modellazione di reattori non ideali. corso di reattoritrieste, 28 january, 2014 - slide 2...

Modellazione di reattori non ideali

Corso di Reattori Trieste, 11 April 2023 - slide 2

Modellazione di rettori realiObiettivo e sempre lo stesso: Prevedere conversione e concentrazioni in reattori

reali

RTD è sufficiente se La reazione è del primo ordine Il fluido si trova in condizione di completa segregazione Il fluido si trova in condizione di massima miscelazione

Per situazioni di reazioni non del primo ordine con un buon micromixing, SERVE qualcosa di più che la RTDServe un modello per la fluidinamica del reattore

La scelta del modello è empirica … e creativaRtd + Cinetica + Modello = Previsione


Modellazione di reattori con RTDZERO parameteri aggiustabili Modello a flusso segregato Modello a massima miscelazione

UN parametero aggiustabile Modello dei tank in serie Modello della dispersione

DUE parameteri aggiustabili (reattori reali come combinazione di reattori ideali)


Linee guide per la modellazione di reattori non ideali

Il modello deve descrivere in modo realistico le caratterisitiche del reattore realeIl modello deve fittare i dati matematicamente flessibileIl modello deve avere capacità estrapolanti solida base teorica … e quindi non deve avere più di due parametri aggiustabili

Modelli ad un parametroParametro determinato dalla RTD

PFR non idealiReattori Ideali: (i) Profilo di velocità piatto e (ii) no mixing assiale

CSTR non idealiReattori ideali: (i) uniformità di conc. e (ii) assenza di zone morte e bypass


Modello per PFR: Tank in serieIl modello è un certo numero di tank in serie. Il parametro è n. (numero dei tanks)

Calcolare la concentrazione del tracciante all’uscita dei CSTR in

funzione di t Approccio modulare sequenziale


Modello dei Tanks-in-serie

Per 3 tank:

Per un singolo CSTR, bilancio materia (V = V1 = V2 = V3; = 1 = 2 =

3)

11

1 vCdt

dCV

tV

vteCeCC

001

212

2 vCvCdt

dCV

Sul primo reattore:

Sul secondo reattore :

323

3 vCvCdt

dCV Sul terzo reattore :

t

etC

C

02

t

etC

C

2

20

3 2La frazione di materiale che lascia il sistema dei 3 reattori e che ha stazionato nel sistema per il tempo t et + t è:

0 3

3

0

3

)(

)()()(

dttC

ttC

N

ttvCttE

0 3

3

)(

)()(

dttC

tCtE

Impulso


t

etC

C

2

20

3 2

0 3

3

)(

)()(

dttC

tCtE

0 30 300

)()( dttC

V

dttCv

V

NC

0 3

2

20 3

0 3

2

20

)(

2

)(

)(

2)(dttC

et

dttC

dttC

etC

tE

tt

t

et

tE

3

2

2)(

t

n

n

en

ttE

)!1()(

1n tanks-in-serie

adimensionale

n

tt

total

nn

en

nnE

)!1(

)()(

1

Quanti tank in serie sono necessari?


Il numero dei tanks in serie è determinato dai dati sul tracciante:

0

22 )()( dttEtt m

0

22 )()1()( dE

000

22 )()(2)()( dEdEdE

= 1= 1

1)!1(

)()(

0

122

den

nn nn

nn

en

nnE

)!1(

)()(

1

nn

n

n

nde

n

nn

nnn

n 11

)!1(

)!1(1

)!1()(

20

12

2

2

2)(

1

n È il numero di n tanks ideali in serie per modellare il

reattore reale.


Modello per PFR: tank in serie

nn

en

nnE

!1

1

t


Tank in serieIntegrando per n reattori in serie si ottiene n

Per una reazione del primo ordine

Per reazioni del primo ordine n può non essere intero e calcolo X

Per reazioni diverse dal primo ordine (o per reazioni multiple) si deve risolvere la sequenza di equazioni

Per reazioni diverse dal primo ordine devo usare un intero: approssimo n calcolato a intero e calcolo X (o Conc.) in sequenza a partire dal primo tank (uscita tank i è ingresso tank i+1)


Modello per PFR: Modello a dispersione

Dispersione assiale (analogia con legge di Fick)Il parametero nel modello è il coefficiente di dispersione Da

E’ forse il più usato --> il Da si ottiene da un esperimento con tracciante ad impulsoDopo l’impulso il materiale diffonde in tutte le direzioni

L’equazione di riferimento deriva da bilancio di materia:


Modello a dispersioneFlusso molare per dispersione + bulk flow (con Da coefficiente efficacie di dispersione):

Bilancio di moli sul tracciante:

Combinando:

Sono prese in considerazione solo variazioni assiali, ma si vedrà che questo modello va bene anche per altre …Consideriamo due tipi di reattori: laminare e turbolento

TcT

caT CUAz

CADF

t

CA

z

F Tc

T

t

C

z

UC

z

CD TTTa

2

2

t

C

z

UCz

CD

TT

Ta


Dispersione con flusso laminareProfilo velocità per flusso laminare

RTD per flusso laminare (ricavata in precedenza)

NB: la RTD è ottenuta non considerando transfer radiale e assiale: teniamone conto

2

12R

rUru

22

20

3

2

tpert

U

Ltper

tE


Modello a dispersione: moto laminare

Determinazione del coefficiente di dispersione (componenti assiale e radiale) per moto laminare:

Se alcune molecole saltano (diffondono) radialmente allora la RTD sarà diversaInoltre molecole possono anche diffondere assialmente


Dispersione con flusso laminareSviluppo di Brenner e Edwards per la determinazione di Da (Aris-Taylor dispersion coeff.). Si parte dalla equazione di trasporto convettivo per il tracciante:

con

cambio variabile (solidale con il moto del fluido al centro)

... e risoluzione dell eq. differenziale per c(r) e sostituzione nella eq. che da la conc. assiale media:

2

21

z

c

r

rcr

rD

z

cru

t

cAB

Utzz

tzrcc ,,

R

rdrtzrcR

tzC0

22,,

1,


Dispersione con flusso laminareLa soluzione che descrive la variazione della concentrazione media assiale nel tempo e nello spazio (dettagli sul testo) è:

con

Valori di D* vedi grafico 14-5 (prossima slide)

2

2

z

CD

z

CU

t

C

TaylorArisdiedispersiondicoeffDD

RUDD a

ABAB .

48

22


Dispersione con flusso laminare


Dispersione con flusso turbolento


Dispersione in letti impaccati


Determinazione sperimentale di Da

Può essere determinato da un impulso di tracciante misurando e dalla RTDDall’equazione base

In forma adimensionale

t

C

z

UC

z

CD TTTa

2

2

L

tU

L

z

C

C

T

T ,0

aD

Ul

edispersionediffusionepertrasportodivelocità

convezionepertrasportodivelocitàPe

2

21

rPe

Reactor Per = n. Bodenstein con L riferita al reattore

Fluid Pef con L riferita al flusso (dp)


RTD per la determinazione di Da

Si può determinare il numero di Peclet dalla risposta del tracciante Per farlo dobbiamo integrare l’equazione e trovare la

relazione tra Pe e RTD

Ci sono due condizioni al contorno distinte Recipiente chiuso – chiuso: nessuna dispersione assiale in

ingresso Recipiente aperto – aperto: dispersione assiale Situazione intermedia (chiuso – aperto)


Condizioni al contorno:

(1) Recipiente chiuso - chiuso

x = 0 x = L

Da = 0 Da = 0Da > 0

ad x = 0

),0(),0( tFtF TT

0

),0(),0(xc

TaTcTc A

x

CDtCUAtCUA

00 ),0(),0(

xTa

TT x

C

U

DtCtC

a x = L

)()( LCLC TT

0x

CT

a t = 0 ed x > 0

0)0,0( TC

BC di Danckwerts

in forma adimensionalea = 0

a = 1

0

r00

0

Pe

1),0(),0( T

T

T

T

T

TCC

C

tC

C

tC

rPe

11

0


a t = 0 0)0,0( TC

a = 0

a = 1

rPe

11

0

2

2

rPe

1B.C.

Per un input ad impulso, la massa di sostanza iniettata è:

0

),0( dttCUAM Tc

Come ottenere Pe?

Il tempo di residenza medio tm =

)1(22

)()(1

20

222

2rPe

rrm

m

ePePe

dttEttt

Da esperimenti

Bischoff e Levenspiel, 1963

La PDE può essere risolta analiticamente. La soluzione è:


Recipiente chiuso - chiusoSi può risolvere per la funzione E:

L’equazione di riferimento in concentrazione si può integrare numericamente e si ottiene

A causa della dispersione il tempo di residenza medio è maggiore dello space time: molecole possono fluire fuori dal reattore e poi diffondere indietro (vedi schema prossima slide).Pe può essere determinato da correlazioni con Reynolds e Schmidt Vedi figure precedenti

Si può usare RTD per calcolare tm, , e quindi Pe e da questo Da.


Curve Conc. tracciante per vari valori di Da


Determinazione sperimentale di Da:

condizione al contorno aperto - aperto

Ipotesi Non ci sono variazioni di Da nel reattore Impulso tracciante a z=0

Aperto - aperto: condizioni al contorno

tLUC

z

CDtLUC

z

CD

tLCtLCLzper

tCtC

tUCz

CDtUC

z

CDzper

TLz

TaT

Lz

Ta

TT

TT

Tz

TaT

z

Ta

,,

,,

,0,0

,0,0000


Determinazione sperimentale di DaPer Pe > 100 per tubi lunghi (grad. Conc. Uscita = o) la soluzione all’uscita è:

dalla soluzione (tm per sistema aperto > sistema chiuso):

in pratica: se conosco (noto da misure di V e v°) determino tm e 2 da RTD e

trovo Pe e quindi Da da (2) ((1) è meno accurata) se non conosco (in genere a causa di zone morte oltre alla

dispersione) calcolo tm e 2 come sopra, risolvo (1) per e sostituisco in (2) per trovare Pe. Noto Pe trovo da (1) e quindi V. Il volume morto è la differenza tra volume calcolato con RTD e misurato.

121

rm Pet 2

8222

2

rr PePe


Flusso, reazione e dispersioneDopo aver determinato Da, torniamo al problema di reazione e dispersione contemporaneiUn bilancio di massa in stato stazionario:

z = 0 z = L

Ac

z z+z

U

0 cAA Ar

dz

dF0 zArAFAF cAczzAczA

dz

dCDUCF AaAA

02

2

U

r

dz

dC

dz

Cd

U

D AAAaAA kCr 0

2

2

U

kC

dz

dC

dz

Cd

U

D AAAa

01

2

2

ar

Dd

d

d

d

Pe

0A

A

C

C

L

z adimensionale

Dove Da è il numero di Damköhler per convezione

10

10

nA

nA kCU

LkC

convezioneperAditrasportodivelocità

reazioneperAdiconsumodivelocitàDa

Eq. differenziale II ordine non lineare se reazione non di ordine 0 o 1


Flusso, reazione e dispersioneQuindi partendo da

Se consideriamo un sistema chiuso – chiuso (condizioni al contorno di Danckwerts)

01

2

2

DaPer

a = 0 a = 1

d

d

rPe

11 0

dd

La O.D.E. è risolta:

2exp)1(

2exp)1(

2exp4

220 rr

r

A

A

Peq

qPeq

Peq

C

C

r

a

Pe

Dq

41


Flusso, reazione e dispersione

Si può calcolare la conversione per z=L (=1):

Per reazioni diverse dal primo ordine bisogna risolvere numericamente con tecniche iterative (split-boundary-value problem)

2222

2

11

41 qPeqPe

Pe

rr

r

eqeq

eqX

rPe

Daq

41


Tank in serie vs. DispersioneUtilizzando la varianza della RTD si possono usare entrambi i modelliEntrambi i modelli per reazioni del PRIMO ordine sono semplici da utilizzareIl modello dei tank in serie è più semplice per reazioni di ordine diverso dal primo e per reazioni multiple.I modelli hanno diversa accuratezza, sono uguali se:Bo (Bodenstein n.) = UL/D = 2(n-1)

Altri modelli ad un parametro sono disponibili: PFR + CSTR in serie con f= frazione (in volume) di reattore

che si comporta come PFR Frazione di fluido che bypassa il reattore ideale


La reazione del I ordine: è condotta in un reattore tubolare di 10-cm- di diametro e lungo 6.36 m. La costante di reazione è di 0.25 min-1. Il risutato di un test con tracciante sul reattore fornisce I seguenti risultati (concentrazione del tracciante in funzione del tempo):

BA

t (s) 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 12 14C (mg/l) 0 1 5 8 10 8 6 4 3 2.2 1.5 0.6 0

Calcolare la conversione con (a) modello a dispersione a recipiente chiuso; (b) PFR; (c) modello tanks-in-serie; (d) CSTR singolo

Modello dispersione recipiente chiuso-chiuso:

C(t)

0

22 )()( dttEtt m

0)(

)()(

dttC

tCtE

E(t)

0)( dtttEtm

tm 2

20

222

2 82)()(

1

rrm

m PePedttEtt

t

tm = )1(22

)()(1

20

222

2rPe

rrm

m

ePePe

dttEttt

rm Pet

21Modello dispersione

recipiente aperto-aperto

Confronta con:

Confronto tra tank in serie e dispersione


(a) Modello a dispersione recipiente chiuso

)1(22

22

2rPe

rrm

ePePet

2exp)1(

2exp)1(

2exp4

)1(220 rr

r

A

A

Peq

qPeq

Peq

XC

C

r

a

Pe

Dq

41

Per viene da: Per = 7.5

Serve Da: Da = 1.29

Si ottiene X = 0.68

(b) PFR ideale

)(0 AA r

dX

F

dV

AA kC

dX

C

vd

0

)1(00 XkC

dX

C

d

AA

aDk eeX 11

Si ottiene X = 0.725

10

10

nA

nA kCU

LkC

convezioneperAditrasportodivelocità

reazioneperAdiconsumodivelocitàDa


q = 1.3


(c) Modello tanks-in-serie

35.4)(

12

2

2

nNumero di tanks necessari:

Conversione per n tanks-in-serie:

nn

i kn

kX

)1(

11

)1(

11

Si ottiene X = 0.677

(d) CSTR singolo

nn

i kn

kX

)1(

11

)1(

11

n = 1563.0X


Modellazione di CSTR non ideali: modelli a due parametri


Modelli a due parametri: introduzione

Reattori reali modellati come combinazione di reattori ideali: numerose configurazioni disponibiliCorrettezza della configurazione scelta e determinazione dei parametri ottenute tramite tracer testNon strettamente necessario calcolare la funzione E(t) di distribuzione del tempo di residenza: le grandezze richieste possono essere acquisite direttamente da misure di concentrazione sull’effluente in un tracer testConfronto tra i dati predetti dallo sviluppo del modello e quelli ottenuti dal tracer test Dati accettati se situati entro limiti dettati dall’esperienza


Modelli per CSTR realiMolto utilizzati: CSTR con bypass e volume morto CSTR con scambio di volume

Altre configurazioni: due CSTR con interscambio reciproco e uscita dall’alto due CSTR con interscambio reciproco e uscita dal basso

Naturalmente esistono anche i modelli che descrivono PFR e PBR reali


CSTR con bypass e volume morto - 1

Parametri: = frazione di volume ben miscelata = frazione di portata volumetrica bypassata


Zone morta

Bypass Vd = (1-)V

Vs = V

CA0

CA0 CAs

v0

vb= v0

vs= (1-)v0

v0Reazione del I ordine: BA

Bilancio di moli specie A al punto di giunzione:

)(0 sbAsAsbA vvCvCvC

CA

Bilancio di moli specie A nel reattore: 00 sAssAssA VkCvCvC

Assumendo

V

Vs0v

vbk

vV

XC

C

A

A

0

2

0 )1(

)1(1

Vogliamo determinare il valore di questi due parametri (dalla RTD).




Noti i parametri e si determina XIl tracer test permette di determinare i parametri del modelloLo schema dell’apparecchiatura per le prove sperimentali è lo stesso del modello teorico: si alimenta, considerando stato non stazionario, il tracciante T invece che il reagente ASi utilizza un tracer test con step input positivo


Per un’iniezione di tracciante T (input gradino postivo), il bilancio di massa in stato non stazionario su T nel Vs è:

Vd = (1-)V

Vs = V

CT0

CT0 CTs

v0

vb= v0

vs= (1-)v0

v0

CT

dt

dCVCvCv TssTssTs 0

bTsTsT vCvCvC 00

Iniezione (B.C.):

0tC

ttC

TT

0

00)(

V

Vs0v

vbdt

dCVCvCv TssTssTs 0

dt

dCvCvCv Ts

TsT 0000 )1()1( 0v

V

t

C

C

T

Ts 1exp1

0

bTsTsT vCvCvC 00

t

C

C

T

T 1exp)1(1

0


Bilancio al punto di giunzione



L’equazione in forma esponenziale per CT/CTO si traduce in forma logaritmica per dare ln[CTO/(CCTO- C- CT))] in funzione di tSe il modello assunto è corretto, si otterrà una retta di pendenza (1-)/ e intercetta ln[1/(1- )]Da questi ultimi dati si ricavano le informazioni chiave (VS e vS) per la risoluzione del problema (i.e. determinazione di X modello)


Vd = (1-)V

Vs = V

CT0

CT0CTs

v0

vb= v0

vs= (1-)v0

v0

CT

La reazione elementare è condotta in un CSTR con bypass e zona morta. Il volume misurato del reattore è di 1 m3 e la portata al reattore di 0.1 m3/min. La costante di reazione è di 0.28 m3/kmol.min. La carica è equimolare in A e B con una concentrazione entrante di A di 2.0 kmol/m3. I dati di un tracciante in output per il reattore sono riportati in tabella. Calcolare la conversione nel reattore.

DCBA

t (min) 4 8 10 14 16 18CT (mg/l3) 1000 1333 1500 1666 1750 1800

t

C

C

T

T 1exp)1(1

0

t

CC

C

TT

T 1

1

1lnln

0

0

TT

T

CC

C

0

0ln

t

= 0.7 = 0.2

CT0 = 2000

Esempio: CSTR con zone morte e bypass


Calcolo dalla conversione con un modello a due parametri:

00 sBsAssAssA VCkCvCvCBilancio di moli sul volume del reattore:

BsAs CC

020 sAssAssA VkCvCvCk

kCC

s

AsAs

2

411 0 s

ss v

V

Bilancio di moli per specie A al punto di giunzione:

00 vCvCvC AsAsbA Ass

As

A Cv

vC

v

vvC

00

0

0

Combinando:

k

kC

v

vC

v

vvC

s

AssA

sA

2

411 0

00

0

0

7.0V

Vs2.00

v

vbs

ss v

VDa , si ottengono i valori di vs, s

979.0AC 51.0X Confronta con CSTR ideale, X = 0.66

Esempio: CSTR con zone morte e bypass


v0

CSTR 1

CA1

V1

CSTR 2

CA2

V2

v1

v1

v0

CA1

VV 1

01 vv V

v0

v0

Bilancio moli sul reattore 1: 01111011200 VrvCvCvCvC AAAAA

Bilancio moli sul reattore 2: 0221211 VrvCvC AAA

Reazione del primo ordine: 11 AA kCr 22 AA kCr

Equazioni vanno risolte assieme: 2

2

0

1

)1()1(

)1()(1

kk

kk

C

CX

A

A

Vogliamo determinare i valori di and (utilizzando la RTD)

0v

V

Un CSTR reale modellato con due CSTR-ideali con interscambio


Una iniezione di traccciante a t = 0 è usata per determinare il valore dei due parametri:

Bilancio moli sul reattore 1: dt

dCVvCvCvC T

TTT1

1011112

Bilancio moli sul reattore 2: dt

dCVvCvC T

TT2

21211

0v

VVV 101 vv Abbiamo anche che:

dt

dCCC TTT

112 )1(

dt

dCCC TTT

221 )1(

Equazioni usate per determinare il valore di e !Si usano metodi numerici (pag 987)

Un CSTR reale modellato con due CSTR-ideali con interscambio


CSTR con interscambio

Reattori non ideali in ASPEN plus


Comportamento non idealeAlcune ragioni per un comportamento non ideale Volumi morti Corto circuiti e by pass Regioni stagnanti Channeling

Tutti questi fenomeni possono essere modellati con reattori ideali Nell’ipotesi di perfetto miscelamento nei reattori.


Reattori MultiFase

Feeds

Vapor Product

Liquid Product

Heating or Cooling

Feeds

Vapor Product

Liquid Product

Heat Stream

RCSTR FLASH2

P=0Q=0


Reattori MultiFase

Feeds

Vapor Product

Liquid Product

Heating or Cooling

Vapor Product

Liquid Product

CoolantStream

RPLUG FLASH2

P=0Q=0

FeedsMIXER


CSTR a 2 fasi con partizioni orrizzontali

Feeds

Vapor Product

Liquid Product

Heating or Cooling

Feeds

Vapor Product

Liquid

Heat Stream

RCSTR FLASH2

P=0Q=0

Vapor

Liquid Product

FLASH2

P=0Q=0

RCSTR

Un Calculator block viene usato per tenere conto di differenze di T e P tra gli stadi superiore ed inferiore del reattore.

Una stima iniziale del ricircolo aiuterà la convergenza.


CSTR a 2 fasi con partizioni verticali

Feeds

Vapor Product

Liquid Product

Vapor Product

Liquid Product

RCSTR FLASH2

P=0Q=0

RCSTR

Feeds

Back-mixing non viene considerato in questo schema.

Back-mixing può essere modellato utilizzando un FSplit block e ricircolando al primo CSTR.


CSTR con scambiatore esterno

Feeds

Vapor Product

Liquid Product

Heating or Cooling

Feeds

Vapor Product

Liquid

Heat Stream

RCSTR FLASH2

P=0Q=0

Vapor and Liquid

Liquid Product

RPLUG FSPLIT

Lo scambiatore di calore è modellato usando un PFR: RPlug.


La portata di ricircolo è specificata dentro al blocco FSplit. Quando la portata di ricircolo è maggiore di quella di prodotto, il reattore deve essere modellato come un singolo CSTR.


CSTR con zona morta

Feeds

Vapor Product

Liquid Product

Feeds

Vapor Product

Liquid

RCSTR FLASH2

P=0Q=0

Liquid Product

RPLUG

Un blocco Calculator viene usato per fissare la P nella zona morta basabndola sulla P del reattore. La P della zona morta deve essere maggiore della P nel reattore a causa del battente di liquido del reattore.

La zona morta è modellata con un PFR a fase singola.

Dead Zone


Back-Mixing in Reattore Plug Flow

Serie di CSTR

Il grado di back-mixing è caratterizzato dal numero di CSTRSe il numero di CSTR Aumenta, il reattore si comporta di più come un PFR, se il numero diminuisce si comporta come un CSTR singolo.Il volume di ciascun CSTR è fissato dal volume totale diviso per n.Approccio facile e veloce, ma non si può utilizzare alcune caratteristiche del PFR (come il trasferimento di calore).

Vapor Product

Liquid Product

RCSTR n

FLASH2

P=0Q=0

RCSTR 2

FeedsRCSTR 1



Il grado di back-mixing è caratterizzato dal rapporto della portata di ricircolo sulla portata di produzione.Se il ricircolo tende a zero, il reattore tende al PFR. Se il ricircolo tende ad 1, il reattore tende al CSTR. Per ricircolo tendente ad 1, il flowsheet avrà serie difficoltà di convergenza.

Feeds

Vapor Product

Liquid

RPLUG FLASH2

P=0Q=0

Vapor and Liquid

Liquid Product

MIXER FSPLIT


Recycle Stream Approach



La zona morta è caratterizzata dal suo tempo di residenza, che è determinato dal volume del PFR rappresentativo della zona morta e dalla portata alla zona morta.La temperatura del materiale nella zona morta viene posta più alta di quella della zona attiva per tenere conto di T alte alle pareti del recipiente.

Feeds

Liquid

FSPLIT RPLUG active zone

ProductRPLUG dead zone

MIXER

Una stima iniziale del ricircolo aiuterà la convergenza

Recycle Stream Approach

Feeds

Product

Dead Zone

Active Zone


Esercizio: reattori non ideali in Aspen+

Obbiettivo: Confronto di 3 reattori diversi PFR I. Flusso ideale – con diametro di 50.8 mm II. Channeling – utilizzato un blocco FSplit e Mixer per

dirottare 20% del flusso. Volume effettivo del PFR è 80% del totale, quindi si usa diametro di 45.44 mm

III. Volume morto – volume effettivo è 80%. Si usa un diametro di 45.44 mm

Prima parte: confronto dei profili di temperatura Utilizzo di un blocco Stream Duplicator (Dupl) per

copiare la carica ai tre reattori.

Seconda parte: confronto delle concentrazioni in uscita Utilizzo di una T costante di 460 F nei tre blocchi


Flowsheet

MIX1 PRODUCT1

CL2

C3H6

MIX

BYPASS

REACPROD

PRODUCT2

MIX2

TOREAC

MIX3

PRODUCT3

B1FMIX

B2MIX

B2SPLIT

B2

B3

DUPL


Dati di inputReazioni (in fase vapore):

CL2 + C3H6 --> C3H5CL + HCL k=1500000, n=0, E= 27200 Btu/lbmol

CL2 + C3H6 --> C3H6CL2k=90.46, n=0, E= 6860 Btu/lbmol

Input streams: CL2: 0.077 kmol/hr, 200 C, 2.027 bar C3H6: 0.308 kmol/hr, 200 C, 2.027 bar

Blocco reattore: PFR con T raff costante, 28.39132 W/m2 K, T raff 200 C, L=7.62 m,

1. D=0.0508 m 2. D= ?? (< D1) per simulare il chanelling3. Slipt fraction = 0.2; D=D2


Esercizio: reattori non ideali in Aspen+

Parte A

Parte B

modellazione di reattori non ideali. corso di reattoritrieste, 28 january, 2014 - slide 2...

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