UNIVERSIDAD DE ANTIOQUIA FACULTAD DE INGENIERIA DEPARTAMENTO DE INGENIERIA QUÍMICA REACCIONES QUÍMICAS CURSO: IQU-458 INGENIERÍA DE LAS REACCIONES DISEÑO DE UN REACTOR PARA LA PRODUCCIÓN DE ANHYDRIDO MALEICO. Sección II Ana María Vera Duque, Duqu e, Sandra Patricia Bolaños Bo laños Alvear, Hader Santiago Sa ntiago Pineda
Resumen En el presente trabajo se muestra el proceso de diseño de un reactor para la producción de 208 Kton/ año de anhídrido maleico utilizando un reactor de lecho fijo, a partir de la oxidación de nbutano y el oxígeno presente en el aire. Se estiman los parámetros y se realizan las consideraciones necesarias para realizar la modelación del reactor por medio del programa POLYMATH, lo anterior con el fin de conocer el cambio de temperatura, la caída de presión y el cambio de las moles de reactivos y productos en función del peso de catalizador. Para llevar a cabo la simulación, se decide escoger un solo tubo de los 2772 presentes en el reactor; además se especifica el diseño mecánico del equipo, el material de construcción, longitud del reactor, tipos de tapas, adecuación térmica, espesores, diámetro total, separación entre tubos, entre otras. Palabras claves: lecho fijo, adecuación térmica, diseño, modelación, catalizador.
Abstract In the present work it is shown the process of design of a reactor to produce 208 Kton / year of maleic anhydride using a fixed bed reactor, from the oxidation of n-butane and the oxygen present in the air. The parameters are estimated and the necessary considerations are made to perform the modeling of the reactor by means of the POLYMATH program, the foregoing to know the temperature change, the pressure drop and the change of the reactant and product moles in function of the catalyst weight. To carry out the simulation, it is decided to choose a single tube of the 2772 present in the reactor; In addition, the mechanical design of the equipment is specified, specifying material, length of the reactor, types of covers, thermal adequacy, thickness, total diameter, separation between pipes, among others. Key words: fixed bed, thermal thermal adequacy, design, modeling, modeling, catalyst.
1. Variación de la temperatura, la presión, la conversión, las concentraciones y los flujos de las especies con el peso de catalizador. Para la segunda parte del trabajo resulta preciso mencionar todas aquellas modificaciones que surgen a lo largo de los cálculos realizados. Entre las modificaciones mas importantes se tiene que el nuevo conjunto de reacciones involucradas en la producción de anhídrido maleico corresponde a:
+3.5 →MAN+4O 1 +5.5 → 5O+2CO+2C 2
En el conjunto anterior (Sistema II) y a diferencia del sistema de reacciones especificado en la primera entrega (sistema I), se considera la producción de monóxido de carbono y se desprecia una tercera reacción en la que el anhídrido maleico se consume para producir dióxido de carbono y agua. El motivo del cambio de las expresiones radica principalmente en lo complejo que significó la resolución del sistema de ecuaciones diferenciales que resultó del sistema I aun cuando se trabajó con datos reportados en varias fuentes bibliográficas. Aunque se cambia dichas expresiones las velocidades de reacción se mantienen y se mencionan a ccontinuación: ontinuación:
⁄ ∗ ∗ ∗exp 1 + (1∗⁄) + (2∗⁄) 3 ⁄ ∗ ∗ ∗exp 1 + (1∗⁄) + (2∗⁄) 4 Estas expresiones son reportadas en la referencia (Buchanan J, 1986)y obedecen a las siguiente convención.
+ 3.5→ → + 4 1 + 5.5→ → 55++ 2+ 2 + 2 2 En seguida se muestran los parámetros cinéticos de (3) y (4).
Tabla 1: Parámetros cinéticos de la reacción Reacción K(m3/h*kgcat) E(J/mol) K 1A 7,056e10 125000 59 2A 1224e12 145000 26 Desde la teoría se tiene que una de las configuraciones al interior del rector más usada corresponde a aquella en la que se dispone un número determinado de tubos dentro de la camisa del reactor que se empaquetan uno a uno del catalizador a utilizar. Las reacciones ocurren al interior de los tubos y debido a la alta exotermicidad de la reacción de producción de anhídrido maleico por la parte externa de los tubos fluye un refrigerante que se especifica posteriormente. Por lo anterior y para efectos prácticos se decide llevar a cabo los cálculos para un solo tubo al interior del reactor por lo cual se adaptan algunos valores reportados en el artículo guía tal y como lo son los flujos a la entrada del reactor los cuales se especifican para la totalidad de los tubos. A lo largo del curso se denomina artículo guía al artículo del cual se toma la mayoría de los valores requeridos para la resolución de los cálculos. (Abbas, 2016) Conforme lo anterior se hace uso del siguiente sistema de ecuaciones con el fin de determinar la variación de presión, temperatura y conversión con respecto al peso de catalizador.
En el conjunto anterior (Sistema II) y a diferencia del sistema de reacciones especificado en la primera entrega (sistema I), se considera la producción de monóxido de carbono y se desprecia una tercera reacción en la que el anhídrido maleico se consume para producir dióxido de carbono y agua. El motivo del cambio de las expresiones radica principalmente en lo complejo que significó la resolución del sistema de ecuaciones diferenciales que resultó del sistema I aun cuando se trabajó con datos reportados en varias fuentes bibliográficas. Aunque se cambia dichas expresiones las velocidades de reacción se mantienen y se mencionan a ccontinuación: ontinuación:
⁄ ∗ ∗ ∗exp 1 + (1∗⁄) + (2∗⁄) 3 ⁄ ∗ ∗ ∗exp 1 + (1∗⁄) + (2∗⁄) 4 Estas expresiones son reportadas en la referencia (Buchanan J, 1986)y obedecen a las siguiente convención.
+ 3.5→ → + 4 1 + 5.5→ → 55++ 2+ 2 + 2 2 En seguida se muestran los parámetros cinéticos de (3) y (4).
Tabla 1: Parámetros cinéticos de la reacción Reacción K(m3/h*kgcat) E(J/mol) K 1A 7,056e10 125000 59 2A 1224e12 145000 26 Desde la teoría se tiene que una de las configuraciones al interior del rector más usada corresponde a aquella en la que se dispone un número determinado de tubos dentro de la camisa del reactor que se empaquetan uno a uno del catalizador a utilizar. Las reacciones ocurren al interior de los tubos y debido a la alta exotermicidad de la reacción de producción de anhídrido maleico por la parte externa de los tubos fluye un refrigerante que se especifica posteriormente. Por lo anterior y para efectos prácticos se decide llevar a cabo los cálculos para un solo tubo al interior del reactor por lo cual se adaptan algunos valores reportados en el artículo guía tal y como lo son los flujos a la entrada del reactor los cuales se especifican para la totalidad de los tubos. A lo largo del curso se denomina artículo guía al artículo del cual se toma la mayoría de los valores requeridos para la resolución de los cálculos. (Abbas, 2016) Conforme lo anterior se hace uso del siguiente sistema de ecuaciones con el fin de determinar la variación de presión, temperatura y conversión con respecto al peso de catalizador.
El balance de moles para un reactor PBR no isotérmico con caída de presión es:
En donde esta dada en
∗
5
La expresión (5) en términos de conversión:
6 7 1 8
Considerando que el butano es el reactivo límite en ambas reacciones la expresión (6) se reescribe como:
Una relación importante que se considera también es:
Para cada componente el balance de moles corresponde a:
9 10 11 12 13 14
Las velocidades específicas se determinan mediante el uso de la siguiente expresión:
15
Por lo anterior las velocidades de reacción netas de cada componente son: Para el A: Para el B: Para el C:
+ 16 + 3,5 +5,5 17 18
+ 4 5 19 2 20 2 21 22 275 673 3,314 ∗ ∗ 23 ∗ 24 ∗ 25 ∗ 26 ∗ 27 ∗28 ∗ 29 30 Para el D: Para el E: Para el F:
La concentracion total de entrada se determina como sigue:
; .Estas condiciones iniciales del proceso corresponden a las utilizadas en el artículo guía de la referencia (Abbas, 2016). Para la ecuación (20) la constante de los gases es:
Para determinar la concentración de cada una de las especies participantes en las reacciones en donde hay cambio de T y P se hace uso de:
Adaptando la expresión (21) a cada componente:
El flujo molar total se determina con:
Por lo tanto:
31 =
+ + + + + 32
Los flujos iniciales de butano y oxígeno para un solo tubo son: . (Abbas, 2016)
6251,8 /ℎ
109,235 ,
Para determinar la variación de la temperatura se hace uso del balance de energía para el reactor PBR en donde el término asociado el trabajo es inexistente y el miembro de calor es considerado dada la naturaleza exotérmica de la reacción principal. En términos de Flujo molar:
+∑ 33 − 34 900 4/
El término de calor se calcula con:
Con
En donde la densidad del lecho
95 ∗ 40
, el coeficiente global de transferencia de calor
(Sharma, Cresswell, & Newson, 1991) y el área de intercambio de calor por unidad de volumen del reactor es en donde corresponde al diámetro del tubo en cuestión. . (Abbas, 2016) En cuanto al cambio de la entalpia para cada una de las reacciones estas se determinan como sigue:
° + , 35
Las entalpias de formación se tabulan a continuación:
Tabla 2: Entalpias de formación para cada componente. Componente
@
Butano -126,5 Oxigeno 0 Anhídrido maleico -398,40 Monóxido de Carbono 0 Dióxido de Carbono 0 Agua 0 Con los valores reportados en la tabla 2 y las siguientes expresiones que consideran la estequiometria de la reacción se calcula el primer miembro de la ecuación (35).
° °+ ° °° 36 ° °+ °+ ° °° 37
Para el segundo miembro de la ecuación (35) se consideran los polinomios de capacidades caloríficas para cada una de las sustancias como sigue:
Tabla 3: Polinomio Cp para cada componente. Componente A B C D E F
Polinomio Cp (J/mol) 9487e-3 + 3313e-4 - 1108e-7 - 22821e-13 28106e-3 - 368E-8 + 1475e-8 - 1065e-11 -13 + 3484E-4 - 2184E-7 + 4839e-11 19975e-3 + 7343e-5 - 5601e-8 + 1715e-11 32243e-3 + 1923e-5 + 1055e-8 - 3596e-12 30896e-3 - 1285e-5 + 2789e-8 - 1271e-11
Con las expresiones de la tabla 3 y las que se muestran a continuación se determina por completo la expresión (35).
, + 38 , + + 39 2 40 21 41 0,003 − 623 + 42 ⁄ 43 900
Por otro lado, la ecuación que describe la caída de presión con respecto al peso del catalizador corresponde a una de las formas de la ecuación de Ergun.
En función de la relación de caída de presión
Dónde , en donde el peso del catalizador al interior de un solo tubo varía entre 0 y 16,23 kg. (Abbas, 2016) Aquí
corresponde a las moles totales al inicio que corresponden a:
En seguida se menciona la relación existente entre el volumen del tubo y el peso del catalizador.
En donde
y corresponde a la densidad del lecho catalítico.
El conjunto de ecuaciones que comprende desde la (5) hasta la (43) se introduce al software Polymath como se muestra a continuación.
Figura 1: Código implementado para la resolución del sistema de ecuaciones diferenciales en el
software Polymath. Como resultado al sistema planteado se encuentran las siguientes gráficas que ilustran la variación de las cantidades requeridas en este ítem con respecto al peso de catalizador.
Figura 2: Variación de la temperatura con respecto al peso del catalizador.
Figura 3: Variación de la presión con respecto al peso del catalizador.
Figura 4: Variación de la conversión con respecto al peso del catalizador.
Figura 5: Variación de las concentraciones de A, C, D, E, F en
catalizador.
Figura 6: Variación de la concentración de B en
con respecto al peso del
con respecto al peso del catalizador.
Figura 7: Variación de los flujos A, C, D, E, F con respecto al peso del catalizador.
Nota: El flujo de B no se grafica junto a los demás flujos debido a que no es posible apreciar con claridad la totalidad de las curvas esto debido a la escala. El flujo de B se grafica a continuación.
Figura 8: Variación del flujo de B con respecto al peso del catalizador.
Al final del trabajo se encuentra adjunto el reporte arrojado por Polymath. Anexo 1
Condiciones óptimas del proceso. Observando las gráficas anteriores y el reporte obtenido se encuentra que las condiciones óptimas del proceso son: Tabla 4: Condiciones óptimas del proceso. Condición Valor óptimo Temperatura 689,7 K Presión 275 kPa Wtot 45000 kg 2. Dimensionamiento físico del reactor. Material de construcción del reactor. La selección del material para un reactor que produce anhídrido maleico a partir de butano, que opera en un rango de temperaturas entre 300-450 °C y de presión entre 250-275 kPa se basa en los seis siguientes factores. (Abbas, 2016) a) Resistencia a los vapores del anhídrido maleico. (Corrosivo) b) Resistencia a el medio de transferencia de calor c) Temperatura de operación d) Fuerza mecánica e) Facilidad de fabricación f) Costo Dada la intensificación del carácter corrosivo de las sustancias participantes en la reacción a temperaturas elevadas, las posibilidades de selección del material se reducen considerablemente puesto que múltiples materiales de construcción son inservibles a estas temperaturas. Esto se verifica en la referencia (Schweitzer, 2004) en donde se tabulan valores de velocidad de corrosión y la resistencia para varios materiales de construcción inmersos en los medios de interés (los medios de interés son cada una de las sustancias participantes en la producción de anhídrido maleico). Aquí se observa que todos los materiales de construcción resisten por muy debajo de la temperatura máxima a la que se hace el reporte (238 °C). La (Ray, 1998) indica que el material de construcción recomendable para la construcción de reactores es el acero inoxidable 316 (18%Cr, 8%Ni, 2.5%Mo) esto debido a que resiste a los vapores de anhídrido maleico y al carácter oxidativo a altas temperaturas de la solución salina de enfriamiento. En la referencia (Burnett, 1987)ratifican el uso de materiales aleantes en la construcción de reactores para la producción de anhídrido maleico y además sugieren el uso de acero al carbono par los tubos al interior del reactor. Considerando lo anterior, el rango de temperatura de operación 300-450 °C y ante la ausencia de datos de velocidad de corrosión para las sustancias en cuestión a las condiciones de operación se hace uso de la información existente en la literatura y se decide hacer uso del material reportado en la (Ray, 1998) A continuación, se muestran algunas características de dicho material. (“Ficha técnica acero inoxidable 316,” 2015)
Figura 9: Características generales del acero inoxidable 316.
Dimensiones L/D y posición del equipo, tipo de recipiente y tapas. Condiciones de diseño. A través de la experiencia se ha establecido que el diseño es un arte inexacto. Los diseñadores experimentados han incluido un grado de exceso de diseño conocido como '' factor de diseño '',''margen de diseño '' o '' factor de seguridad '', con el fin de garantizar que el diseño que se desea construir cumpla con las especificaciones del producto y que los equipos funcionen de manera segura. Cuando se introducen factores de diseño para dar cierta contingencia, deben indicarse dentro de la organización del proyecto. Si no se hace esto, existe el riesgo de que cada uno de los diseñadores agregue su propio “factor de seguridad”, lo que conllevaría a un sobre diseño innecesario. Al seleccionar el factor de diseño, se debe tener un balance entre lograr un diseño adecuado y cumplir la necesidad de diseñar bajo márgenes ajustados para seguir siendo competitivo.
Presión de Diseño. Un equipo debe estar diseñado para soportar la presión máxima a la que es probable que esté sometido durante el funcionamiento. Es decir, debe estar en capacidad de soportar las presiones
máximas de operación. Para los recipientes bajo presión interna, la presión de diseño, a veces llamada presión de trabajo máxima permisible o MAWP, normalmente se determina como el 5 a 10% por encima de la presión de operación normal. Por ejemplo, la práctica recomendada de API RP 520 establece un margen de 10% entre la presión de operación normal y la presión de diseño. En ocasiones se suele tomar como factor de seguridad, la adición de una presión de 30psi a la presión máxima de operación. Para las dos heurísticas mencionadas se toma como la presión de diseño aquella que determine el mayor valor.
, , +30 44 , , +, ∗0,1 45
Temperatura de diseño. Como es conocido la resistencia de los metales disminuye al aumentar la temperatura, por lo que la tensión máxima permisible dependerá de la temperatura del material. Para determinar la temperatura máxima de diseño a la cual se evalúa la tensión máxima permisible debe tomarse como la temperatura máxima de trabajo del material más un factor de seguridad, el cual se ha establece a través de la experiencia normalmente en un valor de 50°F.
, , +50° 46
Volumen de diseño. Al igual que las de más condiciones de diseño, el volumen de diseño se establece a partir de un volumen de operación requerido por el proceso. A través de la experiencia se ha establecido un “factor de seguridad” en el que se incrementa el
volumen en una relación de 0,1 al volumen de operación, con el fin de otorgar un espacio de holgura para posibles acumulaciones de vapor y con ello evitar posibles incrementos de presiones que puedan llegar a superar los esfuerzos permisibles dentro del reactor. Se estable así:
, , +, ∗ 0,1 47 Condiciones de diseño para los tubos internos. Para determinar las condiciones de diseño del reactor, como se mencionó previamente, se calculan teniendo en cuenta las condiciones de operación para el proceso. Para los casos de operación no isotérmica y/o no isobárica, se toman como referencia el valor máximo de temperatura y/o presión que se alcanzan en el equipo. Para reactores de lecho empacados, como el empleado en esta operación, el volumen de reacción correspondiente al volumen de operación se halla a partir de la información de la masa del catalizador y la densidad volumétrica del catalizador. Para la operación establecida se encuentra como temperatura máxima una temperatura de 689,7157K (781.8183°F) y como presión máxima, una presión de 275000 Pa. equivalentes a 39.88 psi. Dado que se requieren 16,23 Kg de catalizador y se tiene un lecho catalítico cuya densidad es de 900 Kg/cm3, se determina que el volumen de operación corresponde a 0,018035 m 3. Este volumen de operación corresponde al volumen de cada uno de los tubos individuales que se encuentran al interior del reactor donde se presenta la reacción.
Tabla 5. Dimensiones de operación para los tubos de reacción. Parámetro Unidades Valor Peso de Catalizador Kg 16,23
Densidad Catalizador Volumen De Operación Diámetro Op. Establecido Área Transversal Área de Transferencia Longitud Requerida
Kg/m3 m3 m
1607,1428 0,0180 0,04
m2 m2 m
0,0012 1,8035 14,3517
Empleando las expresiones (44), (45), (46) y las condiciones de operación se logran determinar las condiciones de diseño:
Tabla 6. Condiciones de operación y diseño de los tubos. Parámetro Unidades Con. Operación Con. Diseño Temperatura °F 781.8183 831,8183 Presión psi 39,88 69,88(2) 43,868(3) Volumen m3 0,018035 0,0198385 (2), (3) refieren a las ecuaciones empleadas para determinar su valor.
Cabe aclarar que para la presión de diseño se toma aquella cuya heurística dio un mayor valor, correspondiente a 69,88 psi proveniente de la ecuación (45).
Espesor de diseño para tubería Para determinar el espesor de diseño de las tuberías se suman los espesores determinados por los efectos de corrosión, abrasión y requerido por esfuerzos mecánicos. El espesor por corrosión corresponde al espesor adicional de metal agregado para permitir un margen de material perdido por corrosión y erosión en los tubos este se determina por medio de los valores mpy determinados para el material de los tubos y la vida útil pronosticada para el equipo.
∗ 48
Donde : Milésimas de pulgada por año : Vida útil del equipo Normalmente se asigna una vida útil de 10 a 15 años para el equipo.
El espesor por abrasión es el espesor adicional que se debe agregar para permitir un margen de material perdido por los efectos de fricción y abrasión en tubos y tuberías, este se determina por:
∗ 49 , − 2,510
Donde : Velocidad de erosión (mm/año) La velocidad de erosión se determina por:
Dónde:
: Velocidad de flujo (m/s) : Diámetro interno de los tubos (m)
Tabla 7. Espesor mínimo por corrosión y abrasión Parámetro Unidades Valor mpylecho Milésimas de pulgada 2 por años mpysal Milésimas de pulgada 2 por años m/s 34,96 m 1 Mm/año 0,00025777 UL Años 10 *tcor mm 1.016 tabr mm 0,002578
*tcor corresponde a la suma de los espesores calculados por efectos corrosivos en el interior y exterior de la tubería.
El espesor mínimo requerido por los esfuerzos mecánicos ejercidos por la presión interna y externa se calculan por medio del código ASME UG 31, Capitulo VII división 1. Allí se establece que, el espesor de pared requerido para tubos y tubería bajo presión interna se determinará de acuerdo con las reglas para recipientes a presión en UG-27.y el grosor de pared requerido para tubos y tuberías bajo presión externa se determinará de acuerdo con las reglas en UG-28, el espesor mínimo o la presión de trabajo máxima permisible será el mayor grosor o menor presión según lo indicado por los comportamientos de los esfuerzos longitudinales y circunferenciales como lo determinan las ecuaciones (48) y (49), respectivamente. Dado que para las condiciones del proceso se tiene que la presión interna es mucho mayor que la presión externa, por lo tanto, se diseñara para el espesor sometido a la presión interna de operación, indicada en la tabla 6.
4 ó +0, 24 50 20, 0, 6 ó +0,6 51
Dónde: =1. Eficacia conjunta para la unión adecuada en corazas cilíndricas o esféricas, o la eficiencia de esta, o la eficacia de los ligamentos entre las aberturas, cualquiera que sea menor. : Presión interna de diseño : Radio interna del tubo S: máximo esfuerzo permitido (Establecidos en UG-23 por tabla 1A sección I ; sección III, clases 2 y 3; * sección VIII, división 1; y sección XII valores de estrés máximos permitidos para materiales férreos) Tabla 8. Espesores mínimos por esfuerzos mecánicos. P(Psi) R(in) S(Psi) tlong (in) tcirc (in) 69,88 0.7874 17156 0,001605 0,003215
Se determina que, el valor t circ (tensión circunferencial) es mayor que t long (tensión longitudinal) Donde se elige el valor más grande para el espesor de diseño, el cual corresponde a 0.08166 mm (0,003215 in). Se encuentra así que el espesor de diseño requerido corresponde a la suma algebraica de los espesores mínimos y, por lo tanto, se requiere un espesor mínimo total de 40,1659 mm. Tabla 9. Espesores y diámetros mínimos de diseño. tcor (mm) 1.016 Tabr(mm) 0,0025778 tmec(mm) 0.08166 tmin(mm) 1,1 Diámetro interior (mm) 40 Diámetro exterior (mm) 41,1
Condiciones de diseño para la chaqueta. De manera similar a como se determinó para los tubos, se hallan las condiciones de diseño para la chaqueta que recubre los tubos y conforma la coraza del reactor como tal. Para esta se toman las condiciones de operación (Temperatura y Presión) de las condiciones a las cuales opera el fluido de servicio, el cual es el encargado de retirar la energía térmica del reactor y mantener condiciones de temperatura óptimas para la reacción. Se emplea como medio de enfriamiento una sal fundida cuyas especificaciones se exponen posteriormente. Esta corriente ingresa a una temperatura de 633K (679,73 °F) y sale a una temperatura aproximada de 673K (751,73°F), la cual se encuentra cerca a la temperatura máxima de operación alcanzada sobre los tubos. Por lo anterior se toma la temperatura máxima en la superficie de los tubos como temperatura de base para la temperatura de diseño de la chaqueta. Se establecen entonces para las condiciones de operación del reactor que las condiciones máximas de operación alcanzada sobre la chaqueta son de una temperatura de 689,7157K (781,8183°F) y una presión de 280 kPa (40,6106 Psi) De igual forma, empleando las expresiones (44), (45), (46) se logra determinar las condiciones de diseño: Tabla 9: Condiciones de diseño para la chaqueta. Parámetro Unidades Con. Operación Con. Diseño Temperatura °F 781,81830 831,8183 Presión psi 40,6106 70,6106(2) 44,67166 (3) (2), (3) refieren a las ecuaciones empleadas para determinar su valor.
De igual forma que para los tubos, se toma el mayor valor para presión de diseño obtenidas en la tabla 9.
Espesor de diseño para chaqueta De manera similar como se calcula el espesor de diseño para las tuberías, se determina el espesor de diseño para la chaqueta, empleando las ecuaciones (48), (49) y (50), y con lo cual se determina el radio exterior que corresponde para la chaqueta.
Tabla 10: Espesores y diámetros mínimos de diseño. tcor (mm) 0,508 tmec (mm) 6,342 tmin (mm) 6,85 Diámetro interior (mm) 3535,31 Diámetro exterior (mm) 3542,16 Tipo de reactor. Con respecto a la aplicación y construcción, según (Eigenberger, Verfahrenstechnik, & Stuttgart, 1992) se hace conveniente diferenciar entre el uso de reactores de lecho fijo para operación adiabática y aquellos para operación no adiabática. Dado que el control de la temperatura es una de las características más importantes para influir en una reacción química, los reactores adiabáticos se emplean solo cuando el calor de reacción es pequeño o cuando solo hay una vía de reacción importante; para los cuales se espera que se presenten pocos efectos adversos sobre la selectividad o el rendimiento debido al desarrollo de la temperatura adiabática. La característica del control de la reacción adiabática es que el catalizador está presente en forma de un lecho fijo uniforme que está rodeado por una camisa aislante externa (1-A). Las reacciones con un gran calor de reacción y reacciones que son extremadamente sensibles a la temperatura se llevan a cabo en reactores en los que el intercambio de calor indirecto se lleva a cabo a través de un medio de transferencia de calor circulante integrado en el lecho fijo. Dado que en la mayoría de los casos el objetivo de la transferencia de calor en el reactor es mantener la temperatura en el lecho fijo dentro de un rango específico, para este tratamiento se describe al reactor frecuentemente como un "reactor isotérmico de lecho fijo". Para estas características de operación, el diseño más común es el reactor multitubular de lecho fijo, en el cual el catalizador está dispuesto en los tubos, y un fluido térmico circula externamente alrededor de los tubos(1-B). Dado que se tiene una reacción exotérmica en la cual se pueden alcanzar altas temperaturas, es necesario implementar un reactor no adiabático en el cual se tiene que el catalizador se encuentra en los tubos individuales del haz de tubos. Un fluido refrigerante circula alrededor del haz tubular y a través de un intercambiador de calor externo en el que se elimina el calor de la reacción. Solo de esta manera la temperatura del catalizador, para este caso de una reacción de oxidación, puede mantenerse un rango de temperatura necesario para el control selectivo de la reacción.
Figura 9: Diseño para PBR adiabáticos (A) y PBR isotérmicos (B).
El tipo más simple y más barato para implementar el intercambiador de carcasa y tubos es un diseño con placas de tubos fijas, pero presenta la desventaja de que en este diseño el conjunto de tubos no se puede quitar para la limpieza, y no se tiene en consideración la expansión diferencial de la carcasa y los tubos. Se decide implementar un reactor con Intercambiador con una cabeza interna flotante, puesto que, son más versátiles que los intercambiadores de tubo fijo son adecuados para diferenciales altos de temperatura y, como los tubos se pueden modificar de extremo a extremo y es posible extraer el conjunto, son más fáciles de limpiar y permiten remplazar fácilmente el catalizador. Se establece entonces un reactor de tubos y corazas de lecho fijo empacado, y de cabeza interna flotante. Por otro lado, los flujos de entrada y salida de la mezcla reaccionante son extraídos de la referencia principal (Abbas, 2016). Estos obedecen a un balance de masa que se hace para cada uno de los componentes de la reacción, a continuación se muestran los valores.
Tabla 11: Flujos másicos a la entrada y a la salida del reactor Componente
n-butane
Masa entrante (kg/h) 0 15925,48
Masa que sale (kg/h) 23835,41 1590,42
CO
0
767,49
CO2
0
1205,85
Water
0
18003,62
N2
95161,79
95161,79
O2
28894,92
417,65
SUM:
139982,19
139982,23
Maleic Anhydride
Tubos Dimensiones Se establecen las dimensiones de diseño de los tubos acorde a las condiciones de operación (6,2) y se determinaron como: Tabla 12: Espesor y diámetros diseño calculados.
Parámetro tmin Diámetro interior Diámetro exterior
Unidades in in
Valor 1,1819 40
in
41,1819
Dado que los valores obtenidos son las dimensiones más optimas de operación, se deben aproximar a valores dimensionales acordes a la distribución comercial de los tubos. Apoyados en las tablas de dimensiones de tubería de acero inoxidable soldada y sin soldadura y pesos nominales de tubería de acero del código ASME (B36.19M).
Figura 10: Sección de tabla con diámetros nominales Con la información suministrada por la figura 10 se establecen las dimensiones comerciales para las tuberías
⁄
Tabla 13. Dimensiones comerciales para los tubos. NPS D. Exterior (mm) 42,2 Espesor de 1,65 pared (mm) Schedule No. 5S Disposición de los tubos Los tubos en un intercambiador generalmente están dispuestos en un patrón cuadrado triangular, cuadrado o rotado equilátero. (Eigenberger et al., 1992)
Figura 11: Patrones de distribución. De los arreglos triangulares y cuadrado girado se presentan tasas de transferencia de calor altas, sin embargo, se presentan mayores caídas de presión que en el patrón cuadrado. Se suelen usar arreglos cuadrados o girados cuando se tienen fluidos que ensucian mucho, donde es necesario limpiar mecánicamente el exterior de los tubos.(Eigenberger et al., 1992) recomienda un paso (pitch) del tubo de 1,25 veces el diámetro exterior del tubo a menos que los requisitos del proceso indiquen lo contrario y, cuando se implementa un patrón cuadrado para facilitar la limpieza, la distancia mínima recomendada entre los tubos es de 0,25 in. Pasos de lado de tubo Generalmente los flujos en los tubos se dirigen de forma que puedan fluir hacia adelante y hacia atrás en una serie de pasos a través del conjunto de tubos dispuestos en paralelo, con el objetivo de aumentar la longitud de la trayectoria de flujo. El número de pasos se selecciona para dar lograra una buena transferencia de calor y en la cual se logre una longitud acorde a las condiciones de reacción. Se define entonces un solo paso, para este sistema, a través de los tubos. Coraza. Dimensiones. Las dimensiones de la coraza se determinan a partir de las características determinadas para el arreglo de tubos y de los requerimientos de diseño y operación, necesarios para mantener unas condiciones óptimas de operación y de seguridad en el proceso. Se determina un diámetro interno mínimo para la chaqueta a partir del diámetro alcanzado por el arreglo de tubos según la ecuación (1). (Eigenberger et al., 1992)
⁄ 52
Dónde: : Diámetro del arreglo de tubos, mm : Diámetro exterior de los tubos, mm Numero de tubos.
:
Los factores K 1 y n1 se determinan por medio del valor del paso establecido para los tubos (pitch), el número de pasos que tiene el paquete de tubos y el arreglo seleccionado. Con los anteriores parámetros se emplea la siguiente tabla y se determina así los valores para los factores.
Figura 12: Constantes para usar en la ecuación (1) Con las dimensiones dadas para los tubos y la figura 11 se establece así el diámetro interno mínimo requerido por la chaqueta. Tabla 14. Diámetro minino de Camisa (Db ) Parámetro Unidades Valor do mm 42,2 pt mm 52,75 No. Pasos 1 Nt 2772 n1 2,207 K1 0,215 Db mm 3074,18255 Dado que el equipo está conformado en su interior con bafles, soportes y otros elementos estructurales, el diámetro de este debe considerarse mayor al valor mínimo, D b, por lo cual debe considerarse una holgura. (Ray, 1998) sugiere que para esto se emplee un factor de incremento del 15%, la cual permite determinar la longitud adicional de holgura para el diámetro interior de la camisa conforme al volumen mínimo del arreglo de tuberías. Para el caso de un equipo de cabeza flotante con anillo partido y que contiene un conjunto de tubos cuyo diámetro de paquete supone un diámetro de 3074,1826 mm, se encuentra que el valor de holgura recomendada corresponde a unos 461,1274 mm aproximadamente y por lo tanto el diámetro interno de diseño para la chaqueta corresponde a 3535,31mm El diámetro externo de la camisa se determina empleando el diámetro interno ya establecido y el espesor mínimo requerido por ataque corrosivo y esfuerzos por cargas, determinados anteriormente. Con lo anterior se tiene finalmente el espesor total de la lámina de acero que formara la coraza, el cual se lleva a un valor de producción comercial que se aproxime al valor de diseño requerido.
Tabla 15: Diámetros y espesor de la Camisa. Parámetro Unidades Valores Diámetro mínimo mm 3074,1826 (Db) Holgura mm 461,1274 D. Interno (DI) mm 3535,31 Espesor de Diseño mm 6,85
(t) Diámetro externo (DE)
mm
3542.16
Para determinar el espesor comercial de diseño para la lámina de acero se toma el espesor más aproximado sobre el valor de diseño óptimo, empleando las tablas del código ASME B32.3M.
Figura 13. Dimensiones nominales para el diseño de la carcasa. Tabla 16: Dimensiones y espesor nominal de la camisa. Parámetro Valores Espesor nominal 5/16 Espesor (mm) 7,94 D. Interno (mm) 3535,31 Diámetro externo 3550.1 (mm)
Una vez conocido el diámetro del reactor se determina la relación L/D para la cual se mencionó se tiene una longitud de 14,35m y un diámetro de 3,55m por lo tanto se tiene que, L/D=4,04.
Diseño de tapas. Los diseños más comunes para las tapas o cabezas son los diseños semiesféricos, toriesféricos, elipsoidales, cónicos o toricónicos, son de amplio uso en la industria de procesos químicos, ya sea en recipientes de almacenamiento transporte o de proceso. Las cabezas toriesféricas son el cierre más comúnmente usado para recipientes hasta presiones operativas de 150 psi. Se pueden usar para presiones más altas, pero por encima de 200 psi, su costo debe compararse con el de una cabeza elipsoidal equivalente. Por encima de 150psi, una cabeza elipsoidal suele ser el cierre más económico de usar. (Asme 2010) Una cabeza hemisférica
es la forma más fuerte, capaz de resistir aproximadamente el doble de la presión de una cabeza torisférica del mismo grosor. Sin embargo, el costo de formar una cabeza hemisférica será mayor que el de una cabeza toriesférica poco profunda. Las cabezas hemisféricas se utilizan para altas presiones.
Figura 14: Bosquejos de Tapas. (a) Hemisférica, (b) Elipsoidal, (c) Toriesférica. Teniendo en cuenta las características antes mencionadas, de eficiencia, economía y rango de operación, el tipo de tapas adecuado a utilizar son las tapas toriesférica. De acuerdo al código ASME para el diseño de tapas toriesféricas UG-32 (e), el espesor requerido por una cabeza toriesférica, para el caso en que el radio de unión es del 6% del radio interior de la corona y el radio interior de la corona es igual al radio exterior de la falda, se determina por medio de la expresión:
2 53 20,
Para determinar la altura de las tapas se emplea la relación dada para el diámetro interno de las tapas equivalente al diámetro externo de la chaqueta, para tapas toriesfericas:
ℎ0,169
En cuanto a la tapas toriesférica ASME declara que (L/r) =1 y por ende M igual a 1. Adicional mente se debe considerar el espesor adicional de metal que se debe agregar para permitir un margen seguro de material perdido por corrosión. Se considera una velocidad de ataque al material con una velocidad de 2 mpy durante un periodo de vida útil de 10 años.
Tabla 17: Espesor para las tapas. P(psi) 70,6106 0,601 h(m) L(in) 69,885 S(psi) 17156 E 1 t(in) 0,1439 tc(in) 0,02 ts(in) 0,1639
Donde ts corresponde al espesor total de las tapas, para validar el uso de la ecuación (53) se debe cumplir que ts/L≥0,002. Para este caso se tiene que , lo cual cumple para dimensionar las tapas toriesfericas.
0,00234
Dado que los valores finales para las dimensiones de las tapas son menores que para el diseño de la chaqueta el valor de las dimensiones nominales se aproxima al valor determinado para la chaqueta y así tener dimensiones uniformes y de fácil obtención comercial.
Especificar accesorios y boquillas de inspección (manholes o handholes), Bridas y empaques. Aberturas de inspección. Manholes y Handholes Todos los equipos en operación sufren ataque por corrosión, erosión y abrasión mecánica, pueden presentar obstrucciones o cualquier otro tipo de fallas, a su vez en algunas operaciones se requiere de la constante supervisión del proceso. Por lo tanto, deben tener de un registro para un hombre llamado manhole, un registro para mano llamado handhole u otras aberturas de inspección para mantenimiento, carga o descarga de material. Del código ASME UG 46 se establece que las aberturas de inspección pueden omitirse en recipientes cubiertos en el lado de la carcasa de los intercambiadores de calor de placas tubulares fijas. Y del apartado (6) se dice que se puede usar una sola abertura con cabezal o placa de cubierta extraíble en lugar de todas las aberturas de inspección más pequeñas, siempre que sea de un tamaño y una ubicación tales que proporcionen al menos una vista igual del interior. Para lo anterior se tiene en cuenta que se diseña un reactor de tubos y corazas de lecho fijo empacado, y de cabeza interna flotante, lo cual permite retirar el conjunto de carcaza y tuberías y tener un acceso fácil de limpieza y mantenimiento.
Boquillas Como entradas y salidas al reactor se dispone de 4 aberturas, correspondientes cada par a la mezcla reactiva y al fluido de servicio, respectivamente. Es necesario, entonces, especificar el diámetro que cada uno requiere como una función del flujo que le atraviesa y el espesor requerido para las presiones a las que el sistema se somete. Para poder especificar las boquillas y por ende las bridas, se procede a hallar el diámetro optimo asociados a los flujos de líquido y de vapor. El procedimiento se muestra a continuación: Para flujo líquido: Donde,
Para el flujo de vapor:
293.−. 54
√ 4 55
Donde,
En la siguiente tabla se recopilan los datos necesarios para hallar los diámetros de las boquillas, además se reporta el diámetro nominal y externo. En la tabla 18 vapor 1 y 2 son respectivamente la entrada y salida de la mezcla de reacción.
Table 18: Cálculo de diámetro nominal de las boquillas del reactor Abertura
(kg/m3)
Vapor 1
G (kg/s) 38,884
Dnominal (in) 6
Do (mm)
1,6244
Dopt (in) 5,52
Vapor 2
38,884
1,4296
5,84
6
168,28
Entrada sal fundida
10,67
1650
2,61
3
88,9
Salida sal fundida
10,67
1650
2,61
3
88,9
ρ
168,28
Bridas Las juntas con bridas se usan para conectar tuberías e instrumentos a recipientes, tapas y para recipientes desmontables cuando se requiere un acceso fácil. En el diseño del reactor, se selecciona “welding neck flange” que están hechas de acero inoxidable. Este tipo de bridas son adecuadas para condiciones de servicio extremas en las que es probable que se vean sometidas a cargas de temperatura, de corte y vibración. Según las especificaciones de la cantidad de boquillas presentes en el reactor, se tiene una cantidad total de 4 bridas para el sistema, 2 de las cuales están destinadas a las entradas y salidas de la mezcla de reacción y las otras dos para el fluido de servicio. En esta sección el código ASME B16.5 (2013) se dedica a la determinación de bridas en función de la presión y temperatura de diseño, en conjunto con el material del que estas deben de estar fabricadas. Se procede entonces a especificar el rating de las bridas por medio del código ASME como se muestra a continuación.
Figura 18: Rating de las bridas según código ASME. Teniendo en cuenta la figura inmediatamente anterior, tanto la mezcla de reacción y la sal alcanzan una temperatura de 400°C y la presión es de 275 kPa, el rating de brida más adecuado para las cuatro que se tienen en el reactor es de 150. De la referencia (Abbas, 2016) se toman valores específicos asociados a las medidas del reactor y sus accesorios. Esto con el fin de imprimir mayor detalle en el plano del reactor.
Tabla 19: Diseño estándar de bridas soldadas en el cuello (mm) D ext. Tamaño tubería nom. Vapor 1 Vapor 2 Entrada de sal fun. Salida de sal fun
168 168 89 89
150 150 80 80
Brida D 265 265 190 190
b 18 18 16 16
Cara superior h 1 d4 48 202 48 42 42
202 128
Perforaciones
F
No.
3
8
3
d2
k
Garganta d3
h2
r
18 225
184
12
10
8
18 225
184
12
10
3
4
18 150
102
10
8
3
4
18 150
102
10
8
128
Nota: Las dimensiones mencionadas en la tabla anterior se visualizan con detalle en el plano del reactor que se encuentra adjunto.
Soportes del reactor Los soportes deben estar diseñados para soportar el peso del recipiente y su contenido, y cualquier carga superpuesta, como el viento. Además, el soporte debe diseñarse para permitir un fácil acceso al recipiente y al accesorio para su inspección y mantenimiento. El método utilizado para sostener un equipo dependerá del tamaño, la forma y el peso de este; la temperatura y presión de diseño; la ubicación y disposición del equipo; y los accesorios y accesorios internos y externos. Los recipientes horizontales generalmente se montan en dos soportes de silla de montar. Los soportes de falda se utilizan para columnas verticales altas. El soporte de la silla de montar es el soporte que se seleccionó para el intercambiador de calor. Las se diseñan con el objeto de resistir la carga impuesta por el peso del reactor y su contenido. Normalmente son construidos de ladrillos u hormigón. El ángulo de contacto no debe ser inferior a 120° y normalmente no será superior a 150°. A menudo, las placas de desgaste se sueldan a la pared de la carcasa para otorgar refuerzo a la pared sobre el área de contacto que tiene sobre el soporte. Las dimensiones de los diseños de silla típicos "estándar" se muestran a continuación, adoptado para equipos cuyo diámetro supera 1,2m. Para aprovechar cualquier expansión térmica del reactor, como la de los intercambiadores de calor, se pueden ranurar los orificios de los pernos de anclaje.(Towler & Sinnott, 2008)
Figura 19: Diagrama de soporte de silla de montar .
Figura 20: Dimensiones para soporte de equipos con diámetro mayor a 1,2 m 3. Características del reactor. Las características del reactor se mencionan detalladamente en la sección del dimensionamiento del reactor sin embargo algunas características se resumen a continuación. Table 20: Características del reactor
Parámetro
Valor
Tipo de reactor Posicionamiento
PBR multitubular con intercambio de calor Horizontal
Volumen
14,0931 m
Largo
14,3517 m
Numero de Tubos
2772
Diámetro interno
3542,16 mm
Diámetro externo
3535,31 mm
Numero de tubos
2772
Peso del catalizador
45000 kg
Numero de Boquillas
4
Rating de Bridas
150
Método de fabricación
Laminado
Material
Acero inoxidable 316
Tipo de unión
Soldadura
Características del catalizador
El catalizador seleccionado corresponde al el cual es un catalizador que se encuentra en estado sólido con forma de polvo de color marrón o verde con partículas de forma esférica. (“Catalysts Intermediates 2 POLYNT CATALYSTS Index,” n.d.) Entre las propiedades del catalizador se tienen las siguientes:
Tabla 21: Características del catalizador y del lecho Parámetro Valor Densidad del 1607,14 kg/m3 catalizador Tamaño de 3 mm particular Densidad del 900 kg/m3 lecho Porosidad 0,44
4. Sistema de adecuación térmica. Debido a que el reactor seleccionado corresponde a un reactor catalítico de lecho fijo tipo intercambiador este ítem se enfoca en el sistema de adecuación térmica que está incorporado en el reactor. Por lo anterior se reitera que el material de construcción para todo el sistema de adecuación térmica es decir tubos y camisa corresponde al acero inoxidable 316. Fluido de servicio. El calor generado en la reacción altamente exotérmica se elimina mediante una sal fundida que circula a través de la camisa que rodea los tubos del reactor. La composición de este refrigerante es 60% de nitrato de sodio y 40% de nitrato de potasio y es llamada comúnmente como salitre. (Abbas, 2016)
Configuración La sal fundida pasa a través de un enfriador externo y se enfría mediante el agua de alimentación de una caldera, produciendo vapor. El butano fresco se vaporiza y se mezcla con aire antes de ser alimentado al reactor. Teniendo en cuenta lo anterior, existen varios procesos de intercambio de calor que involucran de una u otra forma el reactor, estos se explican a continuación: El n-butano que se encuentra en un mezclador con el oxígeno, este necesita ser calentado antes de entrar en el reactor. Se usa un intercambiador de tubos y coraza para calentar el componente hasta aproximadamente 350°C. El reactor está constituido por 2772 tubos, cada tubo se comporta como un reactor PBR, en ellos se encuentra el catalizador y es donde se lleva a cabo la reacción, en el exterior de los tubos se encuentra el sistema de intercambio de calor por donde pasa el fluido de servicio, en este caso, se utiliza sal fundida. Como el objetivo es especificar el sistema de adecuación térmica del reactor, en adelante los cálculos efectuados se enfocan a dicho fin. A continuación, se presentan los cálculos para hallar calor en el reactor que debe ser retirado por la sal: Se debe encontrar el calor desprendido en la reacción, dicho calor es el que debe ganar la sal con el fin de suplir su función como fluido refrigerante. A continuación, se muestran los pasos a seguir: Para el reactor, la siguiente formula es usada para encontrar la entalpia (correspondería al calor que se desprende en la reacción)
∆ ∆ ∆ +∆ +∆ 56
Las entalpias anteriores se obtienen a partir de datos de capacidades caloríficas, entalpias de formación, entre otros (registrados con anterioridad). De lo anterior se obtiene entonces el siguiente calor en kilo Joules por hora.
3. 8 ∗10 ℎ ̇ 57 1050000 10.67 ̇ 1230∗400320
La masa de sales que se necesita para poder retirar este calor es de:
Para realizar la modelación del reactor en POLYMATH se necesitaba el coeficiente global de transferencia de calor, a continuación, se muestran los cálculos necesarios para determinarlo.
Calculo del coeficiente global de intercambio de calor
Se realiza según lo sugerido por (Rahimi & Hamidi, 2011) donde:
− 1 ℎ + 8 58
La ecuación (58) se usa debido a que la sal fundida en la coraza (con un gran coeficiente de transferencia de calor) la resistencia de transferencia de calor externa puede ser ignorada.
Donde es el coeficiente de transferencia de calor efectivo del lecho, D es el diámetro de tubo, h w es el coeficiente convectivo de transferencia de calor adentro del tubo.
ℎ ℎ°+0, 0 1152∗ 59 0,0025 ∗ 60 °+ 1+46 ℎ ℎ 164167 1.1 − 1 0, 0 4 167 + 8∗1, 1 95
En (Sharma,1991) se encuentra y donde estos serán los utilizados en la realización de este trabajo, ya que, se usa exactamente el mismo fluido de servicio bajo las mismas condiciones. Los valores que toman dichas variables se muestran a continuación:
Reemplazando (59) y (60) en (58) se obtiene lo siguiente:
Por lo tanto, se necesita ingresar al reactor (Coraza) 919.95 kg/s de fluido de servicio (sal fundida) con el fin de garantizar el intercambio energético con la mezcla de reacción que circula por los tubos. La ecuación (59) puede usarse debido a que la sal fundida no cambia de fase cuando se encuentra dentro del reactor. El sistema de intercambio de calor para el reactor es interno, por lo tanto, las especificaciones de los pasos por los tubos, disposición de tubos, espaciamiento y dimensiones, material, entre otros ya fueron establecidas con anterioridad.
Conclusiones El sistema de adecuación térmica juega un papel bastante importante, ya que, al trabajar con una reacción altamente exotérmica se deben tener medidas necesarias con el fin de que no se aumente mucho la temperatura y como consecuencia se desboque la reacción, es por esto, que el reactor hace las veces de intercambiador al tomar como modelo tubos y coraza donde por la coraza fluyen 10,67 kg/s de sales fundidas. La caída de presión determinada en el reactor (cada tubo) es relativamente baja, lo anterior como consecuencia de calcular la caída de presión solo teniendo en cuenta el lecho catalítico; si la determinación de ésta se tomara desde la mecánica de fluidos (pérdidas por longitud de tubería y factor de fricción en tuberías) se habría obtenido una mayor caída de presión en los tubos que conforman el reactor. La escogencia del sistema de adecuación térmica se da debido a que las sales fundidas poseen alta conductividad térmica, la posibilidad de trabajar a altas temperaturas, además, debido a su característica inerte se garantiza la seguridad en planta, ya que, si por algún motivo se da una fuga en el reactor no se presentarán mayores inconvenientes debido a la baja reactividad de ésta. Un aspecto importante por destacar es la escogencia de la forma que tiene el reactor/intercambiador, esto último basado en los principios de diseño de un intercambiador cuando se trabaja con sustancias que pueden presentar un alto grado de ensuciamiento. La selección del catalizador adecuado es de gran importancia en una reacción que debe ser catalizada, ya que, éste permitirá que se obtengan buenos o malos resultados hablando desde la cantidad que se produce de anhídrido maleico, la cual es la sustancia de interés para este caso. Según la literatura, el catalizador preferido es el pirofosfato de vanadio, por lo tanto, se decidió trabajar con éste; efectivamente se obtuvo resultados aceptables a la hora de simular el reactor. En cuanto a la cantidad de catalizador que se debe usar, es una cantidad bastante grande, por lo tanto, en una planta real se debe evaluar el proceso de recuperación y cambio de este siendo esto último no un factor de interés para este trabajo.
Bibliografía Abbas, S. (2016). Production of maleic anhydride from oxidation of butane, (December 2015). https://doi.org/10.13140/RG.2.1.4096.8569 Buchanan J, S. S. (1986). Kinetics and Redox Properties of Vanadium Phosphate Catalysts, 26 , 211 –226. Burnett, J. (1987). Catalysis Today, 1 (1987) 537-586, 1, 537 –586. Eigenberger, G., Verfahrenstechnik, C., & Stuttgart, U. (1992). Fixed-Bed Reactors (Vol. 4). Ficha técnica acero inoxidable 316. (2015). Retrieved from https://www.empresascarbone.com/pdf/ficha-tecnica-del-acero-inoxidable.pdf Rahimi, A., & Hamidi, S. (2011). Modeling of a Fixed-Bed Reactor for the Production of Phthalic Anhydride. Chemical Product and Process Modeling , 6 (1). https://doi.org/10.2202/19342659.1626 Ray, M. S. (1998). Chemical Engineering Design Project: A Case Study Approach. Schweitzer, P. (2004). Corrosión resistence tables:Metals,
Nonmetals,Coatings,Mortars,Plastics,Elastomers and Lignins, and Fabrics. Sharma, R. K., Cresswell, D. L., & Newson, E. J. (1991). Kinetics and fixed bed reactor modeling of butane oxidation to maleic anhydride. AIChE Journal , 37 (1), 39 –47. https://doi.org/10.1002/aic.690370103 Towler, G., & Sinnott, R. (2008). Cheical Engineering Design. Princales practice and economics of plant and process design. Elsevier.
‐
ANEXOS Anexo 1: Reporte obtenido en Polymath para el sistema de ecuaciones asociado al sistema
HOJA DE ESPECIFICACIONES REACTOR LECHO FIJO
Equipo Nº: 6 Función:
Reacción
Hoja Nº:
01
DATOS DE OPERACI N
1
SUSTANCIAS MANIPULADAS: Aire, Butano, CO 2, CO, Anhídrido Maleico, Agua, Salitre.
2
TEMPERATURA DE OPERACI N (K)
689,715
3
PRESI N DE OPERACION (Pa)
275000
4
TEMPERATURA DE DISE O (K)
717,4935
5
PRESI N DE DISE O (Pa)
481805,64
6
CONDICIONES INTERNAS
7
Tubos
ALIMENTACI N
8
FLUJO (Ton/hr)
139,9824
9
DENSIDAD (kg/m^3)
1,6244
10
VISCOSIDAD (Pa.s)
3,101E-05
11
TEMPERATURA (C)
689,715
12
PRESION (Pa)
275000
13
Camisa
14
FLUJO (Ton/hr)
38,412
15
DENSIDAD (Kg/m^3)
1600
16
VISCOSIDAD (cP)
-
17
TEMPERATURA (ºC)
673
18
PRESION (Kpa)
280000
19
NUMERO DE PASOS DEL FLUJO LIQUIDO
1
20
DATOS T CNICO- MEC NICOS NUMERO DE TUBOS
21 22
2772
DIAMETRO INTERNO CAMISA (M):3,54
ALTURA (M): 14,3517
ESPESOR (mm): 7,94
23
TIPO DE TAPA: Toriesferica L/r 1:1
ALTURA (m): 0,601
ESPESOR (mm): 7,94
24
ESPACIAMIENTO ENTRE TUBOS CENTROCENTRO (mm):52,75
ESPESOR TUBOS (mm):1,65
ARREGLO: CUADRADO
25
DIAMETRO INTERNO TUBOS (mm):40,55
26
ESPESOR DEL ESPEJO (mm) TAMA O HANDHOLE (mm):
CANTIDAD DE HANDHOLE 0
27
MATERIAL TORRE: Acero inox.316
CORROSI N PERMISIBLE (MPY): 2
28
PINTURA: -
AISLAMIENTO:
29
PRUEBAS REALIZADAS: exámenes de superficies durante la fabricación, verificación dimensional de las partes del recipiente,
30
