Ing: Jipson Franco
Folleto de Balance de materia 1.
La alimentación fresca fresca a una unidad de síntesis de metanol contiene 32,0% en mol de CO, 64% en mol de y el resto (4%) de y fluye a una velocidad de 100 mol/h. La alimentación fresca se mezcla con una corriente de recirculación, cuyo caudal es 400 mol/h para producir una alimentación al reactor que contiene 13,0% en mol de . La corriente de producto que sale del condensador contiene sólo metanol líquido. Para evitar el aumento de N2 en el sistema, se extrae una corriente de purga de la corriente de gas que sale del condensador. Los gases no purgados constituyen la corriente de recirculación al reactor. Calcular: a) Caudal de producción de metanol (mol/h). b) Caudal molar y composición del gas de purga. c) Conversión global. d) Conversión en una etapa.
• • • •
Desarrollo Balance en el punt o de mezcla
alimentación= 500 mol alimentado al reactor . A + G B------------------- B= 400 mol recirculado + 100 mol alimentación=500
Balance de nitrógeno en la recirculación
A ∗ 0,04 + B∗0,13→ 61 , 400 Asumiendo que la reaccion es estequiometria, se podrá p odrá realizar lo siguiente:
, → 0,8475∗ 31 ;; 0.5625 Por criterio esta fracción molar es la misma para la corriente E,F,G. Balance de nitrógeno en la purga
E F + G → 500∗0,13 61mol 61mol Balance de la corriente que entra al reactor
A+GB 100∗0.64+400∗0.565 Monóxido de carbono: 100∗0.32+400∗0.2825 Inerte: 500226145 Hidrogeno:
Balance general de la purga
. . . G + F E → E 400 mo mol + 26.22 mo mol .
Nitrógeno:
Balance para para determinar determinar el Hidrogeno y monóxido de carbono consumido
→R A + G E Hidrogeno: 100∗0.64+400∗0.565426.22∗0.565 . 100∗0.32+400∗0.2825 426.22∗0.2825 . Monóxido de carbono: 100∗0.32+400∗0.2825 Reactante consumido = Entrada al reactor – salida del reactor
Caudal del metanol
49.20 ∗ 1 ⁄2 , Conversión Conversión g lobal
24,60 mol NH 11 100 ∗0.32 NH .
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Conversión Conversión p or paso
24,60 mol NH 11 100 ∗0.32+400 NH ∗0.2825 . 2.
Debido a los actuales bajos precios precios del petróleo, el proceso de acoplamiento oxidativo de metano metano (componente mayoritario del gas natural) para dar hidrocarburos superiores (etano y etileno) e tileno) ha perdido gran parte de su interés. Considerar que en dicho proceso tienen lugar sólo las siguientes reacciones:
+ 12 → + + 12 → + + 3 → 2+2
y que en el reactor catalítico a 800 ºC se alcanza una conversión de CH4 del 25%, con selectividades de CH4 a CO2, C2H6 y C2H4 de 25, 45 y 30%, respectivamente. Por otra parte, en la alimentación al reactor (corriente F2) la relación CH4/O2= 10/3, mientras que en la alimentación fresca (F1) las concentraciones en mol de CH4, O2 y N2 son 61,67; 37,60 y 0,73%, respectivamente. Determinar, para completar la tabla que se adjunta, los flujos de todos los componentes en las corrientes F1 a F8, tomando como base 100 mol de CH4 en F2 y suponiendo que la concentración de N2 en la purga es 4% en mol. Finalmente, en F4 no hay más que CO2 y H2O; en F5, C2H4 y C2H6; y en F6, CH4, O2 y N2.
Desarrollo Balance general de Nitrógeno
Nitrógeno:
0.0073∗ 0.04∗
Balance en el reactor
100 100 mol mol∗∗ , Oxigeno:100 4∗ 25 75 Metano salida: 100
Metano reaccionado:
Análi An áli si s d e select sel ect ivid iv id ad
0.25→ 25→ 25 ∗0.25∗ . 0.45→ Selectividad 2: 4 5 → 25 ∗0.45∗ . 0.30→ Selectividad 3: 30→ 25 ∗0.30∗ .. Selectividad 1:
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Salida de cada reactivo
CH reaccionado: 12.5 . CH sale: sale:7.7.5 mol mol 6.25 25 mol mol .. . CH reaccionado: 7.5 . CH sale: sale:11 11.2.255 mol mol 7.5 mol mol .. Agua Ag ua p ro du ci da
12.5 ∗ . . Agua 2 :7.5 C H ∗ . Agua 2 :11.25 C H ∗ . Agua total: 12.5+7.5+11.25 . Agua 1 :
Oxigeno consumido
. 12.5 ∗ . Agua 2 :7.5 C H ∗ . . Agua 2 :11.25 C H ∗ . Agua total: 18.75+3.75+5.625 . Oxigeno 1 :
Salida de la corri ente F4
12.5 + 31.25 25 0 . . Salida de la corri ente F5
1.25 25 +3.75 Salida de la corri ente F6
30 28.125 125 1.875 875 6 Metano: 75 6
Oxigeno:
Balance en el punt o de mezcla
1+82 Oxigeno: 1∗0.376+8∗( ) 30 100 Metano: 1 ∗ 0.6167 + 8 ∗ (0.96 ) 100 Nitrógeno: 1∗0.0072+8∗0.042∗ Resolviendo el sistema de ecuaciones → . . ∗ + .∗ . ∗ Balance en en el pu nto de recirculación
7+86 Oxigeno: 1.875 7∗( )+8∗ Metano: 757∗0.96 +8∗(0.96 ) Resolviendo el sistema de ecuaciones →..∗+.∗ balance final en el punto de recirculacion: recirculacion: . . . . ∗ .∗
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Balance general
0.0073∗ 0.04∗ →70.1825∗1 Balance en la recirculación: 53.1250.9927∗10.96∗7 Balance de nitrógeno en la purga:
Ree*9+9mplazando y resolviendo la ecuación
53.1250.9927∗10.96∗ 0.1825∗1 0.1825∗1 → F7:0.1825∗65 . . Corriente F8
76.8750.96∗F7+0.96∗F8
76.8750.96∗11.8625 F8→8 . . 0.96 Corriente F2
21+8→265+68.2125 . . Corriente F6
67+8→611.8625+68.2125 . . Corriente F3
34+5+6→380.075+43.75+5 . . 3.
El óxido óxido de etileno se produce por medio de la oxidación catalítica de etileno.
2 + → 2
Una reacción de competencia no deseada es la combustión del etileno:
+ 3 → 2 + 2
La alimentación del reactor contiene 3 moles de etileno por cada mol de oxígeno. La conversión en una sola etapa del etileno es del 20%, y por cada 100 moles de etileno consumidos en el reactor salen 80 moles de óxido de etileno en los productos de reacción. Estos productos se separan posteriormente: el etileno y el oxígeno se hacen recircular y se mezclan con la alimentación fresca, el óxido de etileno se vende como un producto y el dióxido de carbono y el agua se desechan. Si se desea producir 1500 kg/h de óxido de etileno, calcular: a) Caudales molares y composiciones composiciones de todas las corrientes corrientes del proceso. b) La conversión global del etileno. Desarrollo Moles de óxido de etileno
. 1500 1500 ∗ 144 . Moles de Etileno reaccionado
. 34.10 ∗ . Moles producido en la reaccion no deseada
∗ 20 . 42.625 ∗ 12 . 100 . 17.05 ∗ 22
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. 17.05 ∗ 23 Moles producido en la reaccion deseada
1 . 34.10 ∗ 2 Oxigeno total: 25.575+17.05 . Corriente que se alimenta al reactor B
. . . . . Oxigeno alimentado: 213.125 ∗ . B 71.0 71.041 4166 kmo kmoll O + 213.125 kmol 24 . . 71.0416 284.20 0.25 → 0.75
Etileno alimentado:
Moles totales en la corriente F
F 17.0 17.055 kmo kmoll CO CO + 17.05 kmol H O . . 17.05 34.10 0.5 → 0.5
Moles totales en la corriente D
71.0416 42.625 625 . Etileno:213.125 42.625 .
Oxigeno:
E 28.4 28.422 kmo kmoll O + 170.5 170.5 kmol kmol C . . 28.42 0.1428→ 0.8572 198.92
Moles totales en la corriente A
A 284. 84.20 2 0 kmol kmol 198 198.92 .92 . .
71.041628.42 5 → 0.5 85.3 0.5
Conversión Conversión total
34.10 .. 42.652 4.
Se desea producir benceno benceno mediante la desalquilación de tolueno, siguiendo la reacción:
CHCH + H → CH + CH
Sin embargo, esta reacción catalítica ocurre acompañada de la reacción secundaria:
2CHCH + H → CH 2+2CH que genera el subproducto indeseado bifenilo. Debido a esta reacción paralela, la conversión de tolueno debe mantenerse por debajo del 100% y deben efectuarse una serie de procesos de separación, con recirculación de los reactivos no utilizados tal y como se muestra en la figura. La alimentación al reactor (corriente 3) contiene 5 moles de H2 por mol de tolueno, y se alcanza una conversión total de tolueno del 75%. a) Suponiendo que la corriente de salida del reactor (corriente 6) contiene 5% de benceno y 2% de tolueno (en moles), calcular el caudal molar y composición de todas las corrientes del proceso por cada 100 kmoles/h de tolueno alimentado al reactor.
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b) Calcular el rendimiento y la selectividad a benceno y bifenilo.
Desarrollo Balance de tolueno en el reactor
Hidrogeno:
100 ∗
Tolueno sale en la corri ente 6
100 C6H5CH3 ∗ 0.75 75 75 C6H5CH3 100 C6H5CH3 75 C6H5CH3
Tolueno:
Balance de tolueno en el mezclador
1+43
1 100 100 CHCH 25 CHCH Salida de la corriente del reactor
6∗ →6 25 0.02 6∗ → 1250∗0.05. Caudales de la reaccion d eseada eseada
. 62.5 ∗ . . Tolueno: 62.5 ∗ . Hidrogeno:
Caudales de la reaccion d eseada eseada
75 CHCH 62.5 kmol kmol CHCH 12.5 kmol kmol CHCH reacciona en 2 . Difenilo:12.5 kmol C H CH ∗ . Hidrogeno: 12.5 kmol C H CH ∗ . . Metano: 12.5 kmol C H CH ∗ .
Tolueno no reaccionado:
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Caudal de la corrient e F6
500 6.25 6.25 kmol kmol H 62.5 H . . F6431.25 kmol+12.5 kmol+6.25 kmol+25 kmol+62.5 kmol537.5 kmol
Hidrogeno no reaccionado: reaccionado:
Metano ingresa al reactor
Metano:
3 1250 1250 6 6 537.5 537.5 . .
Metano que sale en la purga
Metano:
10 725 7 7 712.5 712.5 . .
Caudal de la corrient e F8
8 25 CHCH + 6.25 6.25 . . 25 0.8→ 0.2 31.25 Caudal de la corrient e F7
F7 725 4 4++ 431. 431.25 25 . . 431.25 0.373→ 0.627 1156.25 Caudal de la corrient e F5
712.5 . 5 5 . 0.627 431.25 0.373 1156.25 373→→ 0.627 Caudal de la corr iente F10
5∗ +10∗ 431.25 431.25 H 1136.36∗0.373 . 5∗ +10∗ 431.25 H0.373 .
Hidrogeno:
Caudal de la corrient e F3
31+2+4+5 375 +76.137 +1136.36+25 . 500 0.38→ 0.076→ 0.544 1312.50 Caudal de la corrient e F2
2 500 500 H 1136.36∗0.373 1136.36∗0.373 . . Conversión Conversión Global
62.5 0.83 75 Rendimiento de la reaccion
62.5 ∗10062.5% 100 Selectividad
CH ∗100%83.33% −→ 7562.5 difenilo∗2 ∗100%16.66% −→ 6.2575
Ing: Jipson Franco
5.
El diagrama mostrado en la figura adjunta corresponde corresponde a un proceso de oxidación de SO2 a SO3. En este proceso la corriente de alimentación pasa a través de un sistema de dos reactores. La conversión del SO2 que entra al primer reactor es del 75% y la del SO2 que entra al segundo reactor es del 65%. Para aumentar la conversión global del proceso hasta el 95%, parte de la corriente de salida del segundo reactor se recircula hasta la entrada del mismo reactor. a. Calcular cuánto ha de recircularse por cada 100 moles de corriente de entrada al sistema.
+ 12 →
Desarrollo Balance en el el reactor 1
10 ∗ . ∗ 7.5 . 3.75 Oxigeno: 7.5 ∗ 3.75 9 3.75 3.75 5.25 5.25 1 Dióxido de azufre: 10 0.75∗10 2.5 1
Trióxido de azufre:
Caudales molares de salida del reactor 1 F2
2 2 2.5 ++ 5.25 2 5 + 7.5 ++ 81 . . Balance general
10 ∗ . 5 ∗ 9.5 . 4.75 Oxigeno: 9.5 ∗ 4.75 9 4.75 4.75 4.25 4.25 5 5 Dióxido de azufre: 10 0.95∗10 0.5 100 ∗ 0.81 8 1 81 5 Nitrógeno: 4 1 ∗ 0.81 → 4 100 4 4 81 + 0.5 + 4.25 4.25 + 9.5 . . 81 0.850 0.5 0.00525→ 9.5 0.0997→ 0.0450 95.25 850→→ 95.25 95.25
Trióxido de azufre:
La composición es la misma para para F4 y para F6 (recirculación) (recirculación) Balance de SO2 SO2 en el segundo reactor
2+63 Dióxido de azufre entra al reactor: 2.5 +0.00525∗63 Dióxido de azufre que reacciona: 0.65∗ 65 ∗ 2.5 2.5 +0.00525∗6 Dióxido de azufre que no reacciona= 0.35∗ 35 ∗ 2.5 +0.00525∗6 Balance de SO2 en el punto de recirculación
45+6 0.35∗ 2.5 +0.0052∗6 0.00525∗6 +0.5 →6
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Caudal de la corrient e sale del reactor F4
4 110 110 + 95.2 95.255 . . Caudales molares entrada del r eactor 2 F3
3 3 110 110 ++ 96.2 96.255 . . 6.
El acrilonitrilo se produce industrialmente por reacción del acetileno y del ácido cianhídrico en fase gas
+ →→
El acetileno y el ácido cianhídrico, ambos con una pureza del 95% en moles, entran al sistema en una relación molar 10:1, reaccionando en el reactor el 80% del ácido cianhídrico para dar exclusivamente acrilonitrilo. El acrilonitrilo producido en la reacción se condensa totalmente, recirculando al reactor los gases no reaccionados. Debido a que las materias mate rias primas tienen un inerte gaseoso, se realiza una purga pu rga para que la concentración del inerte no supere el 6%. Calcular: a) Caudales molares de todas las corrientes del proceso. b) Composición de las corrientes.
Desarrollo Balance alimentación al reactor
95 100 ∗ → 5 10 → 10∗ 95 950 950 1 → ∗∗ .. Inerte del acetileno: 950 50 + 50 55 Inerte: 5 Acetonitrilo:
Balance en el reactor
95 ∗ 0.80 80 3 95 76 = Acetonitrilo: 76 ∗ 76 Acetileno: 76 3 950 950 76 3874 +76+19+55
Acido cianhídrico:
Caudal de salida del condensador F4
4 Caudal de salida de gases del condens ador F5
Como solo se puede obtener un 6% de inerte
+ 874+19 5 = 0.94 0.94
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Balance general de inerte
1 ∗ 0.05 7∗0.06 Balance en el punt o de mezcla de inerte
571∗ 0.05 +6∗0.06 Acetileno y acido: 950 950 22 22++ 95 1∗ 1 ∗ 0.95 +6∗0.94 Inerte:
Despejando el sistema de ecuaciones:
54.1552.25 0.0570.047 ∗6→6 Corriente de alimentación fresca F1
0.94∗190 1 10450.950.94∗190 Corriente d e purga F7
7 912∗0.60.05 7.
El anhídrido maleico es un compuesto que se utiliza para la producción de de polímeros y plásticos. La obtención del anhídrido maleico se llevaba a cabo mediante la oxidación de benceno, pero desde finales del siglo pasado un nuevo proceso lo ha sustituido. Se trata de la oxidación catalítica de butano con oxígeno para obtener el anhídrido maleico (C4H2O3)
+ 72 → + 4 Desgraciadamente como en otras reacciones de oxidación existen una serie de reacciones del butano que producen otros productos indeseables como son CO, CO2, buteno y butadieno:
+ 92 → 4 + 5 + 132 → 4 4 + 5 + 12 → + + → + 2
En una planta química de producción de anhídrido maleico el proceso que se lleva a cabo es muy similar al que se muestra en el esquema adjunto. El butano junto con oxígeno diluidos con CO2 y N2 se introducen al reactor donde la conversión de butano es del 64% y las selectividades s electividades son: a anhídrido maleico del 65%, a CO2 del 20%, a CO del 10%, a C4H8 del 2.5% y a C4H6 del 2.5%. Las altas selectividades a anhídrido maleico se obtienen ya que a la entrada del reactor hay una concentración de butano en moles del 10%, una concentración molar de CO2 del 10% y una relación molar oxígeno/butano de 4. La corriente que sale del reactor se pasa por un primer condensador donde se obtiene anhídrido maleico puro. En el segundo condensador el agua y el resto del anhídrido maleico se condensan para obtener una disolución del 1% en moles de anhídrido maleico. Los compuestos que quedan (CO2, CO, C4H10, C4H8, C4H6, O2 y N2) se llevan a una columna de destilación donde se separa por cola los C4. Los óxidos de carbono, con el oxígeno y el nitrógeno se hacen pasar ahora por un convertidor de CO donde dond e todo se convierte a CO2. La corriente se recircula a la entrada al reactor para mantener la concentración óptima de CO2; y como siempre en es tos casos se debe de hacer una purga en esta corriente para evitar que se acumulen los inertes. Los C4 separados en la columna de destilación se llevan a un combustor. La alimentación al sistema se hace con una corriente de butano puro y aire enriquecido (oxígeno diluido con nitrógeno). Calcular los siguiente datos si la producción de anhídrido maleico puro (A5) es de 6700 kg/día:
a) Composición de la corriente de salida del reactor (A4). b) Caudal másico de la disolución de anhídrido maleico en agua (A7). c) Composición y caudal molar de la purga (A13).
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d) Caudal molar de butano puro que se alimenta al sistema (A1). e) Composición del aire enriquecido que se alimenta al sistema (A2). f) Conversión global del proceso.
Desarrollo
Nueva base de cálculo 100 kmol CH4 Balance dentro del reactor
Metano:
4 100 ∗ 0.64 64 64 100 64
Análi An áli si s d e select sel ectiv iv id ad
→ 64 ∗0.65∗ . → 64 ∗0.10∗ Selectividad 2: . . → 64 Selectividad 3: ∗0.20∗ . → 64 Selectividad 4: ∗0.025∗ . → 64 ∗0.025∗ Selectividad 5: . Selectividad1:
Agua Ag ua p ro du ci da
. 41.6 ∗ Agua 2 :25.6 ∗ Agua 3 :51.2 CO ∗ . Agua 4 :1.6 ∗ . . Agua 5 :1.6 ∗ . Agua 1 :
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Agua total:
166.4+32+64+1.6+3.2 .
Oxigeno consumido
. . 41.6 ∗ ∗ . . Oxigeno 2: 25.6 . Oxigeno 3: 51.2 CO ∗ . . Oxigeno 4: 1.6 ∗ . Oxigeno 5: 1.6 ∗ . oxigeno total: 145.6+28.8+83.2+0.8+1.6 Oxigeno 1:
Alim Al im ent aci ón del reacto reac to r
100 3→3 0.10 2 3∗ → 2 1000∗ 1000∗ 0.10 10 100 100 2 2 4 → 2 4 ∗ 100 400 → 2 Nitrógeno: 3 1000 100 400 100 → 3 400 Caudales molares que salen A4
400 260 Nitrógeno: Dióxido de carbono: 100 +51.2 . . 4 140+400+151.2+267.2+36+41.6+25.6+1.6+1.6 →4 . . 0.142 → 0.024→ 0.259 → 0.00150 → 0.00150→ 0.033 → 0.039 → 0.1314 → 0.3756 Oxigeno:
Balance en el 2do condensador
6 7 + 8 Agua:267.2 7∗0.99→7 . . Anhídrido ftálico: 7 269.90 ∗0.012.699 → 6 Balance en el 1er 1er cond ensador
4 5 + 6 Anhídrido ftálico: 6 41.6 2.699 2.699 . Caudales molares que salen A8
6 7 + 8 8 140+400+151.2+267.2+36+2.7+25.6+1.6+1.6 269.90 Balance en el primer separador
8 9 + 10 9 36 Buteno: 9 1.6 Butino: 9 1.6 Butano:
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9 36 + 1.6 + 1.6 . . 10 756 39.2 . . Balance en en el convertidor
25.6 ∗ . 12.8 ∗ . Oxigeno: 25.6 140 12.8 11 128 + 25.6+151.2 +400 . . 128 0.181→ 400 0.5675→ 0.2515 704.8 704.8 CO2:
Balance en el CO2 en en el pu nto d e mezcla
12 + 1 + 2 3 CO2: 0.2515 2515∗∗ 12 12 100 100 →12 . 12 + 13 11 → 12 704.8 397.61 . . Oxigeno: 12 397.61∗0.181 . . Nitrógeno: 12 397.61∗0.5675 . . Balance en el O2 en el punt o de mezcla
12 + 2 3 96 Oxigeno: 2 400 71.96 . Nitrógeno: 2 400397.61∗0.5675 . 2 328 +174.35 . . 328 0.652→ 0.347 502.35 Llevando a la base de calculo origin al
68.36 6700 ∗ 198 36 . 1.64 : .
Factor de multiplicación: Respuesta general: a. b. c. d. e. f.
0.142 → 0.024→ 0.259 → 0.00150 → 0.00150→ 0.033 → 0.039 → 0.1314 → 0.3756 . . ∗∗ . . . . 0.181→ . 0.5675→ 0.2515 ∗. . 0.652→ 0.347 0.64
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8.
La síntesis de cloruro de metilo se puede llevar a cabo por cloración de de metano según la siguiente reacción:
+ → +
Junto con esta reacción se puede producir simultáneamente la reacción no deseada de formación de cloruro de metileno según el siguiente esquema:
+2→ 2 2 + Para minimizar la polisustitución y maximizar la producción de cloruro de metilo, la relación molar metanocloro se debe de mantener en valores altos. En un proceso de producción de cloruro de metilo se alimentan al reactor una corriente constituida por Cl2 puro y otra corriente constituida principalmente por metano, de tal forma que la relación molar de CH4:Cl2 que entran al reactor es de 6:1, consiguiéndose que reaccione el 90 % del cloro que entra al reactor. La relación entre los moles de CH3Cl y CH2Cl2 en la corriente de salida del reactor es de 5:1. Esta corriente gaseosa se enfría, condensando completamente el CH3Cl y el CH2Cl2 que se separan posteriormente en una columna de destilación de forma completa. El gas que sale del condensador se lleva a una torre de separación donde se separa en forma de una corriente de ClH puro el 95 % del ClH que entra y, por otro lado, el metano y el cloro que no han reaccionado junto con el ClH no separado. Esta última corriente se recircula, mezclándose con una corriente de metano puro fresco para formar la alimentación de metano al reactor. Si se desea producir 2000 kg/h de CH3Cl, determinar: a) el flujo molar total de todas las corrientes del proceso y sus composiciones expresadas expresadas en fracción fracción molar mostrando todos estos valores en el diagrama de flujo que se deberá dibujar al efecto; b) la selectividad y rendimiento global del cloro al cloruro de metilo.
Desarrollo Balance en en la colu mna de destilación
2000∗ . . . . Diclorometano: 5→ 5 39.60 60 + 7.92 92 . . 39.6 0.833→ 0.166 47.52
Cloruro de metileno:
Balance en el reactor reactor
39.60 39.60 ∗ 60 Ácido clorhídrico 2: 7.92 ∗ 15.84 84 39.60 60 + + 15.84 84 . . 60 cloro 1: 39.60 ∗ 39.60 Ácido clorhídrico 1:
Ing: Jipson Franco
15.84 7.92 ∗ 84 39.60 +15.84 . 39.60 60 metano 1: 39.60 ∗ 7.92 metano 2: 7.92 ∗ 39.60 + 7.92 7.92 . . . 61.6 Cloro alimentado: . 61.6 55.44 44 . 369.6 metano alimentado: 61.6 ∗ 6 369. 369.6 47.52 . . 322. 322.08 08 + 6.16 16 + 55.4 55.444 + 39.60 60 + 7.92 92 . . 39.6 0.090 → 0.0181→ 0.739 → 0.0141→ 0.133 435.74 Cloro 2:
Alim Al im ent aci ón fr esca esc a clor cl or o
61.6 6.16 6.16 . . Alim Al im ent aci ón fr esca esc a meta no
369.6 322.08 . Balance de ácido ácido cl orhídrico a la salida del reactor
3 + 55. 55.4 8 → 3 0.05 ∗ 8 58.32 8 55.40.95 32 Caudal de salida del condensador
48+5 435.7 435.744 47.5 47.522 . . 58.32 0.150→ 6.16 0.01619→ 0.833 388.22 833 380.34 Caudal de salida del separador
89+10 . . Ácido clorhídrico:90.95∗ 58.32 388. 388.22 22 55.4 55.400 . . 2.92 0.00877→ 6.16 0.0185→ 0.972 332.82 972 332.82 Caudal de entrada al reactor
32+10 47.5 47.522 + 332. 332.82 82 . . 2.92 0.00767→ 6.16 0.01619→ 0.9761 380.34 9761 380.34
Ing: Jipson Franco
selectividad
Selectividad1:
. . .
Rendimiento
Rendimiento 1:
9.
. . .
El formaldehido es un compuesto compuesto que se utiliza en la fabricación de múltiples productos entre los que se pueden citar: plásticos, fluidos de corte, medicamentos, fibras, cosméticos y detergentes. Su producción se lleva a cabo por deshidrogenación catalítica del metanol en presencia de oxígeno según la reacción:
+ 12 → + utilizando para ello catalizadores de hierro-óxido de d e molibdeno en lecho fijo y a temperaturas relativamente altas. Para producir 100 kmol/h de formaldehido se dispone de un sistema de reacción al que se alimenta una corriente de metanol puro gaseoso que se mezcla con una corriente de aire seco. La corriente resultante es la alimentación fresca que se mezcla con una corriente de gases de recirculación del sistema, antes de introducirse al reactor, de tal forma que la proporción en moles de oxígeno a metanol a la entrada del reactor es de 2'5/1. En el reactor se alcanza una conversión del 20 % y la corriente de salida del reactor se introduce en un separador donde se obtiene una corriente líquida con todo el formaldehido y el agua formados en la reacción y sin ningún otro compuesto, y otra corriente gaseosa con el metanol no reaccionado, el oxígeno restante y nitrógeno, que se recircula. Para evitar que la concentración co ncentración de nitrógeno a la entrada del reactor supere el valor del 95 % en moles, antes de recircular la corriente gaseosa que sale del separador y mezclarla con la alimentación fresca, es necesario efectuar una purga. Determinar: a) Flujo molar de la purga (kmol/h) (kmol/h) y composición de esta (% en moles). b) Flujo de metanol necesario (kmol/h) para la producción de formaldehido A4 A8 A3
A1
A2
Reactor
Separa dor
A5
A6
A7
Desarrollo Salida del separador
Agua:
100 100 ∗ 4 100 + 100 100
Alim Al im ent aci ón al r eactor eact or
Metanol:
100 ∗ 100 100 500 0.20 500 100 400 400 A3
Ing: Jipson Franco
Oxigeno:
500 ∗ . 1250 50 100 ∗ 10.5 1250 50 1200 2 A3
Corriente gaseosa del separador
+ 5 400+1200 5 50.05 0.05 32000 1200 1200 400 30400 30400 Nitrógeno:32000 1200 0.0375 → 400 0.0125 32000 → 0.95 95 32000 0.0125→ Balance en el punt o de mezcla
8 ∗ 0.79 7 ∗ 0.95 Nitrógeno: ∗ . + ∗ . *(-0.21) Oxigeno: ∗ . + ∗ . . *(0.79)5396.5 Metanol: 1 + 6 ∗ 0.0125 500 Resolviendo el sistema de ecuaciones
0.19956+0.02962566384+987.5→6 . . 1 500 31.781 ∗ 0.0125 . . 31781∗0.95 31781∗0.95 . 8 30400 0.79 . 7 263.35 ∗ 0.79 0.95 2 102.73 + 263.35 + 31781 32147 10. Para obtener CO2 para usos usos industriales existen diversos procedimientos. Uno de ellos es aprovechar los gases de escape de calderas, de motores o de turbinas donde se queme un combustible hidrocarbonado, y absorber el CO2 con disoluciones de etanolaminas como agente absorbente haciendo pasar los gases en contracorriente con las etanolaminas en torres de absorción y separando posteriormente el CO2 absorbido de la disolución de etanolaminas en un regenerador que permita el reciclado del absorbente a la columna de absorción.
Una pequeña central térmica utiliza este proceso. Quema en una turbina 10 kg/min de gas natural (considerar el gas natural como metano puro), y lo quema con un 10 % en exceso aire sobre el estequiométrico para asegurarse la combustión completa com pleta del gas natural a CO2 y H2O. La corriente de gas de combustión, a 100 ºC y a 3 atmósferas de presión absoluta, entra a la columna de absorción en la que se introduce a contracorriente una disolución acuosa de dietanolamina (DEA) del 30 % en peso. En la torre de absorción sólo se absorbe CO2, alcanzándose una absorción del 95 % del CO2 que entra, saliendo los gases a 70 ºC y 1 ’5 atmósferas de presión absoluta y saturados en vapor de agua a dicha temperatura (21’2
% en volumen de agua). La corriente líquida líqu ida que abandona la torre con el CO2 absorbido va al regenerador, donde se separa completamente el CO2 por un lado, en forma de corriente gaseosa (CO2 puro), y una corriente líquida que sólo contiene agua y DEA, que se recicla a la torre de absorción y a la que, antes de entrar a la torre, se le añade agua líquida pura para compensar la pérdida de agua que se produce con los gases que abandonan la torre de absorción, para alcanzar el 30 % en peso de DEA que debe entrar a la torre como absorbente. Determinar: Caudal en m3/min de la corriente de gas que sale de la torre de absorción.
Ing: Jipson Franco
Cantidad de agua líquida en kg/min que es necesario añadir al sistema para mantener la disolución de DEA D EA a la entrada de la torre de absorción en el 30 % en peso. Cantidad de la corriente líquida en kg/min que abandona la torre de absorción con el CO2 absorbido ñ A2 A4
A1
A6
Columna de
horno
A3
absorción
A5
Columna de recuperación
A9
A8
A7
+ 2 → + 2 Desarrollo
Balance en el reactor
. 10 ∗ . 4285 2 2 ∗ 1.10 10 .. Oxigenoalimentado: 0.7142 ∗ 1.4285 571.2 1.4285 4285 0.1429 1429 Oxigeno: 1.571. 0.7142 Dióxido de carbono: 0.7142 ∗ 0.7142 3 1.4285 Agua: 0.7142 ∗ 1.4285 3 3 1.4285 + 0.7142 + 0.1429 .. →2.2856 ∗0.082∗ 100 03 3 23.03 Metano:
Balance general general columna d e absorción
3 + 9 4 + 5 2.2856+92.039+5→ .. Dióxido de carbono: 5 5 0.95∗ 95 ∗ 0.7142 7142 0.6785 0.6785 5 DEA:
1.6962 0.6785 ∗ 0.41 1.6962
Fracción molar de A9
1 0.285 30 ∗ 105 0.285
Ing: Jipson Franco
3.88 70 ∗ 118 88 0.9380→ 0.0619 . Agua; 1.6962 ∗ . 25.70 9 9 25.70 + 1.6962 6962 . . 9 Caudal de la corrient e gaseosa
4 0.1429 + 0.05 0.05 ∗ 0.7142 0.7142 + 1.4285 1.4285 1.6071 .. 4 1.6071 ∗ 0.7881 2.03 ∗ 0.212 0.212 0.4303 0.4303 4------8.10 m3 h20 Agua retenida: 2.03 Agua de reposición en el punto de mezcla
8 0.4303 ∗ 118 8 Balance de agua en la torre de absorción Agua:1.4285 +9∗0.9220.03839 +5 ∗ . . DEA: 5 0.05∗0.71420.03571 Dióxido de carbono: 5 5 0.038571 + 5 + 5 11. El butano se deshidrogena a buteno en un reactor reactor catalítico de acuerdo al diagrama de flujo que se se muestra. La conversión del butano en el reactor es del 5 % y la selectividad de butano a buteno es del 50 %. Calcular: a) Los kmoles de buteno, de gas residual y coque producidos por kmol de butano nuevo alimentado; b) la relación de recirculación, definida como moles de butano recirculado/moles de butano en la alimentación nueva
→ + Desarrollo Balance del reactor
100 ∗ 0.05 0 5 5 100 5 Buteno reaccionado 5 ∗ ∗0.50 . . Butano:
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Alimentación de butano
100 95 Balance atómico de especie
20 5 ∗ 20 2.5 2.5 ∗ 4 + 5 + 0.05∗1+0.15∗2+0.10∗2 ∗ 6 20 10 + + 0.55∗ 5 5∗ 6+ 5 Hidrogeno de entrada: :5 ∗ 50 50 2.5 ∗ 8 + 0.05∗4+0.15∗6+0.10∗4 0.05∗4+0.15∗6+0.10∗4 ∗ 6 + 0.70∗ 70 ∗ 2 50 20 ℎ + 2.9 ∗ ∗ 6 → 6 6 . 0.55∗10.34 0.55∗10.34 10 .. Coque:20 . 0.5 a. Carbono de entrada:
b. c.
. 2.068 . 0.8626
12. El anhídrido maleico (C4H2O3) es un producto muy importante desde un punto de vista industrial ya que sirve de base para la fabricación de poliésteres, resinas, plastificantes, lubricantes e incluso pesticidas. Industrialmente se produce por oxidación de benceno, pero se están estudiando otras vías como la oxidación de n-butano utilizando catalizadores de óxidos de vanadio y fósforo, que llevan a cabo la siguiente reacción en fase gas:
+ 72 → + 4
Sin embargo, junto con esta reacción, hay otra reacción secundaria no deseada de combustión
+ 132 →4 + 5 que disminuye el rendimiento del proceso. Un proceso posible sería la utilización de un reactor al que se alimenta una corriente gaseosa constituida por N2, O2 y n-butano que se encuentra al 8% en volumen, y que se forma por la adición de una corriente de n-butano puro fresco, otra corriente de aire enriquecido de composición 50 % de O2 y 50 % de N2, y una tercera corriente de n-butano n -butano puro recirculado. En el reactor se alcanza una conversión del n-butano del 80 % y una selectividad del n-butano a anhídrido maleico del 70%. La corriente gaseosa que sale del reactor se lleva a un primer separador donde se separa completamente el anhídrido maleico por un lado, y el resto de compuestos por otro que, a su vez, se llevan a un segundo separador donde se obtiene una un a corriente de n-butano puro que se recircula para formar con el nbutano fresco y el aire fresco la alimentación al reactor, y una segunda corriente formada por el resto de compuestos y con algo de n-butano que no se ha separado, de tal forma que el n-butano está en composición 1 % en moles. Calcular: a) composición de la corriente que sale el segundo separador y que tiene un 1 % en moles de n-butano b) moles de n-butano recirculados por cada mol de nbutano fresco alimentado al proceso. A8 A4 A1
A3
Reactor
Separad or 1
A6
Separad or 2
A2 A5
A7
Ing: Jipson Franco
Desarrollo Balance del reactor
100 100 3∗ 3 ∗ 0.08 08 8 3∗ 0.8 6.4 8 6.4 1.6 4 70 4.48 48 ∗ Acido maleico: 6.4 ∗ 0.70 . 7.68 30 1.92 92 ∗ 4 Dioxido de carbono: 6.4 ∗ 0.30 7.68 Agua 1: 4.48 ∗ 17.92 92 Agua 1: 7.68 ∗ 9.6 Agua total: 17.92 +9.6 27.5 27.522 4 68 Oxigeno consumido 1: 4.48 ∗ 15.68 . Oxigeno consumido 2: 7.68 ∗ 12.48 48 48 28.16 16 Oxigeno total consumido: 15.68 + 12.48 Butano:
Balance en el punt o de mezcla
1 + 2 + 8 100 1 1 + 8 8 Oxigeno:∗.∗ ∗ . . ∗ . . ) nitrógeno: Butano:
resolviendo el sistema de ecuaciones
2 0.92 ∗ 3 → 2 Fracción molar en el reactor
∗. 0.46→ . Oxigeno alimentando:100∗0.4646 Oxigeno que sale del reactor:46 28.16 17.84 4 Nitrógeno: 0.50∗92 246 4 46 + 17.84 84 + 27.52 52 + 7.68 68 + 4.48 4.48 + 1.6 . . Oxigeno:
Balance en el separador 1
4 5 + 6 6 105.12 4.48 . . Balance en el separador 2
6 7 + 8 84 + 27.52 52 + 7.68 68 ∗0.01 7 1.6 46 + 17.84 0.99 8 100.64 1 . .
Ing: Jipson Franco
Composición
.→ .→ .→ . . . 1 . 7 13. Un proceso de producción de cloruro de bencilo bencilo parte de tolueno que se somete a la siguiente reacción de cloración con cloro puro gas:
+ → + La corriente de alimento fresco que se alimenta al proceso consiste en 400 kg/h de tolueno y la correspondiente cantidad estequiométrica de cloro. Esta corriente junto con una corriente de cloro recirculado se alimenta al reactor de cloración donde se alcanza una conversión del 85 % para el tolueno. El gas que sale del reactor se lleva a un separador donde se separan cuatro corrientes puras con los correspondientes productos y reaccionantes sobrantes. El cloro se almacena en botellas y el cloruro de hidrógeno se lleva a un segundo reactor en el que por oxidación con un 30 % de exceso de aire sobre el estequiométrico, se transforma totalmente en cloro según la siguiente reacción:
2+ 12 → + El cloro así obtenido se separa completamente del resto de compuestos y se recircula a la entrada del reactor de cloración, uniéndose a la corriente de alimento fresco. Calcular: a) El caudal másico (kg/h) de cloruro de bencilo producido producido b) El caudal másico másico de cloro (kg/h) obtenido en el separador separador que separa los componentes componentes que salen del reactor de cloración. c) El caudal volumétrico (m3/h) de aire alimentado al reactor reactor de oxidación si el aire está a 1 atm atm y 298 K d) Composición molar (% moles) moles) de la corriente corriente que sale del reactor de cloración A4
A3 A1
Separad or 1
Reactor
A7
Reactor 2
A2
A6
A8
A5 A9
Separad or 2 A11
A10
Ing: Jipson Franco
Desarrollo Balance del reactor
100 ∗ 0.85 85 85 100 85 15 3 3 Ácido clorhídrico: 85 ∗ 85 Cloruro de bencilo: 85 ∗ 85 Cloro: 85 ∗ 85 5 85 5 6 15 6 7 85 7 Tolueno:
Balance de separador 1
21.25 85 ∗ . 25 21.25 ∗1.3027.625 1 . 27.625 ∗ 0.21 . Oxigeno: 27.625 21.25 25 6.375 6.375 9 . 102.61 9 Nitrógeno: 131.55 ∗ 102.61 42.5 85 ∗ 21 9 9 6.375 + 102.61 102.61 + 42.5 . . Oxigeno:
Balance de separador 2
10 6.375 + 102.61 102.61 . . 11 . . Balance en el punt o de mezcla
1 ∗ 0.50 100 → 1 200 1 Cloro: 200 ∗0.50100
Tolueno:
Balance de cloro en el pun to de mezcla
100 + 42.5 142.5 142.5 2 100 +142.5 242.5 2
Cloro:
Balance de cloro en el reactor
142.5 85 57.5 4
Cloro:
Analisis de calculo original
4.39 400∗ 191 22.77 100 4.39
Ing: Jipson Franco
Valores reales
a. b. c.
1 8.78 1 2 10.64 2 3 10.64 3 4 2.52 4 5 3.73 5 6 0.658 6 7 3.73 7 8 5.77 8 9 6.65 9 10 4.78 10 11 1.87 7 471 3.73 ∗ . 471 177.96 2.52 ∗ . 177.96 ∗∗ 298 141. 41.1 5.77 ∗ 0.082 ∗ 298
14. Se está diseñando un proceso para la obtención de hidrógeno, que será utilizado en una pila de combustible, con un consumo de 10 kg/h, para lo que se plantean las siguientes etapas: - reformado de metanol con vapor de agua, alimentado al reactor en una relación de 2 moles de H2O por mol de metanol. Se produce la reacción:
+ → + 3
simultáneamente con la reacción indeseada
→ +2 La selectividad de metanol a CO2 es del 98%, y la conversión c onversión por paso del metanol del 80%. El metanol no reaccionado se condensa y se recircula al reactor, y los gases restantes pasan a la siguiente etapa. oxidación selectiva del monóxido de carbono con oxígeno, para lo que se añade oxígeno en la cantidad estequiométrica para la combustión del CO. Sin embargo, y a pesar de utilizar un catalizador altamente selectivo, un 3% del O2 se utiliza en quemar H2. El oxígeno se consume totalmente. - eliminación, en un absorbedor adecuado, de CO2 y agua de los gases obtenidos en el proceso anterior. Se desea determinar: a) caudal másico de metanol que se debe alimentar al proceso (kg/h en F1) b) composición de la corriente corriente a la salida del reactor de reformado reformado (F4) c) composición de la corriente alimentada alimentada a la pila de combustible (F9) (F9)
Ing: Jipson Franco
Desarrollo Balance dentro del reactor
0.3125 10 ∗ 132 0.3125 Agua:
0.625 0.3125 ∗ 0.625
Metanol reaccionado
0.3125 ∗ ∗ 0.80 80 0.25 25 0.3125 0.25 25 .. Reaccion Reaccion 1
. 0.25 ∗ ∗ 0.98 98 0.245 245 ∗ . hidrogeno: 0.245 ∗ . 0.245 Agua consumida: 0.245 ∗ 0.245 0.625 0.245 0.245 .
Dióxido de carbono:
Reaccion 2
. 0.005 ∗ Hidrógeno: 0.005 ∗ . ó 0.735 + 0.01 0.01 .
Monóxido de carbono:
Balance del condensador
. 0.745 kmol H + 0.38 0.38 kmol kmol HO + 0.245 245 kmol kmol CO + 0.005 005 kmol kmol CO CO . . . . .→ → . . → → . . → → .
Metanol:
Balance en el punt o de mezcla
0.0625 kmol CHOH+0.3125 . Balance del reactor de oxidación de CO
Oxigeno alimentado:
. 0.005 0.005 ∗ . .
Corriente de salida del reactor
0.004855 0.0025 ∗ 0.97 97 0.0024 002425 25 ∗ . 0.0048 0.00485 +0.245 kmol CO .. 0.000155 03 0.0000 000075 75 ∗ . Agua producida: 0.0025 ∗ 0.03 0.0001 0.00015 + 0.38 38 kmol kmol HO .. 0.000155 03 0.0000 000075 75 ∗ . Hidrogeno: 0.0025 ∗ 0.03 0.0001 0.745 0.00015 ..
Dióxido de carbono:
Ing: Jipson Franco
Monóxido de carbono
0.005 005 kmol kmol CO CO ∗ 0.03 03 . Salida Salida de hid rogeno con la base de cálculo asumida
0.74485 Salida Salida de hidrogeno or iginal
5 10 ∗ 1 2 5 6.712 0.74485 Metanol alimentado al reactor
1.678 32 . 0.25 ∗ 6.7121 1.6 78 ∗ 1
15. En la sección de combustión de una planta de producción producción de CO2 se emplea como materia prima una una corriente (1) de combustible, que contiene C2H6 y H2. Esta corriente se mezcla con otra de recirculación (8) que contiene sólo etano. La corriente resultante (2) es la alimentación de combustible al horno (H). Los gases que salen del horno (corriente 3) son enviados a un generador de vapor (GV) donde se enfrían. Estos gases fríos (corriente 4) alimentan a un separador (S1), del que se obtienen dos corrientes: una que es la corriente de producto (6) que tiene CO, H2O, y 1,5 kmol/h de CO2, y la otra es la corriente de tope (5) que contiene C2H6, O2 y N 2. Esta última corriente alimenta a un separador (S2) de cuyo fondo sale la corriente de recirculación (8), y del tope sale otra corriente de recirculación (7) que es una mezcla de O2 y N2. Con el propósito de evitar la acumulación de Nitrógeno en el proceso, es necesario eliminar una parte de la corriente 7, lo que origina una corriente de purga (9). El flujo restante de la corriente 7 (corriente 10) se mezcla con un flujo de 13 Kmol/h de aire enriquecido limpio y seco que contiene conti ene 40 % mol de O2 (corriente 11). La corriente resultante es el e l aire que entra al horno (corriente 12), en la que hay un 200 % de exceso de O2. Este porcentaje de exceso garantiza un 80 % de conversión de etano y un 100% de conversión de hidrógeno ( 16. ambas en una sola etapa). De todo el etano convertido en el proceso, el 80% se transforma transforma en CO2 y el resto en CO. Por la corriente de purga (9) se pierde el 40 % del oxígeno alimentado en la corriente (11). Las reacciones de combustión son: a) Determine la composición molar (en %) de la corriente de purga (corriente 9). b) Determine la composición molar (en %) y el flujo molar (en Kmol /h) de la corriente de combustible que entra al proceso (corriente 1). c) Determine la composición molar (en %) y el flujo molar (en Kmol/h) de la corriente de aire enriquecido que entra al horno (corriente 12). d) Determine la composición molar (en % ) sobre una base seca, para la corriente de gases de combustión (corriente 3).
Ing: Jipson Franco
Ing: Jipson Franco
4. El ácido acético se puede obtener mediante la fermentación aeróbica a partir de alcohol etílico, empleándose en este proceso un agente bacteriano que promueve la reacción. Las reacciones involucradas en el proceso son las siguientes:
2 + → 2+2 2+ → 2 El esquema de producción se muestra en la figura adjunta. La alimentación fresca del proceso (corriente 1) está constituida por una mezcla de alcohol etílico y agua al 80 % en peso de alcohol y hay 10 Kg. de bacterias por cada Kgmol de alcohol. Al reactor aeróbico ingresa una corriente de aire limpio y seco s eco con un 90 % de exceso de O2, basado en la transformación completa del alcohol en la alimentación fresca a ácido acético (reacciones 1 y 2). En este reactor existe un rendimiento del 50 % de ácido acético basándose en el alcohol alimentado al equipo. Para asegurar la operación óptima de este reactor, se necesita mantener a la entrada de éste una relación de 0,5 Kg de alcohol por Kg de bacterias.
La corriente de producto del reactor se envía a una sección de purificación de la que se obtiene una corriente de desecho de bacterias (corriente 13); este desecho contiene una composición en peso de agua igual al 10 %. La corriente de producto final ( corriente 7) es una mezcla al 60 % en peso de ácido acético. Los reactivos que quedan sin reaccionar son recirculados en parte al reactor y otra cantidad (corriente 8) es purgada del proceso. En todo el proceso se pierden 50 Kg de bacterias por Kgmol de alcohol etílico perdido. a. b.
Completa la tabla de balance de masa de este proceso (por Kgmol de alcohol alimentado al proceso) indicando los flujos de cada componente en cada corriente en Kgmol/ s o en su defecto, en Kg /s. Calcule la selectividad selectividad de ácido ácido acético a acetaldehído. Interprete su resultado en términos de producción.
Desarrollo Entrada de alimentación fresca
1.739 100 100 ℎ ℎ∗∗ 0.80 80 80 ∗ 146 1.739 1.11 100 100 ℎ ℎ ∗ 0.20 20 20 ∗ 118 1.739 1.739 + + 1.11 11 2.849 849 0.610→ 0.39
Ing: Jipson Franco
∗ . 1 ∗ .. . Alcohol: 1 ∗ Bacteria: 1 . . + ++ . . Agua:
Balance general
18+7+13 0.90 ∗ 13 → 13 13 . . Bacteria: 10 Agua:11.1 11.111 10 1.11 11 Salida de alcohol en la purga
0.2 46 .. 10 ∗ 150 ∗ 1 PLANTEAMIENTO DEL BALANCE POR AVANCE DE REACCION
∓ R1: avance de la reaccion 1 R2: Avance de la reaccion 2
3 1+9 2 Acido acético: 3 2 Acetaldehído: 3 9 + 2 22 Agua: 3 13 +0.6475+2 Alcohol:
Balance del reactor apartir d el avance de reaccion Balance de alcohol
68+9→63 60.2+9 1+9 2 0.2+9 → . Balance de agua
37+4→ 13 +0.6475+2 7 + 4 4 12 +0.0616 Juntando ambas ecuaciones
12 +0.6475+2 7 +12 +0.0616→ . 1 .. 1.3859 ∗ 18 24. 24.94 9 4 ∗ 0.6 37.4 37 .41 1 kg k g CH C H COOH∗ 0.4 60 . .
Ing: Jipson Franco
Balance de ácido acético
3 7 0.6235 6235 2 → . Desarrollo Desarrollo de la Alimentación al reactor reactor
Alcohol de entrada
0.5 0.6235 1.247 ∗46 . 1.247 Alcohol recirculado
9 1.247 1.247 1 0.247 9 Bacteria alimentada al reactor
. 0.5 57.362 . Bacteria que se recircula
1+ 1 + 13 13 2 2 → → 13 13 114. 114.724 724 10 104. 104.72 72 Agua recirculada
104.72 ∗ 0.1 0.9 11.63 1311.63 + 104. 104.72 72 . . Agua entra al reactor
11.63 63 + 11.50 50 . . Desarrollo del balance de la corriente de salida del reactor
3 11.63 +11.50 +0.8∗18 . . 2∗0.4 ∗46 . r r Alcohol: 3 1.247 2∗0.4 Bacteria: 3 . Ácido acético: 3 0.6235 ∗ 60 . 0.1765 CHCOOH Acetaldehido: 9 +0.80.62359 + 8 → 8 0.1765 0.1765 CHCOH COH ∗ 44 44 7.06 0 6 kg CHCOH sale en n8 8 8 9.2 COH+ OH + 7.06 06 kgkg CHCOH . . 0.434→ 0.566 90.247∗ 0.434 1894 CH CHCOH∗ 44 8.33 8.33 kg CHCOH sale N9 0.566 0.1894 9 8.33 33 CH CHCOH COH + 11.3 11.366 kg COH . . Acetaldehido: N2 . Acetaldehido: 3 0.80.6235+0.18940.365 ∗44 . 3 37.53 53 kg de HO + 20.56kg 56kg dede CHOH + 114.72 114.7244 kg+ kg + 37.41 41 kg CHCOOH+16.09 kg CHCOH .. Agua:
Corriente de entrada
Ing: Jipson Franco
2 8.33 33 kgkg CH CHCOH+ COH + 114.62 114.6244 kg bacte bacte++ 23.14 14 kgkg HO + . . . . Oxigeno Oxigeno alimentando alimentando
2 1 1 ∗ 2 ∗ 1.9 1.9 1.9 ∗ 32 60.8 60.8 11 60.8 ∗ 0.79 0.21 228.7 11 228.7 + 60.8 . . Selectividad
. . .. .. . 17. En un proceso de desalquilación de tolueno (C7H8) para producir producir benceno (C6H6) se obtienen 7814 Kg/h de una corriente de salida (5) con una composición del 99% en moles de C6H6, siendo el resto C7H8. En el desalquilador además de la transformación del tolueno en benceno ocurre una reacción secundaria en la cual el tolueno se transforma en fenilbenceno (C6H5-C6H5) como se indica a continuación:
El reactor se alimenta con tolueno, benceno, 400% de hidrógeno en exceso, y un 10% molar de CH4, las pérdidas de benceno en el fraccionador no deben superar el 5% molar. La concentración del fenilbenceno en el fondo de la torre recuperadora de tolueno es del 99.5% molar. La conversión fraccionaria en una etapa del tolueno es de un 0.7, y se producen 60 moles de C6H6 por cada 100 moles de C7H8 C 7H8 alimentados al desalquilador. a. b.
Calcular la conversión global del del tolueno, el rendimiento rendimiento global global en benceno La selectividad del benceno respecto al fenilbenceno (moles producidos de producto deseado x 100/ moles producidos de producto no deseado) y completar la tabla de flujos.
Ing: Jipson Franco
Desarrollo Balance por avance de reacción
4 3 122 Hidrogeno: 4 3 12 Metano: 4 3 +1+22 Benceno: 4 3 + 1 Difenil: 4 2 Tolueno:
Balance de salida del fraccionador •
Conversión a fracción másica
77.35 0.99 ∗ 78.14 35 + 0.9214 0.9214 78.27 1 0.988→ 0.0117 •
Moles de salida de la corriente liquida del fraccionador
1 98.80 7814 7814 ∗ 0.988 988 7720 7720.2.255 ∗ 78.14 0.01 0.9980 98.80 ∗ 0.99 0.9980 5 0.9980 9980 + 98.80 80 . . Balance del reactor •
Moles de entrada al reactor (n3)
. 98.80 ∗ . . Hidrogeno:164.67 * . Benceno: 3 . Metano:. ∗ 164.67 + 823.35 + Tolueno:
•
Moles de salida del reactor (n4)
4 1 +0.005∗8+3 Hidrogeno: 4 10 +(823.35 2 ) Benceno: 4 98.80 80 + 3 Tolueno:
Resolviendo l as ecuaciones del primer b alance de avance avance de reaccion reaccion •
Avance de reaccion de la reaccion 1
98.80 + 3 3 +1→ .. •
Avance de reaccion de la reaccion 2
164.67 ∗ 0.7 115. 115.27 27 4 3 4 0.3∗3 115 115.2.277 1 1 22 22
Ing: Jipson Franco
2 115.2798.80 . 2 Difenilo: 4 . . Balance en la torre recuperadora
8.235 8.235 kmol kmol C6H5 C6H5 C6H5 C6H5 ∗ . . . 8 0.0413 041388 + 8.235 8.235 .. 4 0.3∗164.67 . 49.40 1 +0.04138 + 7 . .
Tolueno:
Balance de alimentación fresca de tolueno
7 + 1 3 1 164.67 164.67 49.40 40 . . Balance dentro del reactor •
Salida de hidrogeno al reactor
4 823.35 823.35 8.325 325 98.8 98.800 . . •
Balance de Benceno apartir del porcentaje de perdida
6 0.054 6 0.05∗ 05 ∗ 98. 98.80 80 + 3 98.80 0.95∗(98.80 + 3 ) . 673 . •
Entrada de metano al reactor
. ∗ 164.67 + 823.35 + 5.2 3
:.
•
.
Salida de metano del reactor
4 3 + 98.8 98.800 + 2 ∗ 8.235 3 + 115.27 115.27 4 10 + 3 4 115.27 115.27 + 110.357 110.357 . . Balance en la purga
3 + 115.2 115.277 10 10 + 3 10 . . Hidrogeno: 716.22 10 +11 716.22 10 +(823.352 )→ )→ 107. 107.13 13 10 10 2 Metano:
Salida de la torre recuperadora corriente 7
7 5.2 + 48.358 358 . . Salida de la torre fraccionadora corriente 7
6 5.2 + 8.235 8.235 + 48.358 358 . .
Ing: Jipson Franco
Balance general de la corriente al reactor
3110.357 + 164.67 164.67 + 823.35 + 5.2 . Balance general de salida del reactor
48.235 kmol C6H5+ 716.22 kmol H + 225.62 225.62 kmol kmol CH4 CH4 + 98.80 +5.2 +5.2 + 49.40 kmol CH . . Balance de la salida de gases de la torre fraccionada
45+9+6 9 1103 1103.5.5 99.8 99.80 0 61.9 61.977 . . CONVERSION GLOBAL DEL TOLUENO
. .% . . RENDIMIENTO DEL BENCENO
.% . . SELECTIVIDAD DEL BENCENO SOBRE EL DIFENILO
∗ % . .
