TEMA 6: REACTORES MULTIFASICOS GAS-LIQUIDO-SOLIDO CATALITICO

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1 TEMA 6: REACTORE MUTIFAICO GA-IQUIDO-OIDO CATAITICO 1

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3 6.1 Diseño de reactores con el sólido en suspensión (slurry) Columnas de borboteo slurry: a velocidad superficial del gas mínima para asegurar la suspensión se calcula mediante la expresión de Narayan et al.(1969) v Gm n D = α u 2 f exp(-β ε p ) (CG units) H D= di metro de la columna u f H 0.5 ( u γ ) = φ (cm)= altura del s lido en suspensi n f 2 d p ε H p φ = 2g( ρ p - ρ ) + 3 ρ ρ p + ε p ρ 0.5 γ = 0.5 γ = 0.19 para u para 6.7 <u f <6.7 cm s f -1 < 21.3 cm s -1 ε p = fracci n de reactor ocupada por las n= 0.2 para d p 100μm n= 0.5 para d p > 200μm partículas ε p < 0.1 ε p > 0.1 α β

4 Holdup de gas 1/4 μ u u = 1.23 ρ G G ε 1/4 σ σ g Transferencia de materia gas-líquido d b < 2,5 mm, tamaño usual en este tipo de reactores. 1/2 k d b > 2,5 mm k 2/3 μ Δρ μ g G (cm / s) = 0.31 C.G. 2 ρd ρ 1/2 μ Δρ μ g G (cm / s) = 0.41 C.G. 2 ρd ρ 1/3 1/3 Transferencia de materia líquido-sólido ano et al. (1974) (ver en tanque agitado) Modelización: Gas FP, íquido y cata MP 1. íquido inerte. Para el gas - d w - ( N a) dv = 0 AG A G G ( N a ) = ( N a ) = r A G A A V w = Ao X X Ae As dx ( r A A ) 4

5 r = k a c A o G 1 as 1 as H A 1 1 = + + HA + ko ag kg ag k ks η k a, definidas por unidad de volumen de líquido B j a G π d 6V = VB = π d /6 d a 2 b 3 b π d = = πd /6ρ ρ En general, la carga de catalizador suele estar en el rango 1 al 5% en peso. B 2 p 1 6 m m 3 p p dp p V, volumen burbuja por unidad volumen líquido 3 m,cargacatalizador (kg cata / m líquido) B 2. íquido reactante flujo en MP G A B A 5

6 6.1.2 Reactores tanque agitado: Transferencia líquido-sólido se puede utilizar la expresión de ano et al. 1/4 1/3 (h) = [ (Re ) (c) ] φ φ p C(factor superficial Carman) = ad p k Ad (h) = DA μ (c) = ρ D p A C 6ε Re = d μ 4 3 pρ 3 Σ la potencia disipada por el agitador, P (W/kg), la cual se calcula de la siguiente manera. (Columna burbujeo Σ = u G g) 2 ρnrda Re = μ 3 5 R A 2 R N D Fr = g NR = velocidad de rotación del agitador DA = diámetro característico del agitador P Ne = = Número de potencia de Newton ρn D a b Ne = C(R e) Fr Ne a Φ = = C (R e ) = factor de potencia b Fr a y b tipo agitador A ρ = ρ ε + ρ ε μ = Φ es una función en la bibliografía para cada tipo de agitador. ε p s μ 1-ε ε = fracción volumétrica de só lido en lecho fijo, despues sedimentación 1'8 6

7 Velocidad agitación mínima para mantener sólido en suspensión q N(congas) - > 200 ' G R NR 3 DA N α D g ( ρ R p- ρ) μ dp ws Rm(singas) = ψ DA DA ρ w = % en peso de sólido en el líquido ψy α dependen de las características del agitador ψ= 1.5 α= 1.4 para turbinas y impulsores con paletas rectas transferencia gas-líquido k (cm / s) = D P ν 1/2 W A 1/4 3 5 PW ρnr DA W (erg / s) = Ne μ cm ν = viscosidad cinemática = = ρ s W = masa de líquido en el slurry ϕ 2 qg qg ϕ= si < NRDA NRDA ϕ, factor correcciónpresenciaburbujas C.G. Modelización: MP para gas, líquido y sólido 7

8 6.2 Diseño de reactores G-- de lecho fijo Reactor G-- de lecho fijo y flujo en cocorriente 8

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12 Hidrodinámica reactor de lecho fijo y flujo en cocorriente descendente 12

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14 Perdida de presión y holdup: 14

15 ΔP se estiman por la ecuación de ergun como si circulan H,G independientemente cada una de las fases. χ parámetro deock-hart-martinelli Un esquema de cálculo para una interacción ligera gas-líquido (no espumante podría ser con ε G = 1 εp ε ΔP H,G χ Φ δ ' G ε H G ε P ε ΔP G Transferencia de materia película gaseosa Para calcular k G Reiss propone en condiciones de fuerte interacción (pulsos y en spray) las siguientes expresiones 0.66 ΔP kgag= EG (I) EG= ug H uele ser despreciable para los trickle beds, ya que normalmente trabajan con componente puro o ligeramente soluble. G Transferencia de materia película líquida Reiss (1967) basada en la energía disipada en el flujo a través del lecho catalítico. Esta energía calculada a partir de la caída de presión y el caudal másico por unidad de área ( en kg/(m 2 s)) es E W ΔP ΔP = = 3 u m H H ρ R G G 15

16 1) Baja interacción: trickle bed flow, Morsi (1982) para fases acuosas o orgánicas 2) Alta interacción (flujo pulsado) (E > 60 W/m 3 ), atterfield (1975) Valores típicos: flujo percolación entre s -1 régimen pulsos 1 s -1, menor resistencia 1.75 ka 1/2 (1 - ε p ) ' 1/3 ( c ) = 1.30 δ (I) G ( μ a ) εp k a A 0.5 = 353 ( E D ) (I) Para el cálculo del área interfacial 1) Trickle bed, Charpentier (1976) a ε a ( ) 2) Flujo pulsante, Gianetto (1973) 1.2 p = 0.05 (I) p G p ΔP H a a (1 - ε ) ε a a, aumenta con espumación a ε a ΔP H (1 - ε ) ε a 0.48 p = 0.27 (I) p G p 16

17 Transferencia de materia íquido-ólido k, depende caudal de líquido, poca influencia caudal gas. Dharwadkar y ylvester (1977) régimen trickle y d P < 3mm k 2/ p (c) = (Re) 0.2 < (Re) = < 2400 (c) = μ u para d P > 3mm, se utiliza la correlación de emay y cols. E μ k c 0.17 ρ ε ( ) 2/3 = 2 d u ρ μ ρ D A Eficacia de mojado a eficacia de mojado se estima por la expresión de Mills y Dudukovic (1981), f e B área catalizador mojada = = área total catalizador a d P = tanh Re Fr We 2 ε+ G u d ρ a Re ; Fr (Froude) ; We (Weber) 2 2 p m m = = 2 = μ ρ g σ ρ a ε = porosidad lecho (líquido+ gas) =ε + G Modelización 17

18 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/d P 20. Cinética primer orden para A y B r = -r A = -r B = k c A c B Ecuación general velocidad para A, incluye: 1. transporte película gaseosa; 2. equilibrio interfase; 3. transporte película líquida; 4. transporte película liquido- sólido; 5. difusión y reacción en el catalizador, 1/HA ra = c Ag (mol/gcata s) ( 1 εb) ρp ( 1 εb) ρp H k a k a k a η kc A AG G A A B ( ) r = k c mol/g s A OA Ag cata 18

19 a conductancia global, k OA (m 3 gas/g cat s), depende también de c B. Ecuación general para el reactante B, incluye: 4. transporte película líquida superficie externa catalizador; y 5. difusión y reacción en el catalizador 1 rb = c B (mol/gcat s) k a η kc B A r = k c (mol/g s) B OB B cat a conductancia global, k OB (m 3 gas/g cat s), depende también de c A. olución simultánea de los balances molares de A y B con sus respectivas ecuaciones globales cinéticas Balance molar de A (flujo en pistón) dw A ra koa cag dw = = Balance molar de B (flujo en pistón) dwb dw dc = q = r = k c dw B B OB B En algunos casos hay solución analítica, sino hay que recurrir a la numérica. Casos límite: 1. Baja solubilidad de A (H A, 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 k OA es constante y se puede integrar los balances molares. Por ejemplo, si además ε A = 0, la cantidad necesaria de catalizador dada una conversión de gas A viene dada por q c q 1 G A,ent G W= ln = ln koa ca,sal koa 1 XA 19

20 2. Elevada solubilidad del gas A (H A bajo), líquido saturado de A, controla el transporte de B. ituación común en hidrogenaciones de hidrocarburos. Entonces c A es constante, y, por tanto, también lo es k OB. Ahora la cantidad de catalizador necesario se calcula por q c q 1 B,ent W= ln = ln kob cb,sal kob 1 XB 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). in 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: -0.7 u (Re) Gd p (Re) G (Pe) G = = εp DAG εp u d p (Pe) = = DA (Re) εp a hipótesis de flujo en pistón se pude aplicar siempre que se cumpla el criterio de Mears (1971) H 20 cb(0) > ln dp (Pe) cb(h) 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. a mezcla longitudinal se ha encontrado despreciable para regímenes de fuerte interacción