Apuntes reactores

UNIVERSITAT DE BARCELONA

2013
REACTORES
MULTIFÁSICOS
APUNTES
MONTSERRAT IBORRA.
JAVIER TEJERO.
FIDEL CUNILL.

M.Iborra, J.Tejero, F.Cunill
REACTORES MULTIFÁSICOS
BIBLIOGRAFIA
1. Aris, R. (1973), Análisis de Reactores, Ed. Alhambra. Madrid
2. Carberry, J. J. (1976) Chemical and catalytic reaction engineering. New York [etc.]. : McGraw-Hill, Ed.
posteriors al CCUC.
3. Carberry, J. J. ; Varma, A., Eds. (1987) Chemical reaction and reactor engineering. New York : Dekker.
4. Carberry, J.J, White, D. (1969), Ind. Eng. Chem. 61, 27
5. Dixon, A.G., DiConstanzo, M.A., Soucy, B.A., (1984) Int. J. Heat and Mass Transfer 27(10), 1701-13
6. Doraiswamy, L. K.; Sharma, M. M. (1984) Heterogeneous reactions : analysis, examples and reactor design.
New York : Wiley.
7. Ergun, S. (1952), Chem. Eng. Progress, 48, 93
8. Fogler, H. Scott. (2001) Elementos de ingeniería de las reacciones químicas. 3a ed. México : Pearson
Educación, 2001.
9. Froment, G.F., Bischoff, K.B. (1990), Chemical Reactor Analysis and Design. 2nd Edition, Wiley, New York
10. Gianetto, A. ; Silveston, P. L., Eds. (1985) Multiphase chemical reactors : theory, design, scale-up.
Washington : Hemisphere, cop.
11. Horn, F. (1961), Chem. Eng. Sci., 14, 20
12. Izquierdo, J.F., Cunill, F., Tejero, J., Iborra, M., Fité, C. (2004), Cinética de las reacciones químicas. Colección
Metodología. Eds. Universitat de Barcelona. Barcelona
13. Konocki, K. K. (1956), Chem. Eng. (Japan), 21, 408
14. Kunii, D. ; Levenspiel, O. (1969) Fluidization engineering. Malabar (Fla.) : Krieger, 1969.
15. Leva, M. (1949), Chem. Eng., 56, 115
16. Levenspiel, O. (1999), Chemical Reaction Engineering, 3rd Edition, Wiley, New York. (2004) Ingeniería de las
reacciones químicas. 3a ed. México : Wiley.
17. Levenspiel, O. (1986. Reimp. 2002)El omnilibro de los reactores químicos. Barcelona : Reverté.
18. Maeda, S. (1952), Tech. Dep. Tohoku Univ. 16, 1
19. Minhas, S., Carberry, J.J. (1969), Br. Chem. Eng., 14, 799.
20. Missen, R.W.; Saville, B.A. ; Mimes, Ch.A. (1999) Introduction to chemical reaction engineering and kinetics.
New York: Wiley, cop.
21. Rase, H.F (1977), Chemical Reactor Design for Process Plants. Volume One: Principles and Techniques, Wiley,
New York
22. Santamaría, J.M., Herguido, J., Menéndez, M.A., Monzón, A. (1999), Ingeniería de Reactores, Ed. Síntesis,
Madrid
23. Smith, J.M. (1981) Chemical engineering kinetics. 3rd ed. Aukland Madrid: McGraw-Hill
24. Smith, W.R., Missen, W.R. (1991), Chemical Reaction Equilibrium Analysis, Krieger, Malabar, FL
25. Stankiewicz, A., Chem. Eng. Technol. (1989), 12, 113
26. Stull, D.R., Westrum, E.F. Jr., Sinke, G.C. (1969), The Chemical thermodynamics of Organic Compounds, Wiley
Interscience, New York
27. Trambouze,P. et al. (1988) Chemical reactors : design, engineering, operation. Paris : Technip.
28. Verschoor, H., Schuit, G. (1950), Appl. Sci. Res., A2, 97
29. Westerterp, K.R. et al. (1984) Chemical reactor design and operation. Chichester: Wiley.

INDICE
1. INTRODUCCION A LOS REACTORES MULTIFASICOS: TIPOS, CARACTERISTICAS Y APLICACIONES
2. REACTORES CATALITICOS DE LECHO FIJO.
2.1. Introducción a los reactores catalíticos.
2.1.1.Tipos de reactores catalíticos de 2 fases.
2.1.2. Tipos de reactores de lecho fijo y modos de operación
2.1.3.Consideraciones de diseño. Características de las partículas y del lecho. Interacción fluido-partícula.
Pérdida de presión (-ΔP). Reversibilidad de la reacción.
2.1.4.Tipos de modelos matemáticos para lechos fijos.
2.2. Reactor catalítico de lecho fijo (RCLF).
2.2.1. Reactor adiabático, con y sin recirculación. Reactor autotérmico.
2.2.2. Sistemas de reactores adiabáticos por etapas: con refrigeración intermedia, con refrigeración por alimento
frío, con refrigeración por gas inerte frío. Operación en varias etapas con intercambio de calor entre etapas.
Operación óptima en varias etapas con refrigeración intermedia. Operación en varias etapas con inyección
de alimento frío. Cálculos en un RCLF con inyección de alimento frío.
2.2.3. Operación no adiabática. Reactor multitubular: catalizador en el interior de los tubos. Reactor multitubular:
catalizador fuera de los tubos. Cálculo de U.
2.3. Modelo de flujo en pistón heterogéneo y unidimensional
2.4. Modelos unidimensionales versus bidimensionales. Ecuación de continuidad. Balance de energía. Coeficientes de
difusión efectivos para el reactor. Conductividad térmica efectiva en el reactor.
2.5. Notación
2.6. Problemas
3. REACTORES CATALITICOS DE LECHO FLUIDIZADO
3.1. Hidrodinámica de la fluidización
3.1.1. Velocidad mínima de fluidización
3.1.2. Velocidad de arrastre
3.1.3. Expansión del lecho fluidizado
3.1.4. Diámetro de burbuja.
3.1.5. Diseño del distribuidor de gas
3.2. Modelo de burbujeo de Kunii-Levenspiel
3.3. Diseño de reactores catalíticos de lecho fluidizado
3.4. Diseño de reactores catalíticos de lecho móvil.
3.5. Notación
3.6. Problemas
4. REACTORES PARA REACCIONES GAS-SÓLIDO NO CATALÍTICAS
4.1. Reactores de lecho móvil.
4.1.1. Flujo en pistón de sólidos con partículas de un sólo tamaño y composición uniforme del gas.
4.1.2. Flujo en pistón de sólidos con partículas consistentes de tamaños diferentes y composición uniforme del
gas.
4.1.3. Flujo en pistón de las partículas sólidas y gas en flujo en pistón de composición variable.
4.2. Reactores de lecho fluidizado
4.2.1. Flujo de mezcla perfecta con partículas de un sólo tamaño y composición uniforme del gas.
4.2.2. Flujo de mezcla perfecta con partículas de diversos tamaños y composición uniforme del gas.
4.2.3. Lecho fluidizado con arrastre de finos
4.2.4. Composición del gas variable.

4.3. Reactores de lecho fijo: operación semicontinua
4.4. Reactores para reacciones instantáneas
4.4.1. Cargas de sólidos: lecho de relleno y lecho fluidizado sin cortocircuito de gas en forma de grandes burbujas
4.4.2. Flujo en pistón de gases y sólidos en contracorriente: lecho móvil
4.4.3. Flujo en pistón de gases y sólidos en cocorriente y corriente cruzada: lecho móvil
4.5. Notación
4.6. Problemas
5. REACTORES PARA REACCIONES FLUIDO-FLUIDO
5.1. Diseño de columnas de relleno
5.1.1. Hidrodinámica columnas de relleno
5.1.2. Coeficientes de transferencia de materia en columnas de relleno.
5.1.3. Diseño de columnas de relleno para regímenes A,B,C o D: reacciones rápidas
5.2. Diseño de columnas de borboteo para reacciones lentas.
5.2.1. Modelo de flujo: MP para ambas fases
5.2.2. Modelo de flujo: FP para ambas fases
5.2.3. Modelo de flujo: gas en FP y líquido MP
5.2.4. Modelo de flujo: gas en FP y líquido entre MP y FP
5.3. Diseño de tanques agitados considerando el flujo ideal MP en las dos fases. Reacciones lentas, regímenes E y F.
Sistemas Gas-líquido y líquido-líquido.
5.4. Determinación de la cantidad de gas ( holdup), el diámetro de burbuja, el área interfacial y ß en columnas de
burbujeo y tanques agitados
5.4.1. Columnas de borboteo
5.4.2. Tanques agitados
5.4.3. Tanques agitados líquido-líquido
5.5. Diseño de reactores semicontinuos G-L
5.6. Notación
5.7. Problemas
6. REACTORES MULTIFASICOS GAS-LIQUIDO-SOLIDO CATALITICO
6.1. Diseño de reactores con el sólido en suspensión (slurry).
6.1.1. Columnas de borboteo con sólidos en suspensión ( slurry)
6.1.2. Reactores tanque agitado
6.2. Diseño de reactores de lecho fijo.
6.3. Reactor de lecho fijo y flujo en cocorriente descendente
6.4. Notación
6.5. Problemas

F M.Iborra, J.Tejero, F.Cunill
REACTORES MULTIFÁSICOS, Página 1
TEMA 1: INTRODUCCION A LOS REACTORES MULTIFASICOS: TIPOS, CARACTERISTICAS Y APLICACIONES
Hasta principios de los años ochenta no existían muchos estudios sobre reactores multifásicos a pesar de
su extensa utilización industrial. De hecho, los reactores multifásicos, junto con las calderas de fusión (tanques
agitados) y los hornos, son los primeros tipos empleados en nuestra civilización. En los jeroglíficos egipcios del año
2500 a. C. ya se describe la fabricación del vino; desde principios del siglo XX se usan en el tratamiento de los
residuos domésticos; en los años 20 se desarrolla el proceso de síntesis del butadieno a partir del acetileno en
cuatro etapas una de ellas un reactor trickle bed. Sin embargo, no es hasta los años cincuenta que no se extiende
industrialmente con gran fuerza el uso de los reactores multifásicos con el hidrotratamiento de aceites, las
hidrodesulfuraciones y los hidrocrakings.
En 1922 se puso en marcha el primer lecho fluidizado industrial, el de Fritz Winkler, destinado a la
gasificación del carbón. Este lecho de 12 m de altura y 12 m2 de sección presentaba un elevado arrastre y consumo
de oxígeno. (Carberry pag 441)
Un reactor multifásico es aquel en el cual se hallan presentes dos o tres fases. Los reactantes y productos
pueden hallarse en fase gas, líquido o sólido. Sin embargo, la fase sólida puede tener además otros papeles como
por ejemplo el de catalizador, inerte para proporcionar la distribución de flujo de calor adecuada o incluso el de crear
superficies adecuadas de transferencia de materia.
En la actualidad, los reactores multifásicos se pueden encontrar en múltiples aplicaciones como la
producción de productos y combustibles derivados del petróleo, en la producción de especialidades químicas,
farmacéuticas, herbicidas y pesticidas, en el refino de menas, la producción de polímeros y en el tratamiento de la
contaminación. En todas estas aplicaciones, es necesario conocer de la dinámica de fluidos y los parámetros de
transporte para poder desarrollar las modelizaciones adecuadas y las reglas de escalado.
La necesidad de cuantificar el comportamiento de los reactores multifásicos conduce a la modelización. El
modelo típico de reactor pasa por la resolución de los balances de materia y energía. En el diseño y la operación de
los reactores multifásicos hay muchos factores que interaccionan: la cinética, hidrodinámica, contacto, turbulencia,
fenómenos de transporte y fenómenos de superficie. En los sistemas multifasicos la presencia de varias fases
conlleva el que la velocidad de reacción dependa del contacto entre fases y de los factores característicos de las
reacciones homogéneas (T, P, c). Los factores que gobiernan las transferencias de calor y materia tienen una gran
relevancia en la velocidad de reacción. Por tanto, todo ello condiciona y determina el tipo de reactor y el modo de
operación adecuado para cada sistema. A pesar del progreso realizado en las décadas anteriores el conocimiento de
cada una de las fases de los distintos reactores aún es incompleta y compleja requiriéndose la ayuda de programas
de simulación complejos como el FLOW 3D. La sofisticación del modelo resultante depende del nivel de descripción
empleado (Tabla 1). Al final el éxito del escalado depende de la habilidad para entender y cuantificar las
interacciones entre el transporte y la cinética, el modelo de flujo de cada fase, el modelo de contacto y los cambios
producidos en todo ello al cambiar las medidas del reactor y sus condiciones de operación.
Tabla 1: Niveles de modelización de los reactores multifásicos
Escala Molecular (Cinética)
Estrictamente empírica --------------Basada en mecanismos --------------Elemental
Fenómenos de transporte locales
Empírica------------------------Modelos de Micromezcla --------------DNS CFD(modelos computacionales de flujo)
Escala de reactor (modelo de flujo, contacto y régimen de circulación)
Reactores ideales--------------Modelos empíricos------------Modelos fenomenológicos------------CFD
El nivel escogido para el desarrollo del presente temario es el de escala de reactor, fundamentalmente
ideales, en el que incorporaremos los fenómenos de transporte locales desde el punto de vista empírico.

A pesar de los problemas de ingeniería que conllevan los sistemas multifásicos, a menudo es inconveniente
o imposible operar solo con gas o líquido-sólido subiendo o bajando, respectivamente, la temperatura. La tendencia
actual en la mayor parte de procesos químicos es operar a temperaturas y presiones lo más bajas posibles. La
utilización de bajas temperaturas y fase líquida se prefiere por las siguientes razones:
a) ahorro de energía
b) prevenir la descomposición de las sustancias termosensitivas
c) prevenir la descomposición de los catalizadores
d) obtener mejor selectividad, por evitar reacciones secundarias o por actuar como disolvente de los
productos
e) aumentar la efectividad del catalizador y su vida útil ya que la fase líquida favorece la disolución de los
depósitos
f) mejorar el control de temperatura debido a su mayor conductividad térmica y capacidad calorífica
g) aumentan las opciones de diseño
Estas ventajas están acompañadas por las siguientes desventajas:
a) un aumento de la resistencia de la transferencia de materia
b) descenso de la velocidad cinética debido a la menor T.
En la tabla siguiente puede apreciarse una clasificación elemental de reactores según las fases y el modo
de operación, y se indica la frecuencia de utilización de estos reactores en la industria.
FASES
PRESENTES
MODO DE OPERACION
DISCONTINUO CONTINUO
TUBULAR MULTIETAPAS AGITADO
GAS
LIQUIDO
G-L
L-L
F-S cat.
F-S
*
** DISOLUCION
POLIMERIZACION
** FERMENTACION
** SULFONACION AROMATICOS
** HIDROGENACION
** COMBUSTION SOLIDO
*** CRAQUEO VAPOR
** PRODUCCION UREA
*** ABSORCION CO2
** HIDROLISIS ESTER
***L.FIJO**L.MOVIL
** LECHO MOVIL
*
** DISOLUCION
POLIMERIZACION
**OX.CICLOHEXANO
**POLIMERIZACION
**L.FLUIDIZADO
** TOSTACION MENAS
*
*** ESTERIFICACION
***BIOTRAT.AGUA
**NITRACION AROMATICOS
***L. FLUIDIZADOS
** COMBUSTION EN L.FLUID.
FRECUENCIA DE USO:
*** PREFERENCIAL ** A MENUDO * RARO O MUY RARO
Los sistemas F-S catalíticos pueden ser de dos o tres fases. En general, las reacciones que requieren tres
fases son catalíticas.
Las reacciones sólido-sólido por sus características específicas constituyen un campo a parte, por lo que no
serán tratadas en este temario. Un ejemplo de ellas es el tratamiento de la mena de hierro con coque, cerámicas,
cemento, etc.
En la práctica existen diversas maneras de poner en contacto las fases. Si se considera el sólido, éste
puede estar en forma de lecho fijo o mantenerse en suspensión (sólido disperso), slurry. Los reactores tipo slurry
son tanques agitados, lechos fluidizado, lechos móviles y columnas de borboteo. De igual manera existen varias
alternativas para los fluidos (gas y líquido): el flujo del gas a través del líquido confinado en el reactor, o el flujo de
ambos fluidos. Dependiendo de si la resistencia a la transferencia de materia se halla en el gas o en el líquido se
utiliza el gas como fase dispersa y el líquido como fase continua o viceversa. El líquido puede dispersarse en forma
de gotas, columna de lluvia, o en forma de riachuelos, reactor trickle-bed. Cuando la fase dispersa es el gas los

reactores se denominan de borboteo (bubble). La operación en cocorriente o contracorriente depende de la
disponibilidad de las fuerzas impulsoras para la transferencia de materia y calor y la reacción.
Para obtener un diseño óptimo han de sopesarse numerosos factores, pudiendo ocurrir que el mejor
diseño corresponda al empleo de dos tipos de reactores distintos conectados en serie. Por ejemplo, para conseguir
conversiones del gas altas en reacciones fuertemente exotérmicas puede resultar conveniente el empleo de un lecho
fluidizado seguido de un lecho fijo.
Si se analizan las diferentes aplicaciones industriales podemos clasificar cinco grandes grupos de reactores
cuyas principales características son:
a) Tanque agitado: son útiles para manejar líquidos viscosos y suspensiones. Se usa preferentemente para
reacciones en las que se necesita que la razón liquido-gas sea grande para más bien reacciones exotérmicas, ya que
la agitación facilita las transferencias de calor. . La agitación también es favorable cuando es necesario mantener en
suspensión un catalizador finamente dividido, este tipo de reactores se denominan slurry. Es un tipo de reactor muy
usado en la industria ya sea en continuo o en discontinuo respecto al líquido. En general muestran facilidad para
variar el tiempo de residencia del líquido, facilidad para eliminar o suministrar calor, facilidad para variar la agitación:
de la gran variedad de agitadores que existen el más común es la turbina con paletas rectas o inclinadas, si la
agitación es suficientemente buena no es necesario introducir el gas por el ojo del impeler. También permite alcanzar
elevadas áreas interfaciales y de kL, sin embargo, una excesiva agitación origina burbujas pequeñas que disminuyen
éste último. Se usa en hidrogenaciones, halogenaciones, oxidaciones y procesos bioquímicos.
Las partículas sólidas de unos 0.1 mm en concentraciones de g/l se suspenden en la fase líquida por efecto
mecánico o por efecto del borboteo del gas. La fase líquida se puede considerar perfectamente agitada mientras que
la sólida tan sólo parcialmente debido a un perfil de concentraciones vertical más o menos pronunciado. Por este
motivo los puntos de alimento y descarga son una consideración importante de cara a la distribución de tiempos de
residencia. Este tipo de reactores se caracterizan por una razón altura-diámetro baja (cap.14,15 Gianetto).
b) Columnas de relleno: este tipo de columnas se encuentran frecuentemente en la industria. Su
construcción es simple y son versátiles, aunque en general menos que los tanques agitados, ya que fácilmente se
pueden adaptar cambiando el relleno. Eligiendo bien el relleno, entre multitud de ellos, ofrece la posibilidad de
soportar la corrosión, así como evitar inundaciones. Al escoger el tipo y tamaño del relleno hay que tener presente
que a menor tamaño mayor área interfacial por unidad de volumen de relleno y la velocidad de inundación disminuye
(tamaños frecuentes son 25-38 mm, hasta 50 mm). El relleno ordenado da menor pérdida de presión que el situado
al azar y se usa sólo para tamaños de partícula superiores a 5 cm y diámetros de reactor superiores a 100 cm. Sin
embargo ha sido desplazado por nuevos tipos de relleno que dan perdidas de presión bajas, incluso con
disposiciones al azar, y mayor transferencia de materia debido a una mejor distribución del líquido. Permiten grandes
variaciones de las velocidades de flujo y las perdidas de presión son relativamente bajas. El empaquetamiento a
veces se compartimenta con el fin de evitar la mala distribución del flujo y permiten el intercambio de calor
intermedio con intercambiadores externos o por inyección de líquido frío. Cuando se utilizan para purificación de
gases, sistemas fluido-fluido, se denominan absorbedores y operan siempre en contracorriente.
Cuando el relleno es un catalizador se utiliza tanto el flujo en contracorriente como el de cocorriente de flujo
ascendente y descendente. Si la reacción es irreversible la fuerza impulsora no se ve afectada por el modo de
operación. Con la cocorriente de flujo ascendente el contacto líquido-gas es superior pero la pérdida de presión es
mayor y hay restricciones en las velocidades de flujo y diámetro del empaquetamiento a causa de la inundación. La
cocorriente descendente no tiene limitaciones de velocidad de flujo por problemas de inundación y el consumo de
potencia es menor. Para reacciones reversibles y complejas a veces es mejor la contracorriente por cuestiones de
selectividad. Los reactores suelen operar en dos regímenes distintos: trickle cuando la fase gas es continua y la

líquida discreta y el de borboteo (bubble) cuando la fase gas esta dispersa y la líquida continua.
Las columnas de relleno no son adecuadas cuando el gas o el líquido llevan impurezas sólidas en
suspensión, si la velocidad de flujo a utilizar es demasiado baja y no se moja bien el relleno, cuando hay que dar o
eliminar calor (en el caso de sólido inerte en estos casos se utiliza mejor un reactor de paredes mojadas).
Columnas de borboteo de lecho sumergido: las burbujas de gas y el líquido fluyen en contracorriente con el gas de
forma ascendente. El flujo del líquido es prácticamente flujo en pistón. Las partículas de sólido son de 1 a 5 mm de
diámetro, tamaño considerablemente mayor que el usado en los reactores con el sólido en suspensión. Este tipo de
reactores se utiliza preferentemente cuando se requiere que el catalizador esté muy bien mojado para tener una
elevada eficiencia, selectividad o para tener una buena estabilidad térmica. Además, también es adecuado, y se
prefiere al slurry, cuando se requieren bajas velocidades de flujo del gas y/o se requiere un elevado tiempo de
residencia para el líquido para conseguir una conversión adecuada (mejor aproximación al modelo de flujo en
pistón). Así mismo el relleno disminuye la mezcla de la fase líquida respecto a la de las columnas vacías y evita la
coalescencia de las burbujas. La razón entre el diámetro de la columna y el tamaño de partícula de catalizador puede
ser inferior a 15 sin problemas de operación, mientras que para razones inferiores o iguales a 15 los reactores tipo
trickle presentan problemas de mala distribución del líquido. D/dp < 15.
Reactor de goteo (trickle bed): este tipo de reactores ha adquirido mucha importancia debido a su aplicación en los
procesos del petróleo (hidrodesulfuración, hidrocracking,...). En este tipo de columnas el gas es la fase continua, el
liquido disperso circula a través del lecho de catalizador en forma de película, gotas o canales (rivulets).
Generalmente gas y líquido se mueven en cocorriente y sólo ocasionalmente en contracorriente. Las velocidades
superficiales del gas son del orden de 0.1-0.3 m/s, lo suficientemente bajas para no causar problemas de
interacción mecánica entre el gas y el líquido. La velocidad del líquido es también baja (1-8*15-3 m/s), pero
suficiente para garantizar un mojado externo del catalizador satisfactorio. Estas velocidades de flujo son mucho más
pequeñas que las usadas en los absorbedores. Por otro lado para evitar problemas de control de TIM (evitar
factores de eficacia) es necesario utilizar tamaños de partículas inferiores a los del relleno de los absorbedores, lo
cual origina una fracción de huecos mucho menor.
La razón cantidad de catalizador/cantidad de reactante es alta comparada con un slurry y por tanto la
velocidad de reacción es alta.
Actualmente se tiende a utilizar mayores velocidades de flujo para mejorar el mojado y aumentar los
coeficientes de transferencia de materia L-S y G-L. Evidentemente ello a cambio de un mayor consumo energético.
c) Columnas vacías: se caracterizan por la ausencia de materiales o dispositivos en su interior destinados a
la dispersión de las fases, lo cual no excluye la presencia de intercambiadores de calor necesarios para un eficiente
control de la temperatura. Este tipo de reactores se encuentran para los sistemas F-F y para los F-S catal. y no catal.
Columna de lluvia (spray column): en estos reactores el líquido es la fase dispersa y se obtienen grandes
áreas interfaciales. Este tipo es el más sencillo para los sistemas L-L. Dependiendo de si la fase dispersa es más
ligera o más pesada que la fase continua se introduce por la base o por la cabeza de la columna. El diámetro del
orificio la geometría y la velocidad del distribuidor de la fase dispersa determina el tamaño de las gotas y por tanto el
área interfacial. Se usa para reacciones F-F rápidas que requieren tiempos de contacto cortos. Aunque requieren un
gran volumen su coste es bajo, así como la caída de presión. MP, si se introducen dispositivos internos se originan

otro tipo de reactores en los que hay menos mezcla de manera que las gotas coalescen menos.
Columnas de borboteo (bubble column): la fase líquida es continua y se utilizan en reacciones F-F lentas
dado el elevado hold up de líquido. Los inconvenientes respecto a las de relleno es la mayor perdida de presión y el
importante grado de mezcla axial y radial entre gas y líquido lo que puede originar perdida de selectividad en las
reacciones complejas. Deben usarse cuando los fluidos llevan impurezas sólidas que pueden llegar a taponar las
columnas de relleno. Como regla general la razón h/D debe ser mayor que 1, entre 3 y 10. La agitación que
provocan las burbujas es suficiente para originar unos coeficientes de transmisión de calor altos, comparables a los
de un tanque agitado. Además, debido a la buena agitación del líquido la temperatura en el reactor puede
considerarse uniforme. Con ello la eliminación de calor es sencilla y se pueden usar en reacciones exotérmicas.
Columnas de borboteo slurry: en la versión original de este tipo de reactor el líquido está estacionario, el
sólido es suspendido por efectos de la turbulencia inducida por las burbujas de gas, el cual se alimenta de forma
continua por el fondo del reactor. A veces, si la velocidad y por tanto la turbulencia es insuficiente para mantener la
suspensión de procede a reciclar parcialmente el gas. En la actualidad el líquido se introduce en forma de corriente
que se mueve muy lentamente, pero ello contribuye muy poco a la mezcla. En este tipo de reactores la mezcla es
menos vigorosa que en los tanques agitados.
Lechos fluidizados (slurry): Un lecho fluidizado es un lecho de partículas sólidas en suspensión por efecto
del flujo ascendente de uno o más fluidos. Dependiendo del tipo de fluido se pueden distinguir los siguientes lechos
fluidizados:
Gas-Sólido catalítico y no catalítico
Líquido-Sólido catalítico y no catalítico
Gas-Líquido-Sólido
El movimiento aleatorio de las partículas causado por el flujo del fluido sólo se puede conseguir si la
velocidad del fluido excede un cierto límite. Este límite se llama generalmente velocidad mínima de fluidización. Por
encima de esta velocidad el lecho se pone en movimiento y se expande. Las ventajas y desventajas del uso de este
tipo de reactores ya se ha visto en la introducción del capítulo 6 de la asignatura de ADRQ.
En los lechos fijos el catalizador se encuentra con tamaños de partícula relativamente grandes y de forma
estacionaria dentro del reactor. Por el contrario, en los lechos fluidizados las partículas de catalizador son pequeñas
(50-250 micrones) y se mueven por el paso del fluido reactante. En la mayoría de los lechos fluidizados catalíticos
de dos fases, el fluido es un gas y las condiciones normales de operación son las del régimen de borboteo
("bubbling"). En estas condiciones el gas circula por el reactor de dos formas: como burbujas ("bubbles")
conteniendo poco catalizador moviéndose a la velocidad media, y como una fase continua "densa" o emulsión la cual
contiene muchas partículas de catalizador.
En los lechos fluidizados de tres fases el sólido se fluidiza por el flujo ascendente de las fases fluidas,
aunque es la fase líquida la responsable principal de ello. La hidrodinámica del sistema varía considerablemente
según la razón de las velocidades de flujo gas/líquido. Para valores bajos de esta razón las burbujas pasan a través
de una fase líquida continua proporcionando reactante o eliminando producto. Para velocidades elevadas
(normalmente a razones elevadas) el sólido y el líquido son arrastrados por el gas, el segundo en forma de gotas
grandes. Normalmente la condición más frecuente es la primera. El tamaño de partículas sólidas normalmente son

mayores que las usadas en las columnas de borboteo para permitir velocidades de líquido razonables. La velocidad
del líquido debe ser menor que la de arrastre a menos que se pretenda regenerar el catalizador. La razón altura
diámetro de estos reactores es mayor que la de los tanques agitados.
d) Columnas de platos: se usan para sistemas G-L en los que no interviene ningún sólido y se necesitan
grandes tiempos de contacto. Permite manejar grandes variaciones en el caudal de líquido y gas, incluso para
caudales de gas altos e inusualmente bajos de líquido. El comportamiento de una columna de platos con rebosadero
no se ve prácticamente afectado por el líquido y por ello es posible variar θL en un amplio rango. El líquido fluye
hacia abajo por efecto de la gravedad y el gas es inyectado a contracorriente. El gas pasa por los platos a través de
orificios de tamaño y forma distintos. El líquido pasa de plato a plato a través de rebosaderos situados en la pared
de la columna y a veces en el centro. Se utilizan grandes diámetros para que el líquido se distribuya unifórmente en
toda la altura de columna. Las áreas interfaciales son superiores a las de las columnas de relleno, pero por otro lado
la mezcla F-F sólo se realiza en los platos. El área interfacial en los platos depende de su espaciado, el cual depende
de los canales de bajada,... Una aplicación importante de este tipo de reactores es en la producción del ácido nítrico
(el NO disuelto en ácido diluido se transforma en nítrico por efecto del oxígeno del aire). El diseño de este tipo de
reactores es muy difícil ya que en los platos se produce un flujo no uniforme en corriente cruzada. En general se
procede a simplificar suponiendo que cada plato es un tanque agitado para gas y líquid.
e) Varios: Existen otros tipos de reactores que son menos comunes que se utilizan con finalidades muy
especificas.
Reactor tipo Venturi: se usa para sistemas F-F, p.ej. eliminación de SO2 de humos, y su ventaja reside en la
baja pérdida de presión ya que se agota el gas en el líquido.
Reactor de película o paredes mojadas: útil para reacciones muy exotérmicas y además el hecho de tener
un área interfacial perfectamente definida permite controlar muy bien las reacciones muy rápidas.
Lechos móviles: En los lechos móviles las partículas de catalizador fluyen por gravedad y conservan su
posición una respecto a otra. Es decir el lecho es móvil respecto a las paredes del reactor. El lecho de sólidos puede
moverse en cocorriente, contracorriente o en flujo cruzado respecto a la corriente de fluido reactante. Siendo
deseable que ambas fases tengan un comportamiento de flujo en pistón.
Los lechos móviles catalíticos son útiles cuando el catalizador tiene una corta vida, es decir, una rápida
desactivación y puede ser regenerado de forma continua. Si en el diseño se consigue que no existan zonas muertas
el lecho móvil tiene las características de un lecho fijo y las ventajas de un reactor con gradiente. Sirve para obtener
elevadas conversiones con una buena selectividad. El principal handicap de esta tecnología es el manejo de grandes
cantidades de sólidos. La resistencia a la atrición de los sólidos empleados es muy importante. Este tipo de reactores
sirven adecuadamente para trabajar en régimen adiabático sobretodo para reacciones endotérmicas. El mismo
catalizador puede servir como agente calefactor (con el calor que retiene de la regeneración, o por calefacción
directa o indirecta).
Los lechos móviles catalíticos tienen pocas aplicaciones pero extremadamente importantes. Entre ellas se
incluyen el cracking catalítico del gasoil y el reformado catalítico de las gasolinas. Otras aplicaciones corresponden a
reactores con sólidos reactivos y son: la tostación de menas y óxidos.

2. REACTORES CATALITICOS DE LECHO FIJO.
2.1. Introducción a los reactores catalíticos.
El reactor catalítico es el aparato donde una reacción química catalítica tiene lugar de manera controlada.
Según la definición aceptada actualmente, un catalizador es una sustancia que aumenta la velocidad a la que
una reacción química se acerca al equilibrio sin intervenir permanentemente en la reacción. Esta definición, de
naturaleza operativa, contiene los conceptos clave necesarios para entender el fenómeno de la catálisis
(Cinética de las reacciones químicas. Izquierdo, J.F., Cunill, F., Tejero, J., Iborra, M., Fité, C. (2004), Colección
Metodología. Eds. Universitat de Barcelona. Barcelona. Capítulo 5), y que son básicos para comprender el
diseño y el funcionamiento de este tipo de reactores.
La misión básica del reactor catalítico es poner en contacto catalizador y reactantes para que la reacción
progrese de forma idónea en el proceso químico que lo incorpora. El catalizador puede estar en la misma fase
que los reactantes, o no. Este hecho permite organizar la catálisis en homogénea, heterogénea y enzimática.
En consecuencia los reactores catalíticos se clasifican en homogéneos, heterogéneos y enzimáticos. En el
diseño del reactor catalítico homogéneo (una sola fase presente) se utilizan los métodos descritos en el
capítulo 2. El diseño del reactor enzimático donde el catalizador es una enzima se trata en el capítulo --.
En la catálisis heterogénea, reactantes y catalizador están en diferente fase. Desde el punto de vista de
las fases en contacto se observan diferentes posibilidades en la industria. La tabla 2.1 muestra algunos
ejemplos.
Tabla 2.1. Ejemplos de reacciones catalíticas de interés industrial. Fases presentes
Proceso Reacción Fases presentes
Obtención de SO2
(método de contacto)
SO2 + ½ O2 ↔SO3 Reactantes en fase gaseosa
Catalizador sólido: V2O5
Alquilación de butenos C4H8 + i-C4H10 ↔ C8H18 Reactantes en fase líquida orgánica
Catalizador en solución acuosa H2SO4 o HF
Obtención de metil terc-butil
éter (MTBE)
CH3OH + i-C4H8 ↔ (CH3)3COCH3 Reactantes en fase líquida.
Catalizador sólido: resina de intercambio iónico
Hidrodesulfuración de
corrientes de petróleo
R-S + H2 → R-H + SH2 Fase líquida: hidrocarburos
Fase gaseosa: hidrógeno
Catalizador sólido: SCo.SMo3/Al2O3
Polimerización de etileno
(Proceso Phillips)
nC2H4 → (C2H4)n Reactante en fase gaseosa
Catalizador sólido (CrO3/SiO2-Al2O3) en
suspensión en hexano líquido
Hidroformilación de propeno C3H6 + CO + H2 → C3H7CHO
+ CH3CH(CHO)CH3
Fase líquida: olefina
Fase gaseosa: CO y H2
Catalizador: complejo de Rh y trifenilfosfina
soportado [HRh(CO)(TPP)3/SiO2]
En la industria química actual la situación más común es la catálisis por sólidos: los reactantes y
productos forman parte de una corriente líquida o gaseosa, y el catalizador un sólido. Los reactores
(heterogéneos) donde estas reacciones tienen lugar se agrupan en:
• Reactores de dos fases: 1 fase fluida (líquida o gaseosa) y 1 sólida (el catalizador)
• Reactores de tres fases: 1 fase líquida, 1 gaseosa y 1 sólida (el catalizador)
La importancia industrial de la catálisis por sólidos es enorme. Actualmente, el 90% de la producción

conjunta de todos los procesos catalíticos se basa en reacciones catalizadas por un sólido. Ello se explica por la
fácil separación del sólido del medio de reacción. Ventaja que se suma a las siguientes ventajas genéricas de la
catálisis:
1) El catalizador aumenta la velocidad de reacción respecto a la reacción sin catalizador, por lo que
puede llevarse a cabo a menor presión y temperatura. En consecuencia, de forma más segura y
fácil de controlar.
2) Aumenta la selectividad al acelerar fundamentalmente una de la reacciones del sistema entre las
varias que pueden tener lugar
El objetivo del presente capítulo es discutir el diseño y funcionamiento del reactor con catalizador sólido
de 2 fases.
2.1.1. Tipos de reactores catalíticos de 2 fases.
En la industria química existen diversas maneras de poner en contacto un fluido y un catalizador sólido. En
la situación más común el sólido se emplea en forma de partículas que suelen disponerse en un lecho a través del
cual el fluido circula. Sin embargo, se dan otras disposiciones, como mallas metálicas (o “metal gauzes”) en la
oxidación de amoníaco a ácido nítrico, monolitos donde el catalizador adopta la forma de panal de abejas en el
tratamiento de contaminantes en corrientes gaseosas por oxidación-reducción, o como partículas en suspensión en
un tanque agitado mecánicamente (o slurry).
Numerosos procesos de la industria química básica y secundaria, y de tratamiento de fracciones de
petróleo emplean reactores con lecho de catalizador. Atendiendo a la disposición del lecho se distinguen reactores
de lecho fijo, fluidizado y móvil (Figura 2.1). El uso de reactores de lecho fijo está muy extendido (obtención de SO3
por el método Phillips, obtención de amoníaco, craqueo con vapor, etc), mientras que los de lecho fluidizado y, en
especial, los de lecho móvil se emplean con mucha menos frecuencia. Por su importancia debe citarse el craqueo
catalítico en lecho fluidizado.
Figura 2.1. Distintos esquemas de reactores catalíticos: a) lecho fijo (multitubular); b) lecho fluidozado; c) lecho móvil.
En el reactor de lecho móvil el fluido arrastra las partículas de catalizador que conservan su posición
relativa respecto las otras partículas. Es decir, el lecho es móvil respecto a las paredes del reactor. El lecho de
sólidos puede moverse en co-corriente, contracorriente o en flujo cruzado respecto a la corriente de fluido reactante,
siendo deseable que ambas fases sigan el modelo de flujo en pistón. El lecho móvil es útil cuando el catalizador sufre
desactivación rápida y puede ser regenerado de forma continua. Si no existen zonas muertas, el lecho móvil tiene las
características de un lecho fijo y las ventajas de un reactor con gradiente axial de concentración. Permite obtener
elevadas conversiones con una buena selectividad. Su principal “handicap” es el manejo de grandes cantidades de

sólidos, siendo su resistencia a la atrición un factor muy importante. Estos reactores son adecuados para trabajar en
régimen adiabático, en especial con reacciones endotérmicas. El mismo catalizador puede servir como agente
calefactor (con el calor que retiene de la regeneración, o por calefacción directa o indirecta). Los reactores de lecho
móvil tienen pocas aplicaciones catalíticas pero extremadamente importantes. Entre ellas, el craqueo catalítico del
gasoil y el reformado catalítico de las gasolinas.
En el reactor de lecho fijo las partículas están inmovilizadas, y por tanto en íntimo contacto unas con otras.
En el reactor de lecho fluidizado las partículas están en suspensión, pero la velocidad del fluido no es suficiente para
arrastrarlas. Los factores a tener en cuenta para decidir entre uno u otro son: el contacto sólido-fluido, el control de
temperatura, el tamaño de partícula a emplear (ligado íntimamente con la pérdida de presión permisible) y la manera
de afrontar el problema de la regeneración si el catalizador sufre desactivación rápida.
1) Contacto sólido-fluido. En el lecho fijo el fluido al circular por el espacio libre entre las partículas sigue un
modelo de flujo muy próximo al flujo en pistón. El funcionamiento del reactor es fácil de comprender y de
modelizar. En el reactor de lecho fluidizado, el movimiento ascensional del fluido mantiene las partículas en
suspensión. El modelo de flujo es complejo. Para describirlo se emplea comúnmente el modelo de borboteo
que supone mezcla perfecta para el sólido y flujo en pistón para el fluido. En el fluido se forman burbujas
(cortocircuitos o “bypass”), que contribuyen a reducir la eficacia del contacto sólido-fluido.
2) Control de temperatura. La conducción térmica es el mecanismo principal de transmisión de calor en un
lecho fijo. Como la conductividad térmica del lecho es reducida, suelen formarse perfiles axiales y/o radiales
de temperatura en el lecho, que pueden ser un problema para la estabilidad térmica del catalizador. En el
lecho fluidizado, por el contrario, el mecanismo básico es por convección en el fluido. Éste es un
mecanismo más eficaz que la conducción, y el resultado es que el lecho fluidizado, en la práctica, es casi
isotermo.
3) Tamaño de partícula de catalizador. Para facilitar la fluidización las partículas son generalmente de tamaño
reducido (típicamente de 50 a 100 μm). Con este tamaño no hay problemas de difusión en la partícula, y la
eficacia de partícula es próxima a la unidad. Por otro lado la configuración del reactor hace que la pérdida
de presión del fluido sea muy pequeña. En el reactor de lecho fijo, para reducir la pérdida de presión por
circulación del fluido se emplean partículas que oscilan desde 1-2 mm. a varios cm. Con este tamaño la
eficacia de partícula es baja, de forma que el tamaño de partícula se optimiza para hacer compatible una
pérdida de presión aceptable con una eficacia de partícula superior al 50%.
4) Regeneración. Los catalizadores sufren desactivación cuando están en operación. Si la pérdida de
actividad es lenta, puede usarse un reactor de lecho fijo. La dificultad se salva entonces sobre-
dimensionando el reactor y sustituyendo el catalizador usado en las paradas programadas. El lecho
fluidizado permite diseñar dispositivos que facilitan el sustituir una fracción del catalizador en operación por
una cantidad equivalente de catalizador fresco, de forma que el lecho mantiene la actividad media con el
tiempo. Este dispositivo se utiliza, por consiguiente, con catalizadores que se desactivan muy rápidamente
La Tabla 6.2, atendiendo a estos factores comentados, muestra la comparación entre los reactores de
lecho fijo y fluidizado. Las principales ventajas del reactor de lecho fluidizado son el empleo de partículas pequeñas
con elevada eficacia, un lecho prácticamente isotermo y con una pérdida de presión muy pequeña, y el poder
sustituir el catalizador desactivado sin parar la unidad. Esta propiedad implica que en los procesos donde el
catalizador se desactiva con rapidez, el reactor de lecho fluidizado viene acompañado de una unidad para regenerar
el catalizador que actúan de forma coordinada. La principal desventaja radica en el modelo de flujo complejo que
dificulta la modelización y diseño del reactor. En el reactor de lecho fijo, por el contrario, el modelo de flujo es fácil de
entender y modelizar. Sin embargo, tiene serios problemas en cuanto a isotermicidad y pérdida de presión. El uso
prácticamente masivo de reactores de lecho fijo en la industria química se debe a la simplicidad de diseño y
funcionamiento comparado con el de lecho fluidizado. Como consecuencia, las unidades de lecho fijo son más
económicas de construir y de operar.

Tabla 2.2. Comparación básica entre los reactores de lecho fijo y fluidizado
LECHO FIJO LECHO FLUIDIZADO
MODELO DE FLUJO-CONTACTO Flujo del fluido próximo a flujo en
pistón por lo que la eficacia del
contacto es elevada
Flujo fluido complejo
Si el fluido es un gas se forman
burbujas grandes (cortocircuito o
bypass) por lo que la eficacia contacto
es baja
CONTROL DE TEMPERATURA Formación zonas calientes, con
desarrollo de ΔT radial y axial
Control fácil. ΔT≈0
PERDIDAS DE PRESION /
TAMAÑOS DE PARTICULA
La pérdida de presión es elevada al
usar dp pequeños para reducir la
influencia de la transferencia interna
de materia (TIM)
Se pueden usar dp pequeños. La
eficacia de partícula es elevada, y la
pérdida de presión reducida
DESACTIVACIÓN-REGENERACION Para solucionar los problemas por
desactivación, el reactor se sobre-
dimensiona y el catalizador se cambia
en las paradas
Permite la extracción fácil del
catalizador sin parar la unidad
Las principales dificultades para el diseño son el flujo no ideal del fluido en los lechos fluidizados, y en los
lechos fijos el comportamiento no isotermo, y evaluar e implementar los dispositivos para eliminar (o suministrar)
calor. Para seleccionar una apropiada configuración para este tipo de reactores el criterio de selección se basa en
las necesidades de eliminar calor. Con reacciones exotérmicas es preciso eliminar desarrollos elevados (o
incontrolados) de temperatura por su influencia desfavorable sobre la conversión de equilibrio, la selectividad y la
actividad del catalizador. También pueden incrementar la peligrosidad de la operación. Con reacciones endotérmicas
influye sobre el apagado de la reacción.
Para obtener un diseño óptimo han de sopesarse numerosos factores, pudiendo ocurrir que el mejor
diseño corresponda al empleo de dos tipos de reactores distintos conectados en serie. Por ejemplo, para conseguir
elevadas conversiones del gas en reacciones muy exotérmicas puede resultar conveniente el empleo de un lecho
fluidizado seguido de un lecho fijo.
2.1.2. Tipos de reactores de lecho fijo y modos de operación
A continuación se considerarán las diferentes disposiciones para el flujo de fluidos, ajuste de
temperatura y configuraciones para lechos de sólido en reactores de lecho fijo. Éstas se presentan de forma
resumida en la Figura 6.2.
1) Disposición del flujo. Tradicionalmente, la mayor parte de reactores de lecho fijo operan con flujo axial
descendente de fluido. Una tendencia moderna es operar en flujo radial hacia el interior o el exterior con el
objetivo de reducir la pérdida de presión (-ΔP) al incrementar el área de paso por unidad de volumen de
lecho (por ejemplo, en la producción de estireno monómero). En este capítulo se estudiar únicamente el
flujo axial.
2) Disposición del lecho y de eliminación de calor. Con flujo axial de fluido, considerando si hay o no
intercambio de calor, se distingue entre operación adiabática y no adiabática.
¾ Operación adiabática. No se intercambia calor con el exterior. En consecuencia, la temperatura
aumenta si la reacción es exotérmica y disminuye si es endotérmica. Si el reactor consiste en un
único lecho de catalizador (reactor de una etapa) esto define la situación desde el punto de vista
térmico. Sin embargo, si el catalizador está dividido en dos o más lechos dispuestos en serie

(reactor multietapa) hay la oportunidad de ajustar la temperatura entre etapas. Puede hacerse de
dos formas. La primera es por intercambio de calor entre etapas con intercambiadores de calor.
Este método puede utilizarse tanto con reacciones exotérmicas como endotérmicas. El segundo,
llamado por inyección de fluido frío, puede ser empleado con reacciones exotérmicas. Implica
dividir el caudal original de fluido frío, de forma que una fracción entra en la primera etapa, y
parte se añade a la corriente saliente de cada etapa (entrando en la etapa siguiente), excepto la
última. Así, la temperatura de la corriente que abandona cada etapa (excepto la última) puede
reducirse al mezclarse con alimento frío sin emplear intercambiadores de calor. La cantidad en
que se reduce la temperatura depende de la distribución de flujo entre etapas.
Independientemente de cómo se alcance, el propósito de ajustar la temperatura es doble: (1)
evitar las limitaciones del equilibrio químico, aumentando la conversión fraccional o el rendimiento
y (2) mantener la velocidad de reacción relativamente elevada, para reducir la cantidad de
catalizador y el tamaño del reactor necesario.
¾ Operación no adiabática. En operación no adiabática, se intercambia calor con el lecho para
controlar la temperatura. El reactor es esencialmente un intercambiador de carcasa y tubos, con
el catalizador en el interior o exterior de los tubos y, correspondientemente, con un fluido
refrigerante circulando por la carcasa o los tubos
Figura 2.2. Modos de operación en reactores catalíticos de lecho fijo (RCLF) para reacciones de dos fases. Cada
rectángulo representa un lecho de catalizador, cada círculo un intercambiador de calor

2.1.3. Consideraciones de diseño
En primer lugar es necesario elegir el dispositivo (tipo de reactor) según las propiedades del sistema y
los costes de construcción, operación y mantenimiento.
Propiedades del sistema Reacción Esquema de reacciones
Velocidad de reacción
Equilibrio químico
Entalpía de reacción
Dependencia con la temperatura
Catalizador Composición
Estructura y tamaño
Propiedades
Lecho Transmisión de calor
Caída de presión
Costes de construcción, operación y mantenimiento Reactor(es)
Intercambiador(es) de calor
En segundo lugar hay que proceder al diseño, el problema es encontrar la masa de catalizador mínima
(Wmin) para alcanzar la conversión de reactante deseada con la selectividad requerida hacia el producto, y su
posible distribución en dos o más etapas, dadas
1. unas condiciones del alimento a tratar (caudal, composición, presión y temperatura)
2. un catalizador de naturaleza, dimensiones, estructura y propiedades
3. un diámetro de reactor o número y diámetro de tubos
Debe determinarse también la longitud (L) y diámetro de cada etapa (D). Además de las herramientas
habituales (cinética de la reacción, balances de materia y energía) han de considerarse aspectos como las
características de las partículas y del lecho, interacciones fluido-partícula, así como aspectos inherentes a la
naturaleza química de la reacción como la reversibilidad.
Características de las partículas y del lecho. Las propiedades de la partícula de catalizador incluyen la
composición química, que determina básicamente su actividad catalítica, y propiedades físicas como tamaño,
forma, densidad y porosidad, que determinan la difusión de reactantes y productos. Son básicas para estimar la
velocidad de reacción en la partícula. En general, se usan partículas originadas por extrusión o “pelletizacion”.
Las más comunes son paralelepípedos, cilindros o esferas. En lechos fijos su tamaño es relativamente pequeño.
Comúnmente, unos milímetros.
Para describir el lecho se emplean propiedades como la densidad y la fracción de huecos. El volumen
de un lecho, V, para un recipiente cilíndrico de longitud L y diámetro D es: /
2
V D L 4
π
=
La densidad aparente del lecho, ρL, es el cociente entre la masa de catalizador W y el volumen total V:
/
L W V
ρ =
La fracción de huecos o porosidad del lecho, εL, es el cociente entre el espacio inter-partículas vacío y
el volumen total V:

/
/
L P
L L
V V
V volumen de las particulas
1
V V
P
ρ ρ
ε ρ ρ
−
−
= = = −
)
(2.1)
ρp es la densidad de la partícula. La relación entre las densidades de lecho, ρL, partícula, ρp, y sólido,
ρs, es: ( ) ( )(
L P L S P
1 1 1 L
ρ ρ ε ρ ε ε
= − = − − . εp es la porosidad de la partícula
Interacción fluido-partícula. Pérdida de presión (-ΔP). El fluido, al circular a través del lecho, sufre una pérdida
de presión por fricción, (-ΔP), cuya estimación permite determinar L y D, si se conocen W (o V). Al aplicar un
balance de cantidad de movimiento a un elemento (transversal) de volumen dV y de espesor dx se obtiene que
relaciona el gradiente axial (o longitudinal) de presión viene dado por
'
2
s f
P
fu
dP
dx d
ρ
− = (2.2)
donde x es la profundidad del lecho en la dirección del flujo, f el factor de fricción, ρf la densidad del fluido, us la
velocidad superficial lineal del fluido, y d’
P el diámetro efectivo de partícula. Al integrar la ecuación 6.2,
suponiendo constante el término de la derecha, se tiene la ecuación de la pérdida de presión:
( ) ( )
'
2
s f
salida entrada
P
fu
P P P
L L d
ρ
−Δ − −
= = (2.3)
donde L es la profundidad del lecho (L = x a la salida). Nótese que ΔP es negativo. d’
P es el diámetro efectivo
de partícula que tiene en cuenta su forma y se define como:
'
sup
P
volumende particula
d 6
area erficial externa de la particula
= (2.4)
Para una partícula esférica de diámetro dP, d’
P = dP. Para una partícula cilíndrica de diámetro dP y
longitud LP, d’
P = 3dP/(2 + dP/LP) ó 1,5dp, si dP/LP << 2. Para estimar el factor de fricción se emplea
comúnmente la correlación de Ergun (1952):
( )
'
( )
,
Re
L L
3
L
1 1
f 1 75 150
ε ε
ε
− −
⎡ ⎤
= +
⎢
⎣ ⎦
⎥ (2.5)
Re’ es el número de Reynolds definido respecto al diámetro efectivo de partícula
' '
'
Re
P s f P
f f
d u d G
ρ
μ μ
= = (2.5.a)
ρf y μf son la densidad y la viscosidad del fluido, respectivamente. G es la velocidad másica, definida
en función del caudal másico de fluido, w, y el área de la sección transversal del lecho, S, por:
2
w 4w
G
S D
π
= = (2.5.b)

Si D ó L están especificados (conocido W), (-ΔP) puede calcularse por las ecuaciones 2.3 a 2.5.
Alternativamente, estas ecuaciones pueden usarse para calcular D (y L) si la pérdida de presión permisible está
especificada. La ecuación 2.3 puede resolverse explícitamente para D (o L). Por ejemplo, reagrupando en
función del diámetro del lecho se tiene:
(2.5.c)
6 2
D D
βκ κ
− − 0
=
donde
( )
( ) ( )
' '
,
,
f L f
p p
1 67 32 1
150
4 1 75 d w d w
L
πμ ε μ ε
β
− −
= =
( )
( ) ( )
( )
' '
, 2
2
L L
3 3 3 3
f P L L f P L
1 75 1 112w W 1
64w W
d P d P
ε ε
κ
L
π ρ ρ ε π ρ ρ
− −
= =
−Δ −Δ ε
La ecuación 2.5.c permite calcular el diámetro del lecho si se conoce (-ΔP) permisible, w, W y las
propiedades físicas del fluido y del lecho.β y κ son positivas, por ello, según la regla de Descartes sólo hay una
raíz positiva para la ecuación 2.5.c. Si las ecuaciones se resuelven en función de L, en lugar de D, se tiene una
ecuación cúbica.
En la elección de un valor permisible para (-ΔP) por una parte, o para D o L por otra (dada W), hay un
compromiso entre el coste del recipiente y el coste de bombeo o compresión del fluido. Cuanto más pequeño D,
mayor cociente L/D y mayor (-ΔP). El coste del recipiente es menor, pero el coste del bombeo es mayor, y
recíprocamente.
Reversibilidad de la reacción. Muchas reacciones importantes catalizadas por sólidos transcurren en fase gas y
son reversibles. Ello tiene claras implicaciones desde el punto de vista del equilibrio químico y de la cinética de
reacción en el diseño del reactor. Debe tenerse presente que existen diferencias muy importantes dependiendo
de que la reacción sea exotérmica o endotérmica
Sea una reacción A + … ↔ productos. Si la reacción es exotérmica, según la ecuación de van’t Hoff,
la constante de equilibrio, Keq, disminuye al aumentar la temperatura. Por el contrario, aumenta si la reacción es
endotérmica. La conversión de A en el equilibrio, XA,eq, varía con la temperatura de la misma forma que Keq.
Como ejemplo de reacción exotérmica, la Figura 6.3 muestra XSO2,eq para una composición inicial y presión que
aproximadamente corresponden a las de operación comercial. XSO2,eq disminuye siguiendo una sigmoide desde
el valor 1 a 600 K hasta casi 0 a 1500 K. La situación de no equilibrio sólo es posible en la región A
(accesible), y sólo en esta zona puede operar el reactor. La curva de equilibrio representa el límite superior
para XSO2. Como ejemplo de reacción endotérmica la Figura 2.3 muestra cómo varía XEB,eq. En ambos casos, al
elegir las condiciones de operación, debe tenerse en cuenta que la posición de equilibrio puede alterarse al
cambiar la presión total, P, o la composición del alimento.
En una reacción reversible exotérmica, la velocidad de reacción pasa por un máximo con respecto a T,
a XA constante, pero disminuye al aumentar XA a T constante. Por el contrario, en una reacción reversible
endotérmica la velocidad no exhibe un máximo con respecto a T a XA constante, sino que aumenta
monótonamente al aumentar T. Por otro lado la velocidad también disminuye al aumentar XA a T constante,
como en una reacción exotérmica. Estos hechos son independientes de que la reacción sea catalítica o no
(véase, Izquierdo et al., 2004). En la figura 2.4 se representa XA frente a T con la velocidad de reacción, –r’
A,
como parámetro, para una reacción exotérmica (izquierda) y también para una endotérmica (derecha). De la
figura se desprende que la operación óptima en una reacción exotérmica implica conducirla de forma que para
cada valor de XA la temperatura del reactor sea precisamente la que proporciona la velocidad máxima. Mientras

que si la reacción es endotérmica, la operación será óptima si el reactor opera a la máxima temperatura posible
para cada valor de XA.
Figura. 2.3. (a) variación de XSO2,eq con T para SO2 +O2 ↔ SO3 (P = 0,101 MPa; composición molar del alimento: 9,5 %
SO2, 11,5 % O2 y 79% N2) [Smith y Missen, 1991]. (b) XEB,eq en función de T para C8H10 (EB) ↔ C8H8 + H2 (P = 0,14
MPa, r = 15) [basada en datos de Stull et al., 1969]
Figura. 2.4. Comportamiento típico XA en función de T y –r’A en reacciones reversibles exotérmicas (a) y endotérmicas (b).
Hay que ser extremadamente cuidadoso al especificar la base de referencia para la velocidad de
reacción. En el diseño de reactores catalíticos de lecho fijo (RCLF) la base más útil es la masa de catalizador. Es
decir la velocidad es –r’A, en unidades (por ejemplo) de mol (kg cat)-1 s-1. –r’A está relacionada con la
velocidad por unidad de volumen de reactor (o lecho) a través de la densidad, ρL:
( )
'
A L A
r r
ρ
− = − (2.6)

2.1.4. Tipos de modelos matemáticos para lechos fijos.
En el diseño de un RCLF es preciso determinar, entre otras cosas, la cantidad de catalizador necesaria para
procesar un alimento de composición conocida, para alcanzar una conversión de reactante y un caudal de producto
prefijados; los perfiles de concentración y temperatura; y el modo y caudal de calor a intercambiar calor para
alcanzar los objetivos. Al plantear el modelo matemático del reactor de lecho fijo, debe tenerse en cuenta que si la
entalpía de la reacción es elevada y/o ésta se lleva a cabo a temperatura elevada localmente pueden observarse los
gradientes siguientes:
1) Dentro de la partícula Æ Gradientes de concentraciones y temperatura
2) En la interfase partícula-fluido Æ Gradientes de concentraciones y temperatura
3) En el fluido Æ Gradientes de concentraciones y temperatura axiales y radiales. Los axiales son esperados
debido a que el flujo en el lecho fijo tenderá a aproximarse al flujo en pistón (FP). Los radiales aparecen
cuando la conducción de calor es deficiente. La mala conducción del calor en el lecho provoca la aparición
de gradientes de temperatura radiales y éstos a su vez provocan el gradiente de concentración radial.
El modelo matemático para responder a los requerimientos del diseño, teniendo en cuenta la compleja
realidad física del lecho, ha de contener entre otros elementos: el balance de materia al reactante (o ecuación
de continuidad), el balance de energía y el de cantidad de movimiento al fluido. Las ecuaciones específicas
apropiadas de dichos balances habrán de contener (al igual que en todo reactor multifásico) la ecuación
cinética, las ecuaciones de velocidad de transferencia (materia, calor y cantidad de movimiento), e incorporar el
modelo de flujo y contacto, y el régimen de circulación. El modelo del reactor incorpora, en consecuencia,
elementos de diferentes niveles de descripción, como se ilustra en la Tabla 2.3.
Tabla 2.3: Niveles de modelización de los reactores multifásicos
Escala Molecular (Cinética)
Estrictamente empírica --------------Basada en mecanismos --------------Elemental
Fenómenos de transporte locales
Empírica------------------------------------Modelos de Micromezcla --------------DNS CFD(modelos computacionales de flujo)
Una parte de la ecuación
de velocidad es empírica Modulo de Thiele, Eficacia global Riguroso
Escala de reactor (modelo de flujo, contacto y régimen de circulación)
Reactores ideales--------------Modelos empíricos------------Modelos fenomenológicos------------CFD
PFR, CSTR Axial dispersión
El problema de obtener la ecuación cinética basada en mecanismos, y el de estimar la velocidad
de reacción en la partícula teniendo en cuenta la influencia de las transferencias de materia y calor en la partícula de
catalizador y la interfase fluido-partícula se han tratado suficientemente con anterioridad (Izquierdo et al., 2004). Por
lo tanto, es posible en este momento disponer de una ecuación cinética que incorpora a través de la eficacia de
partícula, η, y de la eficacia global, ηg, la influencia de los fenómenos de transporte locales. La figura 2.5 muestra
una clasificación de los modelos matemáticos para reactores catalíticos de lecho fijo (RCLF).

Figura 2.5. Clasificación de los modelos matemáticos para reactores catalíticos de lecho fijo (RCLF).
Como muestra la Figura 2.3, en los modelos habitualmente empleados se distingue entre los tres
conceptos clave (o niveles de descripción) siguientes:
1) Pseudohomogéneo (una fase) vs. heterogéneo (dos fases). En un modelo pseudohomogéneo se
ignoran los gradientes intra e interpartícula, de forma que el valor de la concentración, cA, y de la
temperatura, T, en cualquier lugar del lecho es igual al valor local en el seno del fluido (cA,f ó Tf). El
sistema, que en realidad es de dos fases (fluido y catalizador) se trata como si hubiese una sola. En
un modelo heterogéneo se tienen en cuenta los gradientes intra e inter-partícula, de forma que dentro
de la partícula, cA ≠ cA,f y T ≠ Tf. El efecto de estos gradientes se refleja en el factor de eficacia, η, o
en la eficacia global, ηg. Si el reactor es casi isotermo, un único valor de η o ηg puede bastar para
describir los gradientes de concentración y temperatura. Sin embargo, si η y/o ηg varían a lo largo del
reactor (operación no isoterma, o η función de la concentración –si la cinética no es de primer orden-
) puede ser necesario tener en cuenta este comportamiento en el modelo.
2) Gradientes de cA y T unidimensionales vs. bidimensionales. En un modelo unidimensional los gradientes
de cA y T en el lecho se consideran sólo en la dirección del flujo (axial). En uno bidimensional los
gradientes en el lecho se consideran tanto en dirección axial como radial.
3) Flujo en pistón (FP) versus flujo en pistón con dispersión axial (FPDA). Las desviaciones respecto el
flujo ideal podrían describirse también mediante el modelo de tanques en serie
Los volúmenes de control para la aplicación de los modelos se muestran en la Figura 2.6. a los casos
de catalizador llenando completamente un recipiente o dentro de un tubo en disposición multi-tubular llenando
los tubos. Si el catalizador está dispuesto fuera de los tubos los volúmenes de control deben modificarse
adecuadamente
Modelos RCLF
PSEUDOHOMOGENEOS
1-FASE
cA =cA,f ; T = Tf
HETEROGENEOS
2-FASES
cA ≠cA,f ; T ≠ Tf
2-dimensiones
Gradientes axiales y radiales
cA =cA(x,r) ; T = T(x,r)
1-Dimensión 2-dimensiones
1-Dimensión
Gradiente axial
cA =cA(x); T = T(x)
FP + Dispersión
axial (FPDA)
FP + dispersión radial
de cA y T
FPDA +
dispersión
radial de cA y
T
Flujo en pistón
(FP)
FP + gradientes
interfaciales (cA,T), η
= 1
FP + gradientes
intraparticula (cA,T),
η ≠ 1
FP + dispersión
radial de cA y T

Figura 2.6. Volúmenes de control para modelos de 1 (a) o de 2 dimensiones (b)
2.2. Reactor catalítico de lecho fijo (RCLF).
En este apartado describe el reactor catalítico de lecho fijo en las diferentes disposiciones para intercambiar
calor que se adoptan con más frecuencia. El modelo utilizado será el más sencillo: flujo en pistón (FP),
pseudohomegéneo y unidimensional. Es el modelo básico, y supone que sólo hay gradiente axial de (concentración
(y temperatura). Con este nivel de descripción se utiliza la velocidad de reacción intrínseca, (-r’A)int, que para abreviar
se denotará por (-r’A), al ignorarse los perfiles en la partícula y en la película que caracterizan los modelos
heterogéneos. Debe indicarse que los conceptos ya introducidos para flujo en pistón (Apuntes de Reactores
Químicos, Capítulo 2) son aplicables.
Este tipo de modelos en numerosas ocasiones proporciona una descripción (en consecuencia, unas
predicciones) suficientemente ajustadas a los fines propuestos. Un lecho fijo es una disposición que se adopta para
conseguir un flujo próximo al flujo en pistón (Apuntes de Reactores Químicos, Capítulo 5). En la práctica conseguir
un frente plano de velocidades, es decir flujo en pistón, depende de las relaciones geométricas L/dp y D/dp entre la
longitud y diámetro del reactor (tubo) y el diámetro de partícula (o diámetro efectivo, si es el caso). De forma
empírica se ha establecido (Rase, 1977) que si L/dp >100 y D/dp>10 (30 para más seguridad) – la desviación
respecto al flujo en pistón es despreciable.
El modelo de flujo en pistón se basa en la hipótesis de que todo elemento diferencial de volumen del
fluido se desplaza por el reactor sin intercambiar materia con los elementos precedentes ni con los que le
siguen. Al mismo tiempo, supone que dicho elemento está perfectamente agitado. Es decir se comporta como
un reactor discontinuo. En consecuencia, como la composición del elemento cambia por reacción, la
composición y temperatura del reactor evolucionan desde la entrada a la salida de forma continua (gradientes
de concentración y temperatura en dirección del flujo (axial), pero los valores de dichas variables son uniformes
en dirección radial.
Figura 2.7. Esquema de un reactor de lecho fijo. Elemento de control de volumen dV (sección S, altura dz)
w1=q1c1A,cp1, T1,
X1A
dV = Sdz
dW = ρLdV
w2=q2c2A,cp2, T2,
X2A
wo=qocoA,cp1, T1,
XoA

El balance de materia del reactante A en el elemento diferencial de volumen, dV, de la Figura 2.7, en estado
estacionario conduce a:
0 ( )
A A A A A
w w dw R dw dR
= − + + ⇒ = A (2.7)
Es decir, el cambio de caudal molar experimentado por el reactante A en el elemento de volumen es igual al
caudal de generación de A. Expresando el caudal molar de A en función del caudal volumétrico, q, y de la
concentración de A, cA, por un lado; y por otro teniendo en cuenta que 1) la composición y temperatura son
uniformes en el elemento diferencial, por tanto la velocidad de generación por unidad de masa de catalizador
también lo es, y 2) la masa de catalizador está directamente relacionada con la altura y sección del lecho; se llega
a:
( ) ( )
' ' '
;
A A A A A L A A L
dw d qc dR r dW r Sdz d qc r Sdz
ρ ρ
= = = ⇒ = (2.8)
Finalmente, teniendo en cuenta que q/S = us (velocidad lineal superficial) se tiene
( ) '
,
1
R
s A
A L i A i L
i
d u c
r
dz
'
r
ρ υ
=
⎛ ⎞
= = ⎜
⎝ ⎠
∑ ρ
⎟ (2.9)
Esta ecuación permite determinar el perfil cA en el lecho (reactor). Alternativamente, integrando la ecuación
2.9 se obtiene la longitud de lecho necesaria, fijada la sección S, para que la concentración del reactante A
descienda desde el valor de entrada cA,0 al de salida cA,S. La ecuación 2.9 es completamente general y tiene en
cuenta que A puede intervenir en más de una reacción (en general, R reacciones). Si en el sistema hay una sola
reacción, entonces se tiene:
( ) '
s A
A L A L
d u c
r r
dz
'
ρ υ ρ
= = (2.10)
Por otra parte, el balance de entalpía al elemento de volumen, dV, en estado estacionario es:
( ) ( )
* * * *
1 1
ˆ ˆ
ˆ ˆ ˆ
0 · 0
R R
p p i i p i
i i
T T wc T dT T wc H dR dQ wc dT H dR dQ
= =
= − − + − − Δ + ⇒ = − − Δ +
∑ ∑ · i
o
.
*
1
ˆ
ˆ
R
p i i
i
wc dT H dR dQ
=
⎛ ⎞
= − Δ +
⎜ ⎟
⎝ ⎠
∑ (2.11)
La variación de caudal de entalpía experimentado por el fluido en el elemento de volumen se debe al caudal
entálpico liberado en las R reacciones que tienen lugar y al caudal de calor intercambiado con el exterior del reactor.
La ecuación 2.10 permite cuantificar el caudal de calor a intercambiar según el modo de operación seleccionado. Si
se desea determinar el perfil de temperatura asociado al lecho, han de tenerse en cuenta las relaciones siguientes:
ˆ ˆ
p f p
wc dT q c dT
ρ
= (2.12.a)
' ' L
dR r dW r Sdz
ρ
= = (2.12.b)

( ) ( ) ( )
( )
2
2
R R R R
R
dQ U T dT T dT dA RU T T dz U d T T dz
RU T T dz
π
π
= + − − = − + −
≅ −
(2.12.c)
En la ecuación 2.12.a el caudal másico se expresa en función de la capacidad calorífica, , densidad, ρf,
y caudal volumétrico de fluido, q. La ecuación 2.12.b expresa la velocidad extensiva de la reacción en función de la
velocidad intensiva y de la longitud del elemento. Finalmente, la ecuación 2.12.c describe el caudal de calor
intercambiado en un elemento diferencial de longitud dz. Es proporcional al área de intercambio de calor, dA, y se
expresa en función de la longitud del elemento, dz, del radio del lecho, R, y del coeficiente global de transmisión de
calor U. Introduciendo estas ecuaciones en (2.11), se tiene:
ˆp
c
( ) (
* '
1
2
ˆ
ˆ
R
s f p L i i R
i
dT U
u c H r T T
dz R
ρ ρ
=
= − Δ + −
∑ ) (2.13)
Si en el sistema reaccionante transcurre una sola reacción, se tiene:
(
* 2
ˆ
ˆ '
s f p L R
dT U
u c H r T T
dz R
ρ ρ
= −Δ + − ) (2.14)
Por último el balance de energía mecánica proporciona la relación entre la presión del sistema y la longitud
del reactor (ecuación 2.2).
En general, las ecuaciones 2.9, 2.13 y 2.2 deben resolverse simultáneamente, puesto que la velocidad
lineal de paso, la concentración y la temperatura interaccionan mutuamente. La disminución de presión en el fluido
debida a la circulación por el lecho relleno, cuando el fluido es un gas, ejerce un efecto como de descompresión o
expansión. Por consiguiente, la concentración del gas se reduce. Este efecto de variación de concentración de
reactantes y productos se añade al debido al avance de la reacción y al debido a la variación de temperatura. Sin
embargo, la variación de concentración por expansión es normalmente muy pequeña y puede ser ignorada en los
cálculos sin introducir desviaciones importantes en la estimación de la masa de catalizador o de la longitud y
diámetro del reactor. Sólo puede ser importante si el gas está muy concentrado y la presión total es elevada. En
líquidos y en gases diluidos a presión reducida puede llevarse a cabo la siguiente aproximación útil a efectos
académicos, partiendo del balance de materia para el reactante A (ecuación 2.7):
0 ( )
A A A A A
w w dw R dw dR
= − + + ⇒ = A (2.7)
Si en la ecuación 2.7 se introduce, el caudal molar de A se expresa en función de la conversión fraccional,
, se obtiene:
(1
A Ao A
w w X
= − )
(2,15)
'
A Ao A A
dw w dX r dW
= − =
Separando variables e introduciendo el caudal de generación de A por unidad de volumen en función de las
velocidades intensivas de las reacciones que tienen lugar se llega a:
'
'
1
A A
R
Ao A
iA i
i
dX dX
dW
w r
r
ν
=
= =
− ⎛ ⎞
−⎜ ⎟
⎝ ⎠
∑
(2,16)

Por integración se obtiene la expresión siguiente (ecuación de diseño) que permite estimar la masa de
catalizador necesaria para alcanzar una conversión dada de reactante A.
2 2
1 1
'
'
1
A A
A A
X X
A
R
X X
Ao A
iA i
i
dX dX
W
w r
r
ν
=
= =
− ⎛ ⎞
−⎜ ⎟
⎝ ⎠
∫ ∫
∑
A
(2.17)
La dificultad para integrar la ecuación 2.17 depende del número de reacciones presentes, de la forma
matemática de las ecuaciones cinéticas, del perfil de temperatura (ya que los coeficientes cinéticos, ki, las constantes
de equilibrio de las reacciones, Ki, las constantes de equilibrio de adsorción, Kj, de los distintos compuestos, son
función de T. Finalmente, hay que tener en cuenta si la densidad del medio cambia con la composición y
temperatura. Esta situación se da con más frecuencia en reacciones en fase gaseosa (densidad variable).
En el caso de una sola reacción, el balance de energía (ecuación 2.11) se transforma en:
(2,18)
*
ˆ
ˆ
0 ·
p
wc dT H dR dQ
= − − Δ +
Expresando la conversión extensiva de la reacción en función de la conversión fraccional se tiene la
expresión siguiente, que es válida para cualquier tipo de situación térmica (intercambio de calor):
( ) ,0
*
,
ˆ
ˆ A
p f A
A
w
wc dT H dX dQ
ν
= Δ + (2.19)
6.2.1. Reactor adiabático, con y sin recirculación. Reactor autotérmico.
La construcción más sencilla para llevar a cabo una reacción catalítica en un lecho fijo es en operación
adiabática. No se intercambia calor con el exterior del reactor y, como consecuencia, el fluido se calienta (reacción
exotérmica), o se enfría (reacción endotérmica), con el progreso de la reacción. En la situación más simple: una sola
reacción, caudal molar constante y capacidad calorífica también constante, la integración del balance de entalpía
(ecuación 2.19) entre la entrada y la salida del reactor conduce a:
( ) (
*
,0
2 1 ,2 ,1
ˆ
ˆ
A
A A
A p
H w
T T X X
wc
ν
Δ
= + − ) (2.20)
La ecuación 2.20 indica que la variación de temperatura en el reactor es proporcional al cambio de
conversión fraccional. En un diseño óptimo (masa de catalizador mínima) la posición de la adiabática de reacción en
el plano XA versus T es crítica. Como se discutió en el punto 2.5, la trayectoria óptima será una como la de la figura
2.8 que “cabalga” sobre el lugar geométrico de los máximos de velocidades. La posición óptima de la adiabática de
reacción debe encontrarse por tanteo.
Una disposición habitual para mejorar la integración energética de la planta y disminuir el aporte de energía
externa, si la reacción es exotérmica, es que la corriente de salida (más caliente) intercambie calor con el alimento
(más frío). De esta manera se reduce la cantidad de calor adicional necesaria para llevar el alimento a las
condiciones óptimas de entrada al reactor. En esta disposición el reactor adiabático funciona en régimen
autotérmico. La Figura 2.8 muestra esquemáticamente dicha disposición, y los cambios experimentados (en el

diagrama conversión temperatura) por la corriente alimento (1), hasta la entrada al reactor (2), la salida del reactor
(3), y salida del sistema (4).
Figura 2.8. Reactor adiabático en disposición autotérmica (derecha). Trayectoria en el plano conversión temperatura: (1)
alimento, (2) entrada al reactor, (3) salida del reactor, (4) salida del sistema (izquierda)
Como se ha indicado en el capítulo 3 en determinadas situaciones interesa dividir la corriente de salida de
un reactor de flujo en pistón y retornar parte de ella a la entrada del mismo. Se adopta entonces la disposición
conocida como reactor con recirculación. Esta disposición tiene la ventaja de operar evitando la zona del diagrama
XA versus T donde las velocidades de reacción son excesivamente bajas. En la figura 2.8 se muestra
esquemáticamente el reactor adiabático con recirculación. En este dispositivo se introduce una nueva variable, muy
importante, en el diseño: la razón de recirculación, R, que se define como el cociente entre el caudal recirculado y el
que se extrae del sistema:
3
4 4
A
A
w q
R
w q
= = 3
4A
(2.21)
Figura. 2.9. Esquema de un reactor adiabático con recirculación
El caudal de A que entra al reactor, w1,A, es la suma del caudal de alimento fresco y recirculado:
1 ,0 ,3 (1 )
A A A
w w w R w
= + = +
El caudal de entrada al reactor es pues mayor que el de alimento fresco. Ello hace que a la hora de estimar
la masa de catalizador necesaria, deba definirse un caudal de referencia para el cálculo de la conversión w’
A,0, que
necesariamente será diferente de wA,0 que se emplea para el cálculo de la conversión de alimento fresco. La relación
XA
T
1 2
3
4
1 2 3
4
wAo
XAo
To
w’Ao
w1A
X’1A, T1
w2A
X’2A, T2
w4A
X4A = X4F = (wAo-w4A)/wAo
T4
w3A,T3

entre ambos caudales es:
( )
, ,
'A 0 A 0
w 1 R w
= +
Como consecuencia, a la salida del reactor la conversión de A es: 2 4
' A A AF
X X X
= =
Y a la entrada del reactor, la conversión de A es: 1 4
'
1 1
A A
R R
AF
X X X
R R
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
= =
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
+ +
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
Por lo que la ecuación de diseño (6.17), en este caso se transforma en:
'
1
( 1)
AF
AF
X
A
R
X
R
Ao A
dX
W
R
w r
⎛ ⎞
⎜ ⎟
+
⎝ ⎠
= +
−
∫ (2.22)
La aplicación de sendos balances de materia y de entalpía al nudo de alimentación permite encontrar
la relación entre las temperaturas T0, T1 y T3, y la razón de recirculación. De un balance de entalpía al nudo de
alimentación en estado estacionario se tiene:
( ) ( ) ( )
* *
0 ,0 0 3 ,3 3 1 ,1 1
ˆ ˆ ˆ
0 p p p
w c T T w c T T w c T T
= − + − − − *
4
Si , como se tiene:
ˆ ( )
p
c f T
≠ 1 3 4 3
,
o o
w w w w w y w Rw
= + = =
( ) ( )
( )
3 3 1 1 4 3 4 1 3 1
0 1
o o o o o o o
w T w T wT w T Rw T Rw w T w T RT R T
= + − = + − + = + − +
De donde, despejando, 1
1
2 1 1
o o
T T T RT
R o T
T T R
− +
= =
− +
2
(2,23)
Para una sola reacción la integración del balance de entalpía (ecuación 6.19) entre la entrada al reactor
(punto 1) y la salida del mismo (punto 2) conduce a la adiabática del reactor, cuya expresión es:
( )
*
,0
2 1
ˆ
ˆ
A
A
A p
H w
T T X
wc
ν
Δ
= + Δ (2,20)
Como T1 es función de R, la temperatura en el reactor varía entre To y T2. Asimismo, la conversión a la
entrada del reactor, X1A, varía entre 0 y X2A. La Figura 2.10 muestra que el reactor con recirculación opera en una
zona próxima al lugar geométrico del máximo de velocidades (línea continua), evitando la zona inferior izquierda de
la adiabática de reacción (zona punteada) caracterizada por velocidades de reacción reducidas.
La elección de operar el reactor adiabático con o sin recirculación depende de la sensibilidad del sistema a
la temperatura que viene dada por la pendiente de la adiabática (Figura 2.11). Los sistemas cuyo cociente
( *
,0
ˆ
ˆ
A p A
wc H w
ν Δ ) es bajo absorben mal el calor y pequeñas variaciones de XA producen elevaciones de
temperatura grandes. La recirculación óptima permite trabajar en la zona de la adiabática con velocidades de
reacción elevadas (línea roja de la Figura 6.11. izquierda) reduciendo de esta manera el volumen de reactor
necesario, como muestra la Figura 2.11 (derecha). Mientras que los sistemas con cociente ( )
*
,0
ˆ
ˆ
A p A
wc H w
ν Δ
elevado absorben bien el calor y variaciones grandes de XA originan aumentos pequeños de temperatura. En este

caso puede trabajarse satisfactoriamente sin recirculación ya que las velocidades de reacción son grandes en todo el
recorrido de la adiabática. En este caso, la curva (1/-r’
A) versus XA es una curva suave, como la verde de la Figura
2.11 (derecha), y la complicación de la recirculación no compensa la posible reducción de volumen
Figura 2.10. Línea de operación en un reactor adiabático con recirculación
Figura 2.11. Comparación de líneas de operación adiabáticas. Baja sensibilidad a temperatura (línea de operación verde).
Elevada sensibilidad a la temperatura (línea de operación roja)
Como norma, la recirculación es atractiva cuando se tratan gases concentrados en reactante, pues su
capacidad calorífica por mol de reactivo es reducida (adsorben mal el calor). Por el contrario, para líquidos o gases
diluidos en reactante operar sin recirculación es más atractivo. Los líquidos tienen una capacidad calorífica elevada.
En gases diluidos el caudal de reactante es pequeño comparado con el caudal total de gas. El resultado es que en
ambos casos la capacidad calorífica por mol de reactante es elevada y como consecuencia el incremento de
temperatura asociado a la operación es reducido.
¿ESQUEMA DE CÁLCULO?
XA
T
T0 T1 T2
X1A
X2A
*
,0
1 1
2 1 2 1
ˆ
ˆ
A p
A
o A
A A
wc
pte
H w
T T X
con R
T T X X
ν
=
Δ
−
= =
− −
XA
T
*
ˆ
ˆ
A p
Ao
wc
pte bajo
H w
ν
= =
Δ
*
ˆ
ˆ
A p
Ao
wc
pte alto
H w
ν
= =
Δ
1
A
r
⎛ ⎞
⎜ ⎟
−
⎝ ⎠
A
X

2.2.2 Sistemas de reactores adiabáticos por etapas: con refrigeración intermedia, con
refrigeración por alimento frío, con refrigeración por gas inerte frío.
Los reactores adiabáticos de una sola etapa se usan básicamente por su construcción simple. No obstante
como muestra la figura 2.11, salvo en dispositivos con recirculación elevada, la trayectoria en el plano XA vs. T está
lejos del lugar geométrico de los máximos de velocidad. Una forma alternativa de operar siguiendo más fielmente
dicho lugar geométrico es utilizar varios reactores adiabáticos en serie. La temperatura del fluido reaccionante se
adapta entre etapas (cada una en sí misma es un reactor adiabático) a las necesidades del sistema. Los dispositivos
más frecuentes en la industria son con intercambio de calor entre etapas, con refrigeración por alimento frío y por
inyección de gas inerte frío.
Operación en varias etapas con intercambio de calor entre etapas. Para flujo en pistón unidimensional y una sola
reacción, con T = T(x), la ecuación 6.14 queda, para operación adiabática:
( )
* '
ˆ
ˆP L
dT
Gc H r 0
dz
ρ
= − Δ = (2.24)
Con la condición límite T = T0 a z = 0.
La ecuación 2.24 permite determinar el perfil de temperatura a lo largo del lecho. Para estimar W con la
ecuación 2.17, la ecuación 2.24 se transforma para relacionar XA y T. Dado que G = usρf = w/πR2 y
( ) ( )
' '
, ,
2 2 2
L A 0 A A L A 0 A A L
dz dV R dW R w dX r R w dX r R2
π ρ π ρ π ν ρ π
= = = − = −
Sustituyendo G y dz en la ecuación 2.24, y reordenando se tiene
( )
*
,
ˆ
ˆ
P
A
A 0
wc
dX dT
H w
=
−Δ
(2.25)
Integrando, con XA = 0 a T0, y el grupo ( )
*
,
ˆ
ˆP A 0
wc H w
−Δ constante, entonces
( )
(
*
,
ˆ
ˆ
p
A
A 0
wc
)
0
X T T
H w
=
−Δ
− (2.26)
Del mismo modo, la integración de la ecuación 2.25 desde la entrada a la salida de la etapa i de una
disposición en varias etapas, resulta:
( )
( )
(
, , *
,
ˆ
ˆ
P
A A i A i 1 i i
A 0
wc
dX X X T T
H w
−
= − = −
−Δ
)
1
− (6,27)
El producto wTCP, donde wT es el caudal molar total y CP es la capacidad molar de la corriente, puede
reemplazar a wcP en estas ecuaciones si la corriente es una solución ideal. Al integrar la ecuación 2.25, o su
equivalente, puede ser preciso considerar la variación de wcP o wTCP con T y/o XA, y de -ΔH* con T. Sin embargo, el
efecto de T sobre -ΔH* es normalmente pequeño comparado con su efecto sobre kA. En operación adiabática, con cP
y -ΔH* constantes, la ecuación 2.26 es una relación lineal para (XA,T), de pendiente positiva para reacción

exotérmica y negativa para endotérmica. Es una línea de operación, puesto que cada punto (XA,T) tiene existencia
real en una posición z del reactor.
La Figura 2.12 muestra esquemáticamente la adiabática de reacción en una reacción exotérmica (a) y una
endotérmica (b). En ambos casos se muestran los límites impuestos por el equilibrio químico en reacciones
reversibles. En 2.12.a la línea AB representa la ecuación 2.26. La línea no puede sobrepasar la curva de equilibrio,
pero hay que determinar a qué distancia del mismo ha de llegar. Asimismo, la figura muestra como puede superarse
la restricción del equilibrio químico en un reactor en varias etapas. La línea CD representa la operación en la segunda
etapa, en la que XA (en D) > XA (en B). La línea BC representa el enfriamiento entre ambas etapas. Una segunda
cuestión para operación óptima es la posición de C. Pueden añadirse etapas adicionales para alcanzar conversiones
mayores. Sin embargo en la región de conversiones elevadas se requieren masas de catalizador muy grandes ya
que las velocidades de reacción son pequeñas. Obsérvese que las líneas de operación de los lechos catalíticos y de
los intercambiadores cabalgan sobre el lugar geométrico de los máximos de velocidad, a fin de reducir W.
La Figura 2.12b muestra cómo puede usarse un reactor adiabático por etapas con una reacción
endotérmica. Las principales diferencias entre una reacción endotérmica y una exotérmica son:
¾ Las líneas de la adiabática de reacción AB y CD son de pendiente negativa
¾ No hay lugar geométrico de los máximos de velocidad
¾ El intercambio de calor entre etapas es de calentamiento
¾ La alimentación a cada etapa se efectúa, en principio, a Tmax.
Figura 2.12. Líneas de operación (AB y CD) del balance de energía (ecuación 6.25) para dos etapas adiabáticas en un
reactor catalítico de lecho fijo: (a) reacción exotérmica reversible; (b) reacción endotérmica reversible
Operación óptima en varias etapas con refrigeración intermedia. En esta sección se discute el problema de
encontrar la cantidad mínima de catalizador, Wmin, necesaria para alcanzar una conversión especificada a la salida,
para una reacción (única) reversible y exotérmica. La existencia de un óptimo resulta de las dos cuestiones tratadas
en el punto anterior: el grado de aproximación a la conversión de equilibrio (Xeq) en una etapa dada, y la extensión
del enfriamiento entre etapas. Acercarse mucho al equilibrio conduce a un número de etapas (N) relativamente
pequeño, pero con una masa W por etapa relativamente grande, ya que la velocidad de reacción es cero en el
equilibrio; al contrario, distanciarse mucho del equilibrio conduce a menor W por etapa, puesto que la operación es
más próxima al lugar geométrico del máximo de velocidades, pero con N mayor. De forma similar, a mayor
enfriamiento (T inferior en la entrada a la etapa) más pequeño es N, pero con mayor W por etapa, puesto que la
operación está más lejos del máximo de velocidades, y viceversa. Estos extremos pueden verse en la figura 2.13 (a)

para proximidad al equilibrio y (b) para el efecto del enfriamiento. Seguidamente se discuten dos casos típicos de
determinación de Wmin. El método, basado en la programación dinámica se describe con más detalle en Aris (1973,
04-10), Froment y Bischoff (1990, 416-23) o Levenspiel (1999, 431-32).
3
(1) Wmin para N y XN,salida fijados. Para un reactor de N etapas hay 2N-1 decisiones a tomar para determinar
Wmin: N valores de Ti,salida y N-1 valores de Xi,salida, donde i se refiere a la etapa i-ésima. Dos criterios para
estos valores (Konocki, 1956; Horn, 1961) son:
(2.28)
y
( ) ( )
' '
, ,
A A
i salida i 1 entrada
r r
+
− = −
( )
( )
,
,
'
'
A salida
A entrada
X A
A
X
A
r
1
dX 0
T
r
∂ −
=
∂
−
∫ (2.29)
Figura 2.13. casos extremos para R : (a) acercamiento al equilibrio; (b)
extensión del enfriamiento entre etapas
Figura 2.14. Ilustración gráfica del criterio 6.28 y sus consecuencias para determinar Wmi
CFP, ambos con W relativamente grande

dimiento requiere la elección de la temperatura del
alimento (T0 ≡ T1,entrada) en una búsqueda uni-dimensional
La relación 2.28 establece que el enfriamiento debe ser tal que la velocidad de la reacción al entrar en una
etapa dada ha se ser igual a que la de salida de la etapa anterior. La ecuación 2.29 se aplica a la operación
adiabática para determinar XA,salida de una etapa particular. La primera es relativamente fácil de implementar
(Figura 2.14). La segunda es mucho más difícil. El proce
(2) Wmin para Xsalida especificada. El caso en que Xsalida está especificada pero no N, es más general. Consiste en
una búsqueda en dos dimensiones en el que el procedimiento y criterios del apartado anterior constituyen
un lazo interior, en un lazo exterior de búsqueda del valor de N apropiado. Como N es un número entero y
pequeño, esto resulta en un número pequeño de iteraciones en el lazo externo
Figura 2.15. Diagrama de flujo y notación para un RCLF de tres etapas con inyección de alimento frío
Operación en varias etapas con inyección de alimento frío. En un RCLF adiabático con enfriamiento por inyección de
alimento frío (“cold shot” o “quench”), la temperatura T se reduce al mezclar alimento frío con la corriente que
abandona cada etapa (excepto la última). Se precisa dividir el alimento frío en fracciones adecuadas, y se eliminan
los intercambiadores de calor entre etapas, pero el alimento a la primera etapa debe precalentarse y el producto
ebe enfriarse tras la última etapa.
la corriente resultante entra en la etapa 3. La fracción del
imento fresco que entra en la etapa i se define como:
d
La Figura 2.15 muestra el diagrama de flujo de un RCLF de tres etapas, en el que tiene lugar la reacción A
↔ productos. El alimento con un caudal w kg/s entra a T0 (o en términos de A, con caudal molar wA,0 y conversión
XA,0 = 0); se divide en S1 de manera que una fracción r1 entra en la etapa 1 tras pasar por el precalentador E1,
donde la temperatura se eleva de T0 a T0,1. Una nueva división ocurre en S2 de forma que la fracción r2 de alimento
se mezcla con el efluente de la etapa 1 en M1, y la mezcla resultante entra a la etapa 2. La fracción restante del
alimento se mezcla en M2 con el efluente de la etapa 2, y
al
, , ,
i 0 i A 0 i A
r w w w w
= = ,0 (2.30)
A,O,i denotan el caudal másico o molar, respectivamente, de alimento, que entran a la etapa i, de
anera que:
(2.31.a)
donde w0,i y w
m
,
0 i
i
w w
=
∑

y (2.31.b)
Naturalmente, (2.32)
A,0,i puede relacionarse con wA,i-1, la conversión fraccional a la salida de la etapa i, XA,i y rk (k = 1, 2, …,
por un balance de A en el punto de mezcla correspondiente, Mi-1. Así para i = 2, un balance de A en M1,
roporciona
(2.33)
puesto
, , ,
A 0 i A 0
w w
=
∑
i
i
r 1
=
∑
i
Para determinar el tamaño del reactor mediante la ecuación 6.23, se requiere la composición y el caudal de
cada etapa. w
i)
p
'
, , , , , , ,
A 0 2 A 1 A 0 2 A 1 2 A 0
w w w w r w
= + = +
que:
( )
( )
' '
, , , , , , , , ,
, , ' '
, , , , ,
A 0 1 A 0 2 A 0 2 1 2 A 0 A 0 2
A 0 2
A 0 1 A 0 2 1 2 A 0
w w w r r w w
X
w w r r w
+ − + −
= =
+ +
(2.34)
y
'
, , , , ,
, '
, ,
A 1
A 0 1 1 A
w r w ,
A 0 1 A 1 1 A 0 A 1
0
w w r w w
X
− −
= = (2.35)
2.35 en 2.33 se tiene:
Sustituyendo 2.34 y
( ) ( ) ( )
, , , , ,
1 2 A 0 A 0 2 1 A 0 A 1 2 A 0
r r w 1 X r w 1 X r w
+ − = − + ,
de donde: , , ,
1
A 0 2 A 1
1 2
r
X X
= (2.36)
De forma similar para el punto i = 3, un balance de A en el
r r
+
nudo M2 proporciona
( )
, , , ,
1 2
A 0 3 A 2 1 2 A 2
1 2 3
r r
X X r r X
+
= = + (2,37)
puesto que r1 + r2 + r3 = 1 en un reactor de 3 etapas. En general para la etapa i-ésima, excepto la
primera, donde XA,0,1 = XA,0:
r r r
+ +
( )
, , , , ,
i 1 i
A 0 i k k A i 1
k 1 k 1
X r r X i 2 N
−
⎛ ⎞
= =
⎜ ⎟
∑ ∑ … (2.38)
to fresco con el efluente de la etapa i-1 conduce a
na disminución de XA y de T. Es la principal diferencia entre el enfriamiento por inyección de alimento frío y por
Mi-1. Si suponemos constante la capacidad
alorífica del fluido,
−
= =
⎝ ⎠
Nótese que XA,0,i < XA,i-1. Es decir, la mezcla de alimen
u
refrigeración entre etapas, en la que XA no cambia entre etapas.
Análogamente, la temperatura a la entrada de la etapa i, T0,i, puede relacionarse con la temperatura a la
salida de la etapa previa, Ti-1, mediante un balance de energía en
ˆ
c P
c , en el intervalo de temperatura involucrado en el proceso de mezcla (e ignorando el efecto
el cambio de composición) un balance de entalpía en M1 conduce a:
d

( ) ( ) ( ) ( )
, , ,
ˆ ˆ ˆ
1 P 1 ref 0 2 P 1 ref 1 0 2 P 0 2 ref
w c T T w c T T w w c T T
− + − = + − (2.39)
Fijando la temperatura de referencia, Tref = T0, y sustituyendo w1 = w0,1 y w0,2 = r2w0,1, se obtiene,
espués de cancelar
d ˆP
c ,
( ) ( ) ( ,
1 0 1 2 0 2 0
T T r r w T T
− = + − )
de donde,
1
r w (2.40)
( )
, ,
1
0 2 0 0 2 0
1 2
r
T T w T T
r r
= + −
+
(2.41)
Figura ara enfriamiento por inyección de
alimento frío para una reacción reversible exotérmica
En general, para la etapa i (excepto la primera) en la etapa N del r
2.16. Líneas de operación para un RCFP en el diagrama conversión-temperatura p
eactor,
( ) ( )
, , , ,
0 i 0 k k i 1 0
k 1 k 1
T T r r T T i 2 3 N
−
= =
= + − =
⎜ ⎟
⎝ ⎠
∑ ∑ … (2.42)
En la Figura 2.16 se muestran las líneas de operación en el caso de refrigeración por inyección de alimento
frío. Los puntos a, b, c,… son estados que corresponden a los puntos a, b. c,… de la Figura 2.15. La línea bc es
i 1 i
−
⎛ ⎞
la
ea de operación de la primera etapa, y se obtiene de la adiabática de reacción, ecuación 2,25, supuesta lineal. El
punto d, en la línea que une a y c, representa el alimento a la segunda etapa, con conversión fraccional XA,0,2 dada
36
lín
por la ecuación 2.34. Puede colocarse gráficamente, dadas r1 y r2, en la línea ac de acuerdo con la ecuación 2.
,
, ,
A 1 1 2
A 0 2 1
ad X r
= = (2.43)
Una construcción alternativa, en términos de temperatura, para localizar el punto d se basa en la ecuación
2.41. La elevación de temperatura en la etapa 1 es T1 – T0,1, y el descenso de temperatura en M1 es T0,2 – T1. La
línea de es la línea de operación de la 2ª etapa. El punto f en ae es el alimento a la 3ª etapa, y puede localizarse de
X r r
ac +

manera similar a d. La línea fg es la de operación de la 3ª etapa, y gh representa el enfriamiento del efluente en el
intercambiador E2. Todos los puntos de las líneas de operación (líneas continuas) tienen existencia física en algún
lugar del sistema. Las líneas restantes (punteadas) no son de operación. Por ejemplo, en ac, solo los puntos a, d, y
c, representan estados reales y pueden llamarse puntos de operación; los restantes puntos de ac no tienen
ficad
temente para obtener la misma
onversión, T0 en un reactor con inyección de alimento frío debe ser muy inferior a T0 con enfriamiento entre etapas.
2,…, N) para un alimento y composición y conversión XA fijados; (2) el
roblema inverso de determinar XA para N y Wi fijados; y (3) variaciones de éstos para diseño y funcionamiento
ptimos.
En general, en un reactor de N etapas, hay 2N grados de libertad o parámetros libres: los N valores de ri y
e Ti (o XA,i) con i = 1, 2,… Este
de grado constante de aproximación al equilibrio, ΔT, de forma que
a i (T
arámetros libres a escoger serán entonces ri (i = 1, 2,…, N-1), ΔT y T0,i (la elección de ΔT reemplaza la elección
noce la ecuación cinética, (-r’A),
XA,eq(T), y
signi o físico. La masa de catalizador de cada etapa, W, puede calcularse mediante la ecuación 2.17, la ecuación
cinética y el balance de energía. Para minimizar W deben elegirse adecuadamente los valores ri y XA,i.
La elección de un dispositivo de enfriamiento por inyección de alimento frío en lugar de uno con
refrigeración entre etapas viene influenciada por diversos factores. Una consideración importante es el valor de la
conversión, XA, que, en principio, puede obtenerse. Con refrigeración entre etapas, es posible aumentar XA
indefinidamente para evitar la limitación del equilibrio. Implica aumentar el número de etapas (y W), pero ha de
tenerse en cuenta que el incremento marginal de XA se consigue a expensas de grandes incrementos de masa de
catalizador, con lo que el rendimiento económico puede resentirse. En operación con inyección de alimento frío, sin
embargo, el límite superior de XA, para T0 dado, es XA,eq en la intersección de la curva de equilibrio con una
adiabática de reacción aj dibujada a partir del punto a en la Figura 6.16. Consecuen
c
Como la velocidad de reacción es relativamente baja a temperaturas reducidas, el alimento a la 1ª etapa de un
reactor con inyección de alimento frío se precalienta (de T0 a T0,1 en la Figura 2.16)
Cálculos en un RCLF con inyección de alimento frío. Los cálculos en un RCLF de N etapas con inyección de alimento
frío para una reacción reversible y exotérmica involucran diferentes problemas: (1) determinar N y la cantidad y
distribución de catalizador (Wi, i = 1,
p
ó A continuación se describe un algoritmo para el problema de diseño (1), que puede ajustarse
adecuadamente a los otros problemas.
d número puede reducirse a N + 1 si se emplea en cada etapa, por ejemplo, el
criterio
( )
, , ,
i eq A i eq i
T T X T
Δ = − (2.44)
Es decir: la temperatura de salida de la etapa i se estima calculando la temperatura de equilibrio, Ti,eq a
partir de l ntersección de XA,eq ) con la adiabática de reacción, y restando entonces ΔT (Figura 2.17). Los
p
de Ti (1, 2, …, N)). Además del caudal y composición del alimento (w, wA,0), se co
ˆP
c de la corriente y , ambos constantes en el intervalo de operación. Las etapas del algoritmo son:
) Calcular la pendiente de l
Ĥ
Δ
1 a adiabática de reacción a partir de la ecuación:
( )
*
,
ˆ
ˆP
dX wc
(2.25)
ΔT
l ular T0 a partir de la forma integrada de la ecuación 6.25
A
d A 0
H w
−Δ
T
=
2) Fijar
3) Cac :

( )
( )
, ,
A sal , *
,
ˆ
ˆ
P
ida A N A 0 salida 0
A 0
wc
X X X T T
H w
= = + −
−Δ
( 27)
2,
donde: ( ) ( )
, , , , ,
salida
T TN N eq A N eq A N eq AN A
T X T con X X dX dT T
= = − Δ = + Δ
) Escoger ri y T0,i..
5) Calcular Wi con la ecuación de diseño (6.17), incorporando la ecuación cinética y la adiabática de reacción.
a ecuación de diseño, wA,0 se substituye por r1wA,0, y los límites de integración son XA,0 y XA,1, donde XA,1
y, usualmente, XA,O = 0.
4
En l
es:
( )( )
, , ,
A 1 A 1 eq A 0
X X
= dX dT T T
− −
y XA,1,eq se obtiene de la intersección de la adiabática de la reacción y XA,eq(T), esto es, por la solución
multánea de:
si
( )( ) ( )
,
A A eq
, ,
A A 0 A 0 1
X X dX dT T T
+ − y X X T
=
ecuación 6.36.
ntrada = (r1+r2) (1-XA,0,2)wA,0, XA,0,2 y T0,2. A la
salida, XA,2 y T2 se calculan como en los pasos 5 y 6 para XA,1 y T1, respectivamente. El subíndice 1 se
cambia por 2, y 0 por 1.
11) A,N ≥ XA,salida especificada.
Podría ser apropiado aj
=
6) Calcular T1, que corresponde a XA,1, con la ecuación anterior, con XA = XA,1, y T = T1.
7) Escoger r2.
8) Calcular XA,0,2 mediante la
9) Calcular T0,2 mediante la ecuación 6.42.
10) Calcular W2 como en el paso 5 para W1. A la entrada: XA,e
Repetir los pasos 7 a 10 incrementando el subíndice en una unidad hasta que X
ustar ri de forma que XA,N ≅ XA,salida .
Figur uación 6.44 para una reacción exotérmica reversible con refrigeración por
inyección de alimento frío, etapa i.
a 2.17. Interpretación de ΔT según la ec

2.2.3. Operación no adiabática.
Reactor multitubular: catalizador en el interior de los tubos. Si todos los tubos se comportan de forma idéntica,
omo una serie de reactores en paralelo, y se ap
t se determinará como una parte del diseño, para establecer el diámetro, D, del recipiente. Para
c lican las ecuaciones de continuidad y de energía a cada tubo, el
número de tubos N
un solo tubo, la ecuación de diseño puede rescribirse:
( ) ( )
'
, ,
t A 0 A A A
t
W w dX r T X
⎡ ⎤
= −
⎣ ⎦
∫ (2.45)
donde Wt = W/Nt, es la masa de catalizador por tubo, y (wA,0)t =wA,0/Ni el caudal de alimento por tubo. La ecuación
de diseño debe resolverse juntamente con la ecuación cinética y el balance de energía para relacionar XA y T. La
catalizador toma la forma:
forma adecuada del balance de energía puede obtenerse de la ecuación 2.19, que para un tubo relleno de
( )
( )
,
*
,
ˆ
ˆ
A 0 t
t p f A t
w
w c dT H dX dQ
ν
= Δ +
A
(2.46)
t es el caudal másico de alimento que circula por tubo, y es el caudal de calor que el tubo intercambia con el
(2.47)
At es el área de intercambio de calor por tubo. Si la ecuación 6.46 se rescribe, de la forma siguiente:
w dQ
fluido refrigerante (a través de la pared) que puede expresarse de la forma:
( )
R t
dQ U T T dA
= −
( )
( )
( )
*
ˆ
ˆ
H dQ
⎡ Δ
⎢
= +
, ,
t p f A 0 A
t
A
w c dT w dX
w dX
ν
⎤
⎥
⎢ ⎥
⎣
(2,48)
,
A 0 A
t ⎦
Teniendo en cuenta la ecuación 6.15:
( ) ( )
'
,
A 0 A A t
t
w dX r dW
= − (2,49)
donde Wt es la masa de catalizador contenida en el tubo, la ecuación 6,49 queda:
( )
( )
( )
*
ˆ
ˆ
H dQ
w
⎡ ⎤
Δ
⎢ ⎥
= +
, ,
'
t p f A 0 A
t
A A t
c dT w dX
r dW
ν
⎢ ⎥
−
⎣ ⎦
Teniendo en cuenta que para u
siguientes:
n tubo cilíndrico de diámetro dt y altura dz se cumplen las relaciones
'
t t
2
t L L t
dA d dz
π
=
dW dV d dz 4
ρ ρ π
= =
(2,50)
La ecuación del balance de energía puede rescribirse, después de reordenar, como:

( ) ( )
( )
( )
*
, ,
'
ˆ
ˆ R
t p f A 0 A
t
A L t A
H 4U T T
w c dT w dX
d r
ν ρ
⎡ ⎤
Δ −
⎢ ⎥
= +
⎢ ⎥
−
⎣ ⎦
(2.51)
La
tí
s ecuaciones 2.45 y 2.51 deben solucionarse con el procedimiento numérico adecuado. Un problema
tud de los tubos), conocidos w, wA,0, (-r’A), dt, T0, (-ΔP) permisible y los
las características de la transferencia de calor dependen de la disposición
de un tubo, iterando Nt. Puede emplearse el siguiente
ediante las ecuaciones 2.45 y 2.51.
4)
t 5, y repetir los pasos 2 a 5 hasta que el criterio de (-ΔP) quede
eactor multitubular: catalizador fuera de los tubos.
pico es determinar W, Nt y Lt (longi
la cuaciones. Si
restantes parámetros de s e
e o
d l s tubos, este cálculo debería hacerse sobre la base
algoritmo:
1) t
2
Escoger un valor para N.
) Calcular wt y (wA,0)t.
3) Calcular Wt m
Calcular Lt = 4Wt/ρLπd2
t
5) Calcular (-ΔP) y comparar con (-ΔP) permisible
6) Ajustar N en función del resultado de
satisfecho.
El valor de Nt, junto con dt y la disposición triangular o cuadrada de los tubos en un reactor de carcasa y
tubos, determina el diámetro, D, de la carcasa.
R El catalizador puede disponerse en el exterior de los tubos. En
ste caso se dispone de un lecho fijo de diámetro D,
2.17 j
eometría. En este caso, el área de intercambio de calor y la masa total de catalizador serán, respectivamente:
e con Nt huecos, cada uno de diámetro dt. La cantidad de
catalizador en el lecho puede estimarse con la ecuación unto con la 2.51 modificada para acomodar la mueva
g
( )( )
t t
2 2
L L t t
dA N d dz
dW dV 4 D N d dz
π
ρ ρ π
=
= = −
(2.52)
Repitiendo el desarrollo que conduce a la ecuación 6.51, al reordenar el balance de energía, se tiene:
( )
( )( )
*
ˆ
⎡ ⎤
−
, '
P f 2 2
A L t t A
D N d r
ν ρ − −
⎢ ⎥
⎣ ⎦
,
ˆ t t R
A 0 A
4N d U T T
H
wc dT w dX
Δ
⎢ ⎥
= + (2.53)
uméricamente mediante las ecuaciones 6.17 y 6.53.
ón del resultado de 4, y repetir los pasos 2 a 4 hasta que el criterio de (-ΔP) quede
satisfecho.
Cálculo de U.
El problema típico resuelto en la sección anterior, puede resolverse en este caso de forma similar:
1) Escoger un valor de Nt, lo que implica un valor de D.
2) Calcular W’ n
3) Calcular un valor de L (por ejemplo Lt)
4) Calcular (-ΔP) y comparar con (-ΔP) permisible
5) Ajustar Nt en funci
En las ecuaciones del balance de energía (2.51 y 2.53) aparece el coeficiente global de transmisión de
alor, U, que se define por:
c

L L
A A
1 1 e 1
L t m R R
U h k A h A
= + + (2.54)
del lado del fluido refrigerante (kJ/m2·s·K)
En general, el espesor de la pared, e, es peq
1. hR se estima mediante correlaciones clásicas L
orrelación de Leva (1949), para calentamiento de la mezcla reaccionante,
donde: hL = coeficiente de transmisión d calor
hR = coeficiente de transmisión de calor
e del lado del lecho (kJ/m2·s·K)
kt = conductividad térmica de la pared del tubo (kJ/m·s·K)
AL = superficie de intercambio de calor, lado del lecho (m2)
AR = superficie de intercambio de calor, lado del fluido refrigerante (m2)
Am = media logarítmica de AL y AR (m2)
ueño, de forma que el cociente de áreas de transmisión tiende
a de transmisión de calor. h puede estimarse a partir de la
c
,
, exp
0 9
L t
h d
0
= − 2,55)
P P
g t
d G 6d
813
k d
μ
⎛ ⎞
⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
(
para enfriamiento:
,
, exp
0 7
L t P
h d d G
3 50
⎛
⎛ ⎞
= −
⎜ ⎟
P
4d
k d
μ
⎞
⎜ ⎟
⎝ ⎠
(2,56)
o de tubo (m)
dP = diámetro equivalente de partícula (m)
1952), Verschoot and Schuit (1950) o
tankiewi
elícula que lo rodea. En un modelo heterogéneo se utiliza la velocidad global observable (r’Obs y –(r’A)obs),
corporando los efectos de transporte respo
gradientes están íntimamente conectados con la eficacia de partícula, η, y con la eficacia global, ηg. Las ecuaciones
el balance de materia (6.10) y de energía para una sola reacción (2.14) pueden rescribirse de la siguiente forma:
g t
⎝ ⎠
donde: dt = diámetr
S
Otras correlaciones de este tipo pueden encontrarse en Maeda (
cz (1989).
2.3. Modelo de flujo en pistón heterogéneo y unidimensional
En esta sección se considera la existencia de gradientes locales de concentración y temperatura tanto
dentro de la partícula de catalizador como en la película que la rodea. El sistema es, pues, “heterogéneo”.
Recuérdense las hipótesis básicas del modelo de flujo unidimensional y considérese una reacción simple de la forma:
A(f) + … → productos. El modelo del reactor de flujo en pistón, lógicamente, contendrá las ecuaciones del balance
de materia y de energía, pero las velocidades de reacción -r’A y r’ deben interpretarse adecuadamente. En un
modelo homogéneo (punto 2.2), implícitamente, se utiliza la velocidad de reacción intrínseca: (-r’A)int y r’int. Es decir
la velocidad de reacción en ausencia de limitaciones por la transferencia de materia y calor en el catalizador y en la
p
in nsables de los gradientes de concentración y temperatura. Estos
d
( )
( )
' '
S A
L A A L Obs
obs
d u c
r r
dz
ρ υ ρ
= = (2.57)
y ( )
' *
ˆ
ˆ
S f P L Obs R
dT 2U
u c r H T T
dz R
ρ ρ
= − Δ + − (2.58)

donde, en términos de eficacia, ( ) ( )
' ' ' '
int
int
A A Obs
obs
r r y r r
η η
− = − = (2.59)
η es una función del módulo de Thiele. Dependiendo de la cinética de la reacción y de la geometría de la partícula
pueden usarse diferentes expresiones para dicho módulo. Por ejemplo, si la cinética es irreversible de 1er orden
puede emplearse el módulo de Thiele genuino φL ó el módulo generalizado a cualquier geometría φ’L; si la cinética es
de tipo potencial puede emplearse φ” , módulo de Thiele generalizado a cualquier cinética potencial y cualquier
eometría; para otras cinéti
L
cas, donde la velocidad de reacción se expresa sólo en función de la concentración de un
Para un sistema simple, donde basta considerar la variación de un solo reactante, por ejemplo A, para
bir los cambios que acontecen, la ecuación de continuidad (6.7) puede reescribirse de manera que la
de l de conversión, XA,
g
reactante A, puede emplearse un módulo de Thiele completamente generalizado φ”G. La definición y modo de
calcular el módulo de Thiele pueden consultarse en textos que tratan la cinética catalítica por sólidos (per ejemplo:
Izquierdo et al., 2004).
descri
estimación l perfi y la cantidad de catalizador necesaria, resulta sencilla. Las expresiones 2.15 y
2.17 se transforman respectivamente en:
( )
'
int
,
2
L A
A
A 0
r r
dX
dz w
π ρ η −
= (2.60)
y
( )
,
,
, '
int
2 A
1 A
X
A
A 0
X
A
dX
W w
r
η
=
−
∫ (2,61)
En un sistema complejo, en donde la cinética de la reacción o reacciones es función de la concentración de
más de un compuesto, debe plantearse la ecuación de continuidad para cada una de las especies presentes en la
ecuación cinética, por lo que a las ecuaciones 2.60 y 2.61 deben añadirse las ecuaciones de continuidad de los
otros compuestos. En esta situación es más adecuado desarrollar perfiles de concentración, c, o de caudal molar, w,
ara el número preciso de componentes. Si
i i
n embargo, en esta sección se centrará la atención en los sistemas
les. El caso más simple de utilización de η es el de situación isoterma sin gradiente axial de temperatura en el
actor. En este caso, un valor medio de η (constante)
ecuación de diseño (continuidad) es,
p
simp
re puede describir la situación razonablemente bien, y la
( )
,
,
,
'
int
( tan )
2 A
1 A
X
A 0 A
X
A
w dX
W cons te
r
η
η
= =
−
∫ (2.62)
Este método es correcto analíticamente para reactores isotermos y cinéticas de primer orden, ya que la
la película relativamente pequeña. Los gradientes de concentración están, básicamente confinados en
concentración no aparece en la expresión del módulo de Thiele. Para cinéticas de otros órdenes (no lineales), el
cambio de concentración a lo largo del reactor afecta el módulo de Thiele, y produce variaciones en el factor de
eficacia local, aun para reactores isotermos.
Un caso más real es una ecuación cinética no lineal o una situación no isoterma en la que la variación axial
de η deba tenerse en cuenta. En un lecho fijo, la velocidad de transferencia de calor a o desde una partícula está
controlada habitualmente por la resistencia del gas en la película, debido a la elevada conductividad térmica de
muchos sólidos catalíticos. Por otro lado, la difusión en los poros controla la transferencia de materia, siendo la
sistencia en
re
el interior de la partícula, y los de temperatura, si se dan, en la película (Minhas y Carberry, 1969). Para una
partícula dada, el proceso es esencialmente isotermo, pero cada capa de partículas el lecho puede estar a diferente

temperatura.
Para calcular W mediante la ecuación 2.61, φ”L (que es la expresión idónea del módulo de Thiele) y η
siciones axiales (o escalones), ya que cada uno de ellos depende de cA y T; (-
a integrada del balance de energía (ecuación 2.20). En este caso T2 y X2,A son la
versión en la zona de reacción escogida.
ra convertir k de base másica a volumétrica.
5) Calcular η a partir de φ”.
6)
reactores o plantas piloto. Debe emplearse el mismo catalizador (tamaño, forma, etc) e
tervalos de condiciones de operación que las esperadas para operación industrial. Una desventaja del uso de una
ños de partícula (excepto en circunstancias
speciales) o a lugares con diferente ρL. Además no puede extrapolarse con confianza fuera de las condiciones en
s que s
ente de
oncentración también puede estar influenciado por la dispersión radial. La modelización cuantitativa de los
adiente
estimar la velocidad de
acción. Reproducen los perfiles de temperatura razonablemente bien, siempre que los perfilen de temperatura no
ensibilidad extrema a las condiciones, desde consideraciones económicas y de seguridad.
uaciones de continuidad y de energía para un modelo de RCLF pseudo-
mo el de la Figura 2.6 (b) y bajo las hipótesis siguientes:
deben estimarse en una serie de po
r’A)obs se calcula a partir de η y (-r’A)int en cada escalón. Para operación adiabática, podría emplearse el siguiente
algoritmo:
1) Seleccionar un valor de XA
2) Calcular T mediante la form
temperatura y con
3) Calcular (-r’A)int para XA y T mediante la ecuación cinética
4) Calcular φ”L. Si es necesario, usar ρL pa
Calcular (-r’A)obs.
7) Repetir los pasos 1a 6 para cada valor de XA comprendido entre XA,entrda y XA,salida.
8) Calcular W mediante la ecuación 6.61.
Como alternativa al uso del factor de eficacia, η, puede obtenerse en el laboratorio una evaluación empírica
de (-r’A)obs en diferentes
in
ecuación empírica es que no puede generalizarse a diferentes tama
e
la e ha obtenido.
2.4. Modelos unidimensionales versus bidimensionales.
En reacciones fuertemente exotérmicas pueden desarrollarse gradientes radiales y axiales de temperatura
en el lecho, resultado de la interacción positiva entre velocidad de reacción y temperatura. La temperatura se eleva
más rápidamente en el centro del lecho (r = 0), si hay transmisión de calor en la pared. El gradi
c
gr s radiales requiere un modelo bidimensinal. Las reacciones con efectos térmicos pequeños, ya sea por
dilución de reactantes o porque la entalpía de reacción es reducida, no desarrollan gradientes radiales significativos,
en cuyo caso un modelo unidimensional basta normalmente para simular el proceso y modelizar el reactor.
Los sistemas que requieren un tratamiento bidimensional son sensibles a los parámetros del modelo y,
como resultado, los coeficientes de transporte (ke y De) deben conocerse bien. Por consiguiente, un modelo
unidimensional se usa habitualmente para diseño preliminar y, a continuación, se usa el modelo bidimensional. En
sistemas con gradientes térmicos, pueden utilizarse modelos unidimensionales sofisticados que usan valores medios
apropiados basados en un perfil de temperatura radial (supuesto) normalmente parabólico. Estos modelos
proporcionan la mejor temperatura para incluirla en un modelo unidimensional y para
re
sean grandes, pero en general fallan si la reacción es muy exotérmica y su energía de activación muy elevada
(Carberry y White, 1969). Es preferible alcanzar un diseño final que evite situaciones en las que exista una
s
A continuación se derivarán las ec
homogéneo y bidimensional. Para un volumen de control co
1) La reacción es A(g) + … ⎯→ productos.

2) Operación en estado estacionario
3) Densidad de fluido no necesariamente constante.
4) cA = cA(z,r); T = T(z,r)
onductividad térmica radial efectiva, respectivamente.
6) cP del fluido y (-ΔH*) son constantes
cuación de continuidad. De un balance de materia al elemento de con
derivadas parciales de segundo orden:
5) La velocidad lineal, u = u(z); esto es, G, Der y ker son independientes de r. Der y ker son el coeficiente de
dispersión radial efectivo y la c
E trol se tiene la siguiente ecuación en
( )
( )
'
, ,
2 2
A
A A A
e z e r L A
2 2
uc
c c c
1
D D r 0
z r r r z
ρ
∂
⎛ ⎞
∂ ∂ ∂
+ + − − − =
⎜ ⎟
∂ ∂ ∂ ∂
⎝ ⎠
(2,62)
De,z es el coeficiente de dispersión axial efectivo, y todos los términos están en unidades consistentes (mol
/m3·s). Nótese que u no es igual a la velocidad lineal superficial us, como lo sería en un lecho vacío, sino que toma
tícula (m3(fluido)/s). De forma similar, De,z y De,r toman los huecos del lecho en
onsideración, y sus unidades aparentes, m2/s, son en realidad m3(fluido)/s·m (reactor).
alance de energía. De un balance de energía en el volumen de control
parciales de segundo orden:
A
en consideración el volumen de lecho; esto es, u = q/Ac m3(fluido)/s·m2(reactor), siendo q el caudal volumétrico de
fluido en el espacio interpar
c
B se tiene una ecuación en derivadas
( )
*
, ,
ˆ
ˆ '
2 2
T T 1 T
⎛ ⎞
∂ ∂ ∂
e z e r P L
2 2
z r r r z
∂ ∂ ∂ ∂
⎝ ⎠
T
k k Gc r H 0
ρ
∂
+ + − − Δ =
⎜ ⎟ (2,63)
er
Las condiciones límite para la integración de las ecuaciones 2.62 y 2.63 son (recipiente cerrado):
En z = 0,
donde k es la conductividad térmica axial efectiva.
( )
, ,
A 0 A e z
dz
A
dc
u c c D
− = − (2.64)
y ( ) ,
ˆP 0 e z
Gc T T k
dz
− = − (2.65)
dT
(Derivadas de las co
En z = L, se considera que no hay contribución de la dispersión axial al flujo de salida, por lo tanto:
ndiciones límite de Danckwerts)
A
dc dT
0
dz dz
= = (2.66)
En r = 0, A
c T
0
r r
∂ ∂
= =
∂ ∂
(2.67)
En r = R, A
c
0
r
∂
= (2,68)
∂

y ( )
er r R s
r R
k U T T
r
=
=
− = −
⎜ ⎟
∂
⎝ ⎠
(2,69)
T es la temperatura en el exterior del tubo.
T
∂
⎛ ⎞
S
ón axial y flujo en pistón con dispersión radial) se obtienen directamente de las
cuaciones diferenciales anteriores. El modelo de flujo en pistón ideal se ha empleado en el punto 2.2.
Coeficientes de difusión efectivos para el reactor.
Las ecuaciones de continuidad y de la energía para los modelos pseudo-homogéneos más simples (flujo en
istón, flujo en pistón con dispersi
p
e
Los coeficientes de difusión axial y radial en el reactor pueden
stimarse mediante la expresión:
e
( , )
, 1
e z r P
2
C
0 7
D ud
M 1 MC
⎛
= +
⎜ ⎟
+
⎝ ⎠
⎞
(2,70)
,
Re'· f
P
f A f
u d
M Sc
D
μ
ρ
μ ρ
⎛ ⎞⎛ ⎞
= = ⎜ ⎟⎜ ⎟
⎜ ⎟⎜ ⎟
⎝ ⎠⎝ ⎠
(2.71)
M es el producto de los módulos de Reynolds y Schmidt, y C1 y C2 son constantes que dependen de la
eometrí del relle l en reactores
e lecho o se de ta. Es decir el
actor se visualiza como la per
spersi P e Re
Tabla 2.3. s de los coeficien 2 para emplear con la ecuación 2.70
Líquidos Gases
g a no y del tipo de fluido. Experimentalmente se ha establecido que la dispersión axia
d fij scribe bien si se considera que en los espacios interpartícula existe mezcla perfec
re una serie de L/ P
> 50, siempre qu
d microreactores de mezc
’ > 1.
fecta en serie. Esto conduce a despreciar la
di ón axial para L/d
Valore tes C y C
1
Partícula esférica Partícula irregular Partícula esférica Partícula irregular
C1 (longitudinal)
C1 (radial)
C2 (longitudinal)
C2 (radial)
0,08
8,8
0,08
7,7
0,12
5,8
78 ± 20
0,12
5,1
2,5 2,5 0,7 4
Conductividad térmica efectiva en el reactor. En cuanto a la transferencia de calor en el lecho, el problema se
c de convección, conducción y radiación (Figura 7.9,
omplica al intervenir simultáneamente los mecanismos
Santamaría, 1999). La convección pre a velozmente con la velocidad del
domina a bajas temperaturas, y aument
uido, como pone de manifiesto la ecuación:
fl
/ , ˆ
, Pr Re ,
1 3 0 6
P P
f f
hd c
2 1 1 2 1 1
k k
μ
⎛ ⎞
= + = + ⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠
(2,72)
La transmisión de calor por conducción tiene lugar en los puntos de contacto entre partículas sólidas, así
como a través del fluido estancado en los espacios entre partículas. La radiación en los espacios vacíos contribuye a
la transmisión de calor apreciablemente a partir de los 350-400ºC. En realidad no se dispone de correlaciones
capaces de predecir su influencia con precisión, de manera que la contribución de la radiación suele introducirse
como un término adicional que corrige el transporte por conducción y convección.

Como en la mayoría de los casos la contribución axial puede ignorarse, nos centraremos en la contribución
dial. En principio puede
ontribuciones estática y dinámica, kr,e y kr,d. La primera designa la contribución en ausencia de flujo, debida a la
onductiv l n en los espacios entre partículas. El segundo término
onsidera
d
ra suponerse que la conductividad efectiva viene expresada como la suma de las
c
c idad térmica de sólido y del fluido, y la radiació
el transporte convectivo en dirección radial. Así pues,
c
(2,73)
, ,
R R e R
k k k
= +
Para obtener kR,e puede utilizarse la correlación:
( )
,
,
,
0 5
R e
L L
g
k
0 67 1 A
k
ε ε
= + − (2,74)
donde kg es la conductividad térmica del gas y A viene dada por:
ln
s
A
k B k B k B
g
s
g g g
s
S S S
k
1 B
k k
2 B 1 B 1
Bk 2
1 1 1
k k k
⎡ ⎤
⎛ ⎞
−
⎢ ⎥
⎜ ⎟
⎛ ⎞ + −
⎝ ⎠
⎢ ⎥
= −
⎜ ⎟ −
⎢ ⎥
⎛ ⎞ ⎛ ⎞ ⎞
⎝ ⎠ ⎛
− − −
⎢ ⎥
⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎢ ⎥
⎝ ⎠ ⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎣ ⎦
nductividad térmica del sólido y
(2,75)
siendo ks la co
,
1 11
1 ε
⎛ ⎞
− L
L
B C
ε
= ⎜ ⎟
⎝ ⎠
(2.76)
C es una constante cuyo valor es 1,25 para esferas, 1,4 para partí
anillos Raschig. La expresión 2.74 no tiene en cuenta la radiación. Cuando ésta es importante, la expresión que debe
utilizarse es:
culas trituradas y 2,5 para cilindros y
( ) ( )
( )
,
,
,
0 5
0 5
R e L
rad
L L
g g
g g
1 1 A
k k
rad s
k 1
k
1 1
k k
k k
ε ε
− + + − +
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠ +
(2,77)
siendo krad el coeficiente equivalente a la conductividad debida a la transmisión de calor por radiación, que puede
alcularse (W/mK) como:
ε
⎛ ⎞ −
= −
c
( )
,
3
rad P
S
0 23 T
k d
2 e 1 100
⎛ ⎞
= ⎜ ⎟
− ⎝ ⎠
(2,78)
eS es la emisividad de la superficie sólida. La conductividad dinámica puede calcularse de forma sencilla
ediante:
m
( )
,
,
ˆP f P
R d 2
P reactor
c d
k
8 2 1 2d d
ρ μ
=
⎡ ⎤
− −
⎣ ⎦
(2,79)

Finalmente, queda la cuestión de la transmisión de calor entre el fluido y la pared del reactor. Es un
ema complejo que está relacionado con las perturbaciones de l
edida que nos aproximamos a la pared la intensidad de la mezcla
aminar cuyo espesor depende de la velocidad local del fluido y de las turbulencias producidas por partículas
dyacentes. La expresión 2.80 propuesta por Dixon et al. (1984) permite estimar el coeficiente correspondiente:
probl a velocidad del fluido cerca de la pared. A
m transversal decrece, y sobre la pared existe una
capa l
a
( )
, / ,
, Pr
1 5 1 3 0 6
P P
reactor P Re
h d
Nu 1 1 5 d d
−
⎡ ⎤
= = −
⎦
(2.80)
,C
del fluido refrigerante (m2)
bular, m2
C1 ividad efectiva en el lecho
C2 difusividad efectiva en el lecho
c A, mol/m3
metro de la carcasa en un reactor multitubular.
f a partícula, m2/s
ula, mm
ente) de partícula, mm
o (kJ/m2·s·K)
efrigerante (kJ/m2·s·K)
brio de la reacción
uesto j
tiva del lecho
a pared del tubo (kJ/m·s·K)
reactor), m
Lt (reactor multitubular), m
os de Reynolds (de partícula) y Schmidt
g
k ⎣
2.5. Notación
A área de intercambio de calor, m2
A,B parámetros en la ecuación 6.74
AL superficie de intercambio de calor, lado del lecho (m2)
AR superficie de intercambio de calor, lado
Am media logarítmica de AL y AR (m2)
At área de intercambio de calor de un tubo en reactor multitu
Coeficiente para el cálculo de la difus
Coeficiente para el cálculo de la
concentración de reactante
A
cA,f concentración de reactante A en la fase fluida, mol/m3
cA,0 concentración de reactante A al inicio del reactor, mol/m3
Ĉ capacidad calorífica molar, J/mol·K
p
ˆp
c capacidad calorífica, J/g·K
D diámetro del lecho (o reactor), m. Asimismo, diá
DA, difusividad del compuesto A en el fluido que rodea a l
De difusividad efectiva en el lecho (m2/s)
dp diámetro de partíc
d’p diámetro efectivo (o equival
dt diámetro de un tubo (reactor multitubular), cm
e espesor de la pared de un tubo, cm
eS emisividad de la superficie del catalizador
f factor de fricción
G velocidad másica, kg/s·m2
hL coeficiente de transmisión de calor del lado del lech
hR coeficiente de transmisión de calor del lado del fluido r
Ki constante termodinámica de equili
Kj constante de equilibrio de adsorción del comp
ke conductividad térmica efec
ki coeficiente de velocidad de la reacción i, mol/kg·s
kt conductividad térmica de l
L longitud del lecho (o
longitud de un tubo
Lp longitud de partícula, mm
M producto de los módul
P presión, atm

Pr módulo de Prandtl
Q caudal de calor, J/s
q caudal volumétrico de fluido, m3/s
R radio del reactor, cm
R razón de recirculación, adimensional
R caudal de generación de A, mol/s
A
R velocidad extensiva de reacción, mol/s
i
Re número de Reynols definido respecto el diámetro efectivo de pa
’ rtícula
del reactor al punto considerado, cm
or unidad de volumen de lecho, mol/s·m3
acción i, mol/kg·s
unidad de masa de catalizador, mol/s·Kg
m2
e refrigera (o calienta) el reactor
rsal del lecho, m/s
ón de calor, J/m2·K
talizador (reactor multitubular), m3
actor multutubular), kg/s
(wA,0)t tubo (reactor multitubular), mol·s-1
, m
trada del reactor en dirección axial (profundidad del lecho), m
ción, kJ/mol
tor, atm
nèticas potenciales y a cualquier geometria
i,A coeficiente estequiométrico de A en la reacción i
f densidad del fluido, kg/m3
L densidad aparente del catalizador (o densidad de lecho), kg/m3
densidad de partícula de catalizador, kg/m3
de esqueleto del catalizador (del sólido), kg/m3
r distancia desde el eje
-rA velocidad de reacción p
r’ velocidad intensiva de la re
i
-r’ velocidad de reacción por
A
S área de la sección transversal (normal al flujo9 del reactor,
Sc módulo de Schmidt
T temperatura, K
T* temperatura de referencia
T temperatura del fluido, K
f
T temperatura del fluido qu
R
u velocidad superficial del fluido basada en la sección transve
s
U coeficiente global de transmisi
V volumen del lecho (o reactor), m3
V volumen de un tubo de ca
t
W masa de catalizador, kg
Wt masa de catalizador de un tubo (reactor multitubular), kg
w caudal másico de fluido, kg/s
wt caudal másico de fluido por tubo (re
wA caudal molar de A, mol/s
w’
A,O caudal molar de referencia para cálculo en reactor con recirculación, mol·s-1
caudal molar de alimento por
wT caudal molar total del alimento, mol/s
XA conversión relativa de reactante A.
x distancia desde la entrada del reactor en dirección axial (profundidad del lecho)
z distancia desde la en
*
ˆ
H
Δ entalpía de reac
-ΔP pérdida de presión en el reac
εL fracción de huecos (porosidad) del lecho
φ”L módulo de Thiele generalizado a ci
η eficacia de partícula
ηg eficacia global
μf viscosidad del fluido, kg/m·s
ν
ρ
ρ
ρp
ρs densidad

2.6. Problemas
1. La cinética de la reacción catalítica A ↔ R + S viene dada por
( )
( )
2
/
A A R S
kK p p p K
−
1 A A R R S S
r
K p K p K p
=
+ + +
.
El agua no se
nerte. El reactor está constituido por un tubo de diámetro
Dtubo 0,05 m.
odelo de flujo en pistón, calcúlese la longitud del reactor necesaria para
b) ¿Y para alcanzar una conversión del 50%?
versión del 50% en las condiciones de operación
2. La reacción del problema anterior se lleva a cabo en las mismas condiciones en un reactor multitubular con
g/mol. Determinar el número de tubos
necesarios para alcanzar la producción deseada.
esp: 42 tubos
3. Una reacción de isomerización A ↔ B se lleva a cabo en presencia de un catalizador sólido. A una
La reacción se lleva a cabo en un reactor isotermo de lecho fijo a 275ºC. El alimento contiene 0,155 mol de
agua por mol de reactante, y se desea procesar un caudal total de alimento de 4,2 kmol/h.
adsorbe sobre el catalizador y actúa como disolvente i
=
a) Si el reactor sigue el m
alcanzar una conversión a la salida del 40 % si trabaja a presión constante de 3 atm.
A 275ºC, k = 4,36 kmol/kg.h, K = 0,6 atm, KA = 0,43 atm-1 y KR + KS = 2,9 atm-1. La densidad aparente del
catalizador, ρL, es 1500 kg/m3.
Resp: a) 3,32 m; b) No puede alcanzarse una con
el catalizador en los tubos. La longitud de cada tubo es 3 m. El alimento total por tubo es 4 kmol/h. Se desea
una producción de 20000 Tm/año de R. El peso molecular de R es 44
R
temperatura dada, la ecuación cinética que representa la reacción es:
( )
[ ]
, ,
0 5 p 0 2 p
−
/ ·min A B
r kmol kg
1 4 p
=
+ B
donde pA y pB vienen dadas en atm.
parcial y obtener una conversión del 75%?
3
echo fijo de 1” de diámetro interno. La planta emplea 25% de partículas de catalizador y
75% de un sólido inerte para asegurar la isotermicidad del reactor. El catalizador y el sólido inerte son
n estas condiciones la reacción sigue una
néti
La
pres n del sistema es de 2 atm. En estas condiciones, la transferencia externa de materia y la difusión en el
¿Qué longitud ha de tener un reactor isotermo de lecho fijo de 2” de diámetro para tratar 2,5 kmol/min de A a
2 atm de presión
La densidad aparente del catalizador es 0,8 g/cm .
Resp: 15m
4. A 700ºC la velocidad de reacción de descomposición en fase gaseosa A ↔ 3R sobre un catalizador sólido
viene dada por ( )
/ · ; / ·
r mol h g kc k 10 L h g
= = . Se construye una planta piloto que consta de un
A
reactor tubular de l
porosos, de densidad ρS = 2 g/cm3. Fracción de huecos del lecho = 50%. Calcular la longitud del reactor para
que pA,sal = 0,111 pA.ent si la alimentación es de 400 mol/h y está formada por 50% de A y 50% de gas inerte
(en volumen) a 8 atm y 700ºC
Resp: 7,62 m
5. La hidratación de etileno en fase gaseosa se lleva a cabo en un reactor de lecho fijo usando partículas
esféricas de catalizador (ácido fosfórico depositado sobre Kieselguhr). Se alimenta al reactor etileno y vapor de
agua (15 mol de vapor de agua por mol de etileno) a 150ºC. E
ci ca de pseudo-primer orden:
( ) ( ) ( ) ; ( / · ) , / ·
2 5 etileno
C H g H O g C H OH g r kmol kg s kc con k 0 28m kg s
+ → = = 3
2 4 2
ió

c or pueden afectar la velocidad de la reacción. Determinar
atalizad
ficac global a 150ºC.
rsión que se obtendrá en un reactor isotermo (longitud = 1,2 m; radio = 3”).
óngase comportamiento ideal y densidad constante.
Datos:
dP = 0,635 cm.
omo reacción modelo el craqueo de cumeno (isopropilbenceno) a benceno y propeno. Un día se
ro se
reacción sigue una cinética
ndo que no hay perfiles de
í ánto vale el producto kηg? La conversión de cumeno en el
actor
a) El factor de e ia
b) La conve
Para los gases sup
De,etileno = 1,05· 10-5 m2/s.
km,etileno = 0,1 m/s.
ρP = 1500 kg/m3.
ρL = 1200 kg/m3
Caudal de alimento = 0,25 m3/s
Resp: a) kηg = 1,19· 10-2 m3/kg·s. b) XA = 0,736
6. En una planta piloto, que incorpora un reactor catalítico de lecho fijo, se prueban catalizadores de craqueo
utilizando c
prueba un catalizador comercial de sílice-alúmina trabajando de forma isobara e isoterma. El cumeno pu
vaporiza y entra en el reactor a 630ºC y 2 atm, a razón de 2 kg de cumeno/kg·s. La
e indican, determinar: Suponie
de primer orden irreversible. Para los datos que s
emperatura ni en la part cula ni en la película ¿Cu
t
re
Datos: Catalizador: dP = 2 mm; ρP = 1200 kg/m3; De,A = 10-6 m2/ ef = 0,6 W/m·s Reacción: ˆ
R
H
s; k Δ
(630ºC) = 64 kJ/mol; k = 0,03 m3/kg·sPelícula: km,A = 0,1 m/s; h = 400 W/m2/ K
Resp: a) kηg = 1,19· 10-2 m3/kg·s. b) XA = 0,736
7. La reacción de isomerización irreversible de primer orden A ↔ P ( ˆ
R
H
Δ = - 10,86 kcal/mol) tiene lugar
en un reactor de lecho fijo a 85ºC y 8 atm. En estas condiciones el coeficiente cinético de la reacción es 1,2
L/kg·s. Todos los compuestos presentes son gases y se comportan idealmente. El catalizador es poroso. En su
interior l fusividad efectiva de A es 6·10-5 m2/s. Las partículas pueden considerarse esferas de 8 mm de
diá
mezcla erte, con una fracción molar de A de 0,3. En las condiciones de reactor, el
coefi sobara e
is as mismas condiciones en las que se introduce el alimento. Calcular:
a) La masa de catalizador necesaria para que la concentración de A a la salida del reactor sea
00 K) y la
nterior. Hallar las condiciones de operación a lo largo del reactor y la
a di
metro. La densidad de las partículas de catalizador es 2,0 kg/L. Se alimentan al reactor 20 m3/h de una
de A y de un gas in
ciente de transferencia externa de materia, km,A, es 0,0067 m/s. El reactor trabaja de forma i
oterma en l
12 mol/m3
b) El caudal de calor a intercambiar para que el sistema funcione en estas condiciones
Resp: a) W = 13,5 kg. b) – 4200 kcal/s
8. Se ha de diseñar un reactor de flujo en pistón con intercambiadores de calor internos de forma que el fluido
siga la curva de progresión óptima de temperatura. El alimento es un gas (0,1 m3/s, a 24,6 atm y 3
reacción la del gráfico del problema a
cantidad total de catalizador necesario para un alimento de A puro si se desea alcanzar una conversión del
95%, siendo la temperatura máxima permisible (Tmax) 850 K. Realizar un gráfico que muestre cómo varían a lo
largo del reactor la temperatura, la conversión y el caudal de calor a eliminar. Utilizar intervalos del 10% de la
longitud del reactor. Indicar asimismo el caudal de calor a intercambiar antes y después del reactor.
Resp: 915 kg. 2200 kJ/s y -1550 kJ/s

9. Se desea utilizar un sistema de dos reactores adiabáticos de lecho fijo (Tmax = 900K) para tratar 0,1 m3/s
de un alimento gaseoso a 24,6 atm y 300 K. Los datos cinéticos y termodinámicos de la reacción aparecen en
o adjunto. Para un alimento 40% molar de A – 60% molar inertes y un objetivo de conversión de A del
5%, preparar un esquema de diseño (indicar el peso de catalizador necesario, localización de los
nsistente en dos reactores
icos de lecho fijo. Después de la primera etapa la conversión es del 70%, después de la segunda 85%.
el gráfic
9
intercambiadores de calor, caudales de calor asociados y temperatura de la corriente de salida) si el reactor es
de flujo en pistón sin recirculación, de flujo en pistón con recirculación (indicar el valor de R). Comparar estos
resultados con los correspondientes a la solución extrema R = ∞.
Resp:
n alimento gaseoso (300 K, 24,6 atm, 0,1 m3/s) reacciona en un sistema co
10. U
diabát
a
Entre ambas etapas se inyecta un gas frío inerte ,
ˆ
P inerte
C = 40 J/mol·K. Realizar un esquema de diseño
indicando temperaturas, caudales de calor, masas de catalizador y caudal de gas inerte, para un alimento
consistente en 50% de A – 50% inertes y gas inerte inyectado a 24,6 atm y 350 K.
Resp:
11. Una reacción exotérmica de primer orden A ↔ B se lleva a cabo en un reactor catalítico de lecho fijo
adiabático que opera de forma isobara. El lecho tiene un radio de 1,25 m y 4 m de longitud. El alimento (A
puro) tiene una concentración de A de 2,0 mol/m3, y un caudal de 39,3 m3/s. La velocidad de la reacción puede
estar limitada por la difusión. Asúmase que la relación entre η y φ” es ( )
tanh "/ "
η φ φ
= . La difusividad es
al a T1/2 y para las partículas Le es 0,50 mm. Determinar la nversión fracc
proporcion co ional de A y la
mperatura de salida del lecho. ¿Cuánto cambia la respuesta si se ignora la limitación por difusión? ¿Y si se
te
asume un factor de eficacia constante basado en las condiciones de entrada?
Datos: T0 = 495ºC; De,A = 0,1 cm2/s a 495ºC; k = 4,0·10-3 m3/kg·s a 495ºC; EA = 125,6 kJ/mol;
ˆ
R
H
Δ = - 85 kJ/mol; w = 26 kg/s; ρL = 700 kg/m3; ρP = 2500 kg/m3; ˆ
P
C = 2,4 J/g·K
Resp: XA = 0,424 y TS = 813,9 K; XA = 0,504 y TS = 822,0 K; XA = 0,453 y TS = 816,6 K
12. Para un convertidor de SO2 en una planta de 1000 Tm/dia de H2SO4 (base 100% H2SO4 puro) calcular:a)
mera etapa de un reactor adiabática de cuatro etap
temperatura del alimento T0 es 430ºC, y la conversión fraccional a la salida de la primera etapa es 0,687. La
r d O2 11,5% y N2 79%.b) La longitud (L/m) y el diámetro (D/m) de
del
Datos: La velo dad de reac ene dada po
La masa de catalizador (V2O5) necesaria para la pri as, si la
composición mola el alimento es SO2 9,7%,
la primera etapa reactor
ci ción vi r:
/
( )
SO
r 3
2 2 2
3 2
1 2
SO SO P
p
P P K
2
SO
2
SO
P
SO
k O
p
⎡ ⎤
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎢ ⎥
− = −
⎜
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎟ ⎜ ⎟
⎢ ⎥
⎝ ⎠
⎝ ⎠ ⎣ ⎦
La
ependencia de con la temperatura es:
25
d 2
SO
T/ºC 416 429 437 458 488 504 5 544
k
106
2
SO
k 1,43 2,23 4
(mol SO2/g·s·atm)
5,3 11,1 17,7 28,0 38,6 37,7
Suponer KP = 7,97·10-5 exp(12100/T). ρL = 500 kg/m3: εL = 0,40: μf = 4·10-5 kg/m·s; ˆ
P
C = 0,94 J/g·K. La
conversión es 0,98 en la cuarta etapa. P0 ≅ 101 kPa; ˆ
R
H
Δ = - 100 kJ/mol; ΔP permisible 2,5 kPa
Resp:

13. Supóngase que las condicio e op n de nv de SO2 de cuatro etapas, de operación
adiabática y refrigeración entre etapas, son l e se n siguiente. Las restantes condiciones de
operación son: P = 1 bar, mp n mo l alim es 2, 11,5% O2 y 79% N2
nes d eració un co ertidor
as qu dan e la tabla
la co osició lar de ento 9,5% SO
Etapa Tent (ºC) Tsal (ºC) XSO2,sal (-rSO2,sal) (mol/g·s)
1
2
2
430
456
436
614
515
452
68,7
90,7
97
5·10-7
1·10-7
3·10-8
4 430 433 98 ≈ 10-8
a) Para extraer la máxima energía en un re-hervidor aguas abajo, se propone que la
temperatura del alimento se reduzca de 430 a 410ºC. ¿Cuál podría ser el efecto de este
0ºC, ¿Cuál sería la principal consecuencia? Explicar sin
hacer cálculos si el cambio puede realizarse
c) En qué etap d s a efica mo a 1 y en cuales < 1
d) Si la cantida e ca or n ia p gun se estima en 44.000 kg (según
los datos d probl nteri uál nti diámetro de las partículas se
cambiara d a 5 m plíqu
Resp:
cambio en la conversión de la primera etapa (no se hacen más cambios)? Explicar sin realizar
cálculos, pero con la ayuda de un gráfico, si puede el cambio puede realizarse.
b) Para sacar ventaja de las mayores velocidades de reacción, se propone que la temperatura
del alimento aumente de 430 a 45
as pue e esperar e que el f ctor de cia (η) sea próxi
d d talizad ecesar ara la se da etapa
el ema a or), c sería la ca dad si el
e 8 m. Ex ese.
Etapa Tent (ºC) Tsal (ºC) XCO,sal xCO,sal
1
2
2
573
509
406
639
516
415
0,780
0,862
0,958
0,0286
0,0179
0,0055
14. Se diseña un reactor de lecho fijo de varias etapas para producir H2 a partir de CO y vapor de agua. El
objeto es diseñar el reactor de forma que la corriente de salida contenga menos de 0,6% molar de CO (base
seca s 10 K inferior a la temperatura máxima de equilibrio para
dich la temperatura entre la 1ª y 2ª etapa en 130 K, y
110 K la 2 se desactiva significativamente si la temperatura
sobr s de salida de cada etapa, para
los d
molar vapor de agua a CO en el alimento = 6:1
p(-4900/T) mol CO/kg·s·bar2
omposición del alimento (base seca): 13% CO, 7,0% CO2, 56,8% H2 y 23,2% N2
15. Determinar la cantidad de catalizador n saria en cada una de las etapas del reactor del problema
). La temperatura de salida de cada etapa e
a etapa. Mediante intercambiadores de calor se reduce
entre etapas de ª en adelante. El catalizador
epasa 475 ºC. Determinar el número de etapas necesarias, y las condicione
atos siguientes:
imento (base seca) = 3,5 mol/s
Caudal de al
azón
R
ˆ
P
C = 2,12 J/g·K; ˆ
R
H
Δ = - 39,9 kJ/mol; T0 = 300ºC
Keq = 0,008915·exp(4800/T); k = 0,779·ex
C
Resp:
ece
anterior dados los datos adicionales siguientes:
P0 = 2760 kPa; (-ΔPmax) = 70 kPa
ρL = 1100 kg/m3; ρP = 2000kg/m3
( ) ( )
/
2 2 2
CO CO H O CO H eq
r k p p p p K
− = −
Las partículas de catalizador son láminas semi-infinitas 6 mm x 6mm con todas sus caras permeables.
Resp:

16. En el n
proceso German para producir anhídrido ftálico, el aftaleno pasa sobre V2O5 (sobre sílica gel) a
unos 350ºC. La velocidad de reacción puede representarse empíricamente por:
( ) ( )
,
/ · · exp /
38
r mol h lb 305 10 p 28000 RT
= − T viene dada en K, y p en atm.
El alimento es 99,9% molar en aire y 0,1% en naftaleno. Aunque tiene lugar (en parte
5 0
) una completa
xidación
Determinar las curvas temperatura vs. Profundidad del lecho de catalizador para tubos de 1, 2 y 3” de
ear el modelo unidimensional.
Resp:
o a CO2 y agua, puede asumirse satisfactoria-mente que la única reacción (si la temperatura no excede
400ºC) es ,
10 8 2 8 4 3 2 2
C H 4 5 O C H O 2 H O 2 CO
+ → + +
La entalpía de la reacción es ˆ
R
H
Δ = - 6300 Btu/lb de naftaleno. No obstante se recomienda tomar
un valor de – 7300 Btu/lb para tener en cuenta el incremento de energía liberada por la pequeña cantidad de
oxidación total. Las propiedades de la mezcla reaccionante pueden tomarse como las del aire.
Se diseña un reactor para operar con una conversión del 80% y tener una producción de anhídrido
ftálico de 6000 lb/dia. Será un reactor multitubular con sal fundida circulando por la carcasa del reactor. La
temperatura de entrada será 340ºC y la sal fundida mantendrá las paredes internas de los tubos del reactor a
340ºC.
diámetro interno. Asimismo, determinar que longitud pueden tener los tubos sin exceder la temperatura máxima
de 400ºC. El catalizador serán cilindros de 0,20 x 0,20” y la densidad del lecho puede tomarse como 50 lb/ft3
para cada tubo. La velocidad másica superficial a la largo de los tubos será 400 lb/h·ft2 de área de tubo.
Empl
17. La velocidad de reacción de la hidrogenación catalítica de CO2 a metano
es
( )
2 2
2
2 2
4
5
1 2
1
CO H
CO
H CO
k p p
r
K p K p
=
+ +
pCO2 y pH2 son las presiones parciales de CO2 y H2 en atm. A una presión
total de 30 atm y 314ºC los valores de las constantes son: k = 7 kmol/kg·h·atm-5, K1 = 1,73 atm-1 y K2 = 0,3
e caudal molar debido a la reacción. ¿Cuál será el error
18. En un reactor de lecho fijo (diámetro 6”, longitud 10 pies) tien
isomerización reversible de 1-buteno a isobuteno:
atm de lecho fijo con un caudal de alimento de 100 kmol/h de CO2 y la
cantidad estequiométrica de H2, calcular la masa de catalizador necesaria para alcanzar una conversión del
20% de CO2. Suponer despreciable el cambio d
-1. Para un reactor tubular isotermo
cometido al realizar la suposición?
Resp: 248,7 kg
e lugar a 300ºC la reacción de
( ) ( )
2 2 3 4 8
CH CH CH CH A i C H B
= − − −
interna de materia afectan la velocidad de reacción, ésta puede expresarse por
a) La reacción es de primer orden en ambos sentidos. Demostrar que si las transferencias externa e
,
B f
c
c −
,
,
A f
B f
c K
⎛ ⎞
3 a densidad aparente del lecho es de
Qué caudal volumétrico de 1-buteno se está
o? A la temperatura de trabajo, k = 4,7 m3/s·kg, K = 6,85, km,A = km,B = 0,0378 m/s
,
, ,
g A f
m A m m B m
r k c
1 1 1
K
k k a Kk a
η
η
= − =
⎜ ⎟
⎝ ⎠ + +
donde: k = coeficiente de velocidad de
reacción K = constante de equilibrio, km,A y km,B = coeficientes de transferencia de A y B,
respectivamente, c y c = concentraciones de A y B en la fase fluida
A,f B,f
b) El alimento en A puro (gas) y se alcanza una conversión del 80%. El catalizador, de diámetro de
partícula 1 mm, tiene una densidad de 1200 kg/m , mientras que l
900 kg/m3. Si la eficacia del catalizador es de 0,55 ¿
procesand
c) Se pretende aumentar 10 veces el caudal de alimento manteniendo la conversión de A, qué disposición

lo el número de unidades necesarias o modificar la longitud del
reactor actual.
Nota: suponer que el número de Reynolds es siempre > 10
Resp: 3,57 m3/s.
será más económica: colocar en parale
19. La velocidad de la deshidrogenación de etilbenceno (peso molecular 106 g/mol) en función de las
presiones parciales de reactante y productos:
; log ,
S H
EB EB 10
p p 4770
r k p k 1 5
K T
⎛ ⎞
− = − = − +
⎜ ⎟
⎝ ⎠
4
Los subíndices EB, S y H se refieren, respectivamente, al etilbenceno, stireno e hidrógeno. Las
nidades
73 773 873
u de k son kmol/s·kg·atm y la temperatura T se expresa en K. La constante de equilibrio K varía en
función de la temperatura según los valores de la tabla siguiente:
T (K) 6 973
K (atm) 1,7·10-3 2,5·10-2 0,23 1,4
ersión axial calcular la cantidad de catalizador necesaria para
producir 1000 kg/día de estireno. El reactor operará adiabáticamente y consistirá en tubos verticales de 1,2 m
de diáme iones son las siguientes:
Densidad aparente del lecho = 1440 kg/m3
Presión media en los tubos = 121 kPa
Entalpía de reacción = 1,4·10-3 kJ/kmol
Caudal de etilbenceno alimento = 1,7·10-3 kmol/s
Caudal de vapor de agua calefactor = 0,034 kmol/s
Capacidad calorífica media de reactante y productos (vapor) = 2,8 kJ/kg
Resp:
Usando el modelo unidimensional sin disp
tro rellenos con pellets de catalizador. Las especificac
Temperatura del alimento = 625ºC

3. REACTORES CATALITICOS DE LECHO FLUIDIZADO
3.1 Hidrodinámica de la fluidización
Un lecho fluidizado es un lecho de partículas sólidas en suspensión por efecto del flujo ascendente de un fluido.
Dependiendo del tipo de fluido se pueden distinguir dos tipos de lechos fluidizados: el gas-sólido y el líquido-sólido. No
obstante, casi todas las aplicaciones comerciales conciernen a sistemas gas-sólido, que será el sistema tratado en este
capítulo.
En la figura 3.1-1 se observan sucesivos estados del sistema gas-sólido a medida que aumenta la velocidad de
paso del gas. En el estado (a), el lecho de partículas permanece estático comportándose como un lecho fijo. En el (b), el
lecho esta expandido con una distribución relativamente
uniforme de las partículas, que, a su vez, presentan un
movimiento caótico. No se observan burbujas de ningún tipo y
tamaño. En el estado (c), correspondiente a velocidades del
fluido mayores que en (a) y (b), el lecho se ha vuelto ha
expander debido a la presencia de burbujas de fluido. En es
estado (d), debido a la elevada velocidad se forman grandes
burbujas que pueden llegar a ocupar todo el diámetro del
reactor, y se puede iniciar ya el arrastre de las partículas.
Finalmente en (e), se muestra el arrastre de las partículas
fuera del reactor.
Figura 3.1-1: Varios estados de contacto entre carga
sólidos y un fluido
El movimiento aleatorio de las partículas causado
por el flujo del fluido en el estadio (b) sólo se puede
conseguir si la velocidad del fluido excede un cierto límite.
Este límite se llama generalmente velocidad mínima de
fluidización. Por encima de esta velocidad el lecho se pone en
movimiento y se expande.
En los sistemas fluidizados, el sólido adquiere
propiedades parecidas a las de un líquido como, por ejemplo,
la viscosidad. Otras propiedades interesantes que adquiere el
lecho fluidizado parecidas a las del líquido son: la de
mantener la superficie horizontal al inclinar el contenedor y la
circulación del sólido al perforar la pared. La buena agitación
del sólido, provocada por las burbujas, junto con el pequeño
tamaño frecuente de partículas (50-250 micrones), hace que
sean despreciables los gradientes de materia y de calor tanto
en el reactor como en las partículas. De ello resulta un reactor
que normalmente es isotermo y que no suele presentar
problemas importantes de transferencia interna de materia en
el sólido.
Por otro lado, dado que se comporta como un líquido se facilita su manejo y transporte mecánico o "bombeo".
La desventaja es que el gas normalmente fluye en forma de burbujas y no está mezclado reduciéndose el contacto.
También es posible que la agitación vigorosa del sólido origine su atrición y la erosión de las paredes y dispositivos
internos del reactor. Sin embargo, las ventajas suelen sobrepasar a las desventajas, por lo que estos tipos de
dispositivos son ampliamente usados. Sin embargo, la falta de modelos reales de flujo y contacto hacen complicado el
cambio de escala.

Figura 3.1-2: Pérdida de presión a lo largo del lecho en función de la
velocidad del gas. .
Por lo que hace referencia a la pérdida de presión en el lecho hasta que aparece la fluidización, los lechos
fluidizados con un gas presentan dos tipos de comportamiento. Puede suceder que enseguida que se alcance la
velocidad mínima de fluidización aparezcan burbujas (en este caso la velocidad mínima de borboteo es igual a la mínima
de fluidización) la curva de pérdida de presión es "normal" como se observa en la figura 3.1-2. Sin embargo, a veces,
una vez sobrepasada la velocidad mínima de fluidización el lecho continua expandiéndose de forma "abnormal" hasta
que se alcanza la velocidad mínima de borboteo, umb,momento en el cual el lecho se colapsa pasando a ser "normal".
Dependiendo de las características del gas y de las partículas de sólido, del distribuidor y de los dispositivos
internos, la región de fluidización por borboteo se puede extender en más de un orden de magnitud respecto de la
velocidad del gas.
Una vez fluidizado, a medida que la velocidad del gas crece, crece también el tamaño de las burbujas por el
efecto de la coalescencia de éstas pudiendo llegar a tener un diámetro tan grande como el del reactor. Estas burbujas se
denominan glóbulos o "slugs" y constituyen una gran canalización de paso de gas (bypass) y conllevan grandes
fluctuaciones del lecho y de la perdida de presión. Se admite la presencia de la globalización o slugging cuando el
diámetro efectivo de burbuja excede un tercio del diámetro del lecho. La hidrodinámica de los glóbulos es muy distinta a
la de las burbujas pequeñas, así, por ejemplo, tienen una menor velocidad. Se pueden formar diferentes tipos de slugs
(Figura 3.1-3):
a) Glóbulos asimétricos: fluidización grupo A de la clasificación
de Geldart (ver más adelante).
b) Flat-nosed slugs: fluidización de partículas grandes de
elevada densidad.
c) Glóbulos de pared: se forman cuando a elevadas
velocidades del gas se rompen los glóbulos.
Este fenómeno junto con el de las canalizaciones suelen
originarse en los reactores de laboratorio, y es necesario tener en
cuenta que el no realizar una descripción realista de la hidrodinámica
puede llevar a modelizaciones que conducen al fracaso en el proceso de escalado. La canalización del gas en forma de
a) b) c)
Figura 3.1-3: Diferentes tipos de “slugs”

burbujas provoca que la conversión del lecho fluidizado catalítico tenga valores inferiores a las de flujo en pistón e
incluso inferiores a las de mezcla perfecta.
También puede usarse un líquido para fluidizar un sólido. En este caso no se suelen formar burbujas sino que
el lecho se expande manteniendo una densidad de partículas constante de un punto a otro del recipiente. Desde el punto
de vista macroscópico el lecho puede considerarse homogéneo. La razón fundamental para la diferencia de
comportamiento entre la fluidización por gases (fluidización agregativa, aggregative fluidization) y por líquidos
(fluidización particulada, particulate fluidization) se cree que fundamentalmente es debida a la razón de densidades
sólido-fluido (ρs/ρF). Si esta es grande se forman burbujas (bubbles y slugs), mientras que si la razón es baja solo se
expande el lecho. De este modo, este hecho explica que se puedan encontrar combinaciones líquido-sólido que forman
burbujas (tungsteno-agua) y combinaciones gas-sólido que no las formen (fluidización de polvos con gases a presión).
Por tanto, en general, la hidrodinámica de los sistemas líquido-sólido son más fácilmente interpretables y el diseño más
directo. A pesar de ello, dada la poca frecuencia industrial de estos sistemas, el presente estudio se centra
exclusivamente en el diseño de lechos fluidizados con gas.
Con la siguiente Figura 3.1-4,
construida por Geldart ("Types of Gas
Fluidization", Powder Tech. pp.284-292
(July 1973)), se puede dilucidar el tipo de
fluidización que se puede alzanzar a partir
del diámetro medio equivalente de partícula
(ya que normalmente se tiene una
distribución de tamaños de partícula de tipo
gaussiana) y las densidades del fluido y del
sólido (de la densidad aparente). Es
necesario señalar que el trabajo original es
sólo aplicable a condiciones ambientales.
Clase A: (Aireables)
Fluidización fácil: corresponde a la
fluidización de partículas pequeñas (30-
150 μm) y de baja densidad (<1500
kg/m3). Tiene un comportamiento "abnormal", umb>umf, la velocidad de las burbujas es mayor que la de la fase densa,
ub>ue, y la fracción de huecos en la emulsión crece con la velocidad del fluido, εe>εmf. Ejemplo: el catalizador de un
cracking. Los procesos en los que se trabaja en esta clase tienen un mayor coste de catalizador debido al pequeño
tamaño.
Figura 3.1-4: Clasificación de Geldart de los lechos fluidizados
Clase B: (Burbujeantes) Fluidización puramente agregativa. Fluidización fácil. Corresponde a la fluidización de partículas
con tamaños entre 150 y 500 μm y densidades de partícula entre 1500 y 4000 kg/m3. Tiene un comportamiento
"normal", umb= umf y la fracción de huecos en la emulsión es aproximadamente constante e igual a la mínima de
fluidización en un rango normal de velocidad del fluido, εe= εmf. Ejemplo: la arena. Este grupo presenta distinto
comportamiento según la escala de la unidad y tiene una mayor complejidad de diseño.
Clase C: (Cohesivos) corresponde a polvos (dp < 30 μm y cualquier densidad) con gran capacidad de cohesión
formando agregados que difícilmente se fluidizan y dan lugar a canalizaciones. El considerar que en un lecho fluidizado
las partículas flotan y no interaccionan entre ellas es válido sólo para partículas relativamente grandes. Para partículas
suficientemente pequeñas aparecen fuerzas de Van der Waals y capilares (que pueden resultar de la condensación de
vapor de agua presente en el aire de fluidización. Con una humedad inferior al 8% no aparecen) que las mantienen
unidas. Ejemplo: talco, harina, cemento.

Clase D: Fluidización posible pero de baja calidad: corresponde a la fluidización de partículas grandes (dp > 400 μm)
y/o muy densas (ρp > 1000 kg/m3). La velocidad del gas en la fase densa es alta, y si se llegan a formar burbujas,
éstas tienen una velocidad menor que las de los grupos A y B. Se suelen forman burbujas mal definidas y glóbulos.
Ejemplo: perdigones de acero, guisantes secos, combustión de partículas de carbón para reducir costes de trituración.
La presencia excesiva de finos (10-45 micras) provoca dificultades en la fluidización, hay que tener en cuenta
que la clasificación de Geldart atiende al tamaño medio de partícula. Se recomienda que los finos no excedan el 20-35%.
Cantidades mayores dificultan y encarecen el proceso. Se pueden eliminar los finos antes de introducir el sólido en el
reactor. Sin embargo, no se hace por problemas de costes. Puesto que los finos no se retienen en el ciclón se puede
aprovechar la operación para llevar a cabo una clasificación del sólido. Sin embargo, este proceder provoca en muchos
casos problemas de puesta en marcha, ya que antes de producirse la clasificación se originan problemas de transmisión
de calor o taponamientos de los ciclones debido a las fuerzas cohesivas de los finos.
Aunque las propiedades del sólido y las del fluido determinan el tipo de fluidización, hay otros factores que
influyen sobre la agitación del sólido, el tamaño de burbuja y la extensión de la heterogeneidad. Estos factores incluyen
la geometría del lecho (cuanto más alto y estrecho mayor globulización), el flujo del gas, el tipo de distribuidor y los
dispositivos internos. La diferencia de comportamiento (conversión y selectividad) entre una planta pequeña y otra
grande reside de forma crítica en el diseño de los dispositivos internos y del distribuidor de gas.
Una vez establecida la viabilidad de la fluidización es necesario conocer tres valores hidrodinámicos que la
caracterizan: la velocidad mínima de fluidización, la velocidad de arrastre y la expansión del lecho en función de la
velocidad de flujo
3.1.1 Velocidad mínima de fluidización
La velocidad mínima de fluidización se estima utilizando la expresión de Ergun para la pérdida de presión de un
fluido que circula a través de un lecho de sólidos. En el momento de la fluidización incipiente, la pérdida de presión se
hace independiente de la velocidad de paso y se compensa con el empuje y la fuerza gravitatoria. Considerando que las
partículas no se apoyan unas en otras justo en el momento de tránsito de lecho fijo a lecho fluidizado se puede aplicar la
ecuación de Ergún para describir la pérdida de presión por unidad de longitud de lecho fijo a partir de las propiedades
del fluido y del sólido. Así se tiene,
Δ = = ρ − ρ ε
P p F pm m
P A M g ( ) A L g
( )
⎛ ⎞
⎛ ⎞
⎛ ⎞
Δ μ ρ
ε ε
⎜ ⎟ ρ ρ
⎜ ⎟ ε
⎜ ⎟⎜ ⎟ ⎜ ⎟
ε ε
⎝ ⎠⎝ ⎠ ⎝ ⎠
2 2
pm pm
mf mf
F F
pm
p F
3 2 3
m pm p
p pm
P u u
= A ' + B = ( - ) g
(1- )
L 1- d
d
ε
ρ
pm
3 3
p
siendo : = fracciónde volumen de lecho ocupada por las particulas enla
fluidizacion (m sólido / m reactor)
= densidadde partícula
−
⎛ ⎞
⎜ ⎟
Δ
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠
Δ
∑
1
i
p
i-1 i
i
x
= de la curva acumulativa
d +
d d
2
= fracción másica entre dos tamaños
x
Haciendo la expresión adimensional (multiplicando por ρF⋅dp
3/(μF
2⋅εpm)), y si se usan los valores

experimentales de los parámetros A’ (εpm/(1-εpm)3) y B(1/(1-εpm)3), los cuales suelen tener respectivamente un valor
cercano a 1650 y 24.5, respectivamente, se obtienen las siguientes expresiones en las que aparecen dos números
adimensionales, el número de Reynolds y el de Arquímedes:
-5 1/2
m f
Re = 33.7 [(1 + 3.6 10 Ar - 1]
)
ρ ρ ρ ρ
μ μ
3
F F p F
m f
p p
m f 2
F F
u ( -
d d
Re = Ar =
) g
⎡ ⎤
⎛ ⎞
ρ ρ ρ
μ ⎢ ⎥
⎜ ⎟
⎢ ⎥
⎜ ⎟
ρ μ
⎝ ⎠
⎢ ⎥
⎣ ⎦
1/2
3
-5
p F F p
F
mf 2
p F F
3.6 10 ( - ) g
d
33.7
u = 1+ -1
d
Estas estimaciones puedan presentar una desviación estándar de ± 34%. La estimación de la velocidad
mínima de fluidización se puede mejorar con ayuda de la determinación experimental, que son las que sirven para definir
los valores de 1650 y 24.5. Nótese que la velocidad mínima de fluidización es independiente de la altura de lecho.
La expresión general para partículas cuya geometría viene definida por la esfericidad, φs, la cual cuantifica su
alejamiento de la geometría esférica, es la siguiente
ρ ρ ρ
ρ ρ
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
ε
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
μ μ
ϕ ϕ μ
ε ε
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
2 3
mf mf p
p p
F F
mf
2 2
3 3
mf mf
s s
( - )g
u u
1.75 150(1- ) d
d d
+ = F p F
⎛ ⎞
ϕ ⎜ ⎟
⎝ ⎠
s
ambas para elmismo volumen
superficie de una esfera
=
superficie de la partÍcula
ϕ ϕ
s s
= 1esfera, 0 < < 1otras formas
Expresión que en los dos casos extremos de partículas pequeñas y grandes se simplifica de la siguiente
manera
ρ ρ
ϕ
ε
ρ
p p F
s 3
2
mf mf
F
( - )
d
Re>1000 = g
u
1.75
ρ ρ
ϕ ⎛ ⎞
ε
⎜ ⎟
μ ε
⎝ ⎠
2 3
p p F
s mf
mf
mf
( - )
( )
d
Re < 20 = g
u
150 1-
El valor de la esfericidad oscila entre 0.5 y 1, siendo normal para sólidos granulares típicos el de 0.6. Las
partículas esféricas son las mejores para fluidizar, siendo tanto más difícil cuanto más se alejan de la geometría esférica.
En estos casos, las partículas no esféricas tienden a redondearse por efecto de la atrición.
3.1.2 Velocidad de arrastre
La velocidad de arrastre se calcula para el tamaño medio de la fracción de partículas de menor tamaño y para
partículas de cualquier geometría mediante la siguiente expresión, en la que se considera que el peso aparente de la
partícula es igual a la fuerza de rozamiento:

π
ρ ρ
3
p
p F T
d
( - ) g= F
6
ρ
μ
p
F t
F
u
d
Re =
π
ρ
T
D 2
2
p
t
F
F
Coeficiente de roz.= C =
d
u
2 4
de donde, en función de CD, se tiene
⎛ ⎞
ρ ρ
⎜ ⎟
⎜ ⎟
ρ
⎝ ⎠
1/2
p F
p
t
F D
4 g ( - )
d
u =
3 C
El coeficiente de rozamiento es una función del Reynolds y para partículas esféricas la relación es analítica,
ρ ρ
μ
2
p F p
t D t
F
( - ) g d
24
(Regimen Stokes)Re <1 C = u =
Re 18
ρ ρ
≈
ρ
p F
2 p
3
t D t
F
( - ) g
d
Re > C 0.43 u =3.1
10
⎡ ⎤
ρ ρ
⎢ ⎥
μ
ρ
⎢ ⎥
⎣ ⎦
1/3
2 2
p g
3
t D t
t g
( - ) g
69.43 4
1<Re < lnC =-5.50+ u = d
10
lnRe +7.99 225 p
Se suele decir que para evitar un excesivo arrastre, la velocidad superficial del fluido en el proceso de
fluidización debe ser superior a la mínima pero inferior a la de arrastre. Sin embargo, es necesario señalar que en esta
afirmación se están comparando dos magnitudes definidas sobre bases diferentes, el tamaño medio de todas las
partículas para umf y el tamaño de la fracción de partículas más pequeñas para ut. Teniendo en cuenta que en régimen
de borboteo la mayor parte del gas pasa a través del lecho en forma de burbujas rápidas con poca fracción de sólidos,
se puede tener un lecho fluidizado estable incluso a velocidades superiores a la de arrastre. En la práctica se ha
observado que
t
p
mf
u
10 Re >1000,para partículas grandes
u
≈
t
p
mf
u
90 Re <0.4,para partículaspequeñas
u
≈
Puesto que, en general, se usa una velocidad de fluido entre 5 y 30 veces la mínima de fluidización, el riesgo
de arrastre es muy limitado y fácilmente eliminado con un ciclón.
3.1.3 Expansión del lecho fluidizado
La expansión del lecho fluidizado por un gas no es fácilmente estimable y las mejores estimaciones son las
experimentales. En la práctica es necesario adicionar distribuidores y utilizar relaciones diámetro/altura, D/h, elevadas
para conseguir una mayor uniformidad y eliminar posibles glóbulos y canalizaciones. En el caso de la fluidización
agregativa una vez sobrepasada la velocidad mínima de fluidización, prácticamente todo el exceso de gas pasa por el
lecho en forma de burbujas y la expansión se suele estimar como la correspondiente a la velocidad mínima de

fluidización. Aunque su valor es más o menos uniforme en todo el lecho, la erupción de las burbujas en la superficie del
lecho provoca que en esa zona crezca la fracción de huecos.
Una correlación que da buenos resultados en las predicciones de εmf (± 10%) cuando las partículas a fluidizar
son bastante pequeñas es:
−
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
μ ρ
ε = ϕ ⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
ρ ρ − ρ ρ
⎝ ⎠
⎝ ⎠
0.029 0.021
2
0.722 F
mf s 3
F p F p p
0.586
g( )d
Cuando las partículas son grandes, estas predicciones son demasiado pequeñas, y valores obtenidos inferiores
a 0.40 son dudosos. Si hay una distribución significativa de tamaños tampoco deben usarse estas predicciones, ya que
las partículas pequeñas llenan los intersticios entre las grandes. Valores típicos de εmf están alrededor de 0.5.
3.1.4 Diámetro de burbuja
En general, el tamaño de las burbujas está determinado por la
velocidad superficial, uo = qo/A, la geometría del recipiente, el diseño del
distribuidor principalmente, y se controla mediante el uso de dispositivos
internos (“internals”), que permiten tener burbujas lo suficientemente
pequeñas (tamaño razonable 4-10 cm) y distribuidas uniformemente para
conseguir un buen contacto G-S. Se suelen utilizar dispositivos en posición
vertical o bien en horizontal. Un ejemplo de dispositivos verticales es la
utilización de tubos de intercambiadores de calor uniformemente
espaciados. En esta disposición el diámetro efectivo del lecho es el
diámetro hidráulico, dte
db
Figura 3.1.4-1: Diámetro efectivo de
burbuja en la presencia de dispositivos
internos verticales
db,eff
te
area transversal del lecho
=4
d
perímetro de mojado
Para el diseño de este tipo de reactores se requiere calcular el
diámetro efectivo de las burbujas y en ausencia de datos experimentales
se puede tomar db,ef = dte ,o bien el que se indica en la figura 3.1.4-1.
Los dispositivos internos horizontales son parrillas, baffles ondulados, platos perforados o tubos de
intercambiador. El diseño y el espaciado de estos dispositivos determina el tamaño resultante de burbujas y no existe, en
estos casos, ninguna formula general para predecirlas.
Si se compara estos dos tipos de disposiciones se encuentra que la vertical minimiza las interferencias con el
flujo suave de los sólidos mientras que el horizontal dificulta la mezcla permitiendo el desarrollo de gradientes de
temperatura. Los baffles horizontales retardan la mezcla del sólido, provocan clasificación de partículas y originan perfil
axial de temperatura. También crean zonas de bajo contenido en sólido. Los lazos de recirculación de sólido para
corregir la clasificación son raramente justificables desde el punto de vista económico y crean problemas de operación.
A elevadas velocidades de gas los dispositivos verticales presentan mucho bypass de gas y slugging, para
evitarlo deben estar separados al menos 30 veces el diámetro de las partículas. Por el contrario el horizontal uniformiza
la mezcla, provoca turbulencia y minimiza el bypass. Por tanto, la disposición horizontal se prefiere para trabajar a
elevadas velocidades cuando la uniformidad de temperatura no es un factor crítico. Así pues, la presencia de dispositivos
internos puede mejorar el comportamiento (aumentando el contacto) de los reactores grandes, pero existe un límite
crítico por encima del cual el lecho fluidizado se comporta como uno fijo al limitar el movimiento del sólido.

Con sólidos del tipo A del gráfico de Geldart, las burbujas suelen alcanzar rápidamente un diámetro de unos
pocos centímetros (entre 2 y 4). Con partículas del tipo B se observa un crecimiento de las mismas con la altura de
lecho, tendiendo a un tamaño límite que suele ser mayor que el de los sólidos tipo A. El tamaño de las burbujas ha sido
medido por Yasui y Johanson (AIChE J. 4,445(1958)), Kobayashi et al. (Chem.Eng.Japan 29,846(1965)), Toei et al.
(Chem.Eng. Japan 29,851(1965)) y Kunii et al. (Chem.Eng.Japan 29,846(1965)). Los resultados muestran que el
tamaño de las burbujas crece con la velocidad del gas y con la altura en cualquier lecho.
Existen diversas correlaciones para estimar el diámetro de burbuja originado por un orificio pero hay que tener
presente que no todas consideran que la altura del lecho y la coalescencia alteran significativamente el diámetro de las
burbujas. Davison y Harris (1963) sugieren que la condición para el tamaño máximo de burbuja es ub = ut. Sin embargo,
experimentalmente se evidencia que db,máx es el doble del predicho por dichos autores. Desde el punto de visto práctico
un buen procedimiento es db,máx =1.87⋅db,orificio (Rowe 1973).
Como se muestra en la figura
3.1.4-2 las burbujas de gas se forman en el
distribuidor, formándose posteriormente
una zona de crecimiento de burbujas, con
burbujas pequeñas que coalescen, y una
zona posterior de burbujas grandes.
Figura 3.1.4-2: Diferentes estados de fluidización
En la medida de lo posible, el
tamaño de burbuja debe determinarse
experimentalmente en reactores grandes y
con los dispositivos internos necesarios. El
diámetro efectivo de las burbujas se puede
calcular a partir de la observación
experimental de la frecuencia de burbujas
(n) por la siguiente expresión válida para
un lecho de burbujas rápidas (el modelo de
flujo de gas alrededor es el de Davison) (se
forman si ub>5umf o uo>2umf)
⎛ ⎞⎛ ⎞
⎜ ⎟⎜ ⎟
⎝ ⎠
⎝ ⎠
b o mf
b o mf
b mf
1.5u u - u 1.5
= (u - u )
d
n u - u n
.
Para burbujas pequeñas
⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎝ ⎠
b o mf
b
b mf
1.5u u - u
=
d
n u +3u
Existen estudios sobre el diámetro de burbuja en lechos fluidizados pequeños sin dispositivos internos. La mejor
relación parece ser la de Mori y Wen :
-
-
−
= 0.3h/D
bmax b
bmax bo
d d
e
d d
[ ]
0.4
bm o mf
d 0.652 A (u u ) (CGS)
= −

2
bo o mf
0.4
o mf
bo
d
Plato poroso d 0.00376 (u u )
A (u u )
Plato perforado d 0.347
n
= −
⎡ ⎤
−
= ⎢ ⎥
⎣ ⎦
mf
p
max
2
d
bo
D 7 130 cm
v 0.5 20 cm / s
d 0.006 0.045 cm
d diámetro máximo si todas las burbujas de un plano coalescen en una sola o altura infinita
n número perforaciones por cm
d diámetro inicial, justo a la salida del orificio
= −
= −
= −
=
=
=
Werther desarrollo otro modelo basado en la coalescencia cuyas predicciones para reactores más grandes (2m
de diámetro) y más pequeños (0.1 m) que los del intervalo de Mori, son muy cercanas a las predicciones de este último.
( ) ⎡ ⎤
= + − −
⎡ ⎤
⎣ ⎦ ⎣ ⎦
1/3 1.21
b o mf
d 0.853 1 0.2722 u u 1 0.0684h) (cgs)
Como puede observarse el tamaño de burbuja depende de la altura del lecho, y como la altura de lecho
catalítico depende del coeficiente global de transferencia y de la velocidad de la burbuja que, a su vez, dependen del
tamaño de burbuja, será necesario un procedimiento iterativo para el cálculo de la altura y del peso de catalizador
cuando variación del tamaño de burbuja sea importante.
3.1.5. Diseño del distribuidor de gas
El distribuidor de gas en un lecho fluidizado es uno de los factores más importantes en el diseño ya que afecta
a la calidad y comportamiento del lecho. Las principales consideraciones implicadas en el diseño del distribuidor son:
1) distribución uniforme del gas en el lecho.
2) prevención de la pérdida de sólido por el distribuidor.
3) prevención de la atrición del sólido en los puntos de inyección del gas.
4) completa fluidización desde el inicio del lecho sin la formación de zonas muertas en las cercanías del
distribuidor.
5) control de la formación de chorros durante la inyección del gas a través de los orificios del distribuidor.
La pérdida de presión a través del distribuidor es la variable esencial en la verificación de las anteriores
consideraciones. En principio, cuanto más elevada sea mejor será la distribución del gas, ya que el gas tiene que vencer
de manera uniforme las perturbaciones que se producen en el burbujeo del gas. Sin embargo, si la caída de presión es
suficientemente pequeña, el gas busca los orificios más fáciles, dónde la caída de presión sea más baja, produciéndose
canalizaciones preferentes, y probablemente aparecerán orificios tapados. Al mismo tiempo, una elevada pérdida de
carga significa una mayor compresión del gas, es decir, un incremento en el coste, y , por tanto, un aumento
considerable de la velocidad en los chorros del distribuidor. Esto último lleva consigo una mayor atrición del sólido y
también el peligro de que dichos chorros atraviesen el lecho, si éste es de poca altura, con el consiguiente bypass de
gas. Experimentalmente se ha comprobado que la pérdida de presión debe de estar entre un 10 y un 30% de la pérdida
total de presión en el lecho fluidizado.
Existen diversos criterios para la elección de la perdida de presión en el distribuidor, en los que se propone que
sea una fracción de la perdida de presión en el lecho con la finalidad de tener una distribución uniforme del gas. Para
platos perforados y boquillas, Hyby (1967) sugiere utilizar las siguientes relaciones:

d
o mf
P
= 0.15 u / u 1-2
P
Δ
≈
Δ
d
o mf
P
=0.015 u / u 1
P
Δ
>>
Δ
Como se observa en la última relación, se ha visto que es posible encontrar buenas distribuciones para valores
muy inferiores al comentado, mostrándose la dependencia de la pérdida de presión con la altura y del diámetro de lecho.
La expresión propuesta por Creasy (1971) cuantifica dicha dependencia,
⎡ ⎤
⎛ ⎞
Δ −
= + −
⎢ ⎥
⎜ ⎟
Δ ⎝ ⎠
⎣ ⎦
d
P D
0.01 0.2 1 exp
P 2 H
Por tanto, la presión del gas debajo del distribuidor será P = presión encima del lecho + pérdida de presión
en el lecho + pérdida de presión en el distribuidor.
En la figura 3.1.5-1 se esquematizan diversos tipos de distribuidor. Desde el punto de vista de la
uniformidad de fluidización el más adecuado es el plato poroso, seguido del perforado y el de rejillas. Si es
necesario retirar parte de sólidos por el fondo, el acceso del gas al distribuidor es cónico. En este caso, la
influencia del ángulo es considerable, siendo recomendable un valor próximo a los 50º. El plato puede ser plano (es
lo ideal) o cóncavo o convexo si consideraciones de orden mecánico lo aconsejan. Sin embargo, estos dos últimos tipos
provocan erosión del plato y circulación preferente del gas.
Plato
perforado
convexo
Platos
perforados
apilados
Plato
perforado
concavo
Plato
perforado
Lecho fijo
insertado
entre platos
perforados
Barras
de la
rejilla Orificios Campanas
Rendija
Rendija
Plato de
multiples
filtros
Rejilla
de
tubos
Figura 3.1.5-1: Diferentes tipos de
distribuidor de flujo en lechos fluidizados
Orificios
laterales
de
mezclado
Eliminación
de cenizas

Una vez calculada la pérdida de presión en el distribuidor es necesario calcular la velocidad del gas en los
orificios del distribuidor, el número y diámetro de orificios (0.5-5 cm) y su disposición. Las siguientes relaciones son
útiles para dicha finalidad,
1/2
d
or
G
2 or
or
or
d
2 g P
=0.7 Re>100 Kunii-Levenspiel(1969)
u
n
u= d u
4 A
⎛ ⎞
Δ
⎜ ⎟
ρ
⎝ ⎠
π ⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎝ ⎠
En general, cuanto más pequeño es el orifico, mejor es la distribución del gas, pero mayor es el peligro de
obturación y más elevado es el coste.
A las velocidades de orificio empleadas en algunas industrias (50-200 cm/s) el fluido penetra en el lecho en
forma de chorro, por lo que el comportamiento en las cercanías del distribuidor es muy distinto al del resto del lecho.
Existen muchas expresiones para estimar la profundidad de penetración del chorro, pudiendo usar de manera aceptable
la de Wen y Chen (AIChE J. (1982),28,348) con una desviación de un 30%. También hay que tener presente que existe
una velocidad del gas para la cual no todos los orificios son operativos.
La realidad de los lechos fluidizados es compleja y los modelos que intentan describirla presentan unos
parámetros difíciles de escalar. Por esta razón el mejor diseño es el que se realiza por cambio de escala (scale-up) de
planta piloto. De la gran diversidad de modelos hidrodinámicos existentes no se puede escoger uno como el mejor ya
que cada uno de ellos será adecuado cuando las condiciones experimentales coincidan con las asunciones del modelo.
Para un diseño preliminar, sin embargo, es recomendable elegir un modelo satisfactorio en varios puntos que requiera
pocos datos. Dado que la mayoría de los reactores tienen dispositivos internos son recomendables los modelos de
burbuja uniforme y en concreto el de Kunii-Levenspiel es recomendable por su simplicidad conceptual y combinado con
el apropiado modelo cinético suele proporcionar un perfil de concentraciones muy correcto en un amplio rango de
condiciones.
3.2. Modelo de burbujeo de Kunii-Levenspiel
A velocidades de gas superiores a la de mínima fluidización, el lecho fluidizado más bien parece un líquido en
vigorosa ebullición; las burbujas de gas ascienden rápidamente y explotan en la superficie del lecho, resultando una fase
emulsionada muy agitada. En los reactores de lecho fluidizado se suele trabajar en las condiciones de borboteo, de
modo que el intenso movimiento de las burbujas provoca una mezcla suficiente en la fase densa o emulsión, y como
consecuencia la temperatura es prácticamente uniforme en todo el reactor. Este efecto favorable viene acompañado de
otro desfavorable: el gas de dentro de las burbujas puede no reaccionar y puede, por tanto, originar cortacircuitos
importantes de gas.
Cuando las burbujas ascienden, los reactantes de la fase gas se transfieren hacia fuera y hacia dentro de las
mismas, de manera que pueden entrar en contacto con el sólido produciéndose la reacción. El producto fluye hacia el
interior de las burbujas y sale del lecho con las mismas. La velocidad a la cual los reactantes y productos fluyen hacia
dentro y hacia fuera de la burbuja determina la conversión, que depende evidentemente del tiempo que tardan las
burbujas en atravesar el lecho. Consecuentemente, además del modelo cinético, será necesario disponer para obtener la
ecuación de diseño de un reactor de lecho fluidizado, de un modelo de flujo completo, que considere el de cada fase y el
contacto entre fases para estimar el comportamiento del reactor.
Los modelos más simples son los fundamentados en el flujo ideal de una sola fase en la que se considera que
todo el volumen del reactor tiene una concentración uniforme de catalizador. No dan buenos resultados, presentándose

grandes desviaciones entre las previsiones y los resultados experimentales. Como máximo se puede obtener previsiones
cercanas a las de flujo en pistón y como mínimo pueden presentarse previsiones incluso más bajas que las
correspondientes al flujo ideal de mezcla perfecta, en particular para tamaños elevados de las burbujas. Los modelos de
flujo no ideal con un solo parámetro tampoco suelen dar resultados satisfactorios, ya que son incapaces de predecir
conversiones por debajo de la de mezcla perfecta.
En los sistemas gas-sólido la dificultad de emplear modelos basados en la RTD es la obtención de una curva E
significativa. La medida clásica de RTD no se puede utilizar para determinar la mezcla del gas en la emulsión, ya que
siempre hay una fracción de lecho ocupada por burbujas sin sólido.
El modelo que supone el flujo dividido en dos regiones, la de burbujas y la de emulsión, puede considerar hasta
seis parámetros: la relación de volúmenes de las dos regiones, la relación de la cantidad de sólidos en las mismas, la
relación de flujos, la transferencia entre regiones, y las desviaciones en cada zona respecto al flujo ideal en las mismas.
El modelo es demasiado complejo, con carácter empírico, y el escalado, por tanto, muy poco fiable.
La propuesta más atractiva es la que utiliza el modelo de flujo hidrodinámico denominado modelo de borboteo
(bubbling-gas model) propuesto por Kunii y Levenspiel. El modelo está basado en un tamaño medio de burbuja y todas
las propiedades son función de este tamaño. Por otro lado, el modelo considera tres regiones: la fase densa, la de
burbujas y los alrededores de las mismas.
En el modelo del lecho de borboteo se supone:
1. Las burbujas son del mismo tamaño y están distribuidas uniformemente en el lecho
2. El flujo de gas en las proximidades de las burbujas ascendentes se ajusta al modelo de Davidson (ver figura
3.2-1), en el que cada burbuja arrastra consigo una estela de sólidos, creando una circulación de sólidos
ascendente detrás de la burbuja y descendente en la emulsión.
Figura 3.2-1: Modelo de Davison
3. El gas de la burbuja permanece mucho en la misma, penetrando solo una pequeña distancia en la emulsión. La
región de penetración se denomina nube.
4. La emulsión se mantiene en condiciones de fluidización mínima (es decir, la velocidad relativa del gas y del
sólido permanecen invariables). Se suele considerar cierta esta última afirmación, pero es necesario recordar
que hay casos en los que no lo es, como, por ejemplo, en la fluidización del grupo A y en la operación a
elevada presión.

En general, los lechos fluidizados catalíticos usan tamaños de partícula pequeños por lo que requieren bajas
velocidades de flujo del gas, condiciones en las que se pueden formar burbujas de tamaño relativamente constante y
distribuidas uniformemente, las cuales además tienen una velocidad bastante más grande que la emulsión, es decir, son
"rápidas" (ubr>> uo, o ub>>5 umf), y se suelen ajustar al modelo de Davidson. En el resto del capítulo se considerará
que el régimen de burbujas pertenece a este último caso.
El flujo del gas se divide entre las burbujas y la emulsión, qG = qe + qb,
si se asume que la emulsión tiene la velocidad de mínima fluidización tenemos:
G b
mf 0
q q
= + =
u u
A A
La expresión anterior corresponde a una situación ideal (teóría de las
dos fases) que suele sobrestimar el caudal de gas en la fase burbujas. Si la
velocidad del gas es suficientemente grande, uo/umf > 3, la velocidad del gas en
la emulsión es despreciable frente a la de las burbujas, por lo que se puede
considerar que el flujo de gas a través del lecho se produce solo por las
burbujas y, por tanto, que la conversión total del gas se corresponde con el de
las burbujas (Figura3.2-2).
La perdida de presión necesaria en el lecho hace que el gas se
expanda (disminuye su densidad) al ascender. Por tanto, el caudal y la velocidad
aumentan con la altura. Puesto que umf es muy poco sensible a la densidad,
resulta un aumento en la velocidad de flujo de la fase de burbujas con la altura. Esto se tiene que tener en cuenta sólo
para lechos muy altos, de material muy denso, o cuando se opera a presión subatmosférica. Es despreciable para
uo>>umf.
Figura 3.2-2: Modelo de Flujo y
transferencia
Davidson extrapoló los resultados obtenidos con burbujas en sistemas líquidos a sistemas gas-sólido y propuso
para burbujas pequeñas aisladas con db/D < 0.125 la siguiente relación entre la velocidad de ascenso y el tamaño de
burbuja,
( )
=
1/2
br b
u 0'711 g d
Cuando hay presentes muchas burbujas, esta velocidad se ve afectada por otros factores. Por un lado, cuanto
mayor es el número de burbujas menor es el efecto del rozamiento que afecta a cada una de ellas, y las burbujas
presentan un efecto de arrastre colectivo. Y como el número de burbujas aumenta con la velocidad total del gas uo, la
velocidad de ascenso de la burbuja debe de aumentar al hacerlo dicha magnitud. Por otro lado, la viscosidad del gas, y
el tamaño y densidad del sólido también deberían de afectar a la velocidad de ascenso. Estos últimos factores afectan
también a la velocidad mínima de fluidización, de modo que esta velocidad podría ser representativa de la influencia de
conjunto mencionado. Así, se puede concretar en que un aumento de la velocidad mínima de fluidización tiende a reducir
la velocidad de ascenso de de las burbujas. Extendiendo a sistemas gas-sólido los resultados que había obtenido en
sistemas líquido-sólido, Davidson propuso que la velocidad de ascenso de un conjunto de burbujas se podría estimar
mediante la relación
= + −
b br o
u u (u umf )
La relación es empírica pero da bastante buenos resultados.
Para describir completamente y de forma cuantitativa el modelo de Kunii-Levenspiel se ha de determinar la
fracción de lecho ocupado por las burbujas y estelas. Se definen para ello, el parámetro δ como la fracción de lecho
ocupada por las burbujas sin contar las estelas

⎛ ⎞
δ = ⎜ ⎟
⎝ ⎠
3
3
m burbuja (sin estela)
m lecho
y el parámetro α como el volumen de estela por volumen de burbuja
α
3
3
m estela
=
m burbuja
De este modo, el producto α·δ representa el volumen de estela por
volumen de reactor (m3 estela/m3 reactor). Los valores usuales de α oscilan
entre 0’2 y 0’6. En la figura se puede estimar un valor del mismo.
Por diferencia, se deduce que la fracción de lecho ocupada por la fase
emulsión, incluyendo las nubes, es (1 - δ – αδ).
Utilizando el modelo de Kunii-Levenspiel, la fracción de lecho ocupada
por burbujas y estelas se puede estimar mediante balances de materia. Un balance de sólidos en el lecho conduce a
plantear que el caudal de sólidos presente en la fase emulsión ha de ser igual al caudal de sólidos que asciende con las
estelas (se desprecia el contenido en las burbujas y nubes).
Entonces se tiene, −δ−αδ ρ = α δ ρ
s se b se
A (1 )u u A , siendo A el área transversal y ρse la densidad
aparente de sólido en la fase emulsión y estela. Aislando la velocidad de sólidos se obtiene,
αδ
=
− δ − αδ
b
s
u
u
1
El balance de materia del gas es
(Caudal total de gas) = (Caudal de gas en burbujas) + (Caudal de gas en estelas) + (Caudal de gas en la emulsión)
= δ + ε αδ + ε −δ−αδ
o b mf b mf e
A u A u A u A (1 )u
La velocidad del gas en la fase emulsión se estima de la expresión
= −
ε
mf
e s
mf
u
u u
Si la velocidad de descenso del sólido es suficientemente grande, el flujo de gas en la emulsión se puede
impedir e incluso transformarse en un flujo descendente. Esta situación se produce para uo > (3 a 11) umf. No obstante,
en general este fenómeno no se suele considerar y se admite que en flujo de gas en la fase emulsión es insignificante. El
valor de εmf aparece en la relación anterior ya que umf es la velocidad mínima de fluidización basada en la sección de
tubo vacía.
Combinando las ecuaciones anteriores se obtiene una relación para determinar la fracción de lecho ocupada
por las burbujas
−
δ =
− + α
o mf
b mf
u u
u u (1 )

Considerando los valores de α y admitiendo burbujas rápidas la última expresión se reduce a,
−
δ = o m
b
u u
u
f
La caracterización del lecho requiere también conocer las cantidades de sólidos presentes en las distintas
fases presentes en el mismo. Tomando como referencia el volumen de burbuja, la fracción de sólido presente en la fase
burbuja, γb, es, como ya se ha mencionado muy baja, y, cuando sea necesario se le supone un valor dentro del
intervalo 0’001 y 0’01, siendo 0’005 un valor típico. El volumen de sólidos respecto al volumen de burbuja en la fase
estela y nubes, γc, se encuentre en el rango 0’3 y 0’4 normalmente. Este valor, no obstante, es muy sensible al valor de
α, el cual, a su vez, como se ha visto, es de difícil estimación. La fracción de sólido presente en la fase emulsión, γe,
presenta valores típicos alrededor de 1’5.
γ
ε
γ α
ε
ε
δ
ε
γ γ
δ
b
mf mf
mf
br mf mf
mf
e c
vol. sólidos en burbujas
= =0.001a 0.01
volumen burbujas
vol. sólidos en nubes y estelas 3 /
u
c= =(1- )[ + ]
vol.burbujas - /
u u
vol. sólidos emulsión (1- )(1- )
= = -( + )
vol.burbujas
γb
Para completar el modelo y realizar estimaciones de los caudales entre las distintas fases del mismo será
preciso disponer de relaciones para estimar coeficientes de transferencia de materia entre fases (Figura 2.2-2). La
transferencia de materia externa gas sólido se suele despreciar ya que las partículas catalíticas suelen ser pequeñas y la
velocidad relativa gas sólido alta.
El coeficiente de transferencia de materia burbuja nube, Kbc = Kcb y el correspondiente a la transferencia entre
nube y emulsión, Kce = Kec, se estiman de las relaciones siguientes:
1/2 1/4
mf AB
bc 5/4
b b
1/2
mf AB b
ce 3
b
vol. gas desde burbuja a nube / seg. D g
u
= =4.5 +5.85
K
vol. burb. d d
vol. gas entre nube y emulsion/ seg. D u
= 6.78
K
vol. burb. d
⎛ ⎞
⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎛ ⎞
ε
≈ ⎜ ⎟
⎝ ⎠
Valores típicos de Kbc y Kce son, respectivamente, 2 y 1 s-1. y sus unidades
3
bc 3
m gas que va de burbuja a nube
K
(m burbuja)(s)
=
3
ce 3
m gas que va de nube a emulsion
K
(m burbuja)(s)
=

3.3. Diseño de reactores catalíticos de lecho fluidizado
El objetivo de este punto es el de predecir el comportamiento del reactor catalítico de lecho fluidizado, es decir,
calcular la conversión en el efluente a partir de un modelo para el reactor. Las partículas de un lecho fluidizado son tan
pequeñas que también son despreciables los gradientes intrapartícula de concentración y temperatura (η = 1). Por
tanto, la velocidad global de reacción es, en general, la velocidad intrínseca, evaluada a la temperatura y concentración
de la fase emulsión.
Sin embargo, aunque ello sea un paso decisivo en el diseño, existen otros factores a considerar: la
desactivación y regeneración del catalizador, transferencia de calor, elección de dispositivos internos, perdida de
catalizador por arrastre, elección del tamaño de partícula, la probabilidad de mala operación (slugging), el diseño del
distribuidor de gas y la necesidad de usar modelos para la operación a gran escala.
El lecho fluidizado para reacciones catalíticas se utiliza solamente cuando la reacción es muy exotérmica y el
catalizador es muy activo, circunstancia que suele coincidir con partículas de reducido tamaño, lo que significa que ue es
baja y el comportamiento del lecho corresponde a burbujas rápidas. En aplicaciones para sólidos del tipo D (tostación
de minerales, gasificación de partículas grandes de carbón, secado de granos y legumbres, etc) se tienen partículas
grandes y burbujas lentas. El modelo de contacto es diferente y el modelo de Kunii-Levenspiel no se puede aplicar.
Para una cinética sin variación de densidad (εA = 0), los balances de materia conducen a la ecuación de
diseño en la que, como se verá, es de mucha importancia el tamaño de las burbujas.
A n
A cat A
1 dn
- = =k c
r
W dt
n 1
3 3
cat p 3
kg cata m m
k k'
m cata kg cata s molA
−
⎛ ⎞
= ρ = ⎜ ⎟
⋅ ⎝ ⎠
donde k’ es la constante de velocidad por kg de catalizador, y W la cantidad de catalizador, en este caso, normalmente
en m3. Supóngase para simplificar que la velocidad de reacción sigue una cinética de primer orden utilizando como
referencia el volumen de catalizador.
¾ Balance del gas reactivo A en la burbuja:
(Desaparición de A en burbuja) = (Reacción en fase burbuja) + ( Transporte a nube y estela)
Ab
cat b Ab bc Ab Ac
d c
k c K (c c
dt
= − γ − − )
¾ Balance de A en el conjunto nube y estela:
(Entrada de A a nube y estela) = ( Reacción de A en nube y estela) + (Transporte fase emulsión)
bc Ab Ac c cat Ac ce Ac Ae
K (c c ) k c K (c c )
− = γ + −
¾ Balance de A en la fase emulsión:
(Entrada de A en la fase emulsión) = (Consumo de A por reacción fase emulsión)
ce Ac Ae e cat Ae
K (c c ) k c
− = γ
Eliminando las concentraciones de interfase entre las expresiones anteriores se obtiene

Ab
cat b Ab
cat
bc
c
cat
e ce
d c 1
k c
k 1
d t
1
K
1 k
K
⎡ ⎤
⎢ ⎥
⎢ ⎥
⎢ ⎥
⎢ ⎥
− = γ +
⎢ ⎥
+
⎢ ⎥
⎢ ⎥
γ +
⎢ ⎥
+
⎢ ⎥
γ
⎣ ⎦
Si se define el coeficiente global de transporte, KR, inverso de la resistencia total por la relación
R b
cat
o
bc
c
cat
e ce
1 1
K
k 1
R
1
K
1 k
K
= = γ +
+
γ +
+
γ
Obsérvese que la resistencia total no es la suma de las resistencias de las etapas implicadas en el proceso
transporte reacción desde la burbuja a la fase emulsión ya que las etapas transcurren en serie y en serie-paralelo de
acuerdo con el siguiente esquema
o
R
rb
b
rc
c
re
e
cat
Tce
ce
c
1
R Resistencia global
K
1
Resistencia a la reacción en la burbuja R
1
Resistencia a la reacción en la nube R
1
Resistencia a la reacción en la emulsión R
k
Resistencia al transporte entre nube y emulsión R
K
k
=
= =
γ
= =
γ
= =
γ
= =
at
Tbc
bc
Resistencia al transporte entre burbuja y nube R
K
= =
La ecuación diferencial que da la variación de la concentración del gas en la burbuja queda de la forma
siguiente:
Ab
cat R Ab o Ab
d c
k K c K c
d t
− = =
integrando respecto al tiempo y considerando que t = Lfluid/ub, y admitiendo que las concentraciones de entrada y salida
se corresponden con la inicial y final de las burbujas se obtiene
fluid fluid
cat R o
cat R b b
L L
o k K K
k K t u u
A
A
c
e e e
c
= = =

ecuación que ya permite calcular la altura de reactor de lecho fluidizado necesaria para alcanzar un disminución
determinada de concentración del gas a la salida del mismo. No obstante suele ser habitual realizar el cálculo en función
de la altura de lecho fijo o estático, Lr. Para realizar el cambio es preciso realizar un balance de sólido para el lecho fijo
previo a la fluidización y una vez fluidizado.
(Sólido en el lecho fijo) = (Sólido en el lecho fluidizado)
p r r p fluid f
A L (1 ) A L (1 )
ρ − ε = ρ − ε
como εf es la fracción de vació en condiciones de fluidización, es difícil su determinación directa, pero se puede obtener
a partir de variables ya definidas. Así, realizando un balance de huecos se tiene
(vacío en el lecho) = (vacío en burbujas) + (vacío en la fase emulsión)
utilizando unidades
3 3 3 3 3
3 3 3 3 3
m vacio m burbuja m vacio m resto lecho m vacio
lecho fluid m lecho fluid m burbuja m lecho fluid m resto lecho
= +
m
f
es decir, f m
·1 (1 )·
ε = δ + − δ ε
operando se obtiene f mf
1 (1 )(1 )
− ε = − ε − δ
En consequencia, la relación entre altura de lecho fluidizado y lecho fijo para la misma cantidad de catalizador
sólido resulta ser
r
fluid r
mf
(1 )
L L
(1 )(1 )
− ε
=
− ε − δ
La relación entre concentración de gas y altura de lecho fijo de relleno será, entonces
o
A r r
cat R
A mf b
c (1 )
ln k K
c (1 )(1
− ε
=
− ε − δ
L
) u
Si ahora se tiene en cuenta la relación
o mf b o mf b
b b
u u u u u u
(1 ) 1
u u
r
b
u
− − +
− δ = − = =
y se multiplica numerador y denominador por A ρp uo,, se obtiene la expresión
o
r r p o
A cat o
cat R cat R
A mf p o b mf p o br
(1 )L A u
c 1
ln k K k K
c (1 ) A u (1 ) u (1 ) q u
− ε ρ
= =
− ε ρ − δ − ε ρ
W u 1
Esta expresión permite calcular la cantidad de catalizador necesaria para una concentración determinada de A,
o
p o mf br p o mf br
A
cat
cat R o A cat R o A
q (1 ) u q (1 ) u
c 1
W ln
k K u c k K u 1 X
ρ − ε
ln
ρ −ε
= =
−

El tamaño de burbuja es el parámetro principal del
modelo de Kunii-Levenspiel. En la figura 3.2-3 muestra que
valores elevados de db proporcionan conversiones pequeñas
debido al gran bypass de las burbujas. Como se observa las
conversiones pueden ser incluso inferiores a las obtenidas en un
reactor de mezcla completa. En los reactores industriales debido
al gran caudal se suelen formar lechos con grandes burbujas con
un elevado bypass y un comportamiento deficiente. Para reducir y
controlar el tamaño de las burbujas es conveniente para estos
reactores introducir accesorios internos.
Figura 3.2-3: Conversión según el tamaño de
burbuja.
La mayoría de los lechos fluidizados trabajan a presión
cercana a la atmosférica, aunque algunos trabajan a presiones
elevadas (cercanas a 20 bars). Para un mismo caudal másico al
aumentar la presión disminuye la velocidad por lo que se forman
menos burbujas y son más pequeñas, aumentando así el flujo del
gas en la emulsión lo cual origina un mejor comportamiento del
reactor.
3.4 Diseño de reactores catalíticos de lecho móvil.
Si las velocidades de gas son superiores a las de arrastre se produce la salida de las partículas del lecho y si no
hay alimentación de partículas el lecho quedará vació. Para mantener la cantidad de sólidos en el reactor seria necesario
alimentar un caudal de sólidos por la parte inferior del reactor igual al caudal de salida por arrastre. Este tipo de
dispositivo ha resultado muy útil en el caso de producirse la desactivación de catalizadores muy activos, ya que una vez
desactivados o parcialmente desactivados después de salir del reactor y antes de devolverlo al mismo pueden
regenerarse en otro reactor. También podemos tener lechos móviles con flujo descendente en los que las partículas de
catalizador fluyen por gravedad, o por transporte mecánico. El lecho de sólidos puede moverse en cocorriente,
contracorriente o en flujo cruzado respecto a la corriente de fluido reactante. Siendo deseable que ambas fases tengan
un comportamiento de flujo en pistón. La operación en contracorriente requiere una velocidad de flujo de gas muy baja
para evitar el arrastre de sólido, lo que disminuye la capacidad de tratamiento de gas, y, como resultado, este tipo de
operar es poco frecuente.
Los lechos móviles catalíticos son útiles cuando el catalizador tiene una corta vida, es decir, una moderada
desactivación y puede ser regenerado de forma continua. Sirve para obtener elevadas conversiones con una buena
selectividad. El principal problema de esta tecnología es el manejo de grandes cantidades de sólidos. Por esta razón, la
resistencia a la atrición de los sólidos empleados es muy importante. Este tipo de reactores sirven adecuadamente para
trabajar en régimen adiabático, sobre todo para reacciones endotérmicas. El mismo catalizador puede servir como
agente calefactor (con el calor que retiene de la regeneración, o por calefacción directa o indirecta). En este caso es
necesario asegurarse que el ciclo térmico que se le impone al sólido no afecta a su resistencia mecánica ni a largo plazo
a su actividad catalítica.
Los lechos móviles catalíticos tienen pocas aplicaciones pero estas son extremadamente importantes. Entre
ellas se incluyen el craqueo catalítico del gasoil (“raiser”, reactor de transporte) y el reformado catalítico de las
gasolinas.

Cuando los caudales de catalizador y reactantes no
varían con el tiempo, el reactor está en estado estacionario y, por
tanto, las condiciones en cada punto del reactor no varían con el
tiempo, aunque si con la posición. Suponiendo flujo en pistón el
balance molar de reactante A en el diferencial es el siguiente:
wo (kmol/s)
uo (m/s)
ws (kg/s)
W =AcρBz
h + dh
h
W +dW
ρB(kgca
( )
[ ]
A A A cat
A
A cat
Ao A
A
Ao A A
cat
0= w - w d w +r dW
0= w dX + r dW
dX
w = - r = a(t) - r (t=0)
dW
+
t/m3 lecho)
k·f(cj)
La velocidad de reacción depende de la actividad del catalizador y ésta del tiempo de contacto entre el sólido y
el gas. Por tanto, es necesario relacionar el tiempo de contacto con la cantidad y caudal de catalizador. Para un reactor
de lecho móvil en cocorriente si el sólido circula con un caudal ws a una distancia h del reactor, admitiendo flujo en
pistón, la permanencia del sólido en el reactor, y, por tanto, el tiempo de contacto entre gas y sólido igual al de la
permanencia del sólido en el reactor, se determina de la relación t = Wcat/ws = W/ws. La velocidad del sólido y la del gas
son independientes, y en consecuencia los tiempos de residencia del sólido y del gas no tienen porque coincidir.
Diferenciando esta última expresión y considerando una cinética de desactivación independiente de la concentración de
reactivos y productos (desactivación por modificación estructural o sinterización de la superficie del catalizador debida a
la exposición a condiciones extremas) se obtiene
n
d
cat
s
da
- = ·
k a
dt
W
t=
w
cat
s s
d n
s
dW dW
dt=
w w
da k
- = ·a
dW w
=
siendo kd la constante cinética de desactivación. En el caso que la desactivación este producida por deposición de una
impureza del alimento o del producto, o por descomposición del producto, el modelo cinético de desactivación es del
tipo general dado por
m n
d i
da
- =k c a
dt
Por tanto, la ecuación de diseño para un reactor móvil en cocorriente y flujo descendente es:
A W
X
Ao
A
0 0
dX
= a(W)dW
w
- (t 0)
r =
∫ ∫
Expresión que permite calcular la masa de catalizador necesaria en el reactor para obtener una conversión
determinada. Si se quiere obtener el volumen del reactor, es decir, sus dimensiones se utiliza la relación
2
p
D
W= (1- )L
4
ε π
ρ

Se puede observar la importancia en el cálculo de la fracción de sólido (necesaria también para poder aplicar la
ecuación de Ergun para diseñar la circulación del sólido hacia el regenerador).
En un reactor de lecho móvil aproximadamente se estima la fracción de huecos por la relación
2
t s o t s o o
t
( + + )- ( + + - 4
)
u u u u u u u u
=
2 u
ε
t
En los lechos móviles catalíticos cuando el tamaño de partícula es pequeño (0’3 - 0’6 mm) puede tener lugar
normalmente el transporte neumático, y en estas condiciones el reactor resultante se denomina reactor de transporte,
en el que gas y sólido tienen ahora la misma velocidad lineal aproximadamente (uo/us es aproximadamente 1). Es decir,
ambas fases presentarán el mismo tiempo de residencia. Para conseguir el transporte de manera más fácil el modo de
operación más adecuado es la cocorriente ascendente. Este tipo de reactor se utiliza principalmente cuando el
catalizador se desactiva rápidamente. Las ecuaciones de diseño son las mismas que para el reactor de lecho móvil.
Ahora la velocidad del sólido y la del gas son iguales y la fracción de huecos mucho mayor.
De la misma manera que se ha puesto el tiempo de contacto en función de la masa de catalizador, en los
reactores de transporte se suele poner en función de la posición en el reactor de la siguiente forma:
[ ]
A
Ao A
B
s s
n
d
s
dX
w a(t) r (t 0)
A dL
L W
t
u w
da k
a
dL u
= − =
ρ
= =
− =
Por otro lado, en estos reactores no hay que olvidar las variaciones de densidad, tanto las debidas a la
estequiometría de la reacción, como las producidas por los cambios de presión por rozamiento y por la temperatura
o
g o A A
o
P T
u u (1 X )
P T
⎛ ⎞
= + ε ⎜ ⎟
⎝ ⎠
Si las condiciones de operación del reactor no son isotérmicas, es necesario resolver además y de forma
simultánea el o los balances de energía. Dos son los casos extremos que se pueden presentar:
a) T ≠ Ts Si la temperatura del gas es distinta a la del sólido, el caudal de transmisión de calor entre ambos es
s s s
Q h a (T T )
= −
El balance de energía en la fase gas y sobre el sólido a resolver simultáneamente son:
kJ/(m2·s·K) (m2/kg cat.)=
p p
6
d ρ

b) T = Ts la temperatura del sólido y el gas es la misma hay que resolver:
ˆ ˆ
w a A
s ps j pj
U a (T - T)+r DH
dT
=
dW w c + w c
∑
3.5. Notación
a: Coeficiente de actividad
as: Área de contacto del sólido [m2/kg cat.]
Ar: Número de Arquímedes
cAb: Concentración de A en burbuja [mol A/m3]
cAc: Concentración de A en nube [mol A/m3]
CD: Coeficiente de rozamiento
D: Diámetro del lecho [m]
DAB: Difusión de componente A en el componente B [m2/s]
p
d : Diámetro medio de partícula [m]
db,ef: Diámetro de burbuja efectivo [m]
db,o: Diámetro de burbuja a la salida del orificio[m]
dmax: Diámetro máximo de burbuja si todas las burbujas de un plano coalescen en una sola altura infinita [m]
dte: Diámetro hidráulico [m]
h: Coeficiente de transferencia por convección [KJ/m2·s·K]
k’: Constante de velocidad cinética por masa de catalizador
kcat: Constante de velocidad cinética
kd: Constante de velocidad cinética de desactivación
Kcb: Coeficiente de transferencia de materia entre burbuja y nube [s-1]
Kce: Coeficiente de transferencia de materia entre nube y emulsión [s-1]
KR: Coeficiente de transferencia global [s-1]
Lfluid: Altura de lecho [m]
Lr: Altura de lecho fijo o estático [m]
nd: Número de perforaciones por cm2
qS: Caudal volumétrico de burbujas [m3/s]
qe: Caudal volumétrico de emulsión [m3/s]
qs: Caudal volumétrico de gas [m3/s]
qo: Caudal volumétrico de burbuja [m3/s]
-rA: Velocidad de reacción intensiva [mol/s·m3]
Ro: Resistencia global [s]
Rrb: Resistencia a la reacción en la burbuja [m3 burbuja/m3 sólidos en burbujas]
Rrc: Resistencia a la reacción en la nube [m3 burbuja/m3 sólidos en estelas y nubes]
Rre: Resistencia a la reacción en la emulsión [m3 burbuja/m3 sólidos en burbujas]
RTce: Resistencia al transporte entre nube y emulsión
w a s s A
j pj
dT U a (T T) h a (T T) r H
ˆ
dW w c
− + − + Δ
=
∑
mol/(g·S)
ˆ
s s s
s ps
dT h a (T - T)
= -
dW w c
p
ρ
4
D

RTce: Resistencia al transporte entre burbuja y nube
Remf: Número de Reynolds referido a la velocidad mínima de fluidización
ub: Velocidad de las burbujas [m2/s]
uo: Velocidad superficial [m2/s]
ubr: Velocidad de burbujas sola sin interacciones [m2/s]
ue: Velocidad de la fase densa [m2/s]
umb: Velocidad mínima de borboteo [m2/s]
umf: Velocidad mínima de fluidización [m2/s]
uo: Velocidad superficial [m2/s]
us: Velocidad del sólido [m2/s]
ut: Velocidad de arrastre [m2/s]
W: Masa de catalizador [kg]
ws: Caudal másico de sólido [kg/s]
ΔP: Perdida de presión [Pa]
ΔPd: Perdida de presión en el distribuidor [Pa]
εe: Fracción de hueco de la fase densa [m3 de hueco/m3 de emulsión]
εf: Fracción de vació en condiciones de fluidización
εmf: Expansión del lecho fluidizado
εpm: Fracción de volumen de lecho ocupada por las partículas en la fluidización [m3 sólido/m3 reactor]
εf: Fracción de vació en condiciones de lecho fijo o estático
Φs: Esfericidad [Superficie de una esfera/superficie de la partícula]
μ: Viscosidad [m2/s]
ρL: Densidad del sólido [m3/kg]
ρP: Densidad de partícula [m3/kg]
ρS: Densidad del sólido [m3/kg]
ρse: Densidad aparente del sólido en la fase de emulsión y estela [m3/kg]
δ: Fracción de lecho ocupada por las burbujas sin contar las estelas [m3 burbuja/m3 lecho]
α: Parámetro definido como el cociente entre el volumen de estela con volumen de burbuja
γ b: Fracción de sólido presente en la fase burbuja [m3 sólidos en burbujas/m3 burbuja]
γ c: Fracción de sólido en nubes y estela respecto el volumen de burbujas [m3 sólidos en estelas y nubes/m3 burbuja]
γ e: Fracción de sólido presente en la fase emulsión [m3 sólidos en burbujas/m3 burbuja]
3.6. Problemas
1. Se está utilizando un reactor de lecho fluidizado a nivel de planta piloto para estudiar una determinada reacción
química. El diámetro del reactor es 91’4 cm y se tratan 28’3·103 cm3/s de un alimento gaseoso a las condiciones
de operación de la reacción. El diámetro medio de las partículas es 100 μm. La altura de lecho en condiciones de
fluidización es 91’4 cm. El distribuidor es una placa porosa. Determinar la cantidad (kg) de catalizador presente en
el lecho.
Datos adicionales: φS = 0’7 ρF = 1’07 · 10-3 g/cm3 ρp = 1’3 g/cm3 μF = 1’5 · 10-4 poise (g/cm · s)
Res.: 308 kg
2. En un reactor de relleno de laboratorio (Lrelleno = 10 cm y uo = 2 cm/s) la conversión es del 97% para la
reacción de primer orden A --> B. Calcular la conversión en un lecho fluidizado más grande a escala planta piloto (Lrelleno
= 100 cm y uo = 20 cm/s) en el que se ha estimado un tamaño de burbujas de 8 cm.
Datos: umf = 3.2 cm/s εmf = εr = 0.5 D = 0.204 cm2/s α = 0.34
Res.: 71.9 %
3. Un reactante A gaseoso desaparece por reacción de primer orden A --> R en un lecho fluidizado con borboteo
vigoroso con una conversión del 50%. Si se duplica la cantidad de catalizador en el lecho permaneciendo las demás

magnitudes constante incluyéndose el tamaño medio de burbuja, estimase la conversión resultante.
Res.: 75 %.
4. En el reactor fluidizado del primer problema la conversión es del 71,5%. Calcúlese en cuanto ha de
aumentarse la cantidad de catalizador para que la conversión lograda en el lecho de relleno aumente hasta el 97%,
suponiendo que el tamaño eficaz de la burbuja permanece constante.
Res.: 2.8m
5. Un gas reactivo que circula con una velocidad superficial, uo, de 0’3 m/s y con un caudal volumétrico de 0’3π
m3/s pasa a través de un lecho fluidizado de 2 m de diámetro que contiene 7 toneladas de catalizador de densidad
2000 kg/m3. Las condiciones de fluidización son: umf = 0’03 m/s i εmf = 0’5. La reacción sigue la estequiometria A
→ B y el modelo cinético es: -rA = k’ cA con k’ = 4 · 10-4 m3 fluido/(kg · s)
Comprobando que se puede aplicar el modelo de Kunii-Levenspiel (db<< dreactor y borboteo rápido, ubr>>umf)
1. Calcular la conversión del reactivo
2. La altura del lecho fluidizado y la del lecho fijo (εr= 0’4)
3. La conversión que se obtendría si operase como un lecho fijo de flujo en pistón ideal, y como un reactor
con mezcla perfecta para el gas. Discutir los resultados, las causas y proponer una posible mejora para el
reactor fluiditzado.
Dades adicionales: cAo= 100 mol/m3, D = 2 · 10-5 m2/s, α = 0’33, medida estimada para la burbuja de gas: db
= 0’32 m, γb= 0’003
Res: 1. 31.6%; 2. 2.77m , 1.9m; 3. 95% , 75%.
6. Estimar la cantidad de catalizador necesaria en un reactor de lecho fluidizado, según el modelo de borboteo de
Kunii-Levenspiel, para producir 6 · 107 kg/año de acrilonitrilo por amoxidación de propileno en presencia de aire
C3H6 + NH3 + 3/2 O2 → C3H3N + 3 H2O
El aliment contiene C3H6 i NH3 en proporción estequiometrica y con un 20% en exceso de aire (79% molar en N2 y
21% en O2). La conversión a alcanzar respecto al propeno es 70%, la temperatura de trabajo 400 ºC, la presión 2
bar y la fracción de días en operación 0,94. Calcular el diámetro y la altura del reactor fluidizado. Comparar con la
cantidad de catalizador que haría falta si el reactor (suponer densidad constante) fuese:
i) flujo de pistón ideal
ii) mezcla perfecta
Datos: db = 0,1 m; dp = 0,05 mm; ρp = 2500 kg m-3 ; μ = 1,44 kg h-1 m-1 ; umf = 0,002 m s-1 ; α = 0,6; D
= 0,14 m2 h-1 a 400 ºC ; εr = 0,5; εmf = 0,6 ; k = 1,0 s-1 ; uo = 720 m h-1 ; γb = 0,004
Res.: 1. 1.42 105 kg cata 2. 10.1 m., 2’25m 3. Flux pistó: 4’88 104 kg cata i mescla perfecta: 9.45 104 kg cata.
7. En un reactor catalítico de cracking se carga gasoil (A) para obtener C5 (B) y coque y gas seco (C). Este
reactor es un reactor de lecho móvil que trabaja a 482 ºC. La reacción puede describirse como A --(k1)--> productos.
La velocidad de craqueo del gasoil tiene la siguiente ecuación:
6
2
A A
dm
60
r c
(gcat.)(mol)(min)
- =0.
La desactivación del catalizador es independiente de la concentración de la fase gas y es de primer orden
(n=1) y una constante de 0.72 min-1. El alimento se halla diluido con nitrógeno por lo que se puede aproximar y
considerar que la variación de volumen es despreciable. El reactor tiene 22 kg de catalizador que se mueven a 10
kg/min. El gasoil se alimenta a 30 mol/min con una concentración de 0.075 mol/dm3. Determinar la conversión que se
alcanza.
Res.: 55 %

8. Con el aumento de la demanda de xileno en la industria petroquímica, su obtención a partir de la desproporción
del tolueno ha ganado interés en los recientes años. Esta reacción 2 Tolueno --(cat)--> Benceno + Xileno se ha
estudiado catalizada por mordenita la cual se desactiva con el tiempo. Como primera aproximación se pueden considerar
las siguientes ecuaciones de velocidad:
2
d d
T T
-1
d
=
r k a
- =k a
r P
k =0.02mol/(h··g·atm)
=1.6
k h
¿Qué conversión se puede alcanzar en un lecho móvil que contiene 50 kg de catalizador alimentado a una velocidad de
2 kg/h? El tolueno se alimenta a 2 atm y 10 mol/min. Explorar el efecto de la velocidad del catalizador sobre la
conversión.
Res.: 26.4 %
9 La reacción elemental catalítica en fase gas A + B → C + D con k= 1.0 dm6/(mol·kg cata·s), se lleva a termino en
un reactor de lecho móvil a temperatura constante. El reactor conté 5 kg de catalizador y el alimento es
estequiometrico en A y B. La concentración de entrada de A es 0.2 mol/dm3 y el caudal de aliment qo= 1 dm3/s. La
cinética de desactivación es de orden cero con kd= 0.2 s-1. Determinar
1. Cuál es el cabal de catalizador para que a la salida del reactor la actividad del catalizador sea cero?.
2. Dibujar la actividad del catalizador en función del peso de reactor (W. de 0 a 5 kg), es a decir, de la distancia dentro
del reactor para un caudal de catalizador igual a 0.5 kg/s. Qué quiere decir actividad cero? Puede ser la actividad del
catalizador menor que cero?.
3. ¿Cuál será la conversión para un caudal de catalizador de 0.5 kg/s?
4. ¿Cuál es el caudal de catalizador necesario per a alcanzar una conversión del 40%?
5. ¿Cuál es la conversión máxima a la que se puede llegar?
Res.: 1. 1 kg/s 3. 20 %. 4.1.5 kg/s 5. 50%
10 La reacción elemental e isoterma en fase gas, A→ B + C, se lleva a cabo en un reactor catalítico de lecho
móvil. El catalizador se desactiva por sinterización con una cinética de orden 2. El lecho contiene 100 kg de
catalizador y su caudal se ajusta de modo que la actividad de salida sea ¼ de la de entrada. La constante de
velocidad de reacción específica con catalizador fresco es 10-4 dm3/gcata · s. El reactor se alimenta con un caudal
de 2’22 dm3/s con reactante puro cuya concentración es 0’005 mol/dm3. El tiempo de residencia del catalizador es
de 5 minutos.
1. ¿Qué conversión cabe esperar?
2. Si se tratase de un reactor de transporte, ¿qué dimensiones tendría?
Datos: ρs = 1500 kg/m3
MA = 78’11 g/mol
μ = 2 · 10-4 kg/m·s
dp = 8 · 10-5 m
Res.: 1. 75.5 % 2. 0.087 m3
11 La reacción elemental 2A → 2B se lleva a término en el reactor de lecho móvil con una importante pérdida de
actividad del catalizador. La desactivación es de primer orden. El reactivo puro A entra en el reactor a la
temperatura de 400 K, con una concentración de 2 mol/L y un caudal de 4 mol/s. La cantidad de catalizador (100
kg) es tal que la actividad a la salida del reactor es 0’1. A 400K la constante cinética es 0’045 L2/mol·s·kgcat.
1. ¿Cuál es la conversión a la salida?

2. ¿Cómo se podría llegar a una conversión del 70%?
Res: 1. 63.8 % 2. Conversión máxima 66.2 %
12 El craqueo en fase gaseosa de un gasoil ligero: gasoil (g) → productes (g) + coc (s)(A → B )
Se lleva a término en un reactor de transporte que contiene un catalizador que se desactiva como a consecuencia
de la formación de coque. La reacción se efectúa a 400 ºC. La concentración de entrada de A es 0.2 kmol/m3. Las
partículas catalíticas se mueven a la velocidad media us = ug = 7.5 m/s. El modelo cinético es del tipo LHHW y
separable respecte a la desactivación
- A
A
A A B
k c
r =a(t)
1+K c +K cB
B
(kmolA/s·m3 gas)
con KA = 3 m3/kmol, KB = 0.01 m3/kmol y k = 8 s-1. El valor máximo de es 0.002 y ,entonces, se puede
despreciar frente a los otros terminos del denominador del modelo cinético.
B
K c
A 400 ºC la actividad catalítica del catalizador se puede aproximar de acuerdo con la relación
1
a(t)=
1+A t
con A = 7.5 s-1. Suponer volumen constante y despreciar la pérdida de presión y las variaciones de temperatura.
1. Deducir la ecuación diferencial que relaciona longitud del reactor y conversión del reactante
2. Deducir la función que relaciona la conversión y la longitud del reactor.
3. Que longitud de reactor es necesaria para alcanzar una conversión del 95%?
4. Calcular la conversión a la salida del reactor si la longitud es 6 m.
Res: 2. z= (exp[7.5/8(0’6XA-ln(1-XA)] ) – 1 ; 3. z= 27.3 m ; 4. XA= 79.8%

4. REACTORES PARA REACCIONES GAS-SÓLIDO NO CATALÍTICAS
Las reacciones gas-sólido no catalíticas se caracterizan porque el sólido es el reactante de referencia sobre el cual
se fija la conversión a obtener. Industrialmente están muy extendidas y son muy importantes. La combustión o gasificación
del carbón y la tostación de minerales son claros ejemplos de este tipo de reacciones. En la Tabla 4.1 se presentan tipos y
ejemplos de las mismas, mientras que en la Figura 4.1 se presentan las tecnologías más utilizadas en la práctica.
Tabla 4.1: Tipos y ejemplos de reacciones gas-sólido no catalíticas
Tipo Ejemplos
SÓLIDO+GAS ↔SÓLIDO+GAS Fe2O3 + 3CO → 2Fe + 3CO2
Fe3O4 + 4H2 →3 Fe + 4 H2O
NiO + H2 → Ni + H2O
2 ZnS + 3 O2 → 2 ZnO +2 SO2
2 CuS +3 O2 →2CuO + 2SO2
SÓLIDO ↔ SÓLIDO+GAS CO3Ca → CaO + CO2
GAS+SÓLIDO ↔ GAS C + O2 → CO2
C + H2O → CO + H2
C+ 2H2 → CH4
Si + 2 H2 → SiH4
SÓLIDO→SÓLIDO transformaciones alotrópicas
GAS+SÓLIDO→SÓLIDO+SÓLIDO CaC2 + N2 → CaCN2 + C
LÍQUIDO+SÓLIDO→LÍQUIDO+SÓLIDO fertilizantes superfosfatos
Figura 4.1: Tipos de reactores más utilizados en las reacciones gas-sólido no catalíticas.

Las principales aplicaciones de dichas tecnologías son las siguientes:
Regeneración catalizadores por combustión
Alto horno
Cemento
Tostación menas
Tostación pirita
Reducción sulfato bario
Combustión carbón
Quemador de carbón en polvo
Gasificación del carbón
Reducción de la mena de hierro
Manufactura de la cal
lecho fijo, lecho móvil vertical, lecho fluidizado convencional
lecho móvil
horno rotatorio
horno rotatorio
horno con múltiples platos y brazos rotatorios
horno rotatorio
lecho fijo, lecho fluidizado convencional
transporte neumático
lecho fijo, lecho fluidizado convencional
lecho fluidizado convencional
lecho fluidizado convencional

Como puede observarse los tipos de reactores empleados son fundamentalmente los mismos que se utilizan para
las reacciones catalizadas por sólidos: lecho fijo, fluidizado y móvil, existiendo evidentemente algunos con sus detalles
característicos. El flujo de sólidos y fluidos en todos estos reactores no tiene porque ser el ideal, aunque para realizar el
análisis del reactor se suele admitir la hipótesis que se aproximan a uno de los tipos de flujo ideal. A continuación se
indicará a qué tipo de flujo se tiende en cada uno de ellos.
SÓLIDO FLUIDO
LECHO FIJO DISCONTINUO FLUJO EN PISTON
LECHO FLUIDIZADO MEZCLA PERFECTA INTERMEDIO FP-MP burbujas
pequeñas.
LECHO MÓVIL FLUJO EN PISTÓN FLUJO EN PISTÓN
El análisis y diseño de estos reactores viene determinado principalmente por tres factores: la cinética de la reacción
para partículas aisladas, la distribución de tamaños de los
sólidos, y el tipo de flujo de sólidos y fluidos, junto con el
modelo de contacto entre fases. La resolución del modelo
del sistema de reacción puede resultar difícil cuando la
cinética es compleja, el modelo global de flujo es difícil de
caracterizar, y cuando la temperatura varía mucho de un
punto a otro del sistema. En estos casos el diseño o
modificaciones del reactor se deben basar principalmente
en la experiencia.
Atendiendo los números adimensionales de
Froude y de Reynolds de partícula, la figura 4.2 muestra
los campos de aplicación de estos reactores.
El trabajo a escala industrial presenta una gran
variedad de condiciones: modelos de flujo complejos,
composiciones variables, variaciones de volumen, efectos
térmicos, distribuciones de tamaño y estructura del sólido,
y es prácticamente imposible plantear un modelo que
englobe y represente todos los efectos citados a la vez.
Aunque los reactores a escala industrial no correspondan a
Figura 4.2: Campos de aplicación de los lechos móviles,
fluidizados, circulantes y de transporte (Trambouze, P. et al.
ical Reactors. Design/Engineering/Operation".Paris, Ed.Tec
"Chem hnip,
1988)

análisis sencillos, en este capítulo se considerarán solamente sistemas idealizados muy simplificados, en los que se conoce
la cinética, las características del flujo y modelo de contacto, y la distribución de tamaños del sólido. Estos sistemas simples
representan satisfactoriamente muchos sistemas reaccionantes reales, y además pueden tomarse como punto de partida
para análisis más complejos.
En primer lugar, se clasifican los principales modelos de contacto en las operaciones gas-sólido:
Flujo en pistón de gas y sólidos. Como se ha comentado, este es el caso de los reactores de lecho móvil. La
composición y temperatura varía a lo largo del reactor. El contacto entre fases puede realizarse en contracorriente, por flujo
cruzado o por flujo en corriente directa o cocorriente.
Flujo de sólidos en mezcla perfecta. Este es el caso de los lechos fluidizados en los que el flujo de gas es difícil de
caracterizar y suele estar entre MP y FP para burbujas pequeñas. Para grandes burbujas existen canalizaciones importantes,
pudiendo haber desviaciones importantes del modelo de flujo ideal de MP, con posibles conversiones menores que la
correspondiente a la mezcla completa. Entonces, para la fase gas, se debe utilizar el modelo de burbujeo de Kunii-
Levenspiel. En general, el lecho suele ser isotermo
Operaciones semicontinuas. En este caso estamos hablando de los lechos fijos, en los que el flujo del gas se
aproxima mucho al de flujo en pistón ideal.
El diseño simplificado de estos reactores considera composición del gas uniforme dentro del reactor, hecho que
sucede cuando se tiene una conversión en la fase fluida no excesivamente grande o cuando la retromezcla del fluido es
considerable. Es necesario señalar que mientras la hipótesis de flujo de mezcla perfecta para sólidos es bastante plausible,
las hipótesis de flujo ideal para el gas es en muchos casos una simplificación demasiado grande que suele conduce a errores
excesivos. Así mismo, en lo que sigue, la cinética empleada va a ser de primer orden y se va a admitir la aplicación del
modelo del núcleo sin reaccionar.
La posible no idealidad del flujo del sólido se aborda bastante bien mediante la curva de distribución de tiempos de
residencia. Su uso es ventajoso ya que el hecho de que el flujo del sólido sea completamente segregado (comportamiento
de macrofluido) permite aplicar la ecuación de Levenspiel relativa al cálculo de la conversión. Es necesario recordar que la
curva DTR debe determinarse en las condiciones de operación.
4.1 Reactores de lecho movil.
4.1.1 Flujo en pistón de sólidos con partículas de un sólo tamaño y composición uniforme del gas.
Dado que para un flujo en pistón todas las partículas de sólido permanecen el mismo tiempo en el reactor, se
calcula directamente el tiempo de contacto o tiempo de reacción necesario para una única partícula, o dado el tiempo se
calcula la conversión. En la tabla 4.2 se presentan las relaciones para partículas que siguen el modelo de núcleo decreciente.
Con el fin de seleccionar la etapa controlante, se reseñan algunas reglas y sugerencias, aparte de las gráficas rn/R – t/τ y
1-XB – t/τ que se encuentran en la bibliografía específica de este tema.
1. Variando el radio de la partícula, R, con la velocidad de gas, u, y temperatura, T constantes (t o τ)
• t = t(R1,5-2,5) etapa controlante película externa
• t = t(R2) etapa controlante difusión a través cenizas
• t = t(R) etapa controlante reacción química

2. Variando u manteniendo R y T constantes
• Si u influye, posible control de la película externa, normalmente a números de Reynolds, Re, pequeños.
• Números de Re altos no suele haber resistencia en película externa
• En general, en presencia de capa de ceniza consistente, la resistencia película externa despreciable.
3. Variación temperatura.
• Si T afecta mucho (exponencialmente), control por la reacción química.
• Si T afecta linealmente, posible control de una de las etapas físicas
Tabla 4.2: Relaciones conversión tiempo de reacción para reacciones que siguen el modelo del núcleo sin reaccionar y un solo tamaño
de partícula.
PARTÍCULAS
DE TAMNAÑO
CONSTANTE
GEOMETRIA CONTROL DE LA
PELÍCULA GASEOSA
CONTROL DE LA DIFUSIÓN EN LA
CAPA DE CENIZAS
CONTROL DE LA
REACCIÓN QUÍMICA
Cilíndrica
2
n
B
r
=1-
X
R
⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎝ ⎠
B
t
= X
τ
B
AG AG
R
=
2bk c
ρ
τ
( ) ( )
B B
t
B
= X 1 X ln 1 X
+ − −
τ
2
B
e AG
R
=
4bD c
ρ
τ
( )
1
2
B
t
=1 1 X
− −
τ
B
S AG
R
=
bk c
ρ
τ
Esférica
3
n
B
r
1
X
R
⎛ ⎞
= −⎜ ⎟
⎝ ⎠
B
t
= X
τ
B
AG AG
R
=
3bk c
ρ
τ
( ) ( )
2
3
B B
t
=1 3 1 X 2 1 X
− − + −
τ
2
B
e AG
R
=
6bD c
ρ
τ
( )
1
3
B
t
=1 1 X
− −
τ
B
S AG
R
=
bk c
ρ
τ
PARTÍCULAS
DE TAMAÑO
DECRECIENTE
Esférica
Partícula pequeña
Baja velocidad
(Régimen de
Stokes)
( )
2
3
B
t
=1 1 X
− −
τ
2
B
AG
R
=
2bDc
ρ
τ
No hay capa de cenizas
( )
1
3
B
t
=1 1 X
− −
τ
B
S AG
R
=
bk c
ρ
τ
Esférica
Partícula grande
Alta velocidad
( )
1
2
B
t
=1 1 X
− −
τ
3
2
AG
R
=(constante)
c
τ
No hay capa de cenizas
( )
1
3
B
t
=1 1 X
− −
τ
B
S AG
R
=
bk c
ρ
τ
4.1.2 Flujo en pistón de sólidos con partículas consistentes de tamaños diferentes y composición uniforme del
gas.
Es difícil encontrar en aplicaciones reales sólidos con el mismo taño de partícula. Es mucho más frecuentes, sobre
todo en la industria, manejar sólidos que presentan una distribución de tamaño de partículas y vienen caracterizados
mediante un análisis por tamizado que proporciona una función distribución discreta de tamaños . Sea F el caudal de
sólidos a tratar (m3/s o kg/s) y F(dp) el caudal de sólido del tamaño dp que entra en el reactor. Si dpm es el tamaño de
partícula mayor, para partículas que no cambian de tamaño se tiene que
pm
p
d
p
=0
d
F= F( )
d
∑
Puesto que la característica del flujo en pistón es el avance de un frente plano todo elemento va a permanecer el
mismo tiempo en el reactor. Entonces, conocida la cinética se puede calcular la conversión para cualquier tamaño.

Finalmente, la conversión media de los sólidos que salen del reactor puede calcularse sumando la contribución de todos los
tamaños, cuantificada por la fracción másica de cada fracción de partículas con el mismo tamaño,
pm
p
d
p
B p B
B
=0
d
F( )
d
= ( ) 0 1
X d X
X
F
≤ ≤
∑
Si se utiliza como referencia la fracción de sólido no convertida, es decir, sin reaccionar, la expresión anterior toma
las formas:
pm
p
p
p
d
p
B p B
B
=0
d
d
p
B p
B
( )
d
F( )
d
1- = [1- ( )] 0 1
X d X
X
F
F( )
d
1- = [1- ( )]
X d
X
F
τ
≤ ≤
∑
∑
En la última expresión el límite inferior del sumatorio empieza para las partículas pequeñas con tamaño superior al
que corresponde a conversión completa, ya que para las partículas de tamaño menor que aquel, salen del reactor
totalmente convertidas y no contribuyen a la fracción no convertida.
4.1.3 Flujo en pistón de las partículas sólidas y gas en flujo en pistón de composición variable.
En general, en un lecho móvil en el que el fluido y el sólido fluyen en flujo en pistón, la concentración del reactante
en el gas no suele ser constante a lo largo del reactor, sino que varia con la posición. Por tanto, para partículas de tamaño
constante y para una estequiometría A + bB → productos, el balance de materia aplicado a un elemento de diferencial
de volumen del lecho móvil conduce a
Bo B G AG
Bo
G
=±b dc
q
w dX
+contracorriente
- cocorriente
(caudal molar) w
= constante
q
ecuación que se puede integrar con la siguiente condición límite
B Ag Agsalida
B Ag Agentrada
=0 = contracorriente
X c c
=0 = cocorriente
X c c
y admitiendo qg constante, obteniéndose la relación
Bo
Agsalida B
AG
G
Bo
Ag Agentrada B
G
w
c + contracorriente
c X
bq
w
= - cocorriente
c c X
bq
=
Esta expresión junto con la cinética por partícula que proporciona la relación entre XB y t, y la definición de tiempo

de residencia del sólido t=A ρlecho⋅dL/ws, permiten determinar la variación de la conversión del sólido, XB, con la posición, L,
en el reactor. Por ejemplo, si se supone que la etapa controlante es la difusión externa y el flujo es en contracorriente, se
tendría:
B
B
B
G AG
lecho
B
s
z
X
B B
B
Bo s
G 0 0
B
AGs
G
R
t
= =
X
3bk c
A dL
dt= dt= dX
w
R A
dX = dL
w
3bk w
c + X
bq
ρ
τ
τ
ρ
τ
ρ
ρ
∫ ∫
g AGs c lecho
G Bo
B
s
B
Bo g
b c
q 3k w A
= 1- exp L
X
w R q w
⎡ ⎤
⎛ ⎞
ρ
⎢ ⎥
⎜ ⎟
⎜ ⎟
ρ
⎢ ⎥
⎝ ⎠
⎣ ⎦
Se ha supuesto que el caudal másico de sólidos permanece constante.
4.2 Reactores de lecho fluidizado
4.2.1 Flujo de mezcla perfecta con partículas de un sólo tamaño y composición uniforme del gas.
Consideraremos que no hay arrastre de sólidos en el lecho fluidizado. En este caso puesto que cada partícula no
esta el mismo tiempo en el reactor se ha de calcular la conversión media de las mismas. En este caso, el sólido se comporta
como un macrofluido y, por tanto, la fracción no convertida según la ecuación de Levenspiel viene dada por la relación,
B
B MPideal B
0
MP ideal
B
B
0
-t/t
MPideal
1- = (1- )E dt X 1
X
X
1- = (1- X )E dt
X
e
E = con t= tiempomedio de residencia delsólido
t
∞
τ
≤
∫
∫
En estas expresiones se incluyen también las consideraciones anteriores sobre las partículas con el tiempo de
residencia mayor que el tiempo necesario para conversión completa.
Esta última expresión puede integrarse para las distintas situaciones que se presentan según sea la resistencia
controlante, obteniéndose las siguientes expresiones.

PELICULA
GASEOSA
-
t
B
2 3
B
B
t
= (1- )
e
X
1 1 1
1- = - + -... <1
X
2 3! 4!
t t t t
1
1- para <5
X
2 t t
τ
τ
τ τ τ τ
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
τ τ
≈
REACCION
QUIMICA
2 3
-
t
B
2 3
B
B
t t t
=3 - 6 +6 (1- )
e
X
1 1 1 t
1- = - + -... >1
X
4 20 120
t t t
1 t
1- para >5
X
4 t
τ
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
τ τ τ
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
τ τ τ
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
τ
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
τ
≈
τ
DIFUSION EN LAS
CENIZAS
2 3 4
B
B
1 19 41
1- = - + - 0.00149 +...
X
5 420 4620
t t t t
1
1- para <5
X
5 t t
τ τ τ τ
⎛ ⎞ ⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠ ⎝ ⎠
τ τ
≈ −
La Figura 4.3 presenta estas expresiones en forma gráfica y se comparan los tiempos de residencia según el
modelo de flujo del sólido con partículas de un sólo tamaño. Como se observa, para lograr la misma conversión se necesita
más tiempo de permanencia en un reactor con mezcla perfecta que un reactor de flujo en pistón.
Figura 4.3: 1) Representación de la conversión media frente al tiempo medio de residencia en un reactor de mezcla perfecta para un solo
tamaño de partículas del sólido. 2) Comparación entre los tiempos de residencia necesaria para alcanzar una conversión en reactores de
mezcla perfecta y de flujo en pistón, para un solo tamaño de sólido. (Levenspiel, O. "Ingeniería de las reacciones químicas".Ed.Reverté, 2003.)

Hay situaciones en las que se requieren elevados tiempos de residencia para poder alcanzar una conversión
considerable. En estos casos se suele utilizar lechos fluidizados en múltiples etapas de igual tamaño, y con igual
características del gas, ya sea en contracorriente o en corriente cruzada. Con ello se consigue reducir el cortacircuito y el
tamaño del reactor, originándose tiempos de residencia cercanos al de FP, así como conversiones más elevadas que con
único reactor del volumen igual a la suma total de volúmenes individuales. Para una serie de N reactores conectados en
serie, en relación al flujo de sólidos, la curva de tiempos de residencia a considerar es
i
N-1
por lecho
-t/t
i
o
i i
1 t W
E(t)= donde para cada etapa =
e t
(N-1)t t F
⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠
La fracción media no convertida para grandes valores de ti/τ o altas conversiones y N=2 se obtiene mediante las
siguientes expresiones,
PELICULA
GASEOSA
2 3 4 5
B
1 1 1 1
1- = - + - +...
X
6 12 40 180
t t t t
τ τ τ τ
⎛ ⎞ ⎛ ⎞ ⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠ ⎝ ⎠ ⎝ ⎠
REACCION
QUIMICA
4 5
2 3
B
i i
1 1 1 1
1- = - + - +...
X
20 60 280 1680
t t t t
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
τ τ τ τ
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠ ⎝ ⎠ ⎝ ⎠
DIFUSION EN LAS
CENIZAS
Para este control es necesario realizar una integración numérica. Sin
embargo, comparando con el control de la reacción esta última da un
estimado de la conversión conservativo.
Si interesa la conversión del sólido se elige la corriente cruzada porque es simple y fácil de operar. Además permite
evitar el arrastre mecánico asociado a la contracorriente.
Otra alternativa a los lechos fluidizados en serie es un sistema de reacción constituido por un lecho fluidizado que
alcance una conversión del 80-90%, con un control eficiente de la temperatura, seguido de un lecho móvil que complete la
conversión con pocos problemas de eliminación de calor.
4.2.2 Flujo de mezcla perfecta con partículas de diversos tamaños y composición uniforme del gas.
Consideraremos que no hay arrastre de sólidos en el lecho fluidizado. Dado el modelo de flujo de MP, la corriente
de salida representa las condiciones del lecho. Ello junto a la consideración de partículas de tamaño constante permite
concluir que la distribución de tamaños en el lecho, en la alimentación y en la corriente de salida principal es la misma. Es
decir:
p p p
p
p
F( ) W( ) W( )
W
d d d
= = t= t( )
d
F W F F( )
d
⇒ ⇒
donde, W es la cantidad de material en el reactor. Por otro lado, dado el tipo de flujo, el tiempo medio de residencia
p
t (d ) de las partículas de tamaño dp es igual al tiempo medio de residencia del sólido en el lecho:
p
W masa de todos los sólidos dentro del reactor
t t(d )
F caudal de alimentación de sólidos
= = =

La fracción no convertida media de las partículas de un tamaño viene dada, entonces, por
(dp) -t/t
B
B p p
0
e
1- X (d )= 1- (d ) dt
X
t
τ
⎡ ⎤
⎣ ⎦
∫ y el valor medio para todos los tamaños será
p
d
p
p
B
B
F( )
d
1- = [1- ( )]
d
X
X
F
∑
Combinando estas dos ecuaciones y las correspondientes ecuaciones cinéticas según la etapa que controle el
proceso, se obtienen las relaciones siguientes:
PELICULA
GASEOSA
2 3
p p p
B
( ) ( ) ( ) F( )
1 1 1
d d d
1- = - + -...
X
2! 3! 4! F
t t t
⎡ ⎤
τ τ τ
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎢ ⎥
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎢ ⎥
⎣ ⎦
∑ p
d
REACCION
QUIMICA
2 3
p p p
B
( ) ( ) ( ) F( )
1 1 1
d d d
1- = - + -...
X
4 20 120
t t t
⎡ ⎤
τ τ τ
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎢ ⎥
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎢ ⎥
⎣ ⎦
∑ p
d
F
DIFUSION EN
LAS CENIZAS
3
2 4
p p p p
B
( ) ( ) ( ) ( ) F( )
1 19 41
d d d d
1- = - + - 0.00149 +...
X
5 420 4620 F
t t t t
⎡ ⎤
τ τ τ τ
⎛ ⎞ ⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎢ ⎥
⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎢ ⎝ ⎠ ⎝ ⎠ ⎝ ⎠ ⎥
⎦
⎣
∑ p
d
4.2.3 Lecho fluidizado con arrastre de finos
Se trata de una extensión del anterior, en el que ahora existen dos corrientes de salida: la de arrastre (corriente 2)
y la de descarga principal (corriente1). Un esquema del reactor se observa en la figura 2.5.
Del balance de materia se deduce que
0 1 2
0 p 1 p 2 p
= +
F F F
( )= ( )+ ( ) (1)
F d F d F d
Admitiendo el modelo de flujo de mezcla perfecta con
referencia a la corriente principal, se tiene
1 p p
1
( ) W( )
F d d
= (2)
W
F
Figura 2.5: Representación de los caudales de
fluidizado con arrastre de sólidos.
Combinando las ecuaciones (1) y (2), el tiempo medio de
residencia de las partículas de un tamaño determinado es
salida y de las distribución de tamaños en un lecho
p p p
p
2 p
1
0 p 1 p 2 p
p
W( ) pesode partículas de tamaño enellecho W( ) 1
d d d
t( )= = = =
d ( )
F d
( ) caudales de partículas entranallecho ( )+ ( ) F
F d F d F d +
W W( )
d
Expresión que señala que los tiempos de residencia son distintos para cada tamaño de partícula. No obstante, el
tiempo para cada tamaño será el mismo, y por consiguiente la conversión, tanto en la corriente de descarga y como en la de
arrastre. A causa del arrastre, cabe deducir intuitivamente que el tiempo de residencia de las partículas pequeñas será

menor que el de las partículas grandes.
La fracción no convertida media de las partículas de un tamaño viene dada por
p p
(d ) t/ t (d )
p p
p
B
p
0
e
1- ( )= 1- X ( ) dt
d d
X
t(d )
τ −
⎡ ⎤
⎣ ⎦
∫
y el valor medio para todos los tamaños será
pm
d
0 p
p
B
B
0
( )
F d
1- = [1- ( )]
d
X
X
F
∑
Combinando estas dos últimas ecuaciones y las correspondientes expresiones cinéticas para la conversión según la
resistencia controlante se obtienen:
PELICULA
GASEOSA
2 3
p p p 0
B
0
p p p
( ) ( ) ( ) ( )
1 1 1
d d d F
1- = - + -...
X
2! 3! 4!
t( ) t( ) t( ) F
d d d
⎡ ⎤
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
τ τ τ
⎢ ⎥
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎢ ⎥
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎣ ⎦
∑ p
d
REACCION
QUIMICA
2 3
p p p
B
0
p p p
( ) ( ) ( ) ( )
1 1 1
d d d F
1- = - + -...
X
4 20 120
t( ) t( ) t( ) F
d d d
⎡ ⎤
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
τ τ τ
⎢ ⎥
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎢ ⎥
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎣ ⎦
∑ 0 p
d
DIFUSION EN LAS
CENIZAS
p p 2 3
B
p p
p 0 p
4
0
p
( ) ( ) ( )
1 19 41
d d
1- = [ - ( + (
) )
X
5 420 4620
t( ) t( ) t( )
d d
( ) ( )
d F d
- 0.00149( +...]
)
t( ) F
d
p
p
d
d
τ τ τ
∑
τ
El problema para aplicar estas ecuaciones es que se necesita conocer el tiempo medio para cada tamaño de
partícula, y para ello es necesario tener información sobre el arrastre de partículas, la cual se obtiene mediante experimentos
de arrastre o elutriación, que darán información del arrastre selectivo de finos en un lecho con distintos tamaños de
partículas en estado estacionario.
Experimentalmente se ha encontrado que la velocidad de elutriación o arrastre de partículas de un tamaño es
proporcional a la masa de partículas de ese tamaño existentes en el lecho, es decir:
p
p
dW( )
d
= W( )
d
dt
− χ
en la que χ se denomina coeficiente de velocidad de elutriación. Esta constante tiene dimensiones de t-1 y es función de las
propiedades del sistema (velocidad del gas, tamaño de partícula y altura del lecho). El valor es pequeño para partículas
grandes, velocidades pequeñas y alturas de lecho también grandes. Por el contrario, el coeficiente de velocidad de
elutriación es grande para partículas pequeñas, velocidades grandes y alturas de lecho reducidas. Este coeficiente es, por
supuesto, 0 para las partículas grandes que no son arrastradas. Para partículas de un tamaño dp en estado estacionario
tenemos que 2 p
p
p
( )
F d
( )=
d
W( )
d
χ , valor que debe obtenerse experimentalmente.

Por otro lado, se dispone de las siguientes relaciones
p
p
2 p 1
1
0 p
p
p
W( ) 1 1
d
t( )= = =
d ( )
F d F
( ) F
F d + ( )
+ d
W
W W( )
d
χ
p
o p
o p
o p 1 p
1
p
1
p p
1 1
W(d )
W F (d )
F (d )
F (d ) F(d )
F
W(d )
F W W
(d ) 1 (d ) 1 (d )
W F F
= = =
+ χ + χ + χ p
Así, se puede obtener F1(dp) y F1 conocidos los valores de los coeficientes de velocidad de arrastre, la masa
presente en el reactor, y los caudales de alimentación de cada tamaño de partícula, a partir de las siguientes ecuaciones:
1 2
0 p
1 1 1
p p
1 p
( )
F d
= ( )+ ( )+...=
F F d F d
1+(W / )_ ( )
F d
χ
∑
0 p
1 p
1 p
( )
F d
( )=
F d
1+(W / ) ( )
F d
χ
Conocidos F1(dp) ya se puede conocer el tiempo medio de cada tamaño y la correspondiente conversión.
4.2.4. Composición del gas variable.
En los casos en que la concentración del gas varía apreciablemente con su paso por el reactor las ecuaciones
anteriores no se pueden utilizar y se ha de plantear un modelo diferente más complejo que permita determinar dicha
variación. Sin embargo, para lechos fluidizados con sólido reactante no se pueden aplicar los modelos de los lechos
fluidizados catalíticos, ya que es imposible definir con claridad la constante cinética en la fase emulsión.
Si se considera que todo el gas fluye en forma de burbujas y estas siguen un modelo de flujo en pistón y que el
sólido está perfectamente agitado, la concentración media del reactante en la fase gas para una cinética de primer orden es
la media logarítmica entre la entrada y la salida:
AG AG
e s
AG
AG e
AG s
( -(
) )
c c
=
c ( )
c
ln
( )
c
Si se considera qG constante, un balance de materia en todo el reactor permite escribir
B
Bo
G e s
AG AG
w X
[(c -(c ]=
q ) )
b
Además, para partículas del mismo tamaño se tiene
t
-
t
B
B 0
s
e
1- = (1- ) dt
X
X
t
W
t=
w
τ
∫

siendo wS el caudal másico del sólido a la salida del reactor. El diseño del reactor se completa incorporando las siguientes
ecuaciones.
AG p
B B
o s B
R
mf B
p
(c , d ,..) según etapa
X X ( , t,..) según etapa
= f(X )
w w
W
=
V
(1- )
τ = τ
= τ
ρ ε ε
Así, por ejemplo, si se conocen XB y (cAG)e se determina (cAG)s del balance y el valor medio AG
c , que permite, a su
vez, según cual sea la etapa controlante de la cinética el valor de τ . Con éste valor y con el de XB, se determina t , cuyo
valor conducirá finalmente a los valores de VR y W.
4.3 Reactores de lecho fijo: operacion semicontinua
El diseño del reactor en este caso se ha de realizar en condiciones no estacionarias ya que las concentraciones de
gas y fracciones no convertidas de sólido reactivo va cambiando con
el tiempo. En el caso general, la concentración del gas en el reactor
puede variar y, en principio, se puede suponer un flujo de gas bastante
próximo al ideal de flujo en pistón. Este comportamiento es
relativamente frecuente en procesos de producción que tratan la
regeneración de catalizadores por combustión con aire, el intercambio
iónico y la adsorción de fluidos en sólidos.
Figura 4.6: Perfiles de concentración en un reactor de
lecho fijoen el que se regenera un catalizador:(a)
concentración de O2 en función de la longitud del lecho;
(b) curva de rotura de O2; (c) evolución de la conversión
del sólido con la posición y con el tiempo
La reacción entre el sólido y el gas provoca la formación de
un frente que se mueve gradualmente a lo largo del lecho. La
diferencia entre el diseño de un lecho fijo catalítico sin desactivación y
uno no catalítico reside en el hecho de que en este último caso la
concentración de reactante (y por tanto la velocidad de reacción) no
sólo depende de la posición en el reactor sino también del tiempo. En
la figura 4.6 se presentan perfiles de concentración del fluido y del
sólido a lo largo del reactor en el caso de una regeneración de un
catalizador, y como estos varían con el tiempo.
En el diseño deben considerarse los efectos de la dispersión
axial en el lecho, las transferencias externas de materia entre fluido y
partícula, la difusión, la reacción y los efectos térmicos. La resolución
suele ser numérica ya que al ser un estado no estacionario se requiere
la solución simultánea de ecuaciones diferenciales.
Para simplificar sólo se considerará el caso de operación
isoterma, flujo en pistón y MNSR para el sólido. El balance de materia
para el reactante gaseoso A, necesario para el diseño, es el siguiente

Ag A
A b
c c
u = +
r
dz dt
δ δ
− ε
ρ
g
Según el modelo del núcleo sin reaccionar la velocidad de reacción por partícula es
2
A n AG
2
n n
g e
dn 4 r kc
=
dt r kr
k
1+ + 1-
R R
k D
π
−
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎝ ⎠
⎝ ⎠
n
r
Por otro lado, para un lecho de partículas esféricas con una fracción de sólido εB= 1- ε, el número de partículas
por unidad de volumen es 3εB/4πR3 y por tanto la velocidad global de desaparición del reactante gaseoso A por unidad de
volumen de reactor es
2
n
B AG
b
A 2
n n n
g e
r
3 kc
R
r =
kr r
k
r
R 1+ + 1-
R R
k D
⎛ ⎞
ε ⎜ ⎟
⎝ ⎠
ρ
⎡ ⎤
⎛ ⎞ ⎛ ⎞⎛ ⎞
⎛ ⎞
⎢ ⎥
⎜ ⎟
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎝ ⎠
⎢ ⎥
⎝ ⎠
⎣ ⎦
De modo que el sistema de ecuaciones diferenciales a resolver numéricamente es el siguiente
2
n
B Ag
Ag A
2
n n n
g e
b
B Ag
n
2
n n
n
g e
AG AGo
c
r
3 k c
c c
R
u = +
z t
k k
r r r
R 1+ + 1-
R R
k D
bM kc /
dr
=
dt k r
k
r r
1+ + 1-
R R
k D
c =c a z = 0 para t 0
r =R
⎛ ⎞
ε ⎜ ⎟
δ δ
⎝ ⎠
− ε
δ δ
⎡ ⎤
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎢ ⎥
⎜ ⎟
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎝ ⎠
⎢ ⎥
⎝ ⎠
⎣ ⎦
ρ
−
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎝ ⎠
⎝ ⎠
≥
a t = 0 para z 0
≥
g
Los resultados se pueden convertir en conversiones utilizando la siguiente relación
3
n
B
r
=1-( )
X
R
La resolución de las ecuaciones anteriores producen los perfiles presentados en las figura 2.6. Si la cAG es
aproximadamente constante, es decir, el reactante A está en gran exceso, la primera ecuación desaparece y la solución de la
segunda son las expresiones clásicas dadas en cinética.
Los lechos de relleno, aunque adecuados para sistemas isotermos presentan problemas para reacciones muy
exotérmicas o endotérmicas. Además, estos reactores no ofrecen ninguna ventaja desde el punto de vista del manejo de
sólidos. En estas circunstancias es mejor el lecho fluidizado. Sin embargo, el lecho fluidizado no es adecuado para sistemas
en los que hay posibilidad de aglomeración del sólido. También, desde el punto de vista de la mezcla perfecta del sólido,

elevadas conversiones del mismo requieren elevados tiempos de residencia. Aquí tiene una ventaja el lecho móvil ya que el
sólido puede tener un flujo cercano al flujo en pistón. Sin embargo, para reacciones muy exotérmicas se presentan puntos
calientes.
4.4 Reactores para reacciones instantaneas
En caso de tener una reacción instantánea se tiene que en cualquier punto del reactor sólo existe uno de los
reactantes y, en consecuencia, la cinética no tiene ninguna influencia sobre el diseño del reactor. El diseño depende sólo de
la estequiometría de la reacción. Este es el caso de la combustión de sólidos finamente divididos.
4.4.1 Cargas de sólidos: lecho de relleno y lecho fluidizado sin cortacircuito de gas en forma de grandes burbujas
En estos casos el gas que sale del lecho estará siempre convertido mientras haya sólido sin convertir en el lecho.
Cuando todo el sólido haya reaccionado la conversión del gas bajará a cero.
Figura 4.7: Una carga de sólidos en contacto con un gas; reacción instantánea
4.4.2 Flujo en pistón de gases y sólidos en contracorriente: lecho móvil
En este caso habrá un frente plano de reacción que se situará en un extremo u otro del reactor de acuerdo con la
corriente que entra en exceso sobre la cantidad esteqiométrica.
Si se quiere que el frente se sitúe en el centro del reactor para usar el resto como intercambiador de calor se sigue
la siguiente técnica: se alimenta un ligero exceso de gas y por el centro se retira una cantidad ligeramente superior al exceso
de gas.

Figura 4.8: La situación de la zona de reacción en flujo en pistón en contracorriente depende del componente que se encuentre en exceso sobre
la cantidad esteqiométrica.
4.4.3 Flujo en pistón de gases y sólidos en cocorriente y corriente cruzada: lecho móvil
El primer tipo tiene el plano de reacción situado a la entrada del reactor lo cual no es conveniente en caso de
requerir una elevada eficacia de recuperación de calor y precalentamiento del alimento. En el flujo cruzado el plano de
reacción es inclinado dependiendo de la estequiometría las velocidades relativas G/S y la transmisión de calor.
Figura 4.9: Contacto gas-sólido en corriente directa y en corrientes cruzadas; reacción instantánea.
4.5. Notación
b: Coeficiente estequimétrico del reactante.
EMPideal: Función de densidad de distribución de tiempos de residencia en modelo ideal de mezcla perfecta
De: Coeficiente de difusión del gas en capa de cenizas [m2/s]
F: Caudal de sólidos a tratar [kg/s o m3/s]
ks: Constante cinética de la reacción química de una reacción gas-sólido[m/s·part.]
R: Radio inicial de una partícula [m]
rn: Radio del núcleo sin reaccionar para partículas de tamaño constante [m]
t: Tiempo de residencia [s]
t : Tiempo medio de residencia [s]

τ : Tiempo de permanencia de los elementos de fluido en la interificie.
wB0: Caudal molar de B [mol/s]
XB: Conversión de B
B
X : Conversión media de B
χ : Coeficiente de velocidad de elutriación [s-1]
VR: Volumen del reactor [m3]
4.6. Problemas
1. Una alimentación constituida por:30% de partículas de 50μ de radio, 40 % de partículas de l00μ de radio, 30 %
de partículas de 200 μ de radio se descarga continuamente sobre una parrilla móvil formando una capa delgada que
se desplaza en corriente cruzada con un reactante gaseoso. Para las condiciones de operación ensayadas, el tiempo
necesario para la conversión completa de los tres tamaños de partículas de la alimentación sólida es 5, 10 y 20 min.,
respectivamente. Calcúlese la conversión de los sólidos para un tiempo de residencia en el reactor de 8 minutos.
Res.: 93.2 %
2. Yagi y cols. (1951) tostaron partículas de pirrotita (sulfuro de hierro) dispersadas en fibras de asbesto, y
encontraron que el tiempo necesario para la conversión completa se relacionaba con el tamaño de las partículas del
modo siguiente: τ ∞ R1,5. Durante la reacción las partículas permanecían como sólidos consistentes. Se ha de
proyectar un reactor de lecho fluidizado, para convertir la pirrotita en el óxido correspondiente. La alimentación es de
tamaño uniforme, τ = 20 min., y el tiempo medio de paso por el reactor t=60 min. Calcúlese la fracción de sulfuro
original que quedará sin convertir.
Res.: 0.07
3. Una alimentación constituida por: 30 % de partículas de 50 μ de radio, 40 % de partículas de 100 μ de radio,30 %
de partículas de 200 μ de radio, reacciona en un reactor de lecho fluidizado en régimen estacionario, constituido por
un tubo de 1 ,20 m de longitud y l0 cm de diámetro. El gas fluidizante es el reactante en fase gaseosa, y para las
condiciones de operación proyectadas, el tiempo necesario para la conversión completa es 5, 10 y 20 min para los tres
tamaños de partículas de la alimentación. Calcúlese la conversión de los sólidos en el reactor para un caudal de
alimentación de 1kg de sólidos/min si el lecho contiene 10 kg de sólidos. Información adicional: Los sólidos son
consistentes y no cambian de tamaño ni de peso durante la reacción. Se emplea un ciclón para separar los sólidos
arrastrados por la corriente gaseosa, que se retornan al lecho. La variación de la composición de la fase gaseosa a
través del lecho es pequeña.
Res.: 77.8 %.
4. Resuélvase el problema 4.3 con las siguientes modificaciones. Se suprime el separador de ciclón con lo cual los
sólidos serán arrastrados por el gas fluidizante. El coeficiente de velocidad de elutriación en las condiciones de
operación y para esta altura de lecho, se estima que es: κ=(500 μ2/min)R-2, siendo R el radio de las partículas, en
micras.
Res.: 79.7 %

5. En un lecho fluidizado es necesario mantener 200 toneladas de sólido para alcanzar la conversión del 99% con
partículas de tamaño constante, siendo la etapa controlante la de la difusión a través de las cenizas. Calcúlese la cantidad de
sólidos que ha de mantenerse en dos lechos fluidizados en serie para lograr idéntica conversión con la misma velocidad de
alimentación y características del gas.
Res.: 22.4 tn
6. En un lecho fluidizado reaccionan sólidos de tamaño constante de 0.3 mm de radio, con gas en flujo estacionario,
obteniéndose los siguientes resultados: Fo=10 g/s, W=1000 g y XB=0.75. La conversión depende mucho de la
temperatura, lo que nos sugiere que la etapa de reacción es la que controla la velocidad. 1) Diseñar un reactor comercial de
lecho fluidizado (Calcular W) para tratar 4 t/h de alimentación de sólidos de 0.3 mm de radio para alcanzar una conversión
del 98%. 2) Determinar el tamaño de un lecho fluidizado de dos etapas para efectuar esta operación.
Res.: 1. 1681.5 ; 2. 439.2 kg
7. En un lecho fluidizado con partículas de tamaño uniforme se alcanza una conversión del 60% dando un producto sólido,
de acuerdo con el modelo del núcleo sin reaccionar y siendo la etapa controlante la de la reacción. Calcular la conversión de
los sólidos: 1) si se duplica el tamaño del reactor y se utiliza el mismo gas . 2) si a la salida del reactor se coloca un
segundo reactor del mismo tamaño y se utiliza el mismo gas.
Res.: 1. 75.5 % ; 2. 86 %.
8. En una atmósfera uniforme, partículas sólidas de 4mm alcanzan una conversión del 87.5% en 5 minutos. El tamaño de
las partículas sólidas no varia durante la reacción y se sabe que la etapa controlante es la de reacción química. Calcular el
tiempo medio de residencia de los sólidos para alcanzar la misma conversión en un reactor de lecho fluidizado con una
atmósfera análoga, utilizando una alimentación en cantidades iguales de partículas de 2 mm y 1 mm.
Res.: 6.7 min
9. En una atmósfera uniforme, partículas sólidas de 4mm alcanzan una conversión del 87.5% en 5 minutos. El tamaño de
las partículas sólidas no varía durante la reacción y se sabe que la etapa controlante es la de reacción química. Calcular la
conversión media de los sólidos en un reactor de lecho fluidizado con una atmósfera análoga, utilizando una alimentación en
cantidades iguales de partículas de 2 mm y 1 mm, si el tiempo medio de residencia de los sólidos en el reactor es de 30
minutos.
Res.: 97 %
10. Una alimentación sólida constituida por:20% en peso de partículas de 1 mm y menores;30% en peso de partículas de 2
mm; y 50% en peso de partículas de 4 mm, que pasa a través de un reactor tubular rotatorio inclinado, análogo a un horno
de cemento, en el que reacciona un gas de composición uniforme para dar un producto sólido duro y compacto.
Experimentalmente se encuentra que el transcurso de la reacción se puede representar por el MNSR y que la etapa
controlante es la de reacción. El tiempo necesario para la conversión completa de las partículas de 4mm es de 4 horas.
Determinar el tiempo de residencia en el reactor tubular necesaria para alcanzar: 1) 75%, 2) 95% y 3) 100% de conversión
de los sólidos.
Res.: 1.1 h ; 2. 2.1 h ; 3. 4 h
11. Se ha de construir una planta piloto para investigar la técnica de lecho fluidizado como medio para tostar blenda. El
reactor ha de tener un diámetro interno de 10 cm y una tubería de descarga situada a 18 cm del fondo. La alimentación del
reactor experimental ha de ser de 35.5 g/min y estará constituida por un 40% de partículas de 10 μ de radio, y un 60% de
partículas de 40 μ de radio. Para la velocidad óptima del gas a través del lecho, a partir de los datos encontrados en la
bibliografía pueden estimarse las siguientes características del lecho: x(10μ)=0.4/min;x(40μ)=0.01/min;W=1100
g;τ(10μ)=2.5 min;τ(40μ)=10 min. Calcular la conversión de este reactor.
Res.: 88.6 %

12. Una corriente de partículas de tamaño constante se convierte en un 60% (MNSR/control de la reacción y
composición de gas uniforme) al pasar a través de un reactor. Cual será la conversión de un reactor de doble tamaño para
las mismas condiciones de gas y sólido si el modelo de flujo del sólido es de 1) flujo en pistón 2) mezcla perfecta.
Res.: 1. 89.4 % ; 2. 77.2 %
13. Un reactor fluidizado (W=1.2 tn) se alimenta con 1.2 tn/h de reactante sólido de varios tamaños (50% de A y 50
% de B). A las velocidades de flujo del gas se produce elutriación. 1) Calcular la composición del lecho y de las dos
corrientes que lo abandonan. 2)Calcular el caudal de arrastre y salida de sólidos. 3)Calcular el tiempo medio de residencia
de cada tamaño y el global. Las constantes de elutriación son 1 y 0.25 respectivamente para A y B.
Res.:
14. Las determinaciones de los coeficientes de elutriación pueden realizarse en un lecho fluidizado, acompañado de un
ciclón para retornar el sólido arrastrado al reactor, el cual opera en estado estacionario. Una carga de óxido de titanio
(catalizador de reacciones fotoquímicas, reactante en sistemas redox) de 400 g de partículas de 25μ de radio, 600 g de
50μ y 5000 g de 150μ se introduce en un reactor como el indicado y se observa que en estado estacionario se arrastran
22 g/min con 27.3% de partículas de 50μ y el resto de 25μ. Determinar los parámetros de la ecuación χ = α⋅Rβ
Res.: α= 25 β= -2

5. REACTORES PARA REACCIONES FLUIDO-FLUIDO
Los sistemas multifásicos FLUIDO-FLUIDO (G-L y L-L inmiscibles) son muy frecuentes en la industria química
obedeciendo a necesidades de síntesis, separación o selectividad. La presencia de estos sistemas heterogéneos no se
limita a la industria química, sino que también están presentes en procesos metalúrgicos, fisiológicos y biológicos. En la
tabla 5.1 se reseñan las principales aplicaciones de este tipo de reacciones
Tabla 5.1 Ejemplos industriales de reacciones gas líquido y liquido-líquido.
Absorción de
gases ácidos
Absorción de SO3 en ácido sulfúrico diluido
Absorción de NO2 an ácido nítrico diluido
Eliminación de CO2 y H2S por absorción en disoluciones alcalinas
Oxidación de
compuestos
orgánicos con
oxígeno o aire
Oxidación de parafinas a ácidos
Oxidación de p-xileno a ácido tereftálico
Oxidación de ciclohexano a ciclohexanona
Oxidación de ciclohexano a ácido adípico
Oxidación de tolueno a ácido benzoico
Oxidación de acetaldehído a ácido acético
Oxidación de etileno a acetaldehído
Oxidación de cumeno a hiperóxido de cumeno
Cloración Cloración de dodecano
Cloración de benceno a clorobenceno
Cloración de tolueno a clortolueno
Cloración de etileno a cloroetileno
Hidrogenación
de compuestos
orgánicos
Hidrogenación de compuestos aromáticos
Hidrogenación de olefinas
Hidrogenación de ácidos grasos: Los aceites insaturados (ácido palmitioléico, ácido oléico, ácido
linoléico, ácido linolénico, ácido araquidónico) son suceptibles de ser hidrogenados para producir
mantecas hidrogenadas industriales de determinado grado de insaturación o índice de yodo, que
se destinan para margarinas y mantecas de repostería. Así, el aceite de la semilla de soja y
otros aceites vegetales( de semilla de algodón, del germen de trigo, del coco, de la semilla de
soja, del cacahuete, etc) son hidrogenados para producir grasas de cocina y margarina.
Hidrogenación de aldehídos insaturados
Halogenaciones Halogenación (HBr,HCl) de alcoholes a halogenuros de alquilo
Halogenación (HBr) de olefinas a bromuros de alquilo
Halogenación (HCl) de vinilacetileno a cloropreno
Otras
reacciones
Absorción de CS2 en disoluciones acuosas de aminas para obtención de ditiocarbonatos
Absorción de isobutileno en ácido sulfúrico
Absorción de butenos en ácido sulfúrico para la obtención de butanoles secundarios
Absorción de butadieno con complejos cuprosos
Absorción de acetileno en disoluciones de ClCu para la obtención de vinilacetileno
Sulfatación de alcoholes con SO3
Polimerización de olefinas en disolventes orgánicos
Absorción de etileno en ClS para la obtención de diclorodietilsulfuro
Absorción de CO2 en disoluciones de cal o sulfuro de Ba para la obtención de CaCO3 o BaCO3
Oxidación de ClCu (aq) a CuCl2, oxiclururo de Cu
Hidrólisis y/o
saponificación
de ésteres*
Los ésteres se hidrolizan en medios acuosos, bajo catálisis ácida o básica, para rendir ácidos
carboxílicos y alcoholes. La saponificación de grasa animal**: Sebo, manteca, aceite de pescado,
etc. o aceite vegetal**: Aceite de coco, aceite de palma, aceite de maní, aceite de oliva, aceite de
semillas de algodón, etc. con sosa cáustica (NaOH) produce jabón y glicerina.

Alquilación de
compuestos
orgánicos
En la industria del petróleo se utiliza para la producción de un componente de gasolinas de alto
octanaje. El proceso de alquilación es una síntesis química por medio de la cual se une un alcano
ramificado al doble enlace de un alqueno, extraído del craking o segunda destilación. Al resultado
de la síntesis se le denomina alquilado o gasolina alquilada, producto constituido por
componentes isoparafínicos. Su objetivo es producir una fracción cuyas características tanto
técnicas (alto octano) como ambientales (bajas presión de vapor y reactividad fotoquímica) la
hacen hoy en día, uno de los componentes más importantes de la gasolina reformulada. La
alquilación es un proceso catalítico que requiere de un catalizador de naturaleza ácida fuerte, y
se utilizan para este propósito ya sea ácido fluorhídrico o ácido sulfúrico. Así, por ejemplo, se
forma 2,2,4 - trimetilpentano ("isooctano") a partir de isobuteno e isobutano.
También se usa para la obtención de alquilbenzeno, sustancia utilizada como tensioactivo. En el
caso más simple, implica la reacción entre un haluro de alquilo y una molécula de benceno en
presencia de un ácido de Lewis como catalizador (Alquilación de Friedel-Crafts), los productos
son alquilbenceno y haluro de hidrógeno: , el tolueno o
metilbenceno, (C6H5CH3) es la materia prima a partir de la cual se obtienen derivados del
benceno, el ácido benzoico, el fenol, la caprolactama, la sacarina, el TDI (diisocianato de
tolueno) materia prima para la elaboración de poliuretano, medicamentos, colorantes, perfumes,
TNT y detergentes.
Sulfonación y
nitración de
aromáticos
Cuando los hidrocarburos bencénicos se tratan con ácido sulfúrico fumante, que es una mezcla
de ácido sulfúrico (H2SO4) y anhídrido sulfúrico (SO3), se forman compuestos característicos que
reciben el nombre de ácidos sulfónicos. El electrófilo que reacciona puede ser H2SO3
+ o SO3. Es
una reacción reversible. Así por ejemplo: C6H6 + HOSO3H (SO3) → C6H5SO3H (Ácido
bencenosulfónico) + H2O.El ácido bencenosulfónico es utilizado principalmente en la producción
de fenol y como catalizador en esterificación y reacción de deshidratación.
Por otro lado, el ácido nítrico fumante o una mezcla de ácidos nítrico y sulfúrico, denominada
mezcla sulfonítrica, (una parte de ácido nítrico y tres de sulfúrico), produce derivados nitrados,
por sustitución. El ácido sulfúrico absorbe el agua producida en la nitración, ya que es un
deshidratante muy potente, y así se evita la reacción inversa: C6H6 + HONO2 (H2SO4) →
C6H5NO2 (Nitrobenceno) + H2O. El nitrobenceno es un compuesto de partida importante en la
síntesis de diversos productos orgánicos como la anilina, la benzidina, el trinitrobenceno, el ácido
nitrobenzolsulfónico, la fucsina, la quinolina o fármacos como el acetoaminofeno. A veces se
utiliza también como disolvente, como componente de lubricantes o como aditivo en explosivos.
Antiguamente se utilizaba también con el nombre de "Aceite de mirbana" en formulaciones de
perfumes. Hoy estas aplicaciones están prohibidas debido a la elevada toxicidad y el peligro que
supone para el medio ambiente.
Extracción de
metales a partir
de soluciones
acuosas
Método para la extracción de metales a partir de disoluciones acuosas de sales metálicas que
contienen aniones halogenuro o seudohalogenuro. Consiste en mezclar la disolución acuosa de
sales metálicas con un medio orgánico inmiscible en agua, que contiene 0,1 a 2 moles/l de un
bimidazol o bibencimidazol, de formula (i), en la que x, y, a, b, c y d pueden ser varios tipos de
radicales, y extraer mediante agitación a la temperatura ambiente. tiene aplicaciones para la
recuperacion hidrometalurgica de metales a partir de minerales metálicos
*Los ésteres también participan en la hidrólisis esterárica: la ruptura de un éster por agua. Los ésteres también pueden ser descompuestos por ácidos o bases fuertes. Como
resultado, se descomponen en un alcohol y un ácido carboxílico, o una sal de un ácido carboxílico:
**Los aceites, así como las grasas, son triglicéridos de glicerol (también llamado glicerina, 1, 2, 3 propanotriol o sólo propanotriol). El glicerol es capaz de enlazar tres
radicales de ácidos grasos llamados carboxilatos

Considerando las reacciones gas-líquido, la selección del tipo de aparato se basa principalmente en el régimen
cinético en que se encuadra la reacción en cuestión. Es decir, el primer paso a considerar es saber cuánto de rápida o
lenta es la reacción comparada con la velocidad de absorción puramente física, ya que ello determinará que tipo de
modelo cinético hay que utilizar, y a la vez el tipo de contactor más favorable. Los libros de texto que tratan la cinética
química de estas reacciones proporcionan la respuesta en función de las propiedades físicas y químicas del sistema.
Según el valor del denominado módulo de Hatta definido por:
2 Máximaconversiónposibleenlapelícula
Ha
Máximotransportepordifusiónatravésdelapelícula
=
se tiene, en general:
¾ Si Ha » 1 REACCIÓN SOLO EN LA PELÍCULA LÍQUIDA
ƒ ÁREA INTERFACIAL CONTROLANTE
ƒ NO IMPORTA CANTIDAD LÚIDO
ƒ Reacciones: Absorción química de gases ácidos,…
¾ Si Ha « 1 REACCIÓN SÓLO EN LA MASA LÍQUIDO
ƒ DESPRECIABLE EN PELÍCULA
ƒ ÁREA INTERFACIAL SUFICIENTE
ƒ Reacciones: Oxidaciones, hidrogenaciones, cloraciones,.
Con más detalle, en la tabla 5.2 se indican, de acuerdo con los valores del módulo de Hatta y de los
valores del factor de aceleración general, E, e instantáneo, Ei, calculados con las expresiones citadas en los textos
de cinética de reacciones químicas, el tipo de régimen cinético A, B, C, D, E, F, G y H, que van desde reacciones
instantáneas a reacciones muy lentas, respectivamente. En la tabla 5.3 se presentan los modelos cinéticos a utilizar
en las ecuaciones de diseño. En la figura 5.1 se muestran los esquemas de los reactores empleados según el
régimen cinético junto con algunas de sus propiedades más relevantes. En la tabla 5.4 se complementan algunas
de las características de este tipo de equipo.
En la selección del reactor hay que considerar además del régimen cinético, los modelos de flujo de cada fase y
como contactan estas fases del mismo modo que se ha visto en capítulos anteriores. En general, para las columnas de
relleno y platos se suele adoptar tanto para el gas como el líquido flujo en pistón. En las columnas de borboteo se asume
flujo en pistón para el gas y mezcla perfecta para el líquido. En tanques agitados se suele admite tanto para el gas como
para el líquido flujo en mezcla perfecta
Es necesario señalar que el diseño de los reactores fluido-fluido puede llegar a ser muy complejo por el hecho
de tener que plantear los balances de materia microscópicos en ambas fases y además tener que considerar que el
término de entradas y salidas incluye tanto la advección como el flujo de materia de o hacia la interfacie. Por otro lado,
es necesario considerar que el modelo de flujo de cada una de las fases no siempre es ideal. En las unidades G-L
también suele ser necesario en algunos casos calcular el perfil de presiones en la columna y ello se hace con
correlaciones empíricas.

Tabla 5.2: Selección del régimen cinético según los valores de Ha, E, y Ei
Régimen A
2 i
i
Ha >3
ó
E -E
Ha >16
E -1
2
2
i
(4 -3)
Ha E
≥
Régimen B
B AL B B
AG BL
A
L
AL
c k c D
< =
p
k k
b bD
Régimen C
2
2
i
i
i
E -E
16 Ha (4 -3)
E
E -1
≤ ≤
Régimen D i
E
Ha <
2
Régimen E 2 i
i
E -E
0.3< Ha <3 ó 0.01< Ha <16
E -1
Régimen F
Régimen G
2
AL
AL
aD
0.02< Ha < 0.3 ó 0.05 < Ha < 0.01
bk
⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎝ ⎠
Régimen H
2 AL
AL
aD
Ha < 0.02 ó Ha < 0.05
bk
⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎝ ⎠
Tabla 5.3: Modelos cinéticos y factores de aceleración en un sistema gas-líquido en el que la reacción irreversible presente en la fase líquida
es de orden (1,1) y Al >> 1.
RÉGIMEN
ECUACIÓN DE VELOCIDAD
Y
FACTOR DE CRECIMIENTO
RÉGIMEN
ECUACIÓN DE VELOCIDAD
Y
FACTOR DE CRECIMIENTO
A
Bl B A
A
Al
A
A
Ag Al
D c H
p +
D b
N =
1 H
+
k k
BL B
i
Ai
AL
D c
E = =1+
E
bD c
E
A
A
A A
Ag Al B
p
N a =
1 H H
+ +
k a k aE kc β
2
Ha
E=1+
3
B A AG A
N =k p i
E = E → ∞ F
A
A
A A
AG AL B
p
N a =
1 H H
+ +
k a k aE kc β
2
Ha
E=1+
3
C
A
A
A
Ag Al
p
N =
1 H
+
k k E
i
i
i
i
E -E
Ha
E -1
E =
E -E
tanh Ha
E -1
⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎝ ⎠
Van Krevelen y Hoftijzer
G
A
A
A A
AG AL B
p
N a =
1 H H
+ +
k a k a kc β
E 1
≅
D
A
A
A
Ag Al
p
N =
1 H
+
k k E
Al B
Al
D kc
E=Ha =
k H A B
A
N a = kc c β E 1
≅

Tabla 5.4: Características principales de los equipos para reacciones G-L
Flujo Contactor a(m2/m3) β = VL/V Capacidad
Contracorriente C.LLuvia
C.Relleno
C.Platos
C.Borboteo
compartimentado.
60
100
150
200
0.05
0.08
0.15
0.9
baja
alta
media-alta
baja
Bueno para gases muy
solubles. HA baja
Valido siempre que wL/wG ≈ 10
Necesita agitación mecánica o
pulso. Bueno para gases poco
solubles y L/L. HA alta.
Cocorriente Mezclador
estático
200 0.2-0.8 muy alta Muy flexible, pocos datos
referenciados tG ≈ tL
Mezcla de L Tanque de
borboteo
Tanque agitado
20
200
0.98
0.9
media
media
Económico de construir
Económico pero necesita
agitación mecánica
Figura 5.1: Principales equipos utilizados en las reacciones G-L y algunas de sus características principales

5.1 Diseño de columnas de relleno
Las columnas de relleno son sin duda las más simples y tradicionales para los sistemas G-L. En principio la
columna dispone de un plato de soporte sobre el cual se deposita el relleno (anillos raschig, pall, intalox, sillas berl, ...)
distribuido al azar o algunas veces de forma ordenada. Las características de estos lechos (a, dp, fracción de huecos,
factor de empaquetamiento) están perfectamente establecidas. El líquido fluye por gravedad y un plato distribuidor,
situado en la cabeza de la columna, permite asegurar una distribución uniforme. El flujo del gas suele ser en
contracorriente, pero también son posibles la cocorriente y la corriente cruzada. En general, es de aplicación en este
contexto todo lo que aplica en las columnas de relleno para operaciones de absorción puramente físicas. En este tema
se revisarán las relacionadas con su funcionamiento como reactores.
5.1.1 Hidrodinámica columnas de relleno
El relleno limita la coalescencia originándose burbujas pequeñas con baja velocidad. Son adecuadas para
manejar sustancias corrosivas y cuando no es necesario un significativo intercambio de calor.
Realizar el diseño de la columna implica calcular la altura de relleno y para ello es necesario combinar el
balance de materia y la ecuación de velocidad. Sin embargo, previamente es necesario seleccionar el tipo de relleno, y
por tanto, determinar su tamaño. Para evitar la circulación preferente de líquido por la pared es necesario que la relación
entre el diámetro de la columna y el del relleno tenga un valor 15 y 20. Por otro lado, como regla general, se puede
decir que para flujos de gas de 15 m3/min el diámetro de la partícula de relleno debe exceder 2.5 cm. Si el flujo de gas
excede los 50 m3/min el diámetro equivalente de la partícula de relleno debe ser de al menos 5 cm.
También es necesario tener en cuenta otros aspectos tecnológicos: si la columna tiene una altura mucho más
grande que el diámetro es necesario instalar redistribuidores intermedios de líquido. Además, debe existir suficiente
espacio entre relleno y cabeza de columna para poder separar las gotas de líquido arrastradas. Para la operación en
contracorriente Zenz (1972) desarrollo la siguiente expresión para calcular la inundación o anegamiento de la columna,
por encima de la cual el líquido es arrastrado hacia arriba
⎡ ⎤
⎡ ⎤
⎢ ⎥
⎢ ⎥
⎢ ⎥
μ μ
⎢ ⎥
⎢ ⎥
ε ε
ρ ⎢ ⎥
⎢ ⎥ ⎣ ⎦
ρ
⎢ ⎥
⎣ ⎦
ε
1/3
1/2
V V
0.2 0.2
r r
L L
3 3
G
L
3
V V
2 3
r i
G L
a a
A A
+ =
2323
10.86
G ,L = Caudal volumétrico (m / h)
= fracción de huecos del relleno
a = área especifica del relleno (m / m )
R
18.91
Por otro lado, es necesario señalar que el área interfacial de contacto, a, no tiene porque ser la superficie
específica del relleno, ar, ya que no siempre éste está completamente mojado y/o por la presencia de líquido estancado.
Laurent y Charpentier (1974) recomiendan el uso de la ecuación de Onda et al. (1968) para la estimación de "a" para
anillos rashig y sillas Berl
0.75 0.05
0.4
v
Lc L
0.1 0.2
0.4 0.35
r L r L
L
LC
L
a g
L
=1- exp -1.45
a S a
= tensiónsuperficialcrítica por encima de la cualelrellenono se moja
= tensiónsuperficialdellíquido
⎡ ⎤
ρ
⎛ ⎞
σ
⎢ ⎥
⎜ ⎟
μ
σ σ
⎝ ⎠
⎢ ⎥
⎣ ⎦
σ
σ

Esta ecuación subestima "a" en un 50% para anillos tipo Pall.
Tabla 5.5 Valores de la tensión superficial critica
TIPO DE RELLENO σLc (mN/m)
Cerámica no vitrificada
Carbón
Metal oxidado o tratado
PVC
Metal pulido
Polietileno o polipropileno
61
56
75
40
35
33
5.1.2 Coeficientes de transferencia de materia en columnas de relleno.
Para el coeficiente de transferencia de materia por el lado del líquido se puede utilizar la ecuación de Mohunta
(1969):
1/4 -1/9
-1/2 -2/3
3 3
L
v r L r L L
L 2 2
3
AL
L L
L L
L a a
k a=0.0025
g
g g
D
A
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
μ
μ μ μ
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
ρ ρ
ρ ρ
⎝ ⎠ ⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎝ ⎠
la cual, al igual que la ecuación de Onda, tiene el siguiente rango de validez:
2
v
L
L
L AL
L L
p
AL
velocidadmásica de flujodeL= / A =360-151,200 kg/ m h
L
=2.62-5.33 kg/ m h
= / =142-1030
Sc D
=0.006- 0.05 m
d
diámetro de columna=0.06- 0.5m
razóndiámetrocolumna - diámetrorelleno=5- 40
D =
ρ
μ
μ ρ
2
difusividad efectiva, m / h
Shulman et al. (1955) correlaciono los datos de diversos autores mediante la siguiente expresión:
0.45 0.5
L p p v
L L
AL AL
L L
k d d L
=25.1
A
D D
⎛ ⎞ ⎛
ρ μ
⎜ ⎟ ⎜
μ ρ
⎝ ⎠ ⎝
⎞
⎟
⎠
Ramm (1953) menciona la siguiente ecuación:
0.33 0.33
0.67 0.33 3
L
L p p p
L v L
2
AL AL p
L L L
k d g 2 d
L L
d
=0.02
A
D D d
L=altura delrelleno
−
⎛ ⎞
ρ ⎛ ⎞
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
ρ μ
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎜ ⎟
μ ρ μ
⎝ ⎠ ⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎝ ⎠
Para el coeficiente de transferencia de materia por el lado del gas se puede utilizar las siguientes ecuaciones:

0.3 0.5
p sG,m
1.7
G T G
r p
AG
G G
p
p
2
G
2
sG,m R
Laurent y Charpentier(1974)
A d u
k P
=C ( d )
a
G A D
C = 2.3si <15mm
d
C =5.2si >15mm
d
G'A,caudal molar del gas
k (kmol/(m bar s)
(kg/( s)= velocidadmásica superf
u m
− −
− ⎛ ⎞ ⎛ ⎞
μ
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
′ μ ρ
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
icial
0.59 0.33
G G
G
G p
G G
G
p
2
G
Semmelbauer(1967)
= a Re
Sh Sc
k RT d
100< <1000 =
Re Sh
D
0.01< < 0.05m a = 0.86 sillasBerl
d
D = difusividadefectiva(m / s)
5.1.3 Diseño de columnas de relleno para regímenes A,B,C o D: reacciones rápidas
En esta sección se utilizará la nomenclatura que se suele utilizar en el diseño de este equipo en operaciones de
separación. A saber:
a área de contacto de interfase por unidad de volumen de columna (mi
2/mr
3)
ß fracción en volumen de la fase en la que tiene lugar la reacción (m3
L bulk/m3
R)
A,B,R,S componentes de la reacción
I inerte en una fase, no reacciona ni se difunde
YA=pA/pI moles de A/moles de inerte en el gas
XA=cA/cI moles de A/moles de inerte en el líquido
G',L' caudal molar del gas y del líquido totales por m2 de sección normal de la columna
G=G'pI/P caudal molar ascendente de inertes en el gas por m2 de sección normal de la columna
L=L'cI/c caudal molar descendente de inertes en el líquido por m2 de sección normal de la columna
P,c presión y concentración total
NA densidad de flujo del componente A a través de la película (mol/(mi
2 ⋅s))
rA velocidad de reacción (mol/(m3
L bulk⋅s))
En la figura 5.2 se presenta un esquema de una columna de relleno y la aplicación de los balances de materia
en presencia de reacción química, que conducirán a las líneas de operación para tales equipos al igual que se hace en
operaciones de separación. La presencia de la reacción no modifica la forma cualitativa de dichas líneas respecto al
caso sin reacción: serán rectas si se utilizan razones molares y curvas si se utiliza el diagrama p-c.
Como se ha indicado, las columnas de relleno se utilizan en los casos donde la reacción sólo tiene lugar en
la película líquida y la concentración de reactante A en el seno del líquido puede considerarse prácticamente nula
mientras exista reactivo B. De acuerdo con la estequiometría de la reacción el balance de materia diferencial para el flujo
en contracorriente es:

B
A
B
A
I
I
B
A
B perdidopor ellÍquido
A perdidopor elgas=
b
L dX
G dY =
b
p L c
G d =- d
b
p c
G p 1 L c
d d
P b c
−
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎝ ⎠
⎝ ⎠
′ ′
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
= − ⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠
⎝ ⎠
la integración de esta ecuación permite obtener la composición de
los reactantes en ambas fases en cualquier punto de la torre, es
decir, las líneas de operación antes mencionadas.
B B1
A A1
B B1
A A1
I I1
I I1
' '
B
A1
1 1
A B1
1
L(X X )
G(Y Y )=
b
p p L c c
G =
b
p p c c
p
G p G L c
1 L c
=
P P b c c
−
− −
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
− − −
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎝ ⎠
⎝ ⎠
′ ⎛ ⎞
′
− − −
⎜ ⎟
⎝ ⎠
Figura 5.2 Esquema de una columna de relleno con
modelo de contacto en contracorriente
Para el contacto en paralelo o cocorriente con flujo descendente basta sustituir G por -G, y para flujo
ascendente L por -L.
Existen dos casos especiales de simplificaciones: elevada dilución con pI ≈ P, cI ≈ c, entonces, G’=G y L’=L ,
deduciéndose la relación
B B1
A A1
G L
( )= (c c )
p p
P b c
− − −
y reactante puro en cada fase pI = 0 y cI = 0 (L = G = 0, por lo que sólo son válidas las formas del balance con G' y
L').
En la figura 5.3 se esquematiza un elemento diferencial
de la columna de relleno, cuya integración permitirá determinar la
altura de relleno y de columna necesarios. Efectivamente, la
cantidad de A que reacciona en cada elemento de la columna, dh,
se puede obtener a partir del balance de materia y de la expresión
cinética. La combinación de ambas permite establecer la ecuación
diferencial
B
A
A
L dX
GdY = =(- ) a dh
N
b
−
Figura 5.3: Elemento diferencial de una columna de
relleno
y por integración la altura de la columna
A2 B1
A1 B2
Y X
A B
A A
Y X
L
dY dX
h=G =
( a) ( a
b
N N
−
−
∫ ∫ )

Es necesario señalar que en la mayoría de los casos la evaluación de esta integral debe ser numérica o gráfica,
y que además es necesario comprobar si el régimen cinético es el mismo en toda la columna o hay un cambio en el
mismo, en cuyo caso hay que calcular a qué altura se produce dicho cambio. También hay que considerar si el reactante
se agota en el interior de la columna antes de abandonarla y, por tanto, en un trozo de la misma tan solo se produce
absorción física (Figura 5.4).
Dentro de este régimen de reacción instantánea o muy rápida no es necesario calcular la cantidad de liquido en
la columna (holdup de líquido), el cual de por si en este tipo de aparatos es pequeño.
Es necesario señalar que se ha considerado que tanto gas como líquido siguen un modelo de flujo en pistón y
ello puede ser un considerable error si la altura del relleno es baja. En general, la retromezcla se halla considerada en
las correlaciones empíricas para la estimación de los coeficientes de transferencia, por lo que es importante fijarse en el
rango de aplicabilidad de los mismos. Por otro lado, siempre suele ser mayor la retromezcla del líquido. La técnica más
común para definir el grado de retromezcla es la medida de la curva de distribución de tiempos de residencia con un
trazador adecuado en cada fase, a la que luego se ajusta un modelo. El más simple es el de dispersión axial, el cual no
contabiliza las zonas estancadas ni los cortocircuitos. Los modelos combinados si que lo contabilizan pero proporcionan
sistemas matemáticos complejos de resolver.
Figura 5.4: Esquemas de la columna para posibles agotamiento de reactantes
Todo el desarrollo realizado hasta ahora es igualmente válido para el sistema líquido-líquido, y tan sólo es
necesario sustituir L y G por L1 y L2 y utilizar las correspondientes ecuaciones empíricas para la determinación de los
parámetros. Es necesario señalar que si para los sistemas G-L a veces es difícil desarrollar correlaciones debido a que
las propiedades de los fluidos influyen sobre los parámetros de transferencia, todavía es más crítico para los sistemas L-
L. Sawistowski realiza un estudio del fenómeno señalando la posible aparición de turbulencias en la interfacie debido a
los gradientes de tensión interfacial, los cuales a su vez resultan de los gradientes de concentración (efecto Marangoni).
Para diseñar un contactor líquido-líquido es necesario determinar cual de las dos fases debe ser la continua y cual la
dispersa. Como norma general, se mantiene continua la de mayor tensión superficial (suele ser la más polar).
Por otro lado, los coeficientes de transferencia varían mucho según el tipo de empaquetamiento, su tamaño,
material y caudales empleados, ya que las interacciones sólido-líquido pueden provocar coalescencia y redispersión. Por
tanto, es muy importante tener en cuenta la mojabilidad del relleno. Si la fase continua moja el relleno fluye formando
una película alrededor del mismo, si no, fluye en forma de gotas de tamaño variable. Por otro lado, las gotas (fase
dispersa) ejercen un efecto positivo sobre los coeficientes de transferencia y el área interfacial. La situación más
extendida es que la fase continua moje el relleno ya que es la que proporciona mejor rendimiento, en consecuencia será
esta la que se tendrá en consideración.
B
A
Sólo hay
absorción
física y sale A
Se agota B
Si B está en defecto:
1
2
Si A está en defecto:
B
A
Hay
absorción con
reacción
Se agota A
1 El lecho no actúa
de ningún modo
2

Finalmente señalar que existe un tamaño crítico de relleno por encima del cual la influencia sobre el tamaño de
gota es independiente del tipo y tamaño del relleno. En muchas aplicaciones el tamaño crítico suele ser inferior a 1 cm, y
se puede estimar por la siguiente expresión
pc
d =2.42
g
σ
Δρ
Ejemplo:
Ha de reducirse la concentración de una impureza en el aire desde el 0.1% hasta el 0.02% por absorción con
un líquido que contiene una elevada concentración del reactante B, cB1 = 800 mol/m3 o aproximadamente 0.8 N. La
reacción A(g) + B(l) --> Productos se efectúa en el líquido y es extremadamente rápida. Supóngase que las
difusividades de A y B son iguales y kAl = kBl = kl. Calcular la altura de una columna de relleno
1) Si no hubiera reacción química (sólo absorción física)
2) Si hay reacción química con operación en contracorriente y en corriente directa.
kAG⋅a=32000mol/(h⋅m3⋅atm)
kAL⋅a=0.1 h-1
HA =125·10-6 m3⋅atm/mol
L≈L'=7⋅105 mol/(h⋅m2)
G≈G'=1⋅105 mol/(h⋅m2) a P=1 atm.
La densidad molar del líquido en todas las condiciones es cT=56000 mol/m3.
En primer lugar, si L≈L' y G≈G' significa que el caudal de inerte es prácticamente el total. Consecuentemente el
sistema está muy diluido y pI≈P asi como cI≈cT. Con ello se puede deducir que el balance global al sistema es
( ) ( )
A A1 A A1
A A1 A A1
A A1
A A1
I I1 T T T
I I1
p p p p LP
c c c c
G =L G = L =
p p c c
P P G
p p c c c c c
⎛ ⎞ ⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎛ ⎞
− − − − −
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎝ ⎠
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎝ ⎠
−
( ) ( )
5
A A
A A
5
7·10 ·1
0.0002 = 0 8000 1,6
p p
c c
1·10 ·56000
− − ⇒ = −
El balance de A en un diferencial es
A
A A
GdY =Gd(p /P) (- ) a dh
N
=
y la altura
A2 A1 A1 A1
A1 A2 A2 A2
A1
A2
p p p
Y
A A A A
e
A A AG AG
A A A A A
p p p
Y
p
A
AG A A A
p
G G G
dp dp dp
dY
h=G =
( a) ( a) a(p p ) a(p H c )
p p p
N N K K
G dp
513m.
a(p H (8000 1,6))
p p
K
− −
−
− −
−
= = =
∫ ∫ ∫ ∫
= =
∫
donde la resistencia global es
5 3
A
AG AG AL
1 1 H
3·10 1,25·10
a a a
K k k
− −
= + = +
mostrando el control por parte de la película líquida. En estas circunstancias se puede comprobar que la unidad en
corriente requerirá una altura infinita.

En el caso de que la absorción se realice con reacción
química, en el caso de ser una reacción química extremadamente
rápida y exclusivamente en la fase líquida, si la concentración de
reactante en la fase liquida es lo suficientemente elevada no se
encontrara reactante A en la salida de la misma. Asi pues,
pA1=0.0002 atm L
( ) ( )
B B1
A A1
T
LP
=
p p c c
bGc
− − −
( ) ( )
5
B
A 5
3
B2 A
7·10 ·1
0.0002 = 800
p c
1·10 ·56000
801,6 8000 793,6mol/m
p
c
− − −
= − =
Para poder calcular la altura es necesario evaluar el
régimen cinético de operación ya que requiere el cálculo de la densidad de flujo a través del área interfacial. Los
regímenes cinéticos rápidos son dos: A y B, para discernir entre ellos es necesario evaluar la siguiente desigualdad
D
b
D
c
k
=
b
c
k
<
p
k
AL
BL
B
AL
B
BL
A
AG
Puesto que las difusividades de A y B son iguales y kAl = kBl = kl
B AL
AG BL
A
c k c
< =
p
k k
b b
B
Así pues en la cúspide de la columna (sección 1)
B AL B
3 3
AG BL
A
c k c
6,4mol /(h·m )< = 80mol /(h·m )
p
k k
b b
= =
así como en la base de la misma (sección 2)
B AL B
3 3
AG BL
A
c k c
32mol/(h·m )< = 79,36mol/(h·m )
p
k k
b b
= =
asegurándose en toda la unidad un régimen cinético tipo B, en el que controla la transferencia en la película gaseosa y el
plano de reacción se sitúa en el área interfacial.
En estas circunstancias la altura necesaria de columna es
A2 A1 A1
A1 A2 A2
p p 0.001
Y
5
A A A A
A A AG A A
0.0002
p p
Y
G G
dp dp dp
dY
h=G = = =10 =5m.
( a) ( a) ap 32000p
P P
N N k
−
−
∫ ∫ ∫ ∫
considerablemente menor ya que la introducción de la reacción y el régimen cinético tipo B con control por parte de la
película gas ha reducido considerablemente la resistencia global del proceso.
Para una circulación en cocorriente descendente, basta cambiar G por –G en el desarrollo anterior.
( ) ( )
5
B
A 5
3
B2 A
7·10 ·1
0.001 = 800
p c
1·10 ·56000
8000 792 793,6mol/m
p
c
− −
= + =
cB2, cA2≈0
cB1=800 mol/m3
1
2
G pA2=0.001 atm

Por otro lado, de nuevo resulta régimen cinético B en toda la columna ya que en la cúspide de la columna
(sección 1)
B AL B
3 3
AG BL
A
c k c
32mol/(h·m )< = 80mol/(h·m )
p
k k
b b
= =
así como en la base de la misma (sección 2)
B AL B
3 3
AG BL
A
c k c
6,4mol /(h·m )< = 79,36mol /(h·m )
p
k k
b b
= =
El resultado por tanto es
0.0002
A
A
0.001
G dp
h= =5m.
32000p
P
− ∫
el mismo que para la circulación en contracorriente. Este hecho es debido a que la columna opera en régimen B,
reacción instantánea y superficial en la que la resistencia global del proceso es la transferencia en la fase gas y al haber
un exceso de reactante B no existe ninguna zona con absorción física.
5.2 Diseño de columnas de borboteo para reacciones lentas.
El diseño de las unidades en las que el área interfacial no se desarrolla sobre un soporte geométrico (relleno)
es difícil. En este caso el área interfacial depende de la formación y coalescencia de las burbujas y no existe una teoría
de la coalescencia satisfactoria. Por tanto, se debe tener especial cuidado a la hora de utilizar las correlaciones que se
encuentran en la bibliografía.
En contracorriente la velocidad superficial del gas se sitúa normalmente entre 1 y 30 m/s, y velocidades
superiores pueden originar problemas de arrastre mecánico del líquido.
El modelo de flujo que sigue cada una de las fases depende de las dimensiones del reactor. Se ha comprobado
que para reactores industriales grandes con h/dR pequeñas ambas fases se aproximan bastanfte al modelo de mezcla
completa, mientras que en los reactores pequeños, h/dR grande, el gas sigue un modelo de flujo en pistón mientras que
el liquido puede seguir el de FP , MP o combinación de ambos.
5.2.1 Modelo de flujo:MP para ambas fases
En este caso es necesario resolver el siguiente sistema de
ecuaciones, el cual se deriva del planteo del BM de A en la fase gas y en la
fase líquida, y del BM global en el sistema. Este es el caso más simple ya que
al considerar mezcla perfecta las concentraciones son uniformes y no es
necesario plantear las ecuaciones diferenciales.
YAs L XBe
Ae As A
A A As
Be Bs
Ae As A
G (Y Y )= N a h
a h= r h+L X
N
L(X - X )
G(Y Y )= +LX
b
−
β
− s
El proceso de resolución es iterativo y es necesario realizar varias
estimaciones. Primero el holdup, la a, luego beta y kL).
XBs XAs
G YAe
1
2
Figura 5.5. Columna burbujeo con MP en
ambas fases

5.2.2 Modelo de flujo:FP para ambas fases
En este caso es necesario
plantear los balances en un elemento
diferencial de la columna en estado
estacionario. El balance global al sistema
es el mismo en los dos casos
Be Bs
Ae As A
L( )
X X
G( )= +L
Y Y X
b
−
± − s
A A
A A A
B A
Contracorriente
G dY = N a dh
L dX = N a dh r dh
L dX = b r dh
−β
− β
5.2.3. Modelo de flujo: gas en FP y líquido MP
Be Bs
Ae As
L(X X )
G(Y Y )= +L X
b
−
− As
A A
h
As A A
o
Be Bs A
Contracorriente
G dY = N a dh
L X = N a dh r h
LX L X =-b r h
−β
− β
∫
5.2.4. Modelo de flujo: gas en FP y líquido entre MP y FP
En este caso se pueden adoptar dos soluciones. La primera es el modelo de dos zonas, que consiste en
plantear los balances a cada fracción de líquido según sea su modelo de flujo, es decir es desdoblar el líquido según un
modelo combinado de flujo. La segunda solución es aplicar el modelo de dispersión axial para el flujo del líquido, lo cual
queda reflejado en los balances a través de las difusividades efectivas.
5.3 Diseño de tanques agitados considerando el flujo ideal MP en las dos fases. Reacciones lentas, regímenes E y F.
Sistemas Gas-líquido y líquido-líquido.
Según sea el sistema a tratar, la diferencia de estas unidades reside en el grado de separación de las fases:
para los G-L se realiza en el reactor y para los L-L es necesario adicionar un decantador.
El modelo de flujo de ambas fases es MP al igual que en las grandes columnas de borboteo. Es por esta razón
que ésta resolución también es válida para uno de los casos del punto anterior. El sistema de ecuaciones es valido tanto
para G-L como para L-L, siendo sólo necesario sustituir G por L1, L por L2 y NA el correspondiente al sistema. En los
sistemas L-L uno de los líquidos se dispersa y el otro permanece continuo.
Ae As A
A A As
Be Bs
Ae As A
G (Y Y )= N a h
N a h= r h+L X
L( X X )
G(Y Y )= +LX
b s
−
β
−
−
XBs XAs
L XBe
YAs
G YAe
YAs L XBe
1
2
YA
YA+dYA
XA XB
XA+dXA
XB+dXB
XBs XAs
G YAe
1
2
YA
YA+dYA
XA XB
XA+dXA
XB+dXB
Figura 5.6: Columna burbujeo con FP en ambas fases

En la práctica se suele usar una serie de tanques agitados con flujo en cocorriente, contracorriente o corriente
cruzada. El primero no requiere separadores intermedios, pero no ofrece, en general, ninguna ventaja sobre un
dispositivo tubular. En contracorriente se usan columnas compartimentadas con agitación, columnas de platos o
cascadas de mezcladores separadores sobre todo para asegurar la mezcla en sistemas L-L. La corriente cruzada sólo
se usa a veces y exclusivamente para sistemas G-L.
Las series de mezcladores-separadores permiten controlar muy bien la agitación pudiendo trabajar en un
estado de equilibrio termodinámico, pero a veces dificulta la separación. Son de dimensiones grandes y los mezcladores
son caros en cuanto a inversión y mantenimiento. Su principal inconveniente es la gran mezcla de ambas fases y el alto
coste del agitador mecánico, en especial en el caso de líquidos muy corrosivos. Como regla empírica con líquidos no
corrosivos, un reactor tanque agitado es más económico cuando la velocidad global es cinco veces mayor que la de
transferencia de materia en una columna de borboteo.
No se suelen utilizar si se han de manejar substancias corrosivas, alta presión y/o altas temperaturas.
5.4 Determinación de la cantidad de gas y líquido (holdup), el diámetro de burbuja , el área interfacial y coeficientes
de transferencia en columnas de burbujeo y tanques agitados
5.4.1 Columnas de borboteo
Los parámetros como el holdup de gas (εG ) y líquido (ß) , el diámetro de burbuja (db) y el área interfacial (a)
dependen del régimen de circulación en la columna, el cual a su vez depende de vSG. Atendiendo a ello se encuentran
bien definidos tres regímenes de circulación:
1. Régimen de borboteo: flujo uniforme de burbujas de igual tamaño, vSG< 0.05 m/s.
2. Régimen de turbulento: se forman burbujas pequeñas y grandes con distintas velocidades, lo que da un flujo
inestable. Es el más común en las unidades industriales.
3. Régimen de globular (Slugging): las burbujas ocupan toda la sección de la columna, elevadas vSG y dR<0.15 m.
Determinar a priori el tipo de flujo es difícil ya que depende del tipo de reactor, de las propiedades físicas y de
la vSG. La figura 5.7 da un mapa aproximado.
Figura 5.7: (a) Dependencia del régimen de flujo con la velocidad del gas y el diámetro de la columna (b) Representación esquemática de flujos
en una columna de burbujeo.
Existen muchas expresiones (Carberry 1986) para la evaluación del holdup de gas, pero la elección resulta
muy difícil debido a su sensibilidad con el material del sistema y las trazas de impurezas. Es independiente de la presión

para P < 1.6 MPa y del diámetro del reactor si éste es superior a 0.15 m. En general, se tiene
0.7 1.2
G SG
0.4 0.7
G SG
u régimen de borboteo
u régimen de turbulent
−
−
ε ∝
ε ∝ o
El holdup de gas en las columnas de borboteo fue medido por Van Dierendonck (1970) quien obtuvo
la siguiente correlación
1/2
1/4
L SG
SG
G 1/4
L L
L
u u
=1.2
g
⎡ ⎤
⎢ ⎥
⎛ ⎞
μ ⎢ ⎥
ε ⎜ ⎟ ⎢ ⎥
σ σ
⎛ ⎞
⎝ ⎠ ⎢ ⎥
⎜ ⎟
⎢ ⎥
ρ
⎝ ⎠
⎣ ⎦
G
SG SL
para 0.45
0.03< u < 0.4m/ s y 0 u < 0.02m/ s
D> 0.15m y 0.3< h/D<3
ε ≤
≤
Por otro lado, también de acuerdo con Van Dierendonck, el diámetro de las burbujas viene dado por el número
de Eötvös, Eös:
-1/2
2
L -1/8
b SG
b 1/4
L L
L
d g u
Eö = =C M
g
⎡ ⎤
⎢ ⎥
ρ ⎢ ⎥
⎢ ⎥
σ ⎛ ⎞
σ
⎢ ⎥
⎜ ⎟
⎢ ⎥
ρ
⎝ ⎠
⎣ ⎦
3
L
L
4
L
C = 6.25 líquidos puros
C = 2.1 electrolitos
M=
g
σ ρ
μ
El área interfacial para este tipo de columna se puede estimar como sigue
1/2
G SG L
G
v 1/4
b L
L
L
u g
6
a= A (1- )= =2
d g
⎡ ⎤
⎢ ⎥
⎛ ⎞
ε ρ
⎢ ⎥
ε ⎜ ⎟
⎢ ⎥ σ
⎛ ⎞
σ ⎝ ⎠
⎢ ⎥
⎜ ⎟
⎢ ⎥
ρ
⎝ ⎠
⎣ ⎦
siendo las unidades de los dos primeros términos,
2 2
i i
3 3
R L
m m m
m m m
⎛ ⎞ ⎛ ⎞ ⎛ ⎞
=
⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠ ⎝ ⎠
3
L
3
R
La expresión a =6 ε / db es válida para una operación en las que las burbujas ascienden de forma uniforme
por el seno del líquido. Si no es así, sino que las burbujas ascienden de forma turbulenta y caótica, ésta área está
sobrestimada. El tipo de flujo depende de las características de coalescencia del fluido y de su velocidad de flujo.
Para calcular el holup de líquido se considera válida la teoría de la película y, por tanto, el espesor de película
es o AL A
x = D k L
ε
. Consecuentemente, la fracción en volumen de la líquido (sin volumen de líquido en la película) es
. Las unidades de los términos de la anterior expresión son,
v o
=(1- A x )(1- )
β
3 3
3 3
L,sin película L,película
L L
3 3 3
R L L
m m
m m
m m m
⎛ ⎞ ⎛ ⎞⎛ ⎞
= −
⎜ ⎟ ⎜ ⎟⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠
⎝ ⎠
⎝ ⎠
3
R
m

No siempre es cierto que εG y a sea constantes en todo el reactor. Hay casos en los que la variación del caudal
de gas, debida a la absorción, es tal que hace variar ε y a de forma no despreciable. Saikh y Varma (1983) sugieren
para burbujas esféricas que no cambian de tamaño (sin roturas ni coalescencias)
2/3
SG
alimento SG,alimento
SG
G
SG,alimento
G,alimento
a u
=
a u
u
=
u
⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎝ ⎠
ε
ε
Por último para poder calcular el número de Hatta es necesario conocer el coeficiente de transferencia de
materia en la fase líquida
3
L L L AL
3
L b
2
i L L
L L b b
D
g
m
k =0.42 para d 2mm
m s
k (m/ s)= k ( 2mm) 500 d para d < 2mm
⎛ ⎞
⎛ ⎞ ρ
μ
≥
⎜ ⎟
⎜ ⎟
ρ μ
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
≥ ⋅ ⋅
kL = f(uSG, tipo sparger, propiedades fisicoquímicas del líquido) no depende de uSL ni de dR si es DR>0.15m para
viscosidades de líquido pequeñas y si es DR>0.30 m si μL > 0.02 Pa⋅s.
5.4.2 Tanques agitados G-L
En los tanques agitados G-L Zwietering (1963) determinó el máximo caudal de gas que se puede alimentar
para una determinada geometría y a una cierta velocidad de rotación
3.3
3 4
3 s
max
N D d
G (m /h) 16
g D
⎛ ⎞
= ⎜ ⎟
⎝ ⎠
con S
d D 3 (D, altura influencia agitación)
=
Si se tiene fijado el caudal de gas, la expresión anterior se puede utilizar para determinar la velocidad de
agitación mínima, Nmin, para obtener una agitación eficiente.
De acuerdo con Van Dierendonck (1970,1971) el diámetro de burbuja puede obtenerse mediante las
siguientes relaciones:
1. Para líquidos puros:
2
b *
L G
b 0
L
( - )g
d
E = = 0.41 N > 2,5
ö N
ρ ρ
σ
2. Para soluciones de electrolitos y tensioactivos:
2
*
*
L 0 s
b 0
L
(N- N ) d
Eö = 1.2+260 0<(N- N )d <1.5m/ s
−
⎡ ⎤
μ
⎢ ⎥
σ
⎣ ⎦
s

N0
* es la velocidad mínima de agitación para realizar una dispersión eficaz, y para cada uno de los casos se calcula de la
siguiente manera:
s
* 2
0 s
1/2
* 2
L S
0 S
L
4
L
SG
L s
L s
N d
=0.07 D<1m
D g D
N d -
H H
=2 D>1m
D
g
D
v < 0.03m/ s
H H
0.1< <0.6
D
H H líquidopor encima delagitador enreposo
⎛ ⎞
⎜ ⎟
σ ⎝ ⎠
ρ
−
− ≡
Líquidos puro
Electrolitos y tensioactivos
* 2
0 S
SG
L
4
L
N d
=1 u = 0.05m/ s
g
D
σ
ρ
Westerterp demostró que para velocidades de agitación menores a N0
* el agitador no tiene efecto y el sistema
se comporta como una columna de borboteo.
Para calcular el holdup de gas Van Dierendonck propuso:
2/3
* 2
SG 0 s
G
L
4
L
sG
G
L s L
Líquidospuros
u (N
=0.31 +0.45
g D
<0.25 0< <0.05m/ s
u
h/D=1 H H =0.5 H
⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠
−
ε
σ
ρ
ε
−
N ) d
g D
* 2
0 S
G
L
L
4
L
G SG
L L s
Soluciones
(N- N ) d D
=0.075
H
g
D
L
0.3 0.003<u <0.03m/ s
0.7< H /D <1.4 H - H = 0.5H
⎛ ⎞
ε ⎜ ⎟
σ ⎝ ⎠
ρ
ε ≤
Otra magnitud necesaria es el área interfacial la cual se puede estimar con la expresión ya comentada en el
caso de columnas de burbujeo,
G
G
v
b
6
a= A (1- )=
d
ε
ε
la cual dependerá de la velocidad de agitación, ya que tanto el holdup como el tamaño de burbuja dependen de dicha
variable. Análogamente el valor del holdup de líquido (ß) se estima como en las columnas de burbujeo.

Por último, para poder calcular el número de Hatta es necesario conocer el coeficiente de transferencia de
materia en la fase líquida, el cual es independiente de la potencia de agitación para valores bajos de la misma,
3 2 -1/
L
3
L
L i
L
L
b
L AL
3 2 -2/
L
3
L i L
L
L
b
L AL
Líquidos puros
g
m /(m s) = 0.42 Sc
k
Sc= d >2.5mm
D
g
m /(m s) k =0.31 Sc
Sc= d <2.5mm
D
μ
⎡ ⎤
⎣ ⎦ ρ
μ
ρ
μ
⎡ ⎤
⎣ ⎦ ρ
μ
ρ
2
3
L
0 S
0
L L L
AL b
0
L
b0
L
b0
L
2
L b
b b
L
2 2
3
L G
3
b b b
L L
L G b
b
L
Electrolitos y tensioactivos
1 1
= 1.2+260 (N- N ) d
k (k )
D u
(k =1.13
)
d
d =0.08
g
g d
1
u = Re <1
18
( -
1 ) g
u = d 30< Re <10
4
( - ) gd
u =1.76
⎡ ⎤
μ
⎢ ⎥
σ
⎣ ⎦
σ
ρ
ρ
μ
ρ ρ
ρ μ
ρ ρ
ρ
3
b
b
b
G
Re >10
d G
Re =
μ
Puesto que cuando la reacción es lenta la transferencia de materia no se ve marcadamente favorecida por la
reacción en la fase líquida, el coeficiente de transferencia en la burbuja de gas es siempre considerablemente mayor que
en el líquido (kAG >> kAL). La difusividad en la fase gas es varios órdenes de magnitud mayor que la difusividad en
líquidos. De ello resulta que la resistencia a la transferencia de materia en la película gaseosa es significativa sólo en el
caso de reacciones muy rápidas.

Ejemplo: La oxidación en fase líquida de o-xileno con aire para dar ácido o-metilbenzoico se lleva a cabo en
un reactor tanque agitado continuo a 13.8 bar y 160ºC. Se necesita producir 30000 toneladas de ácido al
año(8000h). Por razones de selectividad la conversión del xileno no debe exceder el 16%. El oxígeno se alimenta en
un 25% de exceso respecto al estequiométrico. La velocidad de reacción es de pseudoprimer orden con respecto al
oxigeno
2 2
3 3
x x
O O
(kmol /( ·h))=2.4* * ; =1.5*
r m 10 c r r
Xileno (L) +1.5Oxigeno (G)→Ácido+Agua [bB(L)+A(G) →Productos]
Calcular las dimensiones del tanque y la velocidad de agitación. Suponer despreciable la resistencia de la fase
gas. Además, h= dR y dS= dR/3.
o-xileno M=106.16 kg/kmol;ρL=750kg/m3;σL=16.5⋅10-3 kg/s2, μL=0.23⋅10-3kg/(m⋅s)=0.828 kg/(m⋅h);
D=2.45⋅10-6 m2/h
oxígeno DOx=5.2⋅10-6m2/h; HA=126.6 m3⋅bar/kmol
El diseño es un proceso iterativo ya que las variables están interrelacionadas y las ecuaciones no son explicitas
en dichas variables. Para calcular el volumen es necesario conocer el área interfacial y el coeficiente de transferencia en
la película liquida, y para ello se requiere calcular el holdup o rentención de gas, la velocidad de agitación, el diámetro del
reactor y el del agitador de manera iterativa.
Para iniciar la iteración se realiza una estimación del diámetro de reactor en base a la producción planteada.
Los caudales de la fase liquida y gaseosa son los siguientes:
6
3
3·10 kg ácido 1kmol ácido kmol ácido
27,54
8000 h 136,16 kg ácido h
kmol ácido kmol xileno100kmol xileno alimentado kmol xileno106,16kg xileno 1m L
27,54 172,13 24,36
h kmol ácido 16kmol xileno convertido h 1kmol xileno 750kg xileno
=
= = =
T
3
c
kmol ácido1,5kmol oxigeno kmol oxigeno kmol oxigeno alimentado
27,54 41,31 ·1,25 51,64
h kmol ácido h h
kmol oxigeno alimentado 1kmol aire kmolaire
51,64 245 G
h 0,21kmol oxigeno h
kmolaire 22,4m cn 433 1 m
245 642,4
h 1kmol 27313,8
= =
= =
=
( )
3
Be BS
T
aire
h
L k
c c xileno reaccionado ácido formado de acuerdo con la estequiometria 27,54
bc h
− = = =
mol
Del balance global, suponiendo que gas y líquido abandona el tanque en equilibrio, se puede calcular la
composición de salida de ambas fases
( ) ( )
( )
Ae As Be Bs As
3
As As
As
3 3
As
p 0,57bar
c 4,4·10 kmol/ m
−
As As
As 3
A
G L
p p c c Lc
P b
245kmol/ h 27,54kmol/ h m
13.8·0.21 p bar 24,36 c
13,8bar 1/1,5 h
p p
c
H 126,6m bar / kmol
− = − +
− = +
= =
=
=

El caudal desaparecido de xileno es lo que ha reaccionado en la fase líquida, por tanto
2
3 3
x x O
L R G R
kmol
27,54 (kmol /( ·h))·V = V (1 ) 2.4* * V (1 )
r m r 10 c
h
= − ε = G
− ε
con lo que se estima en primera aproximación (menospreciando el holdup de gas, es decir VR≈VL ) un volumen de
reactor de 2,55m3. Si se considera que la altura del tanque es dos veces su radio (h=2R=DR) se puede estimar un
radio de 0,745m y una sección de 1,75m2. De manera que DR=1,49m y dS= DR/3=0,5m.
Así para agitar un líquido puro en un tanque con un diámetro superior a 1m la mínima velocidad de agitación
necesaria es
( )
1/2
2 2
1/2
* L S
S L s L s
0 3
R R L
L 4
4
L
d H
- 0.5
H H
N = 2 2 0,5 1,02rev / s si 0,5
D D
g 16,5·10 9,81
D 1,49
750
−
⎛ ⎞ − −
= = =
⎜ ⎟
σ ⎝ ⎠
ρ
H H H
H
=
De acuerdo con la ecuación de Zwietering
1/3
1/3 3.3
3.3
3 s
mim 4 4
d g 0.5 9,81
N G(m / h) 642,4
D 16D 1,49 16·1,49
−
−
⎛ ⎞
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎛ ⎞
= = ⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
=
Por lo que de manera conservativa se escoge N=4.1 rev/min.
De acuerdo con Van Dierendonck (1970,1971) el diámetro de burbuja puede obtenerse mediante la siguiente
relación para líquidos puros si N>2,5No
*:
3
L 3
b
L G
G 3
0.41 0.41
16.5·10
d (m)= = 0.965·10 m
( - )g (750 - 11,2)9.81
PM 13.8·28.84 kg
11,21
RT 0.082·433 m
−
−
σ
=
ρ ρ
= = =
ρ
Por otra parte la retención o holdup de gas para una velocidad lineal de paso de
uSG=642,4m3/h/(1,75m2)·(1h/3600s)=0.1016 m/s es
( )
2/3
2/3
2
* 2
SG 0 s
G 3 2 2 2
L
4 4
3
L
(4.1 1.02) 0.5m
u (N N ) d 0.1016m/ s
=0.31 +0.45 0.31 +0.45 0.336
g D g D 16.5·10 kg/ s 9.81m/ s 1,49m 9,81m/ s 1,49m
750kg/ m
⎛ ⎞
⎛ ⎞
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟ −
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
−
−
ε =
σ
ρ
=
Mientras que el coeficiente de transferencia en la película líquida, para db>2.5mm, es
-1/2
3 2 -1/2
L L L
3 3
L L i
L L L AL
g g
m /(m s) =0.42 Sc 0.42 1.485m/ h
k
D
⎛ ⎞
μ μ μ
⎡ ⎤ = =
⎜ ⎟
⎣ ⎦ ρ ρ ρ
⎝ ⎠

El área interfacial considerando esferas rígidas y el holdup de líquido son
( )( ) ( )
6
G
b
6 2 3
G i L
v
AL
v 0 G v G
AL
6
a= 3.24·10 m
d
A = 3.24·10 m /(1- ) 3146m / m
D
1 A x 1 1 A 1 0.657
k
−
−
ε
=
ε =
⎛ ⎞
β = − − ε = − − ε =
⎜ ⎟
⎝ ⎠
Una vez estimados los parámetros debe plantearse y resolver los correspondientes balances de materia:
1.Balance global Be Bs
Ae As As
T T
L( c c )
G L
p )= + c
P bc c
(p
−
−
2.Balance de A en la fase gas Ae As A
(p p )= N a h
−
G
P
3.Balance de A en la fase líquida A A As
T
L
V= r V + c
c
β
N a
Siendo necesario evaluar el régimen cinético de operación:
( )
o
B 3 3
o
B B B 3 3
6 3
AL
2 2
L
kg 1kmol kmol
c 750 7.1
m 106.16kg m
kmol kmol
c c (1 X ) 7.1 1 0.16 5.93
m m
D k 5.2·10 (1.5·2.4·10 )
Ha 0.09 0.3
k 1.485
−
= =
= − = − =
= = = <
Por lo que el régimen es lento tipo G y la densidad de flujo a través de la interfacie .
L Ai A
=k a(c c )
−
A
N a
Substituyendo en el moldelo se obtiene
1. Ae A
p 0.57 1.37c
= − s
2.
N
As
As
AG
0.57 1.37
As
L Ai A L As As
Ae As A
A
0.57 1.37
ya que k 0
c
G p 13.96V 41.36
(p p )= N a V k a(c c )V k a( c )V c
P H 24.32 3135.3V
c
−
−
→
−
− = − = − ⇒ =
+

3.
As
AG
0.57 1.37
As
L As As
A A As
T A
ya que k 0
c
L p 13.96
N a V= r V+ c k a( c )V c
c H 24.4 5511.3V
−
→
β = − ⇒ =
+

V
Igualando 2 y 3
As
13.96V 13.96V 41.36
c
24.4 5511.3V 24.32 3135.3V
−
= =
+ +
se obtiene V=6.87m3 con lo que DR=2.06m≠1.49m por lo que debe iniciarse el cálculo a partir de la velocidad de

agitación hasta la convergencia con cAs=2.53·10-3kmol/m3 y pAs=0.566bar.
Los valores para los que se alcanza la convergencia son
V=7.1m3
cAs=2.24·10-3kmol/m3
pAs=0.567bar
DR=2.08m
N=2.7 rev/s.
5.4.3 Tanques agitados líquido-líquido
Los tanques agitados son los equipos más ampliamente utilizados para las reacciones líquido-líquido en
aplicaciones que van desde polimerizaciones hasta las alquilaciones, implicando una fase dispersa y una fase continua.
Generalmente, dependiendo de la razón de flujos, el fluido que presenta mayor tensión superficial formará la fase
continua (principalmente la fase más polar), mientras que la otra constituirá la fase dispersa. Si el flujo de la fase menos
polar es alto puede ocurrir la inversión. El diseño del equipo depende mucho de los datos de la planta piloto ya que las
propiedades de transporte son muy sensibles al propio equipo y a otros agentes de difícil medición, como lo es, por
ejemplo, la presencia de pequeñas cantidades de tensioactivos.
Los diámetros de las gotas de la fase dispersa suelen estar entre 0.1 y 1 mm. Gotas más pequeñas suelen dar
problemas de sedimentación. En los tanques agitados L-L para una agitación suficiente el holdup y el área interfacial que
ofrece la fase dispersa son los siguientes:
SD
D
SD SC
D
b
v
=
v + v
6
a=
d
ε
ε
Los tamaños de gota son muy difíciles de medir, por lo que no se dispone de buenas correlaciones empíricas
para detemninarlos. Danckwerts (1965) y Laddha (1976) sugieren la siguiente expresión:
0.25
0.6
0.5 D
b D
0.4
0.2 C
C
d =2.24
V
=potencia disipada por elagitador
⎛ ⎞
⎜ ⎟ ⎛ ⎞
μ
σ
⎜ ⎟ ε ⎜ ⎟
⎜ ⎟ μ
℘
⎛ ⎞ ⎝ ⎠
ρ
⎜ ⎟
⎜ ⎟
⎝ ⎠
⎝ ⎠
℘
En este tipo de mezcladores la agitación es bastante elevada por lo que el tamaño de las gotas es bastante
pequeño pudiéndose considerar esferas rígidas. Sin embargo, los procesos de coalescencia y redispersión hacen que las
estimaciones de los coeficientes de transferencia de materia para esferas rígidas sean demasiado conservativas. En
consecuencia se utiliza una modificación de dichas expresiones (Treybal 1963)
D b
D
0.833 0.5
2
R
C R A C C
D
C
C C C
k d
=16.5
D
k d N D
=0.052 10cP
D D
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
ρ μ
μ
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
ρ
μ ⎝ ⎠
⎝ ⎠

5.5 Diseño de reactores semicontinuos G-L
En general, estos sistemas consisten en un volumen de líquido en el interior del reactor y una corriente de gas
que circula a su través. Se puede asumir que la fase líquida está perfectamente agitada. Sin embargo, el flujo del gas
puede ser más complejo: en unidades pequeñas de laboratorio es plausible el MP, mientras que en unidades industriales
el FP constituye una primera aproximación siendo necesario considerar la componente de mezcla para un diseño más
preciso. Dada la complejidad de esta última posibilidad en este punto asumiremos el flujo en pistón para la fase gas.
Reacción lenta
AG A
A
h
BL
A
0
h
AL
A A
0
c G
- = + N a
t Adh
dn
= b r Adh
dt
dn
= N a Adh+ r Adh
dt
δ δ
δ
β
β
∫
∫
con
*
A AL AL AL
N a = k a (c - c )
Este sistema es de resolución compleja y se puede simplificar considerando que la concentración del gas varía
lentamente con el tiempo, con lo cual la primera ecuación puede resolverse independientemente y calcular el volumen
necesario para una conversión dada o a la inversa. Una vez conocido el volumen la resolución numérica de las otras dos
ecuaciones diferenciales permite determinar la variación del número de moles de A y B en el líquido con el tiempo.
Es necesario poner de manifiesto que el líquido se comporta como MP por lo que la rA se expresa con las
concentraciones de A en el líquido y que la concentración en el líquido varía con el tiempo. Sin embargo, si el a y DAL son
grandes puede suceder que el líquido se halle saturado de A y por tanto la concentración de A puede considerarse
constante.
Reacción rápida
AL
AL
A
A
BL
A
n
c cte 0
t
Y
G = N a
A h
n
= bN a
t
δ
≈ → ≈
δ
δ
−
δ
δ
−
δ
con
*
A AL AL
N a = k a E (c - 0)
En esta resolución es necesario determinar E de forma iterativa.

5.6. Notación
a: Área de contacto de interfase por unidad de volumen [m-1]
ar: Área específica del relleno por unidad de volumen [m-1]
DAF: Coeficiente molecular de difusión de A en una película [m2/s]
DAL: Coeficiente molecular de difusión de A en la película líquida [m2/s]
DBL: Coeficiente molecular de difusión de B en la película líquida [m2/s]
D: Diámetro del reactor [m]
db: Diámetro de burbuja [m]
db0: Diámetro de burbuja para N=N0 [m]
dR: Diámetro del reactor [m]
ds: Diámetro del agitador [m]
E: Factor de crecimiento
Ei: Factor de crecimiento instantáneo
Eöb: Número de Eötvös
GV: Caudal volumétrico de gas [m3/h]
h: Altura del reactor [m]
HL: Altura del líquido [m]
(HL-Hs): Altura de líquido por encima del agitador en ausencia de flujo de gas [m]
Ha: Número de Hatta
kAF: Coeficiente de transferencia de materia del compuesto A en una película [m/s]
kAG: Coeficiente de transferencia de materia del compuesto A en la película gaseosa [mol/(s·m2·Pa)]
kAL: Coeficiente de transferencia de materia del compuesto A en la película líquida sin reacción química [m/s]
k’AL: Coeficiente de transferencia de materia del compuesto A en la película líquida con reacción química [m/s]
(kL)0: Coeficiente de transferencia de materia del compuesto A en el líquido cuando N=N0 [m3/s]
L: Altura de relleno [m]
LV: Caudal volumétrico de líquido [m3/h]
Ni: Densidad de flujo del componente i a través de la película [mol/m2·s]
N: Velocidad de agitación [s-1]
N0: Velocidad mínima de agitación [s-1]
N0
*: Velocidad característica de aspiración y dispersión de burbujas [s-1]
Sc: Número Schmidt
ub: Velocidad de ascensión de las burbujas [m/s]
usL: Velocidad superficial de líquido [m/s]
usG: Velocidad superficial de gas [m/s]
XA: Cociente entre moles de A respecto moles de inerte en el líquido
xo: Espesor de la película líquida [m]
YA: Cociente entre moles de A respecto moles de inerte en el gas
β: Volumen de líquido por unidad de volumen de reactor
ε: Fracción de hueco del relleno
εholldup: Fracción ocupada del gas
ρL: Densidad del líquido [kg/m3]
ρG: Densidad del gas [kg/m3]
σL: Tensión superficial del líquido [N/m]
σLC: Tensión superficial crítica por encima del cual el relleno no se moja [N/m]
μL: Viscosidad del líquido [kg/(m⋅s)]

5.7. Problemas
1. Ha de reducirse la concentración de una impureza en el aire desde el 0.1% hasta el 0.02% por absorción con
un líquido que contiene un reactante B, cB1 = 3,2-800 mol/m3. La reacción A(g) + B(l) -- Productos se efectúa en el
líquido y es extremadamente rápida. Supóngase que las difusividades de A y B son iguales y kAl = kBl = kl. Evaluar y
discutir el efecto de la concentración de B en el líquido sobre la altura de una columna de relleno en contracorrriente.
2. En el problema anterior si se aumenta la concentración del reactante del líquido se alcanza un punto en el que
un aumento posterior no se traduce en un aumento de la velocidad global de transporte de materia y en una disminución
de la altura de la torre. Calcularla.
3. Para el sistema de reacción anterior evaluar la conversión del gas en una columna de 7m para cB1 = 3,2-800
mol/m3.
4. El H2S contenido en un gas se reduce desde el 1% hasta menos de 1 ppm por contacto en una columna de
relleno, con un disolución acuosa que contiene 0.25 mol/l de metanolamina (MEA). Calcular la relación adecuada de L/G
a emplear y la altura de la columna necesaria.
Datos: La reacción H2S + RNH2 --- HS- + RNH3
+ se puede considerar irreversible e instantánea. G=3⋅10-3
mol/(cm2⋅s). kAl⋅a=0.03 s. kAg⋅a=6⋅10-5 mol/(cm3⋅s⋅atm). DAl = 1.5⋅10-5 cm2/s. DBl = 10-5 cm2/s. HA = 0.115 l⋅atm/mol
para H2S en agua.
Res.: L/G = 2.22, h= 4.6 m
5. Se quiere reducir la concentración de amoníaco de un gas des de una presión parcial de 0.05 atm hasta
0.01 atm, en una torre de absorción de relleno utilizando una disolución de ácido sulfúrico de concentración 0.6
kmol/m3 que circula con un cabal de 9 m3/h. El cabal de gas a tratar es 45 kmol/h i la presión total es de 1 atm. La
operación puede considerarse isoterma a 25 ºC. La reacción irreversible 2 NH3 + H2SO4 → (NH4)2SO4 puede
considerarse de segundo orden e instantánea.
kAg = 0.35 kmol/m2· h · atm
kAl = 0.005 m/h
HA = 0.0133 m3 · atm/ kmol
DAl = DBl
Calcular:
1. La concentración de salida del ácido sulfúrico
2. El área interfacial necesaria (m2)
3. El volumen de columna necesario si el área interfacial por unidad de volumen de líquido es 1000 m2/m3
líquido y la retención de gas (holdup) es 0.9
Res: 1. 0.5 kmol/m3; 2. 246 m2 ; 3. 2.46 m3
6. Se ha de reducir una impureza de un gas a presión atmosférica desde el 1% hasta 2 ppm, por contacto en
contracorriente con un líquido que contiene un reactante de concentración cB = 3,2 mol/m3. Además, kAG a =
32.000 mol/h·m3·atm, kAL a = kBL a = 0,5 h-1, HA = 1,125 · 10-4 atm·m3/mol, L = L' = 7 · 105 mol/h·m2, G = G'=
105 mol/h·m2, CT = 56.000 mol/m3. La reacción A + B → Productos es muy rápida:
1. Calcúlese la altura de torre necesaria.

2. ¿Qué recomendaciones se han de hacer (sobre la concentración del reactante en fase líquida) que
puedan ser susceptibles de mejorar el proceso?.
3. ¿Qué concentración de entrada de B dará la altura mínima de torre? ¿Cuál es esta altura?
Res.: 1. h = 346 m; 3. cB1= 720 mol/m3 , h= 26.6 m
7. Mediante un proceso de absorción, se ha de eliminar el CO2 de una corriente de aire que circula a una
presión de 1’5 bar. La absorción se realiza con una disolución 0’55 M de NaOH a 25 ºC en una torre de 0’95 m
de diámetro, rellena con anillos cerámicos de 1 mm. El cabal molar de aire es 0’03 kmol/s y el contenido de CO2 es
0’15%, el cual se ha de reducir hasta el 0’003%. El cabal de disolución de NaOH es suficientemente alto como
para suponer que la concentración de sosa es prácticamente constante (reacción rápida y de pseudoprimer orden).
Calcular:
1. La resistencia relativa de cada película.
2. La altura de la torre
3. La altura de la torre si la absorción de CO2 se realizase solo con agua pura, es decir, sin reacción química.
4. El porcentaje de aumento de la resistencia global en ausencia de reacción.
Datos adicionales:
Constante cinética de la reacción de segundo orden, CO2 + OH-1 = HCO3
-1 , k2 = 104 m3/kmol·s.
En una disolución de NaOH, la reacción anterior va seguida instantáneamente por la reacción HCO3
-1 + OH-1 =
CO3
2- + H2O dando como resultado global la reacción, CO2 + 2 NaOH = Na2CO3 + H2O.
DCO2 = 1’ 7 · 10-9 m2/s, DOH- = 2’ 72 · 10-9 m2/s; HCO2 = 28 bar · m3/kmol; a = 295 m2/m3; kL,CO2 = 1’25 · 10-4
m/s; kGa = 0’06 kmol/m3·s·bar
Res.: 1. RG= 35 %, RL= 65%; 2. h = 5.24 m; 3. h= 85.6 m
8. Suponer que la oxidación del o-xileno (ver ejemplo) se lleva a cabo en una columna de borboteo con un
diámetro de 2 metros suponiendo gas flujo en pistón y líquido en mezcla perfecta. (Para iniciar el calculo cAS= 2.04 ·
kmol/m3)
Res.: V= 7.38 m3

Repetir el problema del ejemplo (solo contracorriente) si 1)cB1 = 3.2, 2) cB1= 32 y 3) cB1= 128 mol/m3.
( ) ( )
( ) ( )
B B1
A A1
T
5
B
A 5
B2 A
LP
=
p p c c
bGc
7·10 ·1
0.0002 = 3,2
p c
1·10 ·56000
4,8 8000 0
p
c
− − −
− − −
= −
pA1=0.0002 atm L cB1=3,2 mol/m3
en consecuencia B se agota y hay que calcular cuando
B2 A
A
4,8 8000 0 p 0.0006atm
p
c = − = ⇒ =
con lo que habrá una zona de la columna con absorción física por lo que la
corriente de salida del líquido sí que llevará A. A partir de la recta de operación
para la absorción física se calcula cual es dicha concentración
( ) ( )
A A1
A A1
T
LP
=
p p c c
Gc
− − −
( ) ( )
5
3
A A
A A
5
7·10 ·1
0.0006 = 0 8000 4,8 3,2mol/ m
p p
c c
1·10 ·56000
− − − ⇒ = − =
Para calcular la altura de la zona con reacción hay que determinar, al igual que
en el apartado anterior, el régimen cinético de operación. Así pues, ya que
B AL B
3 3
AG BL
A
c k c
6,4mol/(h·m ) = 0,32mol/(h·m )
p
k k
b b
= =
B AL B
3 3
AG BL
A
c k c
18,6mol /(h·m ) = 0mol /(h·m )
p
k k
b b
= =
se deduce que en toda la zona es régimen A y la altura es
( )
A1
A2
p 0.0006 0.0006 0.0006
5 5 5
A A A A
RQ
Bl B A A B A
A A B A
0.0002 0.0002 0.0002
p AG
A
A
Al
A Ag Al
Ag Al
0.0006
5 A
0.0002 AG
G dp dp dp dp
h = =10 =10 =10 =
D c H p c H
a a
P N p
1 H
D b
1 H k k
k k
dp
=10
a p
K
K
+ +
− +
+
+
∫ ∫ ∫ ∫
∫ ( )
( )
p c H
A A
A
=85m.
4,8 8000 H
p
+ −
Para la zona de absorción física la altura será
( ) ( )
( )
( )
A1
A2
p 0.001 0.001
5 5
A A A
AF e
A A A A
A A
0.0006 0.0006
p AG
AG
0.001
5 A
A A A
0.0006 AG
G dp dp dp
h = 10 =10 =
a a
P a p p
N
dp
=10 =85,5m.
a p H 8000 4,8
p
K
K
K
−
−
−
− −
=
∫ ∫ ∫
∫
p H c
cB2, cA2
G pA2=0.001 atm
1
2
pA1=0.0002 atm L cB1=3,2 mol/m3
cB2=0 cA2=3,2
G pA2=0.001 atm
1
2
pA1=0.0006 atm cB2=0
CcA2=0
Absorción
con reacción
química
Absorción
física

En resumen, la altura total de la columna será 170,5m.
Siguiendo el mismo procedimiento se calculan los casos siguientes:
( ) ( )
( ) ( )
B B1
A A1
T
5
B
A 5
B2 A
LP
=
p p c c
bGc
7·10 ·1
0.0002 = 32
p c
1·10 ·56000
33,6 8000 25,6
p
c
− − −
− − −
= − =
pA1=0.0002 atm L cB1=32 mol/m3
De las siguientes desigualdades se deduce que en toda la columna
opera en régimen A
B AL B
3 3
AG BL
A
c k c
6,4mol /(h·m ) = 3,2mol /(h·m )
p
k k
b b
= =
B AL B
3 3
AG BL
A
c k c
32mol/(h·m ) = 2,56mol/(h·m )
p
k k
b b
= =
Y la altura es
( ) ( )
( )
0.001 0.001 0.0006
5 5 5
A A A
A B A A B A A A
A
0.0002 0.0002 0.0002
AG AG
A
Ag Al
dp dp dp
h=10 =10 =10 =24,4m.
p c H a p c H a p 33,6 8000 H
p
1 H
k k
K K
+ + + −
+
∫ ∫ ∫
( ) ( )
( ) ( )
B B1
A A1
T
5
B
A 5
B2 A
LP
=
p p c c
bGc
7·10 ·1
0.0002 = 128
p c
1·10 ·56000
126,4 8000 121,6
p
c
− − −
− − −
= − =
Dada la desigualdad
B AL B
3 3
AG BL
A
c k c
6,4mol/(h·m ) = 12,8mol/(h·m )
p
k k
b b
= =
En la cúspide el régimen cinético es B, mientras que en la base la desigualdad se invierte, es decir, se produce un
cambio de régimen de operación en la columna. Dicho cambio se produce para la presión que cumple la siguiente
igualdad
( )
AL
B AL B A
AG BL
A
A
126,4 8000p
k
c k c
=
p
k k
b b b
p 0.000395atm
−
= =
=
Por lo que la altura es
cB2=25,6
cA2=0
G pA2=0.001 atm
1
Absorción
con reacción
química
Régimen A
2
pA1=0.0002 atm L cB1=128 mol/m3
cB2=25,6
cA2=0
G G pA2=0.001
1
Absorción
con RQ
Régimen B
pA2=0.000395 atm
Absorción
con reacción
química
Régimen A
2

( )
( )
0.000395 0.001
A A
A B A
AG A
0.0002 0.000395
A
Ag Al
0.000395 0.0006
5 5
A A
AG A A A
A
0.0002 0.0002 AG
G G
dp dp
h= =
p c H
ap
P P
k
1 H
k k
dp dp
=10 10 =2,1 4,8 6,9m.
ap a p 126,4 8000 H
p
k K
+
+
+ =
+ −
+
∫ ∫
+
∫ ∫
cB2=793,6
cA2=0
L cB1=800 mol/m3
pA1=0.0002 atm
G pA2=0.001 atm
1
2
Absorción
con reacción
química
Régimen B
H=5m
cB2=25,6
cA2=0
L cB1=128 mol/m3
pA1=0.0002 atm
G G pA2=0.001
1
2
pA2=0.000395 atm
Absorción
con RQ
Régimen B
Absorción
con RQ
Régimen A
H= 2,1+4,8
cB2=25,6
cA2=0
L cB1=32 mol/m3
pA1=0.0002 atm
G pA2=0.001 atm
1
2
Absorción
con reacción
química
Régimen A
H=24,4m
cB2=0 cA2=3,2
L cB1=3,2 mol/m3
pA1=0.0002 atm
G pA2=0.001 atm
pA1=0.0002 atm L cB1=0 mol/m3
1
2
pA1=0.0006 atm cB2=0
CcA2=0
Absorción
con reacción
química
H=85m
Abs. física
H=85,5m
cA2=6,4
G pA2=0.001 atm
1
Absorción
física
H=513m
2

TEMA 6: REACTORES MULTIFASICOS GAS-LIQUIDO-SOLIDO CATALITICO
Las reacciones químicas que requieren la presencia de tres fases son frecuentes en la práctica industrial.
En los sistemas trifásicos el sólido puede ser reactante, producto o catalizador. Incluso hay casos con cuatro fases al
haber dos líquidos inmiscibles o dos fases sólidas. En la tabla 6.1 se observa que hay muchos más procesos de
carácter catalíticos, siendo los más conocidos los de hidroprocesado.
Tabla 6.1 Ejemplos de procesos llevados a cabo en reactores trifásicos
A. Sistemas con sólidos ligeramente solubles
Absorciones de CO2 en suspensiones de BaS o Ba(OH)2+Ca(OH)2
Absorciones de SO2 en barros de CaCO3
Absorciones de CO, H2S,COCl2,… suspensiones de Ca(OH)2
B. Sistemas con sólidos insolubles
Absorciones de CO2 en suspensiones de MgO, CaS
Absorciones de SO2 en suspensiones de CaCO3
Hidrogenación de sustancias poliméricas suspendidas en solvente
Cloración de partículas de polietileno o PVC suspendidas en agua
C. Sistemas con catalizador sólido
Reactores de lecho percolador
Hidrodesulfuración e hidrocraqueo de fracciones de petróleo (Mo,W)
Oxidación con aire de etanol a ácido acético y conversión de alcoholes primarios a la sal sódica del ácido
correspondiente (Pd, CdO, ZnO)
Oxidación de SO2 a H2SO4 en agua (carbón activo)
Oxidación de ácido fórmico o acético con aire (óxidos de Cu, Zn y Fe)
Alquilación de benceno con propileno (ácido fosfórico)
Producción de MTBE por reacción de isobutileno y metanol (resinas de intercambio iónico)
Intercambio de deuterio entre H2 yH2O
Reactores de barros
Hidrogenación e hidroformilación de olefinas, metilsorbato, etc (metales nobles, Rh)
Hidrogenación de sustancias poliméricas (Ni Raney, PD/C)
Hidrogenación de nitrobenceno, ácido sulfónico, nitrofenoles, etc, (Pd,Pt,Ni)
Hidrogenación de grasas insaturadas, α-celulosa, nitrilos, tec. (Ni)
Oxidación de glicol isobutileno a ácido α-hidroxisobutírico o de glucosa a gluconato (Pt/carbón)
Síntesis de Fischer-Tropsh (Ni-MgO)
Polimerización de barros (compuestos organometálicos)
Deshidrogenación de alcoholes secundarios a cetonas (Ni, Cu, Cr)
Licuefacción de carbón (Ni-Co-Mo)
Reactores de lecho fluidizado trifásicos
Conversión de CO + H2 a metanol (óxido de Cu y Zn)
Existen diversas posibilidades para poner en contacto las tres fases (Figura 6.1). Por lo que se refiere al
sólido, al igual que en los sistemas bifásicos, puede disponerse como lecho fijo (dp 10-3 m) o suspendido en la
fase líquida (slurry) (dp 0’1 mm). Por lo que se refiere a las fases fluidas existen dos posibilidades: que el gas fluya
a través del líquido confinado en el reactor, o que fluyan los dos a través del sólido. En este tipo de reactores el
sólido es el catalizador, en general, se halla confinado en el reactor, es decir, que operan en discontinuo respecto a
él. Para diseñar estas unidades trifásicas es necesario considerar la hidrodinámica de las fases, así como las
transferencias de materia, tanto la gas-líquido como la líquido-sólido siendo necesaria la determinación o estimación
de tres coeficientes de transferencia de materia (kS, kL y kG). En algún caso gas o líquido no son reactantes,
pudiendo ser éste último un medio inerte para poner en contacto gas y sólido evitando problemas de transmisión de

energía y en el caso alargando la vida del catalizador.
Figura 6.1: Reactores trifásicos gas-sólido-líquido

6.1 Diseño de reactores con el sólido en suspensión (slurry).
En los reactores con suspensión de sólidos (slurry), el sólido se mantiene en suspensión en el seno de un
líquido que puede ser reactante (hidrogenación del metil linoleato, en general, de aceites) o inerte (síntesis del
metano Fischer-Tropsch). Las ventajas de estos reactores frente a los de lecho fijo son similares a las de los lechos
fluidizados de dos fases; Una temperatura más uniforme, mejor control de la temperatura para las reacciones muy
exotérmicas y poca resistencia de la difusión intrapartícula. Los reactores industriales de este tipo tienen volúmenes
comprendidos entre 1 y 100 m3.
6.1.1 Columnas de borboteo con sólidos en suspensión (slurry)
En la versión original de este tipo de reactor el líquido está estacionario, el sólido es suspendido por efectos
de la turbulencia inducida por las burbujas de gas, el cual se alimenta de forma continua por el fondo del reactor
mediante un distribuidor. A veces, si la velocidad y por tanto la turbulencia es insuficiente para mantener la
suspensión de procede a reciclar parcialmente el gas. En la actualidad el líquido se introduce en forma de corriente
que se mueve muy lentamente, pero ello contribuye muy poco a la mezcla. En este tipo de reactores la mezcla es
menos vigorosa que en los tanques agitados.
El régimen de circulación será de borboteo según sea vSG, D y las propiedades fisicoquímicas del sistema,
así como de la presencia de sólido. La agitación del líquido y la suspensión del sólido están garantizadas solamente
por el flujo del gas exclusivamente. Por tanto, el distribuidor (un plato perforado) debe diseñarse para que el sólido
no se estanque en ningún punto de la columna.
La velocidad superficial del gas mínima para asegurar la suspensión se calcula mediante la expresión de
Narayan y col.(1969)
α β
εp 0.1
εp 0.1
4.3
1.25
10
3
La suspensión originada de esta forma no es del todo uniforme y se obtiene un perfil de concentraciones
( )
( )
( )
( )
n
SGm f p
0.5
f S f
S
0.5
p p S
p L
L p p L
1
f
1
f
p
D
v u exp (CGS units)
2
D diámetrodelacolumna
u 3.687H u
H cm alturadelsólidoensuspensión
2d H
2g
3
0.5 para u 6.7 cm·s
0.19 para 6.7 u 21.3 cm·s
γ
−
−
⎛ ⎞
= α −βε
⎜ ⎟
⎝ ⎠
=
+ = φ
=
⎛ ⎞
⎡ ⎤
ε
φ = ρ −ρ +
⎜ ⎟
⎢ ⎥
⎜ ⎟
ρ ρ + ε ρ
⎢ ⎥
⎣ ⎦
⎝ ⎠
γ =
γ =
p
p
= fracciónde reactor ocupada por las partículas
n=0.2para 100 m
d
n=0.5para 200 m
d
ε
≤ μ
μ

del sólido en función de la altura, el cual se puede describir mediante un modelo de difusión. Farkas y col.(1969)
obtuvieron experimentalmente números de Peclet (PeA = ut⋅HS/DAS, ut es la velocidad libre de caída del sólido en el
líquido. Hs es la altura del sólido en suspensión que si hubiera muy buena agitación coincidiría con la altura de
líquido) entre 2 y 5 para velocidades superficiales de gas entre 2 y 7 cm/s. Para obtener una suspensión más
uniforme se requiere una recirculación del líquido, ya sea inducida por el gas con ayuda de bafles internos o por
bombeo externo.
El holdup de gas se evalúa a partir de la velocidad superficial y de las propiedades del líquido mediante las
expresiones mostradas en los sistemas fluido-fluido, es decir mediante la ecuación de Van Dierendonc. Sin embargo,
también influyen el material del sistema y las impurezas, así como el diseño del distribuidor de flujo. Para velocidades
de gas menores de 30 cm/s el holdup se ve ligeramente disminuido por la presencia del sólido. Nótese que ésta
velocidad es justamente el límite inferior de aplicabilidad de la expresión de Van Dierendonc.
1/2
1/4
L GS GS
1/4
L L
L
u u
=1.23
g
⎡ ⎤
⎢ ⎥
⎛ ⎞
μ ⎢ ⎥
ε ⎜ ⎟ ⎢ ⎥
σ ⎛ ⎞
σ
⎝ ⎠ ⎢ ⎥
⎜ ⎟
⎢ ⎥
ρ
⎝ ⎠
⎣ ⎦
La presencia del sólido afecta a la transferencia de materia gas-líquido tanto en cuanto afecta al área
interfacial, ya que favorece la coalescencia de las burbujas. La presencia de un sólido afecta al coeficiente kLa
dependiendo de la concentración de sólido, tamaño de partícula, ρL-ρG, medidas geométricas y condiciones de
operación del reactor (vSG). Si se corrige el área interfacial tiendo en cuenta que ahora el reactor está ocupado por
líquido, sólido y gas se tiene,
a= Av (1- εp- εG)
Entonces, el tamaño de burbuja se puede calcular con las correspondientes expresiones de capítulo
anterior. En esta transferencia la resistencia por parte del gas suele ser despreciable, incluso cuando el reactante no
es compuesto puro, teniendo mayor importancia el coeficiente de la película líquida, kL. Existen diversas correlaciones
para su estimación, entre las que se destacan las expresiones de Calderbank válidas para burbujas inferiores a 2,5
mm, tamaño usual en este tipo de reactores y superiores a 2,5 mm respectivamente.
1/3
2/3
G L
L
L
L 2
L L L
) g
(
k (cm/ s) =0.31 (C.G.S)
D
−ρ
ρ μ
⎛ ⎞
⎛ ⎞
μ
⎜ ⎟
⎜ ⎟
ρ ρ
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
1/2 1/3
G L
L L
L 2
L L
L
) g
(
(cm/ s) =0.41 (C.G.S)
k
D
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
−ρ
ρ μ
μ
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
ρ ρ
⎝ ⎠
⎝ ⎠
Por lo que hace referencia a la transferencia de materia líquido-sólido Sano et al. (1974) establecen la
siguiente expresión basada en resultados experimentales
1/4 1/3
L C
S
(Sh =[2+0.4(Re (Sc) ]
) ) φ
p
C
S p
AS p L
S L
AL AL
L
6
(factor superficial Carman)=
a d
k d
(Sh = (Sc =
) )
D D
ε
φ
μ
ρ
3
4
L p L
3
L
d
Re=
ρ
∑
μ
SG
L = g
v
∑

La presencia de un sólido en el líquido aumenta significativamente el coeficiente de transmisión de calor,
excediendo fácilmente los 1000 W/m2.
Modelización: Dada la imprecisión existente en las estimaciones referentes a la hidrodinámica y a las
transferencias de materia, el diseño de estos reactores debe realizarse con el modelo más sencillo posible. Así pues,
puede considerarse que líquido y sólido se hallan perfectamente mezclados y el gas sigue un modelo de flujo en
pistón. Las unidades de las distintas variables se suelen referir al volumen de líquido libre de burbujas y sólidos.
En el caso de que el líquido sea inerte, los perfiles y etapas del proceso son las descritas en la figura, así
como las ecuaciones correspondientes,
GL
AG A
GL LS
A A A
- dw -(N a dV=0
)
(N a =(N a = r
) ) −
Considerando flujo en pistón se obtiene una expresión análoga a la de un reactor tubular de una fase con
flujo en pistón
As
Ae
X
A
A
A X
dX
V
=
r
G −
∫
con la diferencia de que en esta expresión V es el volumen de líquido libre de burbujas, y -rA es la velocidad de
reacción global por unidad de volumen de líquido. Si la reacción es de primer orden e irreversible se puede expresar
fácilmente la velocidad del proceso en función de la concentración en el seno del gas (En estado estacionario todas
las velocidades son iguales, TM G = TM G-L = TM L-S = R).
A o S G
s s A
A
o G G G L s
r = k a c
a a H
1 1 1 1
= + + H +
k a k a k k k
−
⎛ ⎞
⎜ ⎟
η
⎝ ⎠
j
2
b
G B
3
b
2
p S
S S
3
p p p p
B
3
S
a ,definidas por unidadde volumende líquido
d
a V
d / 6
d 1 6 m
a m
d / 6 d
V , volumen burbuja por unidad volumen líquido
m , carga catalizador (kg cata / m reactor)
π
=
π
π
= =
π ρ ρ
Si la reacción no es de primer orden es necesario utilizar métodos numéricos para poder expresar las
concentraciones intermedias en función de la del gas. En la expresión anterior el término de la resistencia a la
reacción es necesario introducir la eficacia del catalizador, si se considera que en el sólido hay problemas de difusión
interna. Dado que los tamaños de partículas empleados en las suspensiones son muy pequeños normalmente la
eficacia suele ser mayor que 0.9.
L
G S

En el caso de que el líquido sea reactante hay que plantear los balances
de materia en ambas fases y tener en cuenta que en este caso el sistema está en
estado no estacionario (el líquido no circula). En este caso los perfiles son los
indicados a continuación
6.1.2 Reactores tanque agitado
Se utilizan industrialmente para hidrogenaciones de aceites y al igual que en las columnas de borboteo se
puede recurrir, cuando sea necesario, a las estimaciones propuestas para los tanques agitados gas-líquido
asumiendo que la presencia del sólido las afecta ligeramente, aunque menos que en las columnas. Para el calculo
de la transferencia líquido-sólido se puede utilizar la expresión de Sano et al.
1/4 1/3
L C
S
(Sh =[2+0.4(Re (Sc) ]
) ) φ
p
C
S p
6
(factor superficial Carman)=
a d
ε
φ L
L
AL
L
(Sc =
)
D
μ
ρ
AS p
S
AL
k d
(Sh =
)
D
3
4
L p L
3
L
d
Re=
ρ
∑
μ
Utilizando como ΣL la potencia disipada por el agitador, P (W/kg), la cual se calcula de la siguiente manera
2
R A
2
R A
R
A
N D
R e=
N D
Fr=
g
=velocidadderotacióndelagitador
N
=diámetrocaracterísticodelagitador
D
ρ
′
μ
En presencia del gas, la velocidad de rotación debe aumentarse respecto a la necesaria para el líquido para
asegurar la completa suspensión del sólido
S
= fracción volumétrica de só lido enlecho fijo
′
ε
0.45 0.45 0.1 0.2 0.13
s
p
p L L
Rm 0.85 0.55
S L
S
S
( -
g )
D w
d
N (singas)=
D D
w = % en peso de sólido en el líquido
y dependen de las características del agitador
=1.5 = 1.4 para turbinas y impulsore
α
ρ ρ μ
⎛ ⎞
ψ⎜ ⎟
ρ
⎝ ⎠
ψ α
ψ α s con paletas rectas
' G
R
R 3
S
q
N (con gas)- 200
N
D
N'Rm debe de utilizarse en el cálculo de P.
En cuanto a la transferencia gas-líquido al igual que en el caso anterior el coeficiente de transferencia de
materia en la película de gas suele ser despreciable siendo de mayor importancia el de la película líquida, el cual
puede estimarse mediante la siguiente expresión:
L
A
A B
G
S
p L
s L
= +
ρ ε ε
ρ ρ
L
1'8
S
S
=
1-
′
μ
μ
⎛ ⎞
ε
⎜ ⎟
ε
⎝ ⎠
3 5
R A
a b
a
b
P
Ne= =Númerodepotencia de Newton
N D
Ne=C(R e) Fr
Ne
= =C(R e =factor depotencia
)
Fr
ρ
′
′
Φ
a y b tipo agitador
es una función del Re para cada tipo de agitador
Φ

1/4
1/2 W
L A
3 5
A
L
W R
L
2
L
P
(cm / s)= 0.592 D
k
P (erg/ s)=Ne N D
W
cm
= viscosidadcinemática= =
s
W =masa de líquido en elslurry
⎛ ⎞
⎜ ⎟
ν
⎝ ⎠
ϕ
ρ
μ
ν
ρ
G G
3 3
R A R A
q q
1 12.6 si 0.035
N D N D
factor de corrección de la presencia de burbujas
Unidades CGS
ϕ = −
ϕ ≡
=
El holdup de gas generalmente crece con NR y con uSG, ya que depende del tamaño de burbuja. A bajas NR
varía poco y a altas NR tiende a un valor asintótico que depende de vSG
Modelización
MP para gas y líquido. Esto no es correcto si la razón H/D del reactor es grande, para líquidos viscosos, o
para elevadas conversiones de gas. La mezcla incompleta del gas es atribuible al complejo flujo de burbujas. Se
originan burbujas de diversos tamaños, recirculaciones, coalescencia. Como se ha indicado para las columnas de
burbujeo, las unidades de las variables implicadas en el modelo se suelen referenciar al volumen de líquido.
Lo que llega a la superficie del sólido es lo que reacciona, pero si el sólido es poroso se puede llegar a
tener en serie-paralelo difusión y reacción. Por tanto, es necesario conocer cuál es el factor de eficacia (vía
experimental o bibliográfica). Sin embargo, en un slurry el tamaño de partícula puede ser suficientemente pequeño
para que el factor de eficacia sea 0.9. Debe tenerse presente que existen algunos sistemas complejos para los que
el factor de eficacia baja para tamaños de partícula muy pequeños por problemas de la forma de la función cinética
respecto a las concentraciones.
6.2 Diseño de reactores de lecho fijo.
En este caso el sólido se halla confinado dentro del reactor e inmovilizado. Las corrientes pueden fluir en
cocorriente ascendente y descendente, así como en contracorriente, siendo la cocorriente descendente la más
empleada en la práctica y son los denominados trickle beds. Existen muchos trabajos sobre éste tipo de reactores,
sus condiciones de flujo, pérdidas de presión, holdup, y transferencias de materia. Los reactores de lecho fijo con
cocorriente ascendente son raramente encontrados a escala industrial debido a que es muy difícil evitar el
movimiento del sólido cuando se hace circular dos corrientes de forma ascendente; sin embargo soluciona los
problemas de distribución de líquido que presentan los de flujo descendente. Existe muy poca información sobre este
tipo de reactores. Por último, a pesar de ser una posibilidad, no existen unidades industriales con flujo en
contracorriente, siendo su principal inconveniente la inundación la cual limita el flujo de las fases.
6.2.1. Reactor de lecho fijo y flujo en cocorriente descendente
Este tipo de reactores ampliamente utilizados en la industria del petróleo pueden operar en un amplio
rango de condiciones dependiendo de las propiedades del alimento y de la naturaleza de la reacción. Generalmente,
las fracciones menos reactivas, que tienden a estar en el rango alto de punto de ebullición y son más viscosas a

temperatura ambiente, se procesan a bajos caudales. Caudales típicos para el líquido son de 0.83 a 8.3 kg/(m2 · s)
para densidades de 1g/cm3 como por ejemplo aceites lubricantes, gasóleos y fracciones residuales; para nafta son
de 8.3 a 25 kg/(m2·s).
Para poder modelizar el reactor es necesario primero estudiar los distintos regímenes hidrodinámicos del
reactor, ya que las propiedades del mismo, en particular, la transferencia de materia depende significativamente de
tipo de régimen.
Régimen de flujo
Según los caudales másicos por unidad de área de las fases se pueden tener las siguientes situaciones, el
diagrama de Sato (Figura 6.2) distingue:
1) Para caudales de líquido y gas bajos, se tiene la
fase gas como continua y el líquido disperso en
forma de riachuelos o flujo laminar por lo que
puede suceder que el sólido este mojado a trozos
por el líquido y a trozos por el gas. Se tiene el
denominado régimen percolador (trickle flow
regim), régimen de goteo, o de flujo continuo de
gas.
2) Para caudales de líquido altos y suficientemente
bajos de gas, se tiene la fase líquida como
continua y el gas disperso en forma de burbujas.
Se tiene el denominado bubble flow regim. La
transición con 1) no está clara pero como primera
aproximación se da para velocidades de líquido del
orden de 30 kg/(m2s) y de gas 1 kg/(m2s).
3) Para valores de gas altos y bajos de líquido, se
tiene el líquido disperso en forma de gotas a
través del gas continuo. Se tiene el
denominado flujo en spray (spray regim).
4) Para valores altos de gas y líquido se obtiene un flujo pulsado con fuertes interacciones entre las fases.
Se tiene el denominado pulsed flow regim. Se da frecuentemente en reactores comerciales.
Los regímenes de flujo en un principio (antes de 1975) se establecían atendiendo sólo a las magnitudes de
los caudales de líquido y gas. En 1975 Charpentier y Favier introdujeron los efectos de la densidad, viscosidad,
tensión superficial y de la naturaleza espumante del líquido. Las propiedades físicas del líquido tienen una influencia
sustancial en la transición entre el régimen de flujo de gas continuo y el de pulsación. La geometría del reactor (D) y
de la partícula (dp) también influye sobre la hidrodinámica.
Más tarde Talmor (1977) construyó otros mapas para líquido espumante y no espumante, que parecen
ajustarse mejor a algunos casos.
Perdida de presión y retención de líquido (holdup)
Como consecuencia del flujo descendente del gas y de la fricción con el líquido se produce una pérdida de
presión que debe conocerse para el equipo de compresión del gas. La pérdida de presión viene influenciada por el
retenido de líquido, εL, ya que influye en los intersticios por las que desciende el gas. Se ha visto experimentalmente
Figura 6.2: Diagrama de Sato

que no existen grandes variaciones de la pérdida de presión al pasar del régimen percolador al pulsante. Charpentier
et al. (1978) proponen las siguientes correlaciones puestas al día por Morsi et al. (1980) (Tabla 6.2).
Tabla 6.2: Perdida de presión y retención de líquido (holdup) (Morsi et al. (1980))
Tipo de Líquido Condiciones de flujo
Interacción Gas/Líquido ligera Interacción Gas/Líquido fuerte
Líquidos no espumantes:
Caída de presión
Retención de líquido
(holdup)
L 0.54
0.81
L
0.81
p
1 1.14
1 0.1
0.66
0.1 80
1 1 0.66
Φ = + + χ
χ χ
ε χ
80
= χ
− ε + χ
Líquidos espumantes:
Caída de presión
(holdup)
L 0.54
0.81
L
0.81
p
1 1.14
1 0.1 80
0.66
0.1 80
1 1 0.66
Φ = + + χ
χ χ
ε χ
= χ
− ε + χ
( )
( )
( )
L 0.43
0.30
L
0.30
p
1 6.55
1 0.05 ' 100
' '
0.92 '
0.05 ' 100
1 1 0.92 '
Ψ = + + χ
χ χ
χ
ε
= χ
− ε + χ
Líquido viscoso
μ10-2 Pa·s
Caída de presión
(holdup)
( )
( )
( )
L 0.64
0.53
L
0.53
p
1 6.57
1 0.05 ' 100
' '
5.47 '
0.05 ' 100
1 1 5.47 '
Ψ = + + χ
χ χ
χ
ε
=
−ε + χ
χ
( )
( )
L
'
L L
L
'
G G
G
'
LG L L G G
L,G p
fracción de volumen del reactor ocupada por el líquido
P
g
H
P
g
H
P g
H 1
Unidades Pa / m
ε =
Δ
⎛ ⎞
δ = + ρ
⎜ ⎟
⎝ ⎠
Δ
⎛ ⎞
δ = + ρ
⎜ ⎟
⎝ ⎠
Δ
⎛ ⎞
δ = + ρ ε + ρ ε
⎜ ⎟
− ε
⎝ ⎠
=
Donde
I
⎞
⎟
P
H
Δ
⎛
⎜
⎝ ⎠
es la caída de presión por unidad de longitud de lecho debida a la circulación del fluido o fluidos I
(I=L,G o LG)

( )
0.5
'
L
'
G
0.5
'
LG
L '
L
'
L
L L
'
G
G G
'
LG
L,G G L
2
0.5
'
L
'
G
0.5
'
LG
L '
L
P 1
L 1
H g
P 1
G 1
H g
P 1 G L
L G
H g
Unidades kg/ m ·s
'
⎛ ⎞
δ
χ = ⎜ ⎟
δ
⎝ ⎠
⎛ ⎞
δ
Φ = ⎜ ⎟
δ
⎝ ⎠
⎡ ⎤
Δ
⎛ ⎞
ξ = + ⎜ ⎟
⎢ ⎥
ρ
⎝ ⎠
⎣ ⎦
⎡ ⎤
Δ
⎛ ⎞
ξ = + ⎜ ⎟
⎢ ⎥
ρ
⎝ ⎠
⎣ ⎦
⎛ ⎞
Δ
⎛ ⎞
ξ = + + +
⎜ ⎟
⎜ ⎟
ρ ρ
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
=
⎛ ⎞
ξ
χ = ⎜ ⎟
ξ
⎝ ⎠
⎛ ⎞
ξ
ψ = ⎜ ⎟
ξ
⎝ ⎠
Es necesario tener presente que estas relaciones están determinadas para columnas pequeñas ( menos
de 20 cm) y las columnas industriales tienen diámetros entre 1 y 3 m. por tanto es necesario utilizarlas con la
precaución debida. En ellas se correlaciona la pérdida de presión de las dos fases con la pérdida de presión para el
flujo individual de cada fase en idénticas condiciones.
Las pérdidas de carga de la fase gaseosa o líquida, ( )L,G
P H
Δ , se estiman por la ecuación de Ergun como
si sólo fluyera esa fase en particular. El parámetro χ recibe el nombre de Lock-hart-Martinelli.
'
L LG
L,G
L
LG
P G
P
H
P
H
Δ
⎛ ⎞
→ χ → Φ → δ
⎜ ⎟
⎝ ⎠
Δ
⎛ ⎞
↓→ ε →↓→ ⎜ ⎟
⎝ ⎠
↑ ε ↑ ε
El retenido de gas en la columna puede estimarse conociendo el retenido total de líquido y el volumen de
hueco de la columna εG +εL = 1 – εS .
Transferencia de materia película gaseosa
Para calcular kG Reiss propone en condiciones de fuerte interacción (pulsos y en spray) las siguientes
expresiones
0.66
G
G G G LG
3
LG
W P
k a =2+0.1 E (SI) con = u
E
m H
Δ
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
suele ser despreciable para los trickle beds, ya que trabajan con componente puro o ligeramente soluble.

Transferencia de materia película líquida
Las mejores correlaciones son las propuestas por Reiss (1967) basada en la energía disipada en el flujo a
través del catalizador. Esta energía se calcula a partir de la caída de presión y el caudal másico por unidad de área
(L en kg/(m2⋅s)),
L SL
3
LG LG L
R
W P P
E ( )= u =
H H
m
Δ Δ
⎛ ⎞ ⎛ ⎞
⎜ ⎟ ⎜ ⎟
L
ρ
⎝ ⎠ ⎝ ⎠
1) Baja interacción: flujo en trickle bed, Morsi (1982) para fases acuosas o orgánicas
1.75
p
1/2
L GL ´
GL
L
1/3
L S p
(1- )
k a
(Sc =1.30 (SI)
)
a
( )
⎛ ⎞
ε
⎜ ⎟
δ
⎜ ⎟
ε
μ ⎝ ⎠
2) Alta interacción (flujo pulsado) (EL 60 W/m3), Satterfield (1975)
0.5
L GL L L
k a =353(E D (SI)
)
En general, el coeficiente de transferencia de materia suele ser mayor en régimen pulsante, kL aL ~ 1 s-1,
que en régimen percolador, kL aL ~ 0’01 – 0’3 s-1.
Para el cálculo del área interfacial se utilizan las siguientes expresiones:
1) Trickle bed, Charpentier (1976)
1.2
p
GL
GL
p S p S
lecho
p
partícula
(1- )
a P
=0.05 (SI)
a H a
= = fracciónde reactor ocupada por el sólido
⎡ ⎤
ε
Δ
⎛ ⎞
⎢ ⎥
⎜ ⎟
ε ε
⎝ ⎠
⎢ ⎥
⎣ ⎦
ρ
ε
ρ
2) Flujo pulsado, Gianetto (1973)
0.48
p
GL
GL
p S p S
(1- )
P
a
=0.27 (SI)
a H a
⎡ ⎤
ε
Δ
⎛ ⎞
⎢ ⎥
⎜ ⎟
ε ε
⎝ ⎠
⎢ ⎥
⎣ ⎦
El área interfacial aGL suele ser un 20-80 % del área del sólido, aS, y aumenta con el carácter espumente
del líquido. Existen otras expresiones como las mencionadas por Herskowitz,M Smith, J.M.(Trickle-bed reactors:A
review, AIChE J. 29(1), 1-18 (1983)) para todos los tipos de régimen de flujo.
Transferencia de materia Líquido-Sólido
Dharwadkar y Sylvester (1977) proponen una correlación que, a pesar de no considerar la forma del
sólido, es una aproximación aceptable para régimen trickle
p
2/3 -0.331 L
SL
S L
L L L L
L L
SL AL
u
k d
(Sc =1.637(Re 0.2(Re = 2400 (Sc =
) ) ) )
u D
ρ μ
μ ρ
Existen otras expresiones como las mostradas en la siguiente tabla (Herskowitz,M Smith, J.M. Trickle-bed
reactors:A review, AIChE J. 29(1), 1-18 (1983)).

Distribución de las fases fluidas
Las condiciones de flujo más estables desde el punto de vista energético son las fases disgregadas lo que
comporta que distintas zonas del lecho estén mojadas por fases distintas. Satterfield definió una eficacia de
contacto para cuantificar esta situación, pero existen pocos datos de reactores industriales. La eficacia de contacto
aumenta con las altas interacciones. Las reglas a seguir son: 50 orificios/m2 en el distribuidor de flujo de cabeza,
mantener la superficie del lecho en cabeza plana y horizontal mediante una capa de inerte de mayor tamaño (0.6 a
1 cm). Si no se implementan por razones de fabricación o de coste puede no usarse de manera optima el catalizador
requiriéndose mayor volumen del mismo, provocándose desestabilización térmica (en la parte que sólo toca el gas
no se realiza un buen intercambio de calor sobrecalentándose) y desactivándose.
En el diseño de los trickle bed es necesario predecir la distribución de equilibrio del líquido y la longitud de
lecho para alcanzarla, en lo cual influye tanto la medida como la forma de las partículas, las velocidades de los
fluidos, las propiedades físicas del líquido, el diámetro de la columna y en especial la distribución del alimento en la
cabeza del lecho fijo (la profundidad del lecho es tanto menor cuanto mejor es este último factor). Otro aspecto
importante en la distribución del líquido es el flujo por la pared debido a la porosidad del lecho, el cual depende de
las propiedades físicas del líquido, de la forma de las partículas y en particular de la razón entre el diámetro de la
columna y el del relleno. En estos lechos es más difícil obtener reproducibilidad que en los de dos fases, debido a la
no-uniformidad en el flujo cuando se reempaca el lecho.
La distribución de equilibrio del líquido es esencialmente uniforme para bajas velocidades del líquido
(0.9*10-3 m/s) y para D/dp ≈ 20, en un régimen de flujo de baja interacción. En el régimen intermedio se
observa un máximo de flujo en el centro, y para alta interacción la distribución del líquido es casi uniforme.
En los trickle beds las partículas de catalizador suelen tener los poros llenos de líquido. Sin embargo, la
superficie externa de las mismas puede no estar completamente cubierta por el líquido. Para reacciones en las que
la velocidad intrínseca de reacción está controlada por un reactante no volátil, la reducción de la eficacia de mojado
provoca una reducción en la velocidad global. Si el reactante limitante está en la fase gas y la resistencia al
transporte de materia es significativa, el mojado parcial provoca un aumento en la velocidad global. Esto es debido a
que la resistencia a la transferencia de materia en la parte no mojada se hace menor que en la parte mojada. La
eficacia de mojado se cuantifica en el factor de eficacia global junto con las resistencias a la transferencia de materia,
la difusión intrapartícula y la cinética intrínseca.
El volumen interno de poros de las partículas también puede estar parcialmente lleno en determinadas
circunstancias: como resultado de una mala distribución del líquido a lo largo del diámetro del reactor o por
vaporización de un líquido volátil en una reacción altamente exotérmica. Con distribuciones razonables y líquidos no
volátiles en estado estacionario, la eficacia de mojado “interna” es cercana a la unidad debido a la capilaridad.
Existen diversas correlaciones para estimar los factores de eficacia de mojado en función de las velocidades
de flujo del líquido y del gas, de las propiedades físicas de líquido y del tamaño de partícula (Herskowitz,M Smith,
J.M. Trickle-bed reactors:A review, AIChE J. 29(1), 1-18 (1983)). Un ejemplo deducido por Mills y Dudukovic es
2
ext. cata P
0.333 0.195 0.171
e L L 2
L G
a d
área catalizador mojada
f tanh 0.664 Re Fr We
área total catalizador
−
+
L
⎡ ⎤
⎛ ⎞
= = ⎢ ⎥
⎜ ⎟
⎜ ⎟
ε
⎢ ⎥
⎝ ⎠
⎣ ⎦
2 2
ext.cata m
L p L m
L L L
2
L L L
L G m
a L
u d L
Re ; Fr (Froude) ; We (Weber) ;
g a
porosidad lecho (líquido gas); L velocidad másica superficial
+
ρ
= = =
μ ρ σ ρ
ε = + =
L S

En los datos publicados, normalmente, estas eficiencias oscilan entre 0.6 y 1.
Modelización
Como ya se ha indicado en otras ocasiones, ante la necesidad de estimar de forma aproximada una gran
cantidad de parámetros, es lógico plantear un modelo lo más simple posible. Una primera aproximación considera
que ambas fases siguen un modelo de flujo en pistón y cuando sea necesario se introduce las posibles desviaciones
mediante el modelo de dispersión. Para los reactores de percolación, las unidades de las variables se suelen
referenciar a la masa de catalizador
Supóngase la reacción catalizada
A(g) + B(l) → R(g,l,s)
Hipótesis:
• Flujo en pistón para ambas fases
• Factor de mojado 1
• Condiciones isotermas
• Buena distribución líquido y sólido con, D/dP ≥ 20.
• Cinética primer orden para A y B
r = -rA = -rB = k cAS cBS
Las etapas del proceso son las siguientes (Figura 6.2) :1. transporte película gaseosa; 2. equilibrio
interfase; 3. transporte película líquida; 4. transporte película liquido- sólido; 5. difusión y reacción en el catalizador.
Figura 6.2: Etapas del proceso
La combinación de las cinco etapas para eliminar las concentraciones de interfase de A y expresar la
velocidad global del proceso en función de las concentraciones de la fase gaseosa conduce a la relación:
( ) ( )
( )
A
A A
B P B P
A AG G AL L AS S BS
A OA Ag cata
1/H
r c
1 1 1 1
H k a k a k a kc
r K c mol/ g s
− =
− ε ρ − ε ρ
+ + +
η
− =
g cata
(mol/ g s)
La conductancia global, KOA (m3 gas/gcat s), depende también de cBS.

Por otro lado, la ecuación general para el reactante B, incluye: 4. transporte película líquida superficie
externa catalizador; y 5. difusión y reacción en el catalizador, se expresa mediante
B BL
BS S AS
B OB BL cat
1
r c (m
1 1
k a k c
r K c (mol/ g s)
− =
+
η
− =
cat
ol/ g s)
La conductancia global, kOB (m3 gas/gcat s), depende también de cAS.
Por tanto, será necesario resolver simultáneamente las ecuaciones anteriores junto con los respectivos
balances molares que se presentan a continuación:
Balance molar de A (flujo en pistón)
A
A OA AG
dw
r k c
dW
= = −
Balance molar de B (flujo en pistón)
B BL
L B OB
dw dc
q r k
d W dW
= = = − BL
c
En algunos casos hay solución analítica, pero si la ecuación cinética es compleja hay que recurrir a
soluciones numéricas.
Casos límite:
1. Baja solubilidad de A (HA, alto), controla el transporte de A y/o el líquido con elevada concentración de B,
como suele suceder en una oxidación catalítica de un hidrocarburo. Entonces kOA es constante y se puede
integrar los balances molares. Por ejemplo, si además εA = 0 , la cantidad necesaria de catalizador dada
una conversión de gas A viene dada por
A,ent
G G
OA A,sal OA A
c
q q
W ln ln
k c k 1 X
= =
1
−
2. Elevada solubilidad del gas A (HA bajo), líquido saturado de A, controla el transporte de B. Situación
común en hidrogenaciones de hidrocarburos. Entonces cAS es constante, y, por tanto, también lo es kOB.
Ahora la cantidad de catalizador necesario se calcula por
B,ent
L L
OB B,sal OB B
c
q q
W ln ln
k c k 1 X
= =
1
−
En la mayoría de los reactores de goteo comerciales el gas y líquido se mueven prácticamente en flujo en
pistón (dispersión axial despreciable, sobre todo en la fase gas). Sin embargo, en reactores a menor escala la fase

líquida puede presentar macromezcla (dispersión axial significativa) y en menor proporción también la fase gaseosa.
Para el cálculo de las dispersiones axiales se recomiendan las relaciones
Hochman and Effron (1969) establecen para flujo trickle:
L
p
-0.7
-0.005(Re)
p
SG G
G
AG p
u (Re)
d
(Pe = =1.8
) 10
D
ε
⎡ ⎤
⎢ ⎥
ε
⎢ ⎥
⎣ ⎦
0.5
p
SL L
L
p
AL
u (Re)
d
(Pe = =0.042
)
D
⎡ ⎤
⎢ ⎥
ε
⎣ ⎦
La hipótesis de flujo en pistón se pude aplicar siempre que se cumpla el criterio de Mears (1971)
BL
BL
p L
H 20 (0
c
ln
(Pe (H)
) c
d
)
Para conversiones del 90% y partículas entre 1 y 5 mm fácilmente se satisface esta condición con lo cual
se puede considerar flujo en pistón para ambas fases. La mezcla longitudinal se ha encontrado despreciable para
regímenes de fuerte interacción.
6.4. Notación
DA: Diámetro del agitador [m]
Ei: Energía disipada en flujo i a través del catalizador [W/m3]
εL+G: Porosidad lecho
εP: Fracción de reactor ocupada por las partículas
εS: Fracción volumétrica de sólido en lecho fijo
fe: Cociente entre área del catalizador mojada y el área del catalizador total
Fr: Número de Froude
Hs: Altura del sólido en suspensión [m]
Lm: Velocidad másica superficial [m/s]
mS: Carga de catalizador [kg cat./ m3 reactor]
NR: Velocidad de rotación de agitador [m/s]
Ne: Número de potencia de Newton
Pe: Número de Peclet
Sh: Número de Sherwood
ν : Viscosidad cinemática [cm2/s]
VB: Cociente del volumen de burbuja entre el volumen de líquido
Φ: Factor potencia
ΦC: Factor superficial Carman
ΣL: Potencia disipada por el agitador [W/kg]
ϕ : Factor de corrección de la presencia de burbujas

6.5. Problemas
1. El etileno se hidrogena en una columna de borboteo en la que el catalizador (Niquel Raney) se suspende
con tolueno. El reactor trabaja a 50 ºC y 10 atm, y se puede considerar que el gas sigue un modelo de flujo en
pistón mientras que el líquido sigue uno de mescla perfecta. El reactor trata un caudal de hidrógeno 2 mol/s
(16ºC, 1 atm) que se convierte en en 30%. En las condiciones de operación la velocidad global esta
controlada por la difusión del hidrógeno en el tolueno y es de primer orden respecto a la concentración de
hidrógeno. Asimismo, experimentalmente se ha determinado aG, obteniéndose valores entre 0.94 y 2.09
cm2/cm3 para el tamño de burbujas formado. Suponer un valor aG= 1 cm2/cm3 y calcular el volumen de tolueno
necesario. Datos: el alimento es equimolar en hidrógeno y etileno. (50ºC) = 9.4 (mol/cm3)/(mol/cm3);
DH2= 1.1 10-4 cm2/s; Densidad tolueno (50ºC) = 0.85 g/cm3; viscosidad tolueno (50ºC) = 0.45 cP, db 2.5
mm
2
H
H
Res.: V= 0.8 m3
2. Se utiliza un slurry acuoso con partículas de carbón de 0.03 mm de diámetro a 25ºC y 1 atm para eliminar
SO2 de una corriente gaseosa. El gas contiene 2.3%de SO2, un 97.7% de aire y su caudal es de 2.75 m3/s. La
densidad de las partículas de carbón es ρp = 0.8·103 kg/m3 y su concentración es de 70 kg/ m3 de agua. Con
el distribuidor usado el tamaño de burbujas es de 3 mm. El holdup de gas o el volumen de burbuja por unidad
de volumen de líquido se estima en 0.08. Asumir que la distribución de burbujas es uniforme y hay flujo en
pistón. El líquido está perfectamente agitado. Calcular el volumen necesario para convertir el 70% de SO2 a
SO3. Hacer el cálculo en el periodo estacionario antes de que la concentración de ácido sea demasiado grande
y retarde significativamente la velocidad de reacción. La velocidad intrínseca de eliminación de O2 en las
condiciones de operación es de primer orden respecto al oxígeno y de orden cero respecto al SO2.
KL=0.08cm/s; ks = 0.027 cm/s; as = 175·102 m2/m3; aG=160 m2/m3;rox =0.5rso2 por unidad de volumen; k =
0.0033 cm/s; dp = 3·10-5 m; η= 0.86; H=35.4 (mol/cm3 gas/(mol/cm3 líquido).
Res.: V = 39 m3
3. En un tanque agitado a escala piloto con catalizador en suspensión (slurry) se lleva a cabo la
polimerización de etileno en presencia de ciclohexano como disolvente inerte que se alimenta a razón de 1000
cm3/min. El volumen de líquido en el reactor es 10000 cm3. El caudal de etileno puro que burbujeante a través
del reactor es 100000 cm3/min. En las condiciones de operación empleadas se tienen los siguientes valores de
las variables hidrodinámicas y cinéticas: n C2 H4 (g) → (C2 H4)n (l)
kL = 0.07 cm/s; ks = 0.03 cm/s; ms = 0.10 g partícula/ cm3 líquido; dp = 0.10 mm, ρp = 1 g/cm3
db = 3 mm; Vb = 0.09 cm3 burbuja/cm3 líquido; -retilè = k cetilè,s; k = 0.01 cm/s; η = 1;
Hetilè = 5 (mol/cm3
g)/(mol/cm3
l)
1. Calcular la conversión fraccional de etileno
2. Calcular el cabal volumétrico de gas a la salida del reactor.
Res: 1. 12%; 2. 88000 cm3/min
4. Se debe desulfurar un hidrocarburo pesado antes de ir al craking catalítico. De los diversos compuestos de
azufre presentes (mercaptanos, sulfuros, disulfuros,etc) uno de los más difíciles de eliminar es el tiofeno. Sobre
un catalizador de óxidos de cobalto y molibdeno soportados sobre alumina el tiofeno reacciona con hidrógeno
para dar butano y H2S.
S
H
H
C
H
S
H
C 2
10
4
2
3
4 4 +
→
+

Se quiere diseñar un trickle-bed bajo el supuesto de que si se hidrogena el tiofeno con más seguridad lo harán
los demás compuestos de azufre. 1. Calcular la altura de lecho necesaria para eliminar el 74% del tiofeno de un
alimento, un hidrocarburo líquido, con una concentración de1000 ppm que se alimenta junto con hidrógeno
puro por la cabeza del lecho el cual opera a 200ºC y 40 atm. Despreciar las posibles vaporizaciones del tiofeno
del líquido. Asumir que la reacción en superficie y la transferencia de materia entre el líquido y el sólido son
suficientemente lentas como para que el líquido esté saturado de hidrógeno en toda la columna. Aunque la
velocidad de reacción de desaparición de H2 en superficie es de segundo orden, asumiendo que la
concentración de tiofeno en el líquido es relativamente grande respecto al hidrógeno disuelto se puede
considerar de pseudoprimer orden (rH2= k cH2,S, con k= 0.106 s-1). Así mismo considerar η=1.
2. Calcular la altura necesaria si no se cumple la hipótesis de suponer que el líquido se satura con hidrógeno.
VsL=5 cm/s: (ksaLs)H2=0.50 s-1; HH2=50 (mol/cm3 gas/(mol/cm3 líquido).
Res.: 1. h = 99.3 cm; 2. 430 cm.
5. La hidrogenación de un compuesto orgánico insaturado se lleva a cabo en un reactor de goteo (trickle bed)
con partículas catalíticas de 0'20 cm de diámetro. La estequiometría de la reacción es del tipo
H2 (g) + 1 insaturat (l) → 1 saturat (l)
La reacción en la pastilla catalítica es de seudoprimer orden respecto al hidrógeno ya que la variación de la
concentración de insaturada es poco considerar despreciable. La constante intrínseca de la reacción 3 · 10-5
m3/kg cata · s a 400K. El factor de eficacia de la pastilla vale η= 0’3. Hidrógeno y nitrógeno se alimentan con
un caudal total de 10 mol / s en cantidades equimolars a la presión de 20 atm. El diámetro del reactor es 1’0 m
y la velocidad másica superficial del líquido es 5’0 kg/m2 · s.
1. Despreciando las resistencias de la pel • lícula gaseosa (GL) y la de la pel • lícula líquido-sólido,
determinar la fracción a la resistencia totales de las otras etapas de transporte.
2. Calcular la cantidad de catalizador necesaria para lograr la conversión de 55% del hidrógeno
despreciando la pérdida de presión por fricción.
3. Calcular la cantidad de catalizador necesaria para lograr la conversión de 55% del hidrógeno si la
pérdida de presión total en el reactor debido al rozamiento sigue la relación
1.
o
P
1 β W
P
= −
con β= 3 · 10-5 kg-1. Discutir el resultado con el obtenido en el apartado anterior (2.)
4. Calcular la conversión del insaturada y comprobar la validez de la hipótesis de variación
despreciable por dicho producto.
Datos:
Dispersión axial menospreciable
KLA aG = 0’01 mL
3/mR
3·s
Flujo en zona trickle
Porosidad del lecho (gas + líquido) = 0’4 m3(G+L)/mR
3
Densidad del cata, 1500 kg/m3
Solubilidad del hidrogeno, HH2= 3’8 (mol/mG
3)/(mol/mL
3)
Masa molar insaturado, 168
Res: 1. RL, 44.8%; 2. 8425 kg cata; 3. 9895 kg cata; Xinsat.= 11.8%

Apuntes reactores

Más contenido relacionado

La actualidad más candente (20)

Similar a Apuntes reactores (20)

Más de Carlos Timaná (6)

Último (20)

Apuntes reactores