proyeco final diseño de reactores

5/21/2018 Proyeco Final Dise o de Reactores

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TRABAJO DE DISEO DE REACTORES

PRESENTADO POR:

JOSE DAVID GARCA GAMARRA cdigo 2083090

SAMANTA MACHADO CEPEDA cdigo 2093104DUWAL ALBERIO BAUTISTA PEA cdigo 2082364LADY VIVIANA PINZN BELTRAN cdigo 2082332

GRUPO D1

LUIS MARIANO IDARRAGA

UNIVERSIDAD INDUSTRIAL DE SANTANDERFALCULTAD DE INGENIERAS FISICOQUIMICAS

ESCUELA DE INGENIERA QUMICABUCARAMANGA

2013


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INTRODUCCIN

En la actualidad, la industria lleva a cabo diferentes procesos qumicos siendo uno de losms importantes la refinacin del petrleo, la extraccin y dependencia desmedida haciaeste recurso ha ocasionado que las reservas de los pases productores disminuyan

drsticamente, esta realidad se ve reflejada en la calidad del hidrocarburo ya que en losltimos aos no es tan buena como en los inicios de su extraccin. En el mbito industriala estos crudos de menor calidad se le denominan crudos pesados.

Los crudos pesados contienen gran cantidad de compuestos sulfurados que en losprocesos de refinacin liberan el azufre permitiendo la formacin de H2S, este compuestoadems de ser mortal para los seres vivos tambin es muy corrosivo ocasionando eldeterioro de las tuberas de la refinara, de all la importancia de su separacin para luegodisponer algn tipo de tratamiento o como en la mayora de las empresas lo disponenpara ser quemado.


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Marco terico

Las principales razones para retirar el azufre de las fracciones del petrleo:

Los compuestos de azufre generan SOx durante su combustin en los vehculosautomotores.

Son precursores de la lluvia cida.

Evitar el envenenamiento del catalizador en procesos subsecuentes.

Produccin de fracciones de petrleo que tengan un olor aceptable.

Reduccin o eliminacin de la corrosin durante las operaciones de refinacin,manejo o almacenamiento de las fracciones que se obtengan.

Incremento del desempeo (octanaje), resistencia a la formacin de gomas y laestabilidad de color de las gasolinas.

Secuencia de la reaccin

1. Adsorcin (coordinacin) del compuesto de azufre en el sitio activo.2. Hidrogenacin de enlaces insaturados C=C.3. Ruptura de dos enlaces C-S (secuencial o simultneo).4. Adicin del Hidrgeno en ambos enlaces rotos de C-S.5. Liberacin del producto hidrocarburo del sitio cataltico.6. Liberacin del H2S del sitio activo.

Reaccin HR *

Benzotiofeno + 3H2 etilbenceno + H2S -203

Las variables de operacin de mayor importancia, que influyen considerablemente en el buen

funcionamiento tanto del catalizador como de la planta son:

Temperatura.

Presin.

Espacio-Velocidad (LHSV).

Relacin H2/HC.


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Sobre los Catalizadores

A nivel industrial los catalizadores de hidrotratamiento comprenden a los xidos decobalto y molibdeno sobre almina, xido de nquel, tiomolibdeno de nquel, sulfuros detungsteno y nquel, y xido de vanadio. Los catalizadores de xidos de cobalto y

molibdeno sobre almina son los que se usan generalmente, ya que han probado seraltamente selectivo, fciles de regenerar y resistentes al envenenamiento. Loscatalizadores estn compuestos por dos partes: el soporte y la fase activa, los primerosson materiales cuya base est comprendida por aluminas y estos se han modificado en suforma. Los metales, son utilizados para hidrotratar las corrientes destinadas a laformulacin del diesel con el Molibdeno (Gary, 1994).

El primer catalizador para el hidrotratamiento de corrientes para la produccin de Dieselfue del tipo Molibdeno-Nquel, de forma esfrica y denominado IMP-DSD-1. Actualmente,el IMP cuenta con nuevas generaciones identificadas a la fecha como IMP-DSD-10, 11 y14; estos son de forma trilobular, diseados por computadora y probados a nivel de

planta piloto, sus metales activos son Molibdeno y Cobalto que son los que se utilizan enla produccin del Diesel en la industria nacional de definacin. Sin embargo, lacombinacin Molibdeno y Nquel tambin esta siendo utilizada porque es resistente aaltas presiones, a pesar, de alto consumo de hidrgeno que genera.

La eliminacin de nitrgeno tiene una importancia significativa, los catalizadores formadospor compuestos de Nquel Cobalto Molibdeno o de Nquel Molibdeno, con soportede almina, son los ms eficaces. El nitrgeno normalmente es ms difcil de eliminar delas corrientes de hidrocarburo que el azufre y cualquier tratamiento que reduzca el excesode concentracin de nitrgeno a un nivel satisfactorio, eliminar efectivamente el exceso

de azufre.

En definitiva, los catalizadores de hidrotratamiento deben presentar una altafuncionalidad cataltica, lo cual depender de las necesidades del refinador(especificaciones del producto final), los intervalos de las condiciones de operacinfactibles y de la naturaleza y reactividad de la carga.

Tipos de reactores trifsicos

Los reactores trifsicos utilizados en Procesos de Hidrotratamiento se pueden clasificar en

dos categoras principales:

1. Reactores de lecho fijo

En este tipo de reactores, las fases lquida y gaseosa se desplazan a travs de un lecho fijode partculas de catalizador. Los modos de operacin son:


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a) Flujo cocorriente descendente del gas y el lquido, conocidos convencionalmentecomo reactores trickle-bed o de escurrimiento.

b) Flujo descendente del lquido y contracorriente ascendente del gas.

c) Flujo cocorriente ascendente de ambas fases, referidos como reactores empacadosde burbujeo.

Los reactores trickle-bed son los ms utilizados en Hidroprocesos. En ellos, el lquidoconstituye la fase dispersa y fluye hacia abajo generalmente en forma de pelcula sobre elcatalizador, mientras que el gas es la fase continua. Esta operacin se prefiere a aquella enla cual el gas fluye en forma ascendente contracorriente, ya que permite la utilizacin demayores flujos en la unidad (Manual Bsico de Hidrotratamiento, 1990).

En operaciones gas-lquido-slido, ambas resistencias a la transferencia de masa: gas-lquido y lquido-slido son importantes y se tratan de manera separada. En un reactortrickle-bed, debido a la delgadez de la pelcula del lquido, esas resistencias soncombinadas y la resistencia de la pelcula lquida es muy pequea en comparacin conotro tipo de operacin gas-lquido-slido.Otra ventaja de este tipo de reactor es que presenta menor cada de presin. Esta bajacada depresin permite mantener una presin parcial del gas reactante (H2 en el caso deun proceso dehidrotratamiento) en el reactor (Shah, 1979).Generalmente, los reactorestrickle-bed industriales se operan bajo condiciones cercanas al flujo pistn y perfectomojado de catalizador (Shah, 1979). Estos factores permiten alcanzar altas conversiones.Adems, la operacin se realiza normalmente en un esquema de flujo cocorriente

descendente, por lo cual se considera que la inundacin no es problema. Aunque este tipode reactor presenta muchas ventajas existen algunas desventajas mayores. Por ejemplo,si opera a bajos flujos de lquido, se hacen presentes algunas consecuencias comoproducto de la mala distribucin del flujo tales como canalizacin, by-pass y mojadoincompleto del catalizador (Shah, 1979).Levenspiel demostr que cada partcula de catalizador actuaba como un tanque agitadocuando se consideraba un flujo gaseoso pasando a travs de un reactor de lecho fijo(Korsten y Hoffmann, 1996). Para un flujo lquido, Levenspiel concluy que un tanqueagitado se corresponda con 1 a 4 partculas del lecho. A partir de esto, se puede asumirque al existir gran nmero de partculas de catalizador, estas se pueden simular como un

gran nmero de tanques perfectamente agitados. A su vez, estos tanques agitados devolumen total V se pueden simular como un solo flujo pistn de igual volumen (Fogler,2000). Al considerar la condicin de flujo pistn se est asumiendo adems que el fluidoes radialmenteisotrpico (sin gradiente de masa y energa). Esto tambin implica que elmezclado axial es despreciable.En cuanto a las principales diferencias entre los reactores de escurrimiento y los deburbujeo se encuentran:


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En los reactores trickle-bed que operan a bajos flujos de lquido, parte del catalizador puede no estar mojado y permanecer expuesto slo a la fase gaseosa, lo que podraproducir puntos calientes, incrementos incontrolados de temperatura (runaway), y bajautilizacin del catalizador. Esto no ocurre en los reactores de flujo cocorriente ascendenteya que la distribucin de lquido en la seccin transversal es mejor y el catalizador est

completamente mojado, incrementndose as la efectividad del mismo cuando elreactante limitante se encuentra en la fase lquida.

La cada de presin es menor en operaciones de flujo descendente en comparacin a las

de flujo ascendente, lo que reduce los costos asociados al bombeo, y la variacin de lapresin parcial de los reactantes gaseosos. La presencia de mayor cantidad de lquido en los reactores de burbujeo puede ser til ensituaciones en las que el catalizador se desactiva por deposicin de sustancias polimricas,ya que estas impurezas son lavadas mas efectivamente en operaciones de flujoascendente.

La transferencia de calor y la remocin de calor son ms eficientes en reactores de

burbujeo debido al mayor volumen de lquido presente en el reactor, y a la mayorvelocidad de lquido y retromezclado axial.

Para los mismos flujos de gas y lquido, el reactor de flujo ascendente posee coeficientesvolumtricos de transferencia de masa gas-lquido mayores, en relacin con loscoeficientes lquido-slido.

Debido a la mayor cantidad de lquido presente en los reactores de flujo ascendente, lacontribucin de reacciones homogneas laterales puede ser mayor.

2. Reactores de lecho mvil

En los reactores de lecho mvil el catalizador est en estado suspendido. Dependiendo delmecanismo por el cual el catalizador se mantiene en movimiento, estos se clasifican en:

a) Reactores slurry agitados mecnicamente.

b) Reactores slurry de burbujeo, en los cuales se utilizan pequeas partculas que se mantienen suspendidas debido fundamentalmente a la agitacin inducida por el gas.

c) Reactores de lecho fluidizado, en los que las partculas de catalizador se suspenden porla accin combinada del movimiento de las burbujas de gas y el flujo en cocorriente dellquido. Los primeros tienen la ventaja de mayor eficiencia en las transferencias de calor ymasa, y una distribucin uniforme de catalizador, aunque el desgaste del mismo puede sersignificante. Por otro lado, los requerimientos de energa son mayores. El diseo mecnicode los reactores slurry de burbujeo y los de lecho fluidizado es ms simple que el de losslurry agitados mecnicamente. La separacin del catalizador es mas sencilla en los


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reactores de lecho fluidizado ya que el tamao de las partculas es mayor en comparacina las usadas en los otros dos tipos (Manual Bsico de Hidrotratamiento, 1990).

Comparacin entre los reactores de lecho fijo y los de lecho mvil

Debido a la naturaleza de los sistemas trifsicos, deben ocurrir una serie de pasos antes deque las especies qumicas se conviertan en los productos deseados. En primer lugar, latransferencia de masa del gas al lquido, la transferencia de masa del seno del lquido a lasuperficie del catalizador, y la difusin en los poros del catalizador donde ocurren lasreacciones qumicas. La velocidad de reaccin global estar limitada por estos factores.Los procesos de transferencia de masa son generalmente ms rpidos en los reactorestipo slurry, ya que se pueden utilizar partculas mucho ms pequeas, por lo que lasvelocidades de transferencia de masa del lquido al slido, y en el interior del slido sonms rpidas permitiendo as una utilizacin del catalizador ms eficiente. Sin embargo, lacarga de catalizador, es decir la cantidad de catalizador por unidad de volumen de reactores menor en estos sistemas. En vista de que la velocidad de reaccin es tambinproporcional a la carga de catalizador, la velocidad por unidad de volumen de reactor esmayor en reactores de lecho empacado, excepto para catalizadores muy activos, donde esla transferencia de masa la que gobierna la velocidad global de reaccin. Entonces, lavelocidad de reaccin por unidad de volumen del reactor es menor en los reactores tiposlurry, mientras que la velocidad por unidad de peso de catalizador es mayor. Lasreacciones homogneas colaterales pueden producirse en mayor extensin en losreactores de lecho mvil debido a la mayor cantidad de lquido presente. Adicionalmentea la transferencia de masa, la velocidad de reaccin tambin depende de los patrones demezcla de las fases lquida y gaseosa. En este sentido, los reactores de lecho fijo seaproximan al comportamiento de flujo pistn, y los de lecho mvil presentan

retromezclado de la fase lquida, lo que desfavorece la velocidad de reaccin.

Por todo lo mencionado anteriormente, se concluye que si se desea una alta conversinde la fase lquida, las operaciones de lecho fijo deben preferirse. En cuanto a latransferencia de calor, sta es ms eficiente en los reactores slurry, por lo que el controlde temperatura se facilita. Esto implica temperatura uniforme en los sitios activos delcatalizador y evita la formacin de puntos calientes. La presencia de mayor cantidad delquido en reactores slurry tambin permite un mejor control de la temperatura debidoa la alta capacidad calorfica de la fase lquida.Aunque, debido al estado suspendido de las partculas, el manejo del catalizador es ms

fcil en los reactores de lecho mvil en comparacin a los de lecho fijo, sin embargo, losreactores de lecho fijo presentan desventajas ya que requieren de una parada del procesopara la descarga del catalizador. Adems, problemas como taponamiento de lechosdebido a la formacin de residuos no voltiles y conglomerados, se elimina en losreactores slurryya que se utilizan pequeaspartculas en movimiento. Finalmente, conveniente mencionar que cuando se requierenoperaciones en modo continuo, es conveniente utilizar los reactores de lecho fijo de


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escurrimiento, los de lecho fijo de burbujeo, o los reactores slurry de burbujeo, ya que laseparacin del catalizador es ms fcil.

Condiciones de operaciones y de reaccin.

Inf. 1) La remocin de compuestos de azufre es comnmente realizado mediantehidrodesulfuracin (HDS), un proceso cataltico operado a temperaturas (300-340 C)ypresiones elevadas (20-100 atmde presin, mediante una corriente de H2)

presin de salida 25-30 kg/cm2

temperaturas que se encuentran en el intervalo de 290-325 C.

para conocer la cada de presin a travs del lecho cataltico, el cual entre otrosfactores es una medida de la resistencia al flujo por acumulacin excesiva delmaterial extrao en la parte superior del Reactor.

Puesto que las reacciones de hidrodesulfuracin son exotrmicas existe un

incremento en la temperatura del Reactor, que es funcin del tipo de carga y de laconcentracin de contaminantes presentes. Es recomendable alimentar la carga alreactor a la mnima temperatura a la cual se obtenga el grado dehidrodesulfuracin requerido. Esto con la finalidad de que en caso de que losproductos no cumplan con la especificacin del contenido de azufre, lascondiciones de reaccin se puedan incrementar.

El efluente del Reactor C2 sale a 305-330 C y 25-30 kg/cm2

Materiales del reactor

Propiedades fsicas y qumicas de los compuestos

Benzotiofeno.

Catalizadores

Inf. 1) mediante el uso de catalizadores de Co-Mo/Al2O3 o Ni-Mo/ Al2O3.

Diseo del Reactor


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4.4 Reactor

El reactor a disear es del tipo lecho percolador (ver figura 4.5) [22] las principales

suposiciones que se toman son las siguientes:

o La operacin es isotrmica con distribucin uniforme de las fases gaseosa y liquida

a lo largo de todo el reactor.

o No existen gradientes radiales de concentracin.

o El gas no condensa y el hidrocarburo no se evapora

o La concentracin de hidrogeno es constante en todo el reactor.

o Propiedades fsicas de las alimentaciones constantes en todo el reactor.

o Le reaccin es de pseudo primer orden

o El lquido se encuentra saturado con el hidrgeno

La conversin a alcanzar es del 97%, con base a este se calcularon las dimensiones del

equipo las condiciones de temperatura y presin son 320C y 54 atm respectivamente, en el

anexo 2 se muestra el balance y diseo detallado del reactor


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Simulacin del reactor de lecho empacado.

Como se referencio anteriormente este tipo de reactor se puede simular como un reactor de flujopistn.

Se escogen los componentes de la reaccin.

Crear el Fluid Package. Dado que estos compuestos son hidrocarburos, se puede usar el paquete

termodinmico Peng-Robinson o PRSV.


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Hacer clic en la etiqueta Rxns para definir las reacciones, Retornar alSimulation BasisManagerhaciendo clic en la etiquetaReactions. Y se le da add Rxn. Escogemos el tipo dereaccin cataltica heterognea porque es la que representa mejor el modelo de velocidadde reaccin.

Se abre la etiqueta Stoichiometry y en la matriz Stoichiometry and Rate Info, seselecciona la columna Component. se ingresar en esta columna los componentes queintervienen en la reaccin, automticamente aparece la columna Mole Wt. Luego secoloca los valores de los coeficientes estequiomtricos en la columna Stoich Coeff,considerando valores negativos para los reactantes y positivos para los productos.


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En la etiqueta Basis y,establecer Basis como presiones parciales ya que nuestra velocidadde reaccin est en funcin de las presiones praciales y el componente base albenzotiofeno y fijar que la reaccin solamente se lleva a cabo en fase vapor (Rxn Phase -->

VaporPhase). Las unidades de la presin (Pressure Basis Units) deben ser atm y lasunidades para la reaccin (Rate Units) fueron dadas anteriormente como gmole/(L s).

Etiqueta numerador, Adicionar el factor pre-exponencial A y la energa de activacin E.

Determinacin de las constantes y factor de frecuencia

Donde:

: Constante cintica (dependiente de la temperatura)

: Factor preexponencial o factor de frecuencia. Indica la frecuencia de las

colisiones.


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:Energa de activacin,expresada en J/mol.

: Constante universal de los gases. Su valor es 8,3143 JK-1mol-1

: Temperatura absoluta [K]

kB KB KH2 KH2SE 63209,78505 -334709,6701 -334584,4185 -334729,122

A 104,1550213 3,03685E-32 5,79461E-34 3,30554E-31Tabla 1.1

T kB KB KH2 KH2S

533 6,65E-05 19,3 0,358 211

573 1,80E-04 9,90E-02 1,84E-03 1,08E+00Tabla 1.2

E se calcula directamente partiendo de parejas adyacentes de k y T , resolviendosimultneamente dos conjuntos de la ecuacin de Arhenius

Seg un las 2 ecuaciones

( ) ( )

( )Que son las unidades con que trabaja hysys

Para el numerador, El E que se ingresa es la suma de las tres energas de activacin que sededucen al despejar de kB, KB, KH2.

Para el numerador, El E que se ingresa el producto de los tres factores preexpoencialesque se deducen al despejar de kB, KB, KH2.
http://es.wikipedia.org/wiki/Energ%C3%ADa_de_activaci%C3%B3nhttp://es.wikipedia.org/wiki/Kelvinhttp://es.wikipedia.org/wiki/Kelvinhttp://es.wikipedia.org/wiki/Energ%C3%ADa_de_activaci%C3%B3n


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Para el denominador se ingresan al programa los valores de la tabla 1.1 con el respectivo

coeficiente exponencial.

Numerador

Denominador

Se agrega el set de reaccin y se entra al ambiente grfico.


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Simulacin de un reactor adiabtico

Informacin de la corriente de Benzotiofeno

Nombre dela corriente

Benzotiofeno

Fraccin enfase vapor

1

Presin 101.325 kpa

Flujo molar 20mol/h

Temperaturade entrada

260 C

composicin 1

Informacin de la corriente de hidrogeno

Nombre dela corriente

hidrogeno

Fraccin enfase vapor

1

Presin 101.325 kpa

Flujo molar 60mol/hTemperatura

de entrada

260 C

composicin 1

Se realizaron diferentes simulaciones cambiando las variables como presin, dimetro ylongitud.

longitud[m] dimetro[m] presin [kpa] conversin [%] Tout[C] Bocada de presin

[kpa]

6 2 101,325 15,87 332,34 0,05202582 0,312637265

6 1 202,65 17,53 339,1 0,10405165 0,625274535 2 101,325 15,68 331,5 0,05202582 0,260463893

5 1 202,325 17,33 338,2 0,10388478 0,520092348


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Se puede evidenciar que las conversiones no son altas, segundo que a lo largo del reactorse va aumentando la temperatura lo que me ocasiona una disminucin en las velocidadesde reaccin. Tambin se observa que las temperaturas de salida del reactor son ms altasal valor con que se trabajan los procesos de hidrodesulfuracin (325C) lo cual me puedeproducir daos en el catalizador o formacin de coque. Tambin se simulo un aumentoen exceso de la alimentacin de hidrgeno de 120 mol/h y me entrega una conversin de25.69%, aunque hay un aumento no es significativo para el diseo de un reactor a nivelindustrial.

Simulacin de un reactor isotrmico

Los datos de las corrientes de alimentacin se mantienen, se simala diferentes variablescomo dimetro, longitud, presin, razn molar.

longitud[m] dimetro[m] presin [kpa] conversin [%]4 0,09 101,325 99,32

4 0,05 202,65 99,999

3 0,09 101,325 98,36

3 0,05 202,65 99,99

2 0,09 101,325 95,78

2 0,05 202,65 99,99

1 0,03 202,65 44,57

Bo cada de presin presin de salida

0,05202582 0,20831744 101,11668260,10405165 0,416634881 202,2333651

0,05202582 0,156197866 101,1688021

0,10405165 0,312395733 202,3376043

0,05202582 0,104105129 101,2208949

0,10405165 0,208210259 202,4417897

0,10405165 0,104078375 202,5459216


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proyeco final diseño de reactores

Documents

compuestos de azufre

xido de nquel

crudos pesados

formacin de h2s

compuesto de azufre

sitio activo

operaciones de refinacin

losprocesos de refinacin