Cap 2 Subsistema de Reacao e Reciclo

Prévia do material em texto

CAPÍTULO 2
Capítulo 2: O Sub-Sistema de Reação e Reciclo
2.1. Introdução
Neste capítulo, vamos estudar como se realiza a Análise e Otimização preliminar do SISTEMA REACIONAL em um Processo Químico. 
Informações advindas da Termodinâmica Química e da Cinética Química e Cálculo de Reatores serão fundamentais no entendimento deste tópico.
O capítulo se inicia apresentando o Projeto Conceitual de Processos, com seus estágios iniciais. 
Depois, as decisões que devem ser tomadas em termos do reator (ou do sistema reacional), tais como: melhor tipo de reator a ser empregado, concentração, temperatura, pressão, fase e tipo de catalisador a ser utilizado no reator. 
Por último, veremos como a termodinâmica das reações afeta a máxima conversão que pode ser atingida em reações reversíveis e como modificar do modo conveniente a temperatura, a pressão, a adição ou não de inertes, a fim de deslocar o equilíbrio químico.
2
O projeto/avaliação de um processo simples ou complexo envolve tarefas múltiplas, tais como o projeto/análise de todas as unidades ou subunidades que compõem o processo, representado por um fluxograma.
Uma metodologia interessante de projeto/análise de um processo é aquela que propõe uma sequência de hierarquias segundo as quais a tarefa do engenheiro por ser sistematizada, facilitando assim seu desenvolvimento. Tal metodologia é chamada de PROJETO CONCEITUAL DE PROCESSOS, sendo objeto de ampla discussão por Douglas (1988). 
Segundo esta metodologia inicia-se o projeto/análise de um processo pelo seu subsistema de reação, seguido pelo subsistema de separação, recuperação e reciclo; após estas etapas realiza-se o estudo da integração energética do processo, seguida da parte de utilidades, finalizando o projeto com a parte envolvendo o controle automático e a segurança da unidade. 
2.1. Introdução (contin.)
3
Este modelo de projeto/análise parte do pressuposto que o reator (ou o subsistema de reação) constitui o coração de um processo químico, em torno do qual estão os outros subsistemas. 
Evidentemente, que este modelo funciona bem para os processos reacionais, entretanto, muitos sistemas de interesse do Engenheiro Químico, envolve apenas processos de separação. Entretanto, mesmo assim o modelo continua válido, sendo neste caso eliminada a primeira etapa (que trata do subsistema de reação). 
O próximo item tratará do assunto: Desenvolvendo um projeto conceitual de processo, sendo que apenas as etapas 1 e 2 serão objeto de estudo nesta unidade. As demais etapas serão estudadas nos capítulos seguintes.
Já vimos no Capítulo 1 (Introdução à Análise e Otimização de Processos Químicos) que a estrutura básica de um processo químico é composta de vários subsistemas, conforme mostrado na Figura 2.1. 
Neste capítulo, nossa atenção estará focada no subsistema de reação, destacado na referida Figura.
4
2.1. Introdução (contin.)
Figura 2.1: Estrutura básica de um processo químico, destacando o subsistema de reação
5
6
2.2. Desenvolvendo um projeto conceitual de processo1
A definição original de um problema de projeto é subdeterminada, ou seja, decisões têm que ser tomadas com escassez de informações. 
Assim, frequentemente deve-se projetar um processo baseado em informações mínimas. O procedimento de decisões por hierarquia é dado pelos níveis apresentados na Tabela 2.1.
Tabela 2.1: Etapas principais de um projeto conceitual de um processo.
7
2.2.1 – Informações Iniciais para o Projeto.
As informações normalmente disponíveis nos estágios iniciais de um problema de projeto são:
1. As reações e as suas condições:
(a) Estequiometria de todas as reações;
(b) Faixa de temperatura e pressão para as reações;
(c) As fases do sistema reacional; 
(d) Informações sobre a distribuição do produto x conversão (T reator, P, razão molar dos reagentes);
(e) Informações sobre conversão x tempo de residência;
(f) Informações sobre o catalisador (se for usado), sua desativação e regeneração.
2. Taxa de produto desejada;
3. Pureza desejada para o produto, ou alguma informação sobre preço x pureza;
4. Correntes de matéria e/ou informações sobre preço x pureza;
8
2.2.1 – Informações Iniciais para o Projeto (contin.):
5. Informações sobre a taxa de reação e a taxa de desativação catalítica;
6. Restrições no processamento;
7. Outras plantas e dados do processo: 
7.1 - Utilidades: suprimento de combustível; níveis de pressão do vapor disponível; temperatura de entrada e saída da água de refrigeração; níveis de refrigeração; energia elétrica; 
7.2 - Facilidades de tratamento de efluentes;
8. Propriedades físicas de todos componentes;
9. Informações sobre a segurança, toxidez, e impacto ambiental dos materiais envolvidos no processo;
10. Dados de custo para subprodutos, equipamentos e utilidades.
9
Exemplo: Informações iniciais sobre o processo de Hidrodealquilação (HDA) de Tolueno para produção de Benzeno:
(2.1)
10
Figura 2.2:
2.2 e 2.3
11
Figura 2.3:
12
2.3. Primeira Decisão: Batelada versus Contínuo.
Guia para selecionar processos à batelada:
1. Taxa de Produção:
(a) Geralmente a batelada é recomendada para processos com produção inferior a 1 × 10 6 lb/ano;
(b) Plantas multiprodutos.
2. Forças de mercado:
(a) Produção sazonal (exemplo: fertilizante);
(b) Produto de curto tempo de vida no mercado (exemplo: pigmentos orgânicos); 
3. Problemas de “scale-up”:
(a) Tempos de reação muito longos;
(b) Manuseio de lamas à baixas vazões;
(c) Materiais que rapidamente se incrustram nos equipamentos, sendo que estes devem ser limpos com muita frequência;
13
Operações múltiplas em um vaso simples:
Suponha que em uma planta contínua aquece-se um reagente antes de ser enviado para o reator onde um catalisador deve ser adicionado, e na sequência o produto é enviado para uma coluna de destilação. 
Em um processo a batelada, seria possível utilizar o refervedor de um vaso para as etapas de aquecimento e reação, assim como, para a separação.
Portanto, uma única peça de equipamento pode ser utilizada para substituir três equipamentos (ver Figura 2.4).
Figura 2.4:
14
Projeto de Processos Contínuos versus Batelada
Para desenvolver um projeto conceitual de um processo deve-se fazer:
Processos Contínuos:
1. Selecionar as unidades de processo necessárias;
2. Escolher as interconexões dessas unidades;
3. identificar as alternativas de processo que necessitam ser consideradas;
4. Listar as variáveis de projeto dominantes;
5. Estimar as condições ótimas de processamento;
6. Determinar a melhor alternativa de processo.
Processos à Batelada:
Além das decisões acima, devem-se tomar as seguintes decisões:
1. Quais unidades do fluxograma poderiam ser à batelada e quais poderiam ser contínuas?
2. Quais estágios de processamento poderiam ser realizados em um simples vaso e quais poderiam ter um vaso para cada estágio?
3. Em quais circunstâncias o processamento paralelo em batelada aumentaria o programa de produção da planta?
4. Quantas estocagens intermediárias são requeridas, e onde elas podem ser localizadas?
15
2.4. Segunda Decisão: Estrutura Entrada-Saída do Fluxograma
2.4.1 – Decisões para a Estrutura Entrada-Saída:
Desde que os custos de matéria-prima normalmente estão na faixa de 33 a 85% dos custos totais de processamento, normalmente calculam-se estes custos antes de adicionar qualquer outro detalhe ao projeto. As decisões que devemos tomar para fixar a estrutura entrada-saída do fluxograma é dada por:
1. Podemos purificar a corrente de alimentação antes da mesma entrar no processo?
Regras heurísticas:
(a) Se uma impureza na alimentação não é inerte e está presente em uma quantidade significativa remova-a;
(b) Se uma impureza está presente em uma alimentação gasosa, como primeira tentativa processe a impureza;
(c) Se uma impureza em uma corrente de alimentação líquida é um produto ou subproduto, usualmente alimenta-se o processo através do sistema de separação.
(d) Se uma impureza está presente em grandequantidade, remova-a.
(e) Se uma impureza está presente como um azeótropo com o reagente, processe a impureza.
(f) Se a impureza é um inerte, mas é mais fácil separá-lo dos produto e subproduto do que da alimentação, é melhor processar a impureza.
(g) Se uma impureza for veneno do catalisador, remova-a2.
15
2.4. Segunda Decisão: Estrutura Entrada-Saída do Fluxograma
2.4.1 – Decisões para a Estrutura Entrada-Saída (contin.):
2. Podemos remover ou reciclar um subproduto reversível? (ver o exemplo HDA no qual o difenil é um subproduto da reação reversível)
3. Usaremos um reciclo de gás e corrente de purga? 
Quando existe um reagente leve e uma impureza leve na alimentação (leve significa ponto de ebulição abaixo do propileno, - 48 oC) usa-se um reciclo de gás e corrente de purga para o primeiro projeto. Posteriormente pode-se considerar um separador de membrana.
4. Podemos recuperar e reciclar algum reagente? 
Se O2 do ar é um reagente, considere um excesso deste reagente.
5. Quantas correntes de produtos existirão?
Para um simples produto, processos líquido-vapor, determina-se o número de correntes de produto pelo agrupamento dos componentes com aqueles que possuem pontos de ebulição próximos e mesma destinação na saída (ou seja, nunca separamos componentes para depois remisturá-los); 
Esteja seguro que todos os subprodutos e impurezas saiam do processo! 
6. Quais são as variáveis de projeto para a estrutura entrada-saída e quais aspectos econômicos estão associados com as mesmas?
As variáveis de projeto significativas são aquelas que afetam a distribuição de concentração dos produto e purga de correntes gasosas.
16
17
Figura 2.5:
Tabela 2.3:
2.3
2.5
18
2.4.2 – Balanço de massa global e custo de corrente:
Tendo identificado a estrutura entrada-saída de um processo a próxima etapa é realizar balanços de massa e energia a fim de quantificar a quantidade de matéria e energia que entra/sai do processo. De posse destas quantidades, calcula-se o potencial econômico do processo. Numa etapa inicial pode-se desprezar a existência de reciclo e considerar apenas as entradas-saídas globais.
Procedimento para realizar balanços de massa globais:
1. Comece com a taxa de produção especificada;
2. A partir da estequiometria (e, para reações complexas, da correlação para distribuição dos produtos) encontre as quantidades de subprodutos e de reagentes requeridos (em termos das variáveis de projeto);
3. Calcule as vazões de impurezas nas entradas e saídas onde os reagentes são completamente recuperados e reciclados;
4. Calcule as vazões de saída dos reagentes em termos da quantia em excesso especificada para as correntes onde os reagentes não são recuperados e reciclados (reciclo e purga ou ar ou água); 
5. Calcule as vazões de entrada e saída para as impurezas entrando com as correntes de reagentes na etapa 4.
19
2.2.1
20
21
Figura 2.6
2.4
22
Figura 2.6:
Tabela 2.4:
23
24
Tabela 2.5:
Figura 2.7:
2.5
2.7
25
2.4.3 – Alternativas de Processo:
No desenvolvimento do processo HDA até o momento, decidiu-se que: 
(1) não purificar a corrente de alimentação de hidrogênio; 
(2) remover o difenil do processo; 
(3) usar reciclo de gás e uma purga. 
Se alterarmos qualquer uma destas decisões, geraremos outras alternativas de processo. Pode-se (e deve-se) fazer uma lista das possíveis alternativas:
1. Purificar a corrente de alimentação de hidrogênio;
2. Reciclar o difenil até a extinção;
3. Purificar a corrente de reciclo de H2;
Cada uma destas alternativas gerará um novo projeto, que deveria ser detalhado. 
Como o número de possíveis projetos pode se tornar muito grande e ser impossível fazer o detalhamento de cada um, deve-se decidir a priori qual caminho deve ser tomado. Para tanto, muitas regras baseadas na experiência (regras heurísticas) podem ser utilizadas.
26
2.5. Terceira Decisão: Estrutura de Reciclo do Fluxograma.
2.5.1 – Decisões que determinam a estrutura de reciclo:
1. Quantos reatores são necessários? Há alguma etapa de separação entre eles?
2. Quantas correntes de reciclo são necessárias?
3. Deseja-se usar excesso de um reagente na alimentação do reator?
4. Necessita-se de compressor? Quais são os custos?
5. O reator pode ser operado adiabaticamente, com aquecimento e resfriamento direto, ou é necessário um diluente ou transportador de calor?
6. Deseja-se modificar a conversão de equilíbrio? Como?
7. Como o custo do reator afeta o potencial econômico do processo?
27
Usam-se as seguintes guias de projetos para tomar algumas decisões de um projeto inicial:
1. Se reações ocorrem à diferentes temperaturas e pressão e/ou necessitam de diferentes catalisadores, então um reator separado é necessário para cada condição de operação;
Exemplo: A reação da acetona para produzir anidrido acético se processa em duas faixas de temperatura: uma a 700 oC (1 atm) da acetona ceteno, outra a 80oC (1 atm) entre o ceteno e o ácido acético dando anidrido acético. Portanto, 2 reatores são necessários.
2. Componentes reciclados para o mesmo reator e que possuem pontos de ebulição próximos, podem ser reciclados na mesma corrente;
3. Um compressor para reciclo de gás é necessário se os componentes reciclados fervem à uma temperatura menor que o ponto de ebulição do propileno4; reciclo de líquidos requerem apenas bombas, que na maioria dos casos possuem custo pouco significativo quando comparado ao de outros equipamentos tais como colunas, compressores, etc.;
Exemplo: Processo HDA. No exemplo anterior do processo HDA, vimos que há 3 correntes de saída - purga, benzeno e difenil - e duas correntes de reciclo - H2 + CH4 e tolueno, onde a 1ª é gasosa e a 2ª líquida. Portanto, um fluxograma simplificado do processo, contendo as correntes de reciclo é mostrado na Figura 2.8, que mostra o reator e o compressor da corrente gasosa (já que a bomba para o reciclo do líquido possui custo muito pequeno).
2.5.1 – Decisões que determinam a estrutura de reciclo:
28
2.5.1 – Decisões que determinam a estrutura de reciclo (contin.):
4. Se um reagente em excesso é desejável, então existe uma taxa ótima para o excesso;
5. Se a temperatura, pressão, e/ou razão molar do reator são modificados para alterar a conversão de equilíbrio, então deve existir um valor ótimo dessas variáveis;
Figura 2.8:
29
2.5.1 – Decisões que determinam a estrutura de reciclo (contin.):
30
2.6
Tabela 2.6:
31
2.5.2 – Balanço de Material no Reciclo:
Objetivo: Estimativa rápida da vazão de reciclo. Como não será abordado o sistema de separação, assume-se recuperação superior a 99% (por aproximação, que não ocorre perdas).
2.9
Figura 2.9:
32
2.10
33
Figura 2.10:
T saída reator < 1300 oF ou 704,4 oC (prevenção de hidrocraqueamento)
34
T entrada > 1150 oF ou 621,1 oC (para obter taxa de reação significativa)
Restrições:
TR,sai = 685 °C
2.11
34
35
TR,sai = 685 °C
x = 0,75
Figura 2.11:
36
2.5.3 – Projeto e Custo de Compressores:
Sempre que uma corrente de reciclo de gás está presente, necessita-se de um compressor. A equação de projeto para potência teórica (hp) de um compressor centrífugo para gás é:
onde as temperaturas e pressões necessitam estar em unidades absolutas. 
O valores de  que podem ser usados para uma primeira estimativa no projeto são dados:
37
2.5.3 – Projeto e Custo de Compressores (contin.):
A eficiência de compressores geralmente é de 90%, devido a fricção do fluido na entrada e na saída, turbulência, etc. É comum usar compressores multiestágios com o gás sendo resfriado entre cada estágio e também sendo coletado possível condensado que seja formado. 
Para um compressor com 3 estágios com resfriamento intermediário o trabalho requerido é:
A pressão intermediária que minimiza o trabalho é determinada por:
que fornece como resultado:
O que corresponde a uma heurística de projeto de compressores:
A razão de compressão em cada estágio em um compressor para gases necessitaser igual.
38
Custo Instalado Anualizado
A potência real (brake horsepower) é obtida introduzindo a eficiência do compressor:
Assim, qualquer correlação para estimativa do custo pode ser utilizada para calcular o custo instalado, como a apresentada a seguir (Guthrie):
Onde Fc é um fator de correção de projeto dado por: 
compressor centrífugo, com motor = 1,00; recíproco, a vapor = 1,07; 
centrífugo, a turbina = 1,15; recíproco, a motor = 1,29; recíproco, a máquina de gás = 1,82;
M&S = índice de inflação Marshall and Swift (o qual é publicado mensalmente na revista Chemical Engineering). 
A fim de colocar o custo instalado numa base anualizada, necessita-se multiplicar o primeiro custo pelo fator de anualização.
Custos Operacionais
Dividindo a potência real (bhp) pela eficiência do impelidor (driver), calcula-se a quantia de utilidade requerida. 
Daí, a partir do custo da utilidade e usando 8150 h/ano, pode-se calcular o custo operacionais.
39
Sensibilidade
Nos primeiros estágios do projeto, não se conhece o fluxograma detalhado. Portanto, não se pode obter uma estimativa acurada da razão de compressão Pout /Pin para as correntes de reciclo gasosas. O procedimento mais usual é fazer uma estimativa e então avaliar a sensibilidade desta estimativa. Na maioria dos casos não há muita dependência com a sensibilidade. Para o processo HDA com x = 0,75 e yPH = 0,4 é mostrado na Figura 2.12.
Figura 2.12:
40
2.5.4 – Avaliação Econômica do Reciclo:
No nível (2) de decisão, consideramos apenas o custo das correntes de entrada e saída na análise econômica. A conclusão foi que uma conversão tendendo a zero leva a uma maior lucratividade. Entretanto, quando se considera a existência do reciclo no potencial econômico, subtraindo os custos anualizados do reator e do compressor (fixos e operacionais), verifica-se que existe um ponto de máximo para o potencial econômico em função da conversão e da composição do hidrogênio na purga. A Figura 2.13 mostra isto para o processo HDA. Neste nível (3), não estamos ainda considerando os custos de separação, PORTANTO, os valores ótimos para as variáveis de projeto ainda serão afetados quando considerarmos o subsistema de separação (próximo Capítulo).
Figura 2.13:
41
2.5.5.
41
42
Figura 2.14:
2.14
43
2.15
2.16
2.17
2.18
44
Figura 2.15:
45
Figura 2.16:
46
Figura 2.17:
47
Figura 2.18:
48
2.6. Escolha do Reator
2.6.1 – Caminho da reação:
Definido o objetivo de manufaturar certo produto ou de avaliar uma tecnologia em operação, quase sempre há um conjunto de alternativas ou caminhos de reação também chamados de rotas de produção que chegam ao produto desejado. 
Obviamente as rotas que utilizam as matérias-primas mais baratas e produzem o menor número de subprodutos são as preferidas. 
Rotas que produzem quantias significativas de subprodutos indesejados são fortemente evitadas, pois criam grandes problemas ambientais. 
Entretanto, há outros fatores que devem ser levados em conta na escolha de uma rota tais como: 
Comerciais - incertezas relacionadas ao preço das matérias-primas e subprodutos; 
(2) Técnicas - segurança e consumo de energia.
A ausência de catalisadores adequados para uma reação é frequentemente um fator de eliminação desta, principalmente rotas novas.
49
Tabela 2.7:
2.7
50
51
2.6.2 – Tipos de reações:
O tipo de reação envolvido será determinante na escolha do tipo do reator assim como das condições operacionais do mesmo. 
Relembrando a classificação das reações:
52
2.6.3 – Desempenho do reator:
Algumas medidas do desempenho do reator necessitam ser adotas a fim de se escolher aquele que possua o melhor desempenho. 
Para reações de polimerização, o critério de desempenho mais importante é a distribuição dos pesos moleculares do polímero no produto. 
Tal distribuição dita as propriedades mecânicas do polímero.
Para outros tipos de reatores, 3 parâmetros são mais importantes:
53
2.8
Tabela 2.8:
54
(2.2)
55
2.6.4 – Modelos idealizados de reatores:
Três modelos idealizados de reatores são comumente usados no projeto dos reatores industriais reais: (1) reator batelada ideal; (2) reator contínuo de mistura perfeita - CSTR; (3) reator tubular de escoamento empistonado ideal - PFR. Para reações simples, quanto mais alta a concentração de matéria-prima, maior a conversão. Portanto, o reator batelada ou o PFR são indicados neste caso, pois o reator CSTR opera com baixas concentrações do reagente pelo fato desta ser diluída pelo produto formado. Para reações múltiplas em paralelo, deve-se analisar o efeito combinado da concentração e da temperatura. Um resumo de alguns casos é mostrado na Figura 2.19.
56
Figura 2.19:
57
2.6.5 – Concentração do Reator:
Além das considerações feitas no item anterior, em relação à concentração, tem-se que:
quando mais de um reagente está presente, é desejável trabalhar com um em excesso (reações irreversíveis, simples; reações reversíveis - princípio de Le Chatelier);
em algumas situações é desejável alimentar inerte; pode ser um solvente, para a fase líquida, ou um gás, para reações em fase gasosa (age como agente diluidor em uma reação reversível, na qual o número de moles dos produtos é maior do que dos reagentes); neste caso, prestar atenção ao aumento do custo do sistema de separação;
a conversão pode ser maximizada reduzindo a concentração de um produto dentro do reator, a fim de deslocar o equilíbrio em reações reversíveis (pela evaporação de um produto, ou a utilização de membranas para retirá-lo seletivamente, por exemplo);
em outras situações é desejável reciclar subprodutos indesejáveis (no caso do subproduto ser formado em uma reação em paralelo e reversível); notar que neste caso aumentar-se-á os custos dos equipamentos que compõem o laço do reciclo. 
58
Vejam o exemplo do processo HDA a seguir:
59
60
2.6.6 – Temperatura do reator:
A escolha da temperatura do reator depende de vários fatores. Geralmente, quanto a maior a taxa da reação, menor é o volume do reator. Lembrar que a taxa da reação é função direta da temperatura (quanto maior a temperatura, maior a taxa da reação), pois:
Admitindo que a reação siga a lei de Arrhenius na dependência da constante da taxa com a temperatura. Portanto, quanto maior a temperatura, menor seria o volume do reator. Entretanto, outros fatores devem ser considerados, tais como: segurança, limitações do material de construção, redução da vida útil do catalisador, etc.
(2.3)
61
62
2.6.7 – Pressão do reator:
Em reações irreversíveis na fase gasosa, aumentar a pressão ocasiona uma diminuição no volume do reator, pois diminui o tempo de residência requerido para uma dada conversão e aumenta a densidade do vapor. 
Em geral, a pressão tem pouco efeito sobre a taxa em reações na fase líquida. 
Em reações reversíveis, o efeito da pressão dependerá se a reação se processa com diminuição ou com aumento do número de moles e também se há apenas uma ou mais reações envolvidas, conforme análise a seguir.
63
2.6.8 – Fase do reator:
As reações podem ocorrer nas fases: sólida, líquida e gás. A operação em fase líquida é sempre preferível, quando possível, pois permite trabalhar com maiores concentrações, aliada com facilidade de homogenização. Em sistemas multifásicos, prestar atenção à transferência de massa entre as fases, que pode ser mais importante do que a cinética da reação, no dimensionamento do reator. Além disto, transferência de massa na fase gasosa é muito maior quando comparada à fase líquida.
2.6.9 – Catalisador:
O catalisador deve ser convenientemente escolhido de tal modo a aumentar a velocidade da reação, sendo que permanece inalterado ao fim da mesma. O catalisador não altera a composição do equilíbrio, em reações reversíveis, mas permite que a reação chegue mais rápido a este. Basicamente, há dois tipos de catalisadores: (1) homogêneos - reações que ocorrem totalmente nasfases gasosa ou líquida; são mais difíceis de serem recuperados e reciclados; (2) heterogêneos - o catalisador está numa fase diferente em relação à mistura reacional; o mais comum é o catalisador ser sólido, agindo em espécies líquidas ou gasosas. A maioria dos catalisadores são porosos, o que faz com que a taxa de transferência de massa dentro do catalisador passe a ser importante no dimensionamento do reator (cálculo do volume do reator). Além da difusão, a utilização de catalisadores envolve os fenômenos de adsorção e dessorção, para os quais a pressão e a temperatua poderão afetar de modo distindo das etapas de reação e transferência de massa. A etapa dominante deverá ser a considerada na análise do efeito destas variáveis, quando houver uma proeminente em relação às demais.
64
65
(2.4)
(2.5)
66
Tabela 2.10:
2.10
67
2.6.10 – Reatores industriais:
Os reatores CSTR, PFR, batelada, etc., são reatores idealizados, pois assumem-se certas hipóteses (mistura perfeita, escoamento empistonado, etc.) no desenvolvimento das suas equações de projeto. Na prática, além da temperatura, concentração, pressão, tempo de residência, os principais itens analisados quando o assunto é reator ideal, outros fatores necessitam ser levados em consideração no projeto, análise e otimização de reatores industriais. Os principais tipos de reatores industriais são:
2.20
68
Figura 2.20:
69
2.21
70
Figura 2.21:
71
2.22
72
Figura 2.22:
73
2.7. Viabilidade termodinâmica de reações
No desenvolvimento/análise de uma reação química reversível visando um processo industrial é necessário levar em conta o equilíbrio químico e a velocidade da reação (cinética). Muitas reações industriais não são levadas até o equilíbrio. Nestas circunstâncias, o equipamento reacional deve ser projetado/analisado não em termos da termodinâmica e dos rendimentos no equilíbrio, mas em função da taxa de reação (ou velocidade da reação), como visto em Cinética Química (CQ) e em Cálculo de Reatores CR).
Entretanto, existe um limite máximo de conversão que pode ser obtido em uma reação, que é a conversão de equilíbrio, estudada pela Termodinâmica das Reações Químicas. 
Portanto, saber a conversão de equilíbrio é útil para se determinar o limite superior de conversão que pode ser obtida em uma reação, fixadas suas condições operacionais, tais como, temperatura, pressão, composição, etc.
74
2.7.1 – Grau de avanço de uma reação:
O cálculo da conversão de equilíbrio já foi visto em Termodinâmica para Eng. Química 1 e 2 e aqui serão lembrados apenas os conceitos e expressões básicos, sendo que o aluno que não se recordar deste conteúdo deve consultar o Cap. 9: Equilíbrio Químico, do Smith e Van Ness (1980). 
Número de moles ni em um instante de tempo t qualquer em uma reação:
(2.6)
75
2.7.2 – Constante de equilíbrio químico:
Critério geral de existência de equilíbrio químico:
(2.7)
(2.8)
(2.9)
(2.10)
(2.11)
76
Observações:
(2.12)
2.7.3 – Efeito da temperatura sobre a constante de equilíbrio:
Pode-se mostrar que:
77
(2.13)
(2.14)
(2.15)
(2.16)
78
2.23
(2.20)
(2.19)
(2.18)
(2.17)
79
Fig. 2.23:
80
2.7.4 – Efeito da constante de equilíbrio na composição:
Reações em fase gasosa. 
Já vimos que neste caso (Equação 3.12), adotando uma referência apropriada, tem-se:
(2.24)
(2.23)
(2.22)
(2.21)
81
(2.25)
82
Reações na fase líquida. 
Neste caso:
(2.32)
(2.31)
(2.30)
(2.29)
(2.28)
(2.27)
(2.26)
83
(2.33)
84
85
2.7.5 – Caminho adiabático da reação:
Em um reator de dimensões de escala piloto é relativamente fácil manter condições isotérmicas de operação. Entretanto, em escala industrial, é difícil manter a temperatura constante, em muitos casos. Nestas situações, opera-se o reator em condições adiabáticas. Entretanto, a temperatura do reator depende da conversão, sendo que a conversão de equilíbrio depende da temperatura. Há duas situações distintas:
2.24 e 2.25
Fig. 2.24:
86
Cuidado com reações exotérmicas!
Fuga de reação (runaway reaction) é possível de ocorrer se houver remoção de calor insuficiente.
Fig. 2.25:
87
Fig. 2.26:
2.26
88
2.7.6 – Temperatura ótima de alimentação:
Nos reatores adiabáticos, de tamanho e massa de catalisador fixos, processando reações reversíveis e não isotérmicas, a conversão de equilíbrio é fortemente afetada pela temperatura do sistema, que por sua vez é função da temperatura de alimentação. 
Para reações exotérmicas, uma temperatura de alimentação muito alta ocasiona uma taxa inicial de reação também alta, porém ao custo de uma baixa conversão de equilíbrio.
Portanto, existe uma temperatura ótima de alimentação, não muito baixa para não comprometer a cinética da reação, mas também não muito alta para não prejudicar a termodinâmica da reação, para este caso. 
Para se encontrar tal temperatura ótima pode-se graficar a conversão no fim do reator em função da temperatura de entrada dos reagentes. A temperatura de alimentação ótima é aquela que fornece a maior conversão. 
Ver Fogler (1999), Cap. 8, pág. 476.
89
2.8. Entendendo as condições de processo
Não é incomum investigar a economia de um processo baseado em condições de processo assumidas de modo ad hoc. 
Por exemplo, a fim de justificar o capital gasto necessário no desenvolvimento de um novo catalisador, a economia de um processo é calculada usando um catalisador hipotético com características assumidas, tais como reações paralelas indesejadas.
Entretanto, a habilidade de efetuar uma análise econômica de um processo químico baseada no PFD do mesmo não é garantia de que o processo funcionará na prática. 
Isto porque há um conjunto específico de valores de temperatura, pressão e composição que deve ser escolhido a fim de garantir o funcionamento do processo. 
Tais valores são escolhidos de tal modo a atender tanto as necessidades físicas, quanto às considerações econômicas. 
O desejo de todo engenheiro de processos é aliar um alto desempenho do processo ao lado de um baixo custo operacional e de equipamentos de processo.
90
2.8.1 - Condições especiais de operação de sistemas de reação e separação:
Raramente as correntes de processo estão disponíveis nas condições ideais para as unidades de reação e separação. Temperatura, pressão e composição necessitam ser ajustadas a fim de prover as condições necessárias ao processo. Em geral:
1. Usualmente é mais fácil ajustar a temperatura e/ou a pressão de uma corrente do que mudar sua composição; 
2. Pressões entre 1 e 10 bar e temperaturas entre 40oC e 260oC não causam dificuldades severas de processamento.
91
2.8.2 – Razões para operações em condições especiais:
Quando examinar um PFD o fato de encontrar condições de T e P fora das faixas citadas anteriormente não quer dizer que o processo está mal especificado. 
Tais condições podem significar que são necessárias, apesar do custo extra associado.
Para reatores químicos, possíveis causas são, com as justificativas já estudadas anteriormente neste capítulo:
1. Conversão de equilíbrio favorável;
2. Aumentar a taxa de reação;
3. Manter uma fase gasosa: em muitas reações catalíticas os reagentes e os produtos necessitam estar na fase gasosa;
4. Aumentar a seletividade;
5. Materiais reagentes sensíveis à temperatura;
6. Manter fase líquida;
Para separadores, algumas razões são:
1. Obtenção de fase vapor/líquida em separações que envolvam equilíbrio líquido-vapor, com compostos possuindo alto/baixo ponto de ebulição;
2. Obtenção de fase sólida para cristalização;
3. Materiais sensíveis à temperatura;
92
93
Referências Bibliográficas:
Apostila de Análise e Otimização de Processos Químicos. 
Autor: Prof. Adilson José de Assis. Cap. 3 – O Sub-Sistema de Reação e Reciclo, 13/05/2004. 51 págs.
DOUGLAS. Conceptual Design of Chemical Processes. McGraw-Hill, 1988. 
FOGLER, Cap. 8, 3ª ed., 1999.
 PERRY et al., Cap. 23 - Chemical Reactors, 1997.
 Smith e Van Ness, Cap. 9 -Equilíbrio Químico, 3ª ed, 1980.
 TURTON, R., BAILIE, R. C., WHITING, W. B., SHAEIWITZ, J. A. Analysis, synthesis, and design of chemical processes, Prentice Hall, 2003.
94