CB CB0 CBcons onde 2 A B 3 P 3 1 2 P prod B cons Acons C C C CB CB0 CAcons 2 CB CB0 CA0 XA 2 CB CB0 05 CA0 XA CB CA0CB0CA0 05XA M CB0CA0 CB CA0M 05XA rA k CA02 1 XA M 05XA Substituindo a expressão acima na equação de projeto os dois últimos membros A A A A A X M X C k X F V 50 1 2 0 0 A A A A A X M X C k X F V 1 2 0 0 Eq1 33 i Cálculo de CA0 CB0 e M mol L T R P y C C A B A 0 0152 273 0821127 0 150 0 0 0 Logo M CB0CA0 00152 00152 1 ii Cálculo de FA0 BM para P FP FP0 FPprod 2 A B 3 P 3 1 2 P prod B cons Acons F F F Acons P F F 2 0 3 A A P X F F 0 2 3 6575 15 FA0 XA FA0 XA 4383 molmin iii Cálculo de XA Pela Eq1 50 1 0 0152 1 160 4 383 500 2 A A X X chegase a XA 065 iv Composição molar da mistura final efluente do reator FA0 XA 4383 FA0 065 4383 FA0 674 molmin FAcons FA0 XA 4383 molmin FA0 FB0 2 A B 3 P em molmin Entrada 674 674 0 Consproduz 4383 219 6575 Saída 2357 455 6575 13482 total Molar 1748 3375 4877 10000 3ª QUESTÃO 2 A 3 B C fase líquida 1ª ordem a XA2 1º Reator CSTR 1 1 0 1 0 A A A A X C k X F V 0 45 21 45 0 150 100 k k 0614 s1 2º Reator PFR 0 0 1 2 exp 1 1 A A A A F kV C X X 150 0 6141002 0 45exp 1 1 XA2 076 XA0 0 CA0 2 molL FA0 150 mols 100 L XA1 045 100 L XA2 34 b XA2 1º Reator PFR 0 0 1 exp 1 A A A F kV C X 150 0 6141002 exp 1 XA1 056 2º Reator CSTR 1 2 0 1 2 0 A A A A A X C k X X F V 61421 0 56 0 150 100 2 2 A A X X XA2 076 o rendimento não será alterado c 2 A 3 B C em mols i Fi mols yi 150 0 0 A 36 136 150076 171 57 B 171 648 36 171 57 C 57 216 264 1000 d XA2 1 1 1 AN N i X k onde 0 0 A A i i F V C 150 1002 13333 2 2 1 1 1 0 614 1 3333 X A XA2 070 e XAf XA2 0 0 exp 1 A A Af F kV C X 150 0 6142002 exp 1 XAf 0 ATIVIDADE 2 1ª QUESTÃO valor 50 pontos 100 L XA0 0 XA1 100 L XA2 XA0 0 CA0 2 molL FA0 150 mols 100 L XA1 045 100 L XA2 XA0 0 XA1 056 XA2 100 L 100 L XA0 0 XAf 200 L Reator Equivalente 35 Numa indústria de produtos orgânicos a reação em fase líquida 2 X Y W 2P de 2ª ordem 1ª ordem em X e 1ª ordem em Y é processada num reator descontínuo a 85ºC constante O valor da constante de velocidade da reação a 30ºC é de a 002500 m³ kmol1 h 1 e a 60ºC 006960 m³ kmol1 h1 a Determine o tempo de permanência dos reagentes de modo a que se atinja uma conversão final de 65 a 85ºC Sabese que a alimentação dos reagentes é constituída por quantidades molares iguais 125 ponto b Determine o volume do reator para uma produção de 90 toneladas por dia do produto W formado Considere o tempo morto de 30 minutos e densidade da mistura alimentada de 1000 kgm3125 ponto c Determine o aumento ou diminuição percentual da produção diária se reduzirmos o tempo de reação à metade e consequentemente a conversão para 400 125 ponto d Determine a composição mássica percentual da mistura efluente do reator 125 ponto Dadas as massas molares em kgkmol X 56 Y 90 W 44 P 79 2ª QUESTÃO valor 50 pontos Considere dois reatores de mistura CSTR de mesmo volume em série Neste sistema dáse uma reação de 1ª ordem em fase gasosa do tipo 2 A 2 B C Alimentase ao primeiro reator reagente A a 60 em volume de pureza o resto é inerte não havendo nem B nem C Os dois reatores operam isotermicamente O volume de cada um deles é de 100 L O fluxo de alimentação no primeiro reator é de 150 mols do reagente A e as condições de operação são de 20 atm e 127ºC Se a conversão de A na saída do primeiro reator for de 62 determine a conversão global do processo e a composição molar porcentual da mistura gasosa na saída do segundo reator Gabaitor 2X Y W 2P TA kCaCuB 2A 2B C 1 orden f gass 38 ATIVIDADE 3 1ª QUESTÃO Ftalato de dibutila DBP um plastificante deve ser produzido pela reação em fase líquida de butan1ol com ftalato de monobutila MBP A reação elementar é catalisada por ácido sulfúrico e processada a 38C em reator descontínuo segundo a equação C6H4COOHCOOC4H9 C4H9OH 𝐻2𝑆𝑂4 C6H4COOC4H92 H2O MBP butan1ol DBP água M kgkmol 222 74 278 18 Sabendose que os reagentes são alimentados na razão 5 kg de MBP para 3 kg de butan 1ol podese desprezar a quantidade alimentada de catalisador ácido sulfúrico nos cálculos e que a constante de velocidade a 25C é 005040 Lmol h e a 60C é 01366 Lmol h determine a o tempo de reação para se atingir uma conversão do reagente limite de 450 a 38C 125 pt b o volume do reator descontínuo para uma produção de 400 toneladas por ano de DBP a planta opera 30 dias por ano e 24 hdia Considere tempo morto de 15 minutos e densidade da mistura alimentada de 1250 kgm³ 125 pt c a composição mássica percentual da mistura efluente do reator 125 pt d o aumento ou diminuição percentual da produção anual se reduzirmos o tempo de reação a 23 do seu valor original e consequentemente a conversão a 330 125 pt 2ª QUESTÃO Considere a associação de dois reatores de mistura de mesmo volume em série de capacidade 240 L cada Neste sistema ocorre uma reação de 2ª ordem em fase gasosa 2 A B C Alimentase ao primeiro reator uma mistura equimolar de A B e inerte Os dois reatores operam isotermicamente O fluxo de alimentação do primeiro reator é de 450 molh e as condições de operação são de 30 atm e 127C Se a conversão do reagente A na saída do primeiro reator for de 780 qual será a a conversão global do processo 35 pt e b a composição molar percentual da mistura gasosa efluente da associação de CSTRs 15 pt FORMULÁRIO 39 REATOR DE MISTURA OU CSTR Para fase líquida ou gasosa A A A A r X F V C 0 0 onde 0 0 A A o F C V v V Para fase líquida A A f i A r C C REATORES DESCONTÍNUOS OU DE BATELADA Em fase gasosa A X A A A A A X r dX C t 0 0 1 em fase líquida A X A A A r dX C t 0 0 r m t t N 1 N G V m EQUAÇÕES DE PROJETO DE REATORES DESCONTÍNUOS ISOTÉRMICOS E ISÓBARICOS DESENVOLVIDAS PARA REAÇÕES HOMOGÊNEAS IRREVERSÍVEIS 1 Reações de ordem zero A P fase líquida k t C C A A 0 EQ 1 ou k t X C A A 0 EQ 2 fase gasosa k t X C A A A A 1 0 ln EQ 3 2 Reações de 1ª ordem A P fase líquida k t C C A A 0 ln EQ 4 ou X A kt ln1 EQ 5 fase gasosa k t C C A A 0 ln EQ 6 ou X A kt ln1 EQ7 3 Reações de 2ª ordem 2 A P ou A B P com CA0 CB0 fase líquida k t C C A A 0 1 1 EQ 8 ou t k C X X A A A 0 1 EQ9 fase gasosa t k C X X X A A A A A A 0 ln 1 1 1 EQ 10 A B P com CA0 CB0 fase líquida k t M C X M X M A A A 1 1 ln 0 com M CB0 CA0 1 EQ11 ou k t C C C C C C A B A B A B ln 0 0 0 0 EQ 12 A 2 B P 40 fase líquida t k M C X M X M A A A 2 1 2 ln 0 M CB0 CA0 2 EQ 13 2A B P fase líquida t k M C X M X M A A A 50 1 50 ln 0 M CB0 CA0 05 EQ 14 FORMULÁRIO DE ALGUMAS INTEGRAIS ENVOLVENDO ax b E px q 1 1 ln b ax a b ax dx 2 2 ln b ax a b a x b ax xdx 3 b ax x b b ax x dx ln 1 4 1 2 b a ax b ax dx 5 a n b ax b dx ax n n 1 1 se n 1 veja item 1 6 b ax q px aq bp q px b ax dx ln 1 7 ln ln 1 q px p q b ax a b aq bp q px b ax xdx 8 ln 2 q px p aq bp p ax qdx px b ax Equação de Arrhenius k k0 e E RT 1 2 2 1 1 1 exp T R T E k k sendo que R 1987 calmolK 8314 JmolK CA0 yA0 P R T sendo que R 00821 atm L mol K 6236 mm Hg L mol K Gabaitor 1Q MBP ButOH DBP H2O Pa 4102 400 400 Pa 255 43 44 ATIVIDADE 4 1ª QUESTÃO Ftalato de dibutila DBP um plastificante deve ser produzido pela reação em fase líquida de butan1ol com ftalato de monobutila MBP A reação elementar é catalisada por ácido sulfúrico e processada a 75C em reator descontínuo segundo a equação C6H4COOHCOOC4H9 C4H9OH 𝐻2𝑆𝑂4 C6H4COOC4H92 H2O MBP butan1ol DBP água Massas Molares kgkmol 222 74 278 18 Sabendose que os reagentes são alimentados em quantidades molares iguais de MBP e butan1ol podese desprezar a quantidade alimentada de catalisador ácido sulfúrico nos cálculos e que a constante de velocidade a 35C é 005040 Lmol h e a 70C é 01366 Lmol h determine a o tempo de reação para se atingir uma conversão do reagente limite de 900 a 75C b o volume do reator descontínuo para uma produção de 350 toneladas por semana de DBP Considere tempo morto de 30 minutos e densidade da mistura alimentada de 1200 kgm³ c a composição mássica percentual da mistura efluente do reator d o aumento ou diminuição percentual da produção anual se reduzirmos o tempo de reação à metade do seu valor original e consequentemente a conversão a 550 2ª QUESTÃO Considere dois reatores de mistura CSTR de mesmo volume em série Neste sistema dá se uma reação de 1ª ordem em A e 1ª ordem em B em fase gasosa do tipo A 2 B 3 C Alimentase ao primeiro reator reagente A a 20 em volume 50 de B e o resto de inertes não havendo C Os dois reatores operam isotermicamente O volume de cada um deles é de 300 L O fluxo de alimentação no primeiro reator é de 1200 molh da mistura gasosa e as condições de operação são de 25 atm e 147C Se a conversão de A na saída do primeiro reator for de 650 determine a conversão global do processo e a composição molar porcentual da mistura gasosa na saída do segundo reator A D 222 kg mA0 0900 2083318 kg Det RL e RE BC 100 molMBP e 100 mol Butoth calm MBP 100 ml 100 ml A B D C C0 Det C0 C80 BC mA0 mB3 100 molL V 246667 LL C80 C80 4054 molL FA0 1200 mL yA0 0120 yB0 0500 yS0 030 CA0 020 25 k 588868 Lmol VA 300 VB 300 y2 31 162 507 39 p 3 de 3 48 ATIVIDADE 5 1ª QUESTÃO A reação irreversível de 2ª ordem em fase líquida M 2 N 3 R S ocorre isotermicamente Uma corrente de 150 molh contendo M N e inerte em quantidades equimolares sem R nem S é introduzida a 200 Lh em um reator tubular de 200 L de capacidade A corrente efluente desse reator que contém 0215 molL de R entra num reator de mistura de volume 300 L Determinar a a conversão global b o volume de um único reator de mistura para processar a reação nas mesmas condições de alimentação e conversão global c o volume de um único reator tubular para processar a reação nas mesmas condições de alimentação e conversão global d a composição molar percentual da mistura efluente da associação 2ª QUESTÃO Dispõese de uma associação de 4 reatores de mistura de 500 litros cada em série processando a reação elementar em fase gasosa 2 A B C e velocidade específica igual a 563 L mol1 h1 A alimentação ao 1º reator é feita por uma mistura equimolar de A e inertes a 120 molh e concentração em quantidade de matéria de A de 0326 molL Desejase substituir a associação por um reator tubular de reciclo para obter a mesma conversão mantendo o tempo espacial do sistema global Determine a A conversão global da associação de reatores de mistura b A razão de reciclo c O volume de um único reator de mistura para processar a reação na mesma conversão da associação original e sob as mesmas condições de alimentação d O volume individual de cinco reatores tubulares iguais para processar a reação na mesma conversão da associação original e sob as mesmas condições de alimentação e A composição molar porcentual da mistura efluente do sistema global FA0 150 mL VR 200 L CR 0215 molL F 50 mLh yA0 yB0 13 V0 200 Lh k 411 Lmol p 1 de 4 VH VA0 FA0 k CA0 1 XA k 411 0250² 1 095 XA y1 655 y2 180 y3 345 p 2 de 4 2AB C fges 2ord k 5163 Lmol¹h¹ Vh 092 Vh 99251630326²1092²