1. Departamento de Engenharia Química
Engenharia Da Reacção II
Distribuição dos Tempos de Residência
e Conversão (MM e ST)
Grupo I
Cátia Mariano; Cristovão Brandão; Jaime Estefanía; Yaidelin
Manrique
Porto, 5 de Junho de 2009

2.  Misturador estático constituído por uma rede de
câmaras interligadas por canais
 Permite controlar a mistura de fluídos de uma forma
optimizada e reproduzível
 Possibilidade de maximizar controladamente a
selectividade da reacção
 Inexistência de problemas de scale-up
 Versatilidade do modo de operação
2

3.  Nanomaterias
 Emulsões
 Microcápsulas
 Produtos farmacêuticos
 Químicos de alto valor acrescentado
 Explosivos
3

4.  Conjunto de canais e câmaras conectados em série
Canais cilíndricos
Câmaras cilíndricas ou esféricas
4

5.  Modelização do NetMix
 Conjunto de Reactores Pistão (RP) e Reactores
Perfeitamente Agitados (RPA) em série
q/2
q
q/2
q q
5

6.  Dos balanços materiais para cada reactor obtêm-se as
seguintes Funções de Transferência
Para cada RP Para cada RPA
Cs , RP Cs , RPA 1
g ( s ) RP   e  P s g ( s ) RPA  
Ce, RP Ce,, RPA 1   As
Para o Sistema Global
 
n
 1   s
  g (s) 
( n 1)
  e P
C n ( n 1)
G ( s)  s  g ( s) RPA RP
 1 s 
 A 
Ce
6

7.  Obtém-se a E(t) do modelo a partir da Função de
Tranferência Global
E (t )  L1 G ( s)
 
 1 
 ( t  ( n 1) P ) 
( n 1)  
1  A 
E (t )  (t  (n 1) ) e H (t  (n  1)P )
(n  1)! A
n P
7

8.  Definiu-se a variável do tempo adimensional como
t

 PASSAGEMTOTAL
 Por definição
E( )  PASSAGEMTOTAL E(t )
onde
n vRPA  2(n  1) vRP
 PASSAGEMTOTAL
v
TOTAL
  n A  n  1 P
Q Q
8

9.  Variação do número de reactores em série para τA = τP
8
E(θ) (n=1)
7 E(θ) (n=30)
6 E(θ) (n=50)
E(θ) (n=70)
5
E(θ)
4
3
2
1
0
0 0.5 1 1.5 2 2.5 3
θ 9

10.  Variação da relação entre τA e τP mantendo-se fixo o
número de reactores em série (n = 50)
35
E(θ) (n=50 , τA = τP)
30
E(θ) (n=50 , τA = 0,10 τP)
25 E(θ) (n=50 , τA = 10 τP)
20
E(θ)
15
10
5
0
0 0.5 1 1.5 2 2.5 3 10
θ

11.  k
A B
 Num Reactor BATCH
 mol 
 rA  k  
 dm  s 
3
12
Concentração
[mol/dm^3]
8
C A (t )  C A0  kt
4 -k
0 C A0  C A
0 25 50 75 100 125 150
X A (t ) 
C A0
Tempo [s]
11

12.  
 1 
 ( t  ( n 1) P ) 
 CAO / k ( n 1)  
1  A 
 C A, ST   C RF E (t )dt    (C  kt) (t  (n 1) ) e dt
(n  1)! A
A0 n P
0 ( n 1) P
Concentração para Segregação Total Concentração para Segregação Total
10.00 Fixo Volume Total
9.80
9.75
Ca,s [mol/dm^3]
9.88
9.70
Ca,s
9.65
9.75 9.60
9.55
0 5 10 15
9.63 n
0 5 10 15
taop = taoa; 2Vtotal taop = 0,5 taoa; 2Vtotal
n
taop = 1,5 taoa; 2Vtotal taop = taoa; Vtotal
Taop= 0.5 taoa Taop=taoa Taop= 1.5 taoa taop = 0,5 taoa; Vtotal taop = 1,5 taoa; Vtotal 12

13. dCA
  rA 
E (t )
CA  CAO
dt 1  F (t )
 
 1 
 ( t  ( n 1) P ) 
( n 1)  
1  A 
(t  (n 1) ) e H (t  (n  1)P )
(n  1)! A
  
n P
dCA
 k H (t )  H t  CAO 
k 
 1

C
A  CAO
dt 


( t  ( n 1) P ) 
t ( n 1) 
1  A 
1 
( n 1) P (n  1)! A
n (t  (n 1) ) P e dt
 Resolvendo a EDO através de métodos
numéricos, obtém-se
 Para n=1 X A,MM  X A,MM t 0
 1,5%
 Para n=5 X A,MM  X A,MM t 0
 3%
13

14.  Ao aumentar o número de reactores em série no
modelo do NetMix, a variância da curva da distribuição
de tempos de residência diminui.
 Mantendo fixo o número de reactores, quanto maior
for o tempo de passagem nos canais (RP) em relação ao
das câmaras (RPA), a curva de DTR aproxima-se ao
impulso de Dirac.
14

15.  Para uma reacção de ordem zero, o parâmetro de maior
influência na conversão é o volume total do reactor.
 Para reacções de ordem zero a conversão segundo os
modelos ST e MM deveria ser igual
15

16. 16