REACTORES MULTIFÁSICOS APUNTES  , Apuntes de Biología

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UNIVERSITAT DE BARCELONA

REACTORES

MULTIFÁSICOS

APUNTES

MONTSERRAT IBORRA.

JAVIER TEJERO.

FIDEL CUNILL.

M.Iborra, J.Tejero, F.Cunill

REACTORES MULTIFÁSICOS

M.Iborra, J.Tejero, F.Cunill

REACTORES MULTIFÁSICOS

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.

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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, losreactores 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 reactortrickle 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 m^2 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.

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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 CO 2 ** HIDROLISIS ESTER *L.FIJOL.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 soncatalíticas.

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

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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

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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

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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 SO 2 (método de contacto)

SO 2 + ½ O 2 ↔SO 3 Reactantes en fase gaseosa Catalizador sólido: V 2 O 5 Alquilación de butenos C 4 H 8 + i-C 4 H 10 ↔ C 8 H 18 Reactantes en fase líquida orgánica Catalizador en solución acuosa H 2 SO 4 o HF Obtención de metil terc-butil éter (MTBE)

CH 3 OH + i-C 4 H 8 ↔ (CH 3 ) 3 COCH 3 Reactantes en fase líquida. Catalizador sólido: resina de intercambio iónico Hidrodesulfuración de corrientes de petróleo

R-S + H 2 → R-H + SH 2 Fase líquida: hidrocarburos Fase gaseosa: hidrógeno Catalizador sólido: SCo.SMo 3 /Al 2 O 3 Polimerización de etileno (Proceso Phillips)

nC 2 H 4 → (C 2 H 4 )n Reactante en fase gaseosa Catalizador sólido (CrO 3 /SiO 2 -Al 2 O 3 ) en suspensión en hexano líquido Hidroformilación de propeno C 3 H 6 + CO + H 2 → C 3 H 7 CHO

• CH 3 CH(CHO)CH (^3)

Fase líquida: olefina Fase gaseosa: CO y H (^2) Catalizador: complejo de Rh y trifenilfosfina soportado [HRh(CO)(TPP) 3 /SiO 2 ]

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

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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 SO 3 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

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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

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(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

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L L^ P L /

V volumen de las particulas V V 1 V V P

ρp es la densidad de la partícula. La relación entre las densidades de lecho, ρL, partícula, ρp , y sólido,

ρs, es: ρ L = ρ P ( 1 − ε L ) = ρ S ( 1 − ε P )( 1 − ε L. 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

dP f u dx d

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 salida entrada^ s^ f P

P P P f u L L d

−Δ − −^ ρ

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

volumen de particula d 6 area erficial externa de la particula

Para una partícula esférica de diámetro d (^) P, d’P = dP. Para una partícula cilíndrica de diámetro d (^) P 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

f 1 75 150

⎣ ⎦⎥^

Re’ es el número de Reynolds definido respecto al diámetro efectivo de partícula

' (^) ' Re' P^ s^ f^ P f f

d u ρ d G 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 π D

= = (2.5.b)

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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:

D^6 − βκ D^2 − κ= 0 (2.5.c)

donde

' '

f L f p p

150 1 67 32^1

4 1 75 d w d w

β = πμ^ −^ ε = μ^ −ε^ L

2 , L 2 L

3 3 3 3 f P L L f P L

64w W 1 75 1^ 112w W^1 d P d P

π ρ ρ ε π ρ ρ L

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 K (^) eq. 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 X (^) A 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