CAPITULO 1

15
CAPITULO 4
INGENIERIA DEL PROYECTO
4.1 PROPIEDADES DE MATERIAS PRIMAS Y PRODUCTOS
En el presente proyecto, el gas natural boliviano será la materia prima principal en el diseño
del reformador primario para la producción de gas de Síntesis por reformación con vapor de
agua para su posterior conversión en el reactor de F-T a petróleo sintético o líquido sintético.
Los reformadores en plantas de hidrógeno típicamente operan a temperaturas de hasta (1145
ºK) a la salida del gas de proceso. A esta temperatura la presión a la salida del reformador es
limitada por las consideraciones metalúrgicas de los tubos, a un valor de 350 Psig (24.5 bar),
que corresponde a una presión de alimentación de alrededor de 400 Psig (29 bar), implicando
una caída de presión de 50Psig (4.5 bar).
De acuerdo a esto, en muchas plantas de hidrogeno los reformadores son diseñados con una
presión de 350 Psig en el gas de síntesis producido. Aunque esto disminuye la conversión de
la reacción de reformación, la economía global de la planta es favorecida por tales presiones
(Xu y Froment, 1989b) [1], (Tindall y King, 1994) [2].
¾ El reformado de CH4 con vapor usa generalmente catalizador de níquel y es operado
alrededor de 30 bar. Ref. “Fuel processing Technology, (julio, 1996)[3]”.
¾ Composición del gas natural (tratado).
La composición del gas natural boliviano que se empleará en el presente proyecto es la
siguiente:
16
TABLA 33
COMPOSICIÓN DEL GAS NATURAL
(P = 23.47 bar, T = 62 ºF)
Nº Compuesto Peso Molecular % Molar
Yi
16.04
93.55
0.9355
CH
1
4
30.07
4.20
0.0420
C2H6
2
44.10
0.84
0.0084
C3H8
3
58.12
0.01
0.0001
i-C4H10
4
58.12
0.03
0.0003
n-C4H10
5
72.15
0.01
0.0001
i-C5H12
6
72.15
0.01
0.0001
n-C5H12
7
44.01
0.06
0.0006
CO
8
2
28.01
1.29
0.0129
N2
9
17.0642
100.00 1.0000
Fuente: Superintendencia de hidrocarburos.
(www.superhid.gov.bo)
Para las condiciones de presión y temperatura arriba mencionadas, se determinó por el
software Chemcad, lo siguiente:
Temperatura de burbuja; TBurb. = - 153.330 ºF
Temperatura de rocío;
TRoc. = - 79.567 ºF.
Como se observa, a la temperatura de 62 ºF el gas natural a utilizarse en la alimentación de la
planta se encuentra en estado de vapor recalentado, verificándose de esta manera que el gas
natural ya fue tratado y se caracteriza porque se considera como gas natural seco, pues gran
cantidad de sus condensables fueron extraídos.
El cambio de gas natural a líquidos es un proceso químico realizado para la producción de
carburante líquido sintético. A través de esta tecnología (GTL) del gas natural, se obtienen
diesel oil, jet fuel y naftas, combustibles ambientalmente limpios o ecológicos.
El método ha emplear (síntesis de Fischer-Tropsch), fue seleccionado debido a los buenos
resultados ecológicos, es decir el combustible resultante será incoloro, inodoro y de muy baja
toxicidad. El número de cetano será mayor al del diesel convencional (diesel de importación)
permitiendo una gran mejora en la combustión, además que no se necesitará cambios
mecánicos en los vehículos para el uso de este combustible. (Ver Tabla 34)
17
TABLA 34
PROPIEDADES DEL DIESEL SINTETICO
Y DIESEL CONVENCIONAL
PROPIEDAD
Diesel Sintético
Diesel
Convencional
Gravedad API a 60°F
Aromáticos (%vol. total)
Poliaromáticos (% vol.)
Oleofinas (%vol.)
Saturados (%vol.)
Cont. de azufre, % peso
Número de cetano (CN)
Índice de cetano (CI)
51.9
>99
< 1 ppm
73.6
74.1
35.86
28.3
1.4
70.3
0.03
46.7
46.6
Especificación
Norteamericana
(ASTM D 975)
Max. 35
Max. 0.05
Min. 40
Min. 40
Especificación
Europea
(CEN 590)
Max. 36
Max. 11
Max.0.035
min. 51
-
Fuente: Oil & Gas Journal; Marzo 12, 2001; pág. 71
“Special Report—GTL: Progress and Prospect [13]”
Los combustibles de Diesel alternativos han mostrado una tendencia de reducción aún mayor
de las emisiones de óxidos nitrosos y partículas sólidas. Además de los bajos índices de azufre
todos estos combustibles tienen una baja densidad, con niveles mínimos de aromáticos y
contenidos de aromáticos policíclicos (PAH). El combustible Diesel sintético es el más limpio
de los combustibles reformulados.
También se debe mencionar las características del diesel convencional, las cuales son
desfavorables ambientalmente, en el siguiente párrafo se detallan dichas desventajas.
El motor Diesel y su infraestructura afecta todos los aspectos del medio ambiente, los gases
de escape contienen los típicos productos de combustión como dióxido de carbono CO2,
hidrogeno, oxígeno, vapor de agua, además monóxido de carbono, compuestos orgánicos
volátiles (VOCs), hidrocarburos aromáticos, aromáticos policíclicos (PAHs), y óxidos de
sulfuro (SOx ), compuestos resultantes de una combustión incompleta. Las emisiones de
hidrocarburos (HC) y de óxidos nitrosos (NOx) contribuyen a la formación de smog, y de
partículas sólidas. (Ver Tabla 35).
18
TABLA 35
CARACTERISTICAS DE LAS EMISIONES
DE LOS MOTORES DIESEL
EMISION
Hidrocarburos (HC)
Monóxido de Carbono (CO)
Óxidos Nitrosos (NOx)
Materia Particulada (PM)
Diesel Sintético
(promedio)
g/Kw-hr
0.21
0.67
6.03
0.08
Diesel Convencional
(promedio)
g/Kw-hr
0.25
0.94
7.03
0.15
Reducción de la
Emisión (%)
16
29
14
46
Fuente: Oil & Gas Journal; Marzo 12, 2001; pág. 71
“Special Report—GTL: Progress and Prospect [13]”
A continuación se presenta información proporcionada por la Empresa Syntroleum
Corporation sobre especificaciones de los productos derivados del petróleo sintético:
Aplicación y Descripción (Especificación del Producto S-2, diesel sintético)
* Syntroleum S-2 es un producto destilado derivado del gas natural que posee un alto
contenido parafínico y elevado número de cetano.
* Las características de emisión y combustión de Syntroleum S-2 son superiores al diesel
convencional debido al mínimo contenido de azufre, baja cantidad de aromáticos y
elevado numero de cetano.
* Es conveniente para el uso como combustible en celdas y en las máquinas de
compresión por ignición.
* La densidad del combustible GTL es más baja que de los combustibles convencionales
(0.78 Kg/lt comparados a 0.82-0.85 Kg/lt) en el caso del diesel.
(Fuente: http://www.netl.doe.gov/publications/others/nepa/drft_ea_ICRC.pdf
http://www.syntroleum.com/media/Syntroleum_S2.pdf)
19
TABLA 36
PROPIEDADES TIPICAS DEL PRODUCTO S-2
PROPIEDADES FISICAS
Gravedad específica
API
Punto de Ignición
Punto de Congelamiento
Color
Azufre
Viscosidad
METODO
ASTM D-1298
ASTM D-1298
ASTM D-93
ASTM D-2500
ASTM D-1500
ASTM D-2622
ASTM D-445
UNIDADES
VALOR TIPICO
0.771
º
52.0
ºF (ºC)
148, (64)
ºF (ºC)
<0, (<-18)
L0.5
wt%
nd (no detectado)
10.3
cSt@ -20ºC
2.1
cSt@ 40ºC
1.0
cSt@ 100ºC
Residuo de Carbón
ASTM D-524 wt%
nd (no detectado)
Aromáticos
ASTM D-1319 vol%
nd (no detectado)
Oleofinas
ASTM D-1319 vol%
nd (no detectado)
Saturados
ASTM D-1319 vol%
>99%
Número de Cetano
ASTM D-613
>74%
Total de Insolubles
mg/100ml
0.0
320 (160)
ASTM D-86
ºF (ºC)
Destilación,IBP,%vol
390 (199)
ºF (ºC)
10
493 (256)
ºF (ºC)
50
601 (316)
ºF (ºC)
90
662 (350)
ºF (ºC)
FBP
Lubricidad
ASTM D-6079 mm
<0.37
Cenizas
ASTM D-482 wt%
<0.001
(Fuente: http://www.netl.doe.gov/publications/others/nepa/drft_ea_ICRC.pdf
http://www.syntroleum.com/media/Syntroleum_S2.pdf)
4.2 SELECCIÓN DEL PROCESO
Durante los últimos años ha existido un interés por el uso de la tecnología Fischer-Tropsch
(F-T) para la conversión de gas natural a hidrocarburos líquidos, algunos factores que han
motivado dicho interés son:
•
Incremento en las reservas de gas natural
•
Necesidad de explotar el gas natural en regiones remotas o alejadas
•
Ambientalmente se desea reducir el quemado del gas
•
Las mejoras obtenidas en el costo efectivo de la tecnología F-T resultado del
desarrollo de una mayor actividad del catalizador y en los diseños de reactores.
Existen tres etapas básicas en la tecnología GTL (gas a líquidos):
20
♦ Primera etapa: Generación del Gas de Síntesis
♦ Segunda etapa: Producción de petróleo sintético (Conversión del Gas de
Síntesis).
♦ Tercera etapa: Hidroproceso (Hidrogenación del petróleo sintético).
.
ESQUEMA DEL PROCESO GTL
Gas de Venteo
Gas Natural
Preparación del Gas
de Síntes is
Síntesis de
Fischer-Tropsch
Gas de
Síntesis
Hidroproceso
Petróleo
Sintético
Producto
Final
Gas de salida para combustible
Fig. 2 Esquema del proceso GTL
GENERACION DEL GAS DE SINTESIS
(1º ETAPA)
Generación de Vapor
Gas Natural
Reactor Catalítico
Enfriamiento del gas y
Recuperación de Calor
Agua
Fig. 3 Generación del Gas de Síntesis
Gas de
Síntesis
21
GENERACION DE PETROLEO SINTETICO
(2º ETAPA)
Alimentación de
Hidrocarburo Líquido
Gas de salida
Gas de Síntesis
Petróleo Sintético
Reactor de Lodos de
Columna Burbujeante
Enfriamiento del gas y
Separación de Productos
Agua
Fig. 4 Generación de Petróleo Sintético
4.2.1 SELECCIÓN DE LA TECNOLOGIA PARA LA GENERACION DE GAS DE
SINTESIS
Para convertir el gas natural (en su mayoría CH4) a Syngas (una mezcla de H2 y CO), se debe
tener en cuenta las siguientes tecnologías de reformado:
•
Reformado por Vapor de agua
•
Oxidación Parcial (POX)
•
Reformado Autotérmico
•
Reformado por Combinación ó por dos etapas
La elección de la tecnología de Reformado influirá en la eficiencia térmica de la planta y en el
costo (instalación) del reformador, planta de O2 (si es necesaria) y la sección de Fischer –
Tropsch.
Uno de los desafíos más grandes es la optimización de la energía de integración entre las
secciones de generación y conversión de Syngas.
22
1.- Reformado de Metano con Vapor de Agua
Una de sus principales ventajas es la no utilización de una planta de O2. Sin embargo puesto
que estos reformadores son más costosos que los POX y reformadores autotérmicos, existe
un tamaño mínimo de planta sobre el cual la economía de escala de una planta criogénica de
O2 en combinación con un POX ó reformador autotérmico es más barato que el reformador
por vapor de agua.
Otras desventajas de este tipo de reformadores son:
*
Una relación de Syngas H2 / CO > 4, que se considera muy alta en comparación a la
óptima requerida en la sección de F-T
* Conversión de CH4 baja, debido a la operación a máxima temperatura.
*
Velocidad de consumo de agua muy alta.
Recirculando el CO2 y removiendo el exceso de H2 a través de membranas puede ser
disminuida la relación H2 / CO a niveles más aceptables en la sección de F-T.
Debido a que la conversión de CH4 es función de la presión de operación, se debe disminuir
ésta para permitir el incremento de dicha conversión. Debido a los costos relacionados con
estas etapas, el uso de reformadores de vapor será más apropiado cuando se tengan las
siguientes condiciones:
¾ Planta de GTL relativamente pequeña con una capacidad relativamente menor a 10000
bpd.
¾ El exceso de H2 puede ser utilizado para la producción de metanol o amoniaco cuando
el gas natural contiene elevado grado de CO2.
¾ Cuando las cantidades de agua pueden ser obtenidas a bajo costo.
(Referencia: Fuel Processing Technology 71 (2001) pág. 149-155 “Fischer-Tropsch: Vision
futura”)[23].
23
2.- Reformado por Oxidación Parcial
La combustión parcial no catalítica del CH4 produce Syngas con una relación H2 / CO < 2, la
cual se considera cercana a la óptima requerida por la sección de F-T. Esta relación baja
resulta de la poca cantidad de vapor que es utilizado en el proceso.
Debido a la ausencia de catalizador, el reformador opera a T>1400 °C
Estas temperaturas altas y la falta de catalizadores otorgan las siguientes desventajas a estos
reformadores con relación a los autotérmicos:
™ Formación de hollín (carbonilo) y altos niveles de amoniaco y HCN (ácido
cianhídrico) para los cuales se utilizará un scruber (absorbedor) para limpiar el gas.
™ Altos consumos de O2
™ Debido a la ausencia de la reacción gas-agua, el CH4 no convertido como el producido
por las reacciones de F-T, no pueden ser recirculadas al reformador sin eliminar el
CO2 del gas de colas de F-T.
Dependiendo de la energía necesaria en la planta, el Syngas del reformador puede ser
enfriado con agua o por la producción de vapor en un intercambiador de calor.
(Referencia: Fuel Processing Technology 71 (2001) pág. 149-155 “Fischer-Tropsch: Vision
futura”)[23].
3.- Reformado Autotérmico
A diferencia del reformador por oxidación parcial, el Autotérmico utiliza un catalizador para
reformar el gas natural a Syngas en presencia de vapor y O2.
Debido a las condiciones de operación (Tsal.= 1000°C aprox.) y el uso de vapor (relación
vapor / carbón (S / C) normalmente más de 1.3), el Syngas está libre de hollín y posee una
porción mínima de amoniaco y HCN.
Sin embargo para una relación S/C = 1.3, se tendrá una razón H2 / CO = 2.5 aprox. La cual es
considerada alta.
24
La última relación puede ser controlada por la variación de S/C y el reciclo de CO2 al
reformador.
Aunque relaciones de S/C por debajo de 1.3 no son comercialmente utilizadas, Haldor Topsoe
y Sasol han completado satisfactoriamente pruebas para bajas relaciones S/C en escalas
comerciales en plantas de Sasol para combustibles sintéticos en Sud África.
Algunos otros parámetros de diseño para la sección de Syngas que influyen en el costo y
eficiencia térmica de una planta de GTL, son los siguientes:
ƒ
En el precalentamiento de O2 y gas natural, se determinarán las máximas temperaturas
de precalentamiento por factores de seguridad y para prevenir la producción de
carbonilo.
ƒ
La presión de vapor generada en el reboiler. Una eficiencia de energía más elevada
podrá ser obtenida del vapor. La presión óptima del vapor será determinada por el costo
relativo de capital y energía.
(Referencia: Fuel Processing Technology 71 (2001) pág. 149-155 “Fischer-Tropsch: Vision
futura”)[23].
4.- Reformado por Combinación ó de dos etapas
Al combinar un reformador de metano con vapor (SMR) y un reformador autotérmico (ATR)
puede ser obtenida una mejor utilización de la energía que usando por separado estas
tecnologías.
Para combinar el trabajo que realiza un reformador de vapor y un autotérmico, se debe
considerar que se obtendrá un relativo incremento de energía en comparación a las otras
tecnologías
Dependiendo del grado de energía de integración y las condiciones de operación, la eficiencia
térmica para esta tecnología en una planta de GTL será mejorada alrededor de 1 o 2 %.
25
Aunque este tipo de reformador es menos costoso que el reformador con vapor y más que el
Autotérmico, la selección se basará en el costo del gas natural.
(Referencia: Fuel Processing Technology 71 (2001) pág. 149-155 “Fischer-Tropsch: Vision
futura”
www.elsevier.com/locate/fuproc/) [23].
CONCLUSIONES:
*
Después de haber observado las características de cada una de las tecnologías utilizadas
para la generación de Gas de Síntesis, se puede mencionar que para dicha selección se deben
tomar en cuenta factores de tipo técnico, económico entre otros.
Por ejemplo los Reformadores de Metano con Vapor de agua y de Oxidación Parcial No
Catalítica, superan notablemente a las demás tecnologías en cuanto a la amplia experiencia
industrial, este hecho promueve mayor confianza al utilizar dichas tecnologías pues las demás
aún se encuentran en desarrollo y su experiencia es limitada.
•
Ahora bien, si se tratara el aspecto económico, se puede indicar que la tecnología más
favorable llega a ser la del Reformado Autotérmico (ATR) pues está es una de las últimas
tecnologías que se están desarrollando y presenta ciertas ventajas en cuanto a costos que la
hace más económica.
“La conversión de gas natural a productos líquidos en escalas convencionales, juega un papel
importante en la economía energética. Un parámetro esencial es la producción del gas de
síntesis. Hoy en día el ATR aparece como la solución más barata, cubriendo todo
requerimiento óptimo para las síntesis de metanol y F-T”. (Fuente: Applied Catalysis A:
general 221 (2001) pág. 379-387).
*
Otro aspecto muy importante que se tomó en cuenta fue, la disponibilidad de datos,
características propias de cada tecnología, cinéticas y otras ecuaciones básicas esenciales para
determinar la operación del Reformador, para posterior diseño.
26
Ante lo expuesto, se debe mencionar que todas las empresas que manejan dichas tecnologías a
excepción del Reformado con Vapor, mantienen muy reservada aún la información que
facilitaría un trabajo más detallado.
Después de analizar puntos muy importantes, se concluye que en este trabajo, se utilizará la
tecnología de Reformado de Metano con Vapor para la generación de Gas de Síntesis pues
ésta posee ventajas muy amplias en cuanto a experiencia industrial, disponibilidad plena de
datos para su operación y posterior diseño, lo cual facilitará el desarrollo del proyecto.
57
TABLA 37
COMPARACION DE LAS TECNOLOGIAS PARA LA GENERACION DE GAS DE SINTESIS
(ALIMENTACION GAS NATURAL)
TECNOLOGIA
VENTAJAS
1) SMR
(Reformado de metano por
vapor)
* Amplia experiencia industrial
* No requiere oxígeno
* Requiere de temperaturas bajas para el proceso
* Mejor relación H2/CO para las aplicaciones de la
producción de H2
* Relación H2/CO a menudo más alta de lo
requerido cuando se produce también CO
* Emisiones de aire muy altas.
2) Reformado por
Intercambio de Calor
* Tamaño total compacto
* La aplicación de la flexibilidad ofrece opciones
adicionales para proveer incrementos en la
capacidad.
* Experiencia comercial muy limitada
* En algunas configuraciones debe ser usada
en tándem, es decir acoplada a otra tecnología
de gas de síntesis.
3) Reformado en dos
Etapas (SMR seguido por
un reformador secundario
de corrientes de oxígeno)
* El tamaño de SMR es más reducido
* El contenido de CH4 en el gas de síntesis puede
ser fijado ajustando la temperatura de salida del
reformador secundario.
* Complejidad en el proceso de incrementos.
* La temperatura del proceso es más elevada
que la del SMR.
* Usualmente se requiere O2
4) ATR
(Reformador Autotérmico)
* La relación H2/CO a menudo es favorable.
* Experiencia comercial limitada.
* Se requieren procesos con temperaturas más bajas * Requerimiento de O2
que POX (Oxidación Parcial).
* El contenido de CH4 en el gas de síntesis puede
ser fijado ajustando la temperatura de salida del
DESVENTAJAS
58
reformador.
5) POX
(Reformado por Oxidación
Parcial no catalítico)
* No requiere desulfurización de la alimentación
* La ausencia de catalizador le permite la
formación de carbono y por lo tanto la operación
sin vapor y el contenido de CO2 en el gas de
síntesis disminuirá notablemente.
* La relación H2/CO es pequeña y se presenta como
una ventaja para las aplicaciones que requieren
relaciones menores a 2.0
* La relación de H2/CO baja es una
desventaja para las aplicaciones que requieren
relaciones mayores a 2.0
* Temperaturas de operación en el proceso
son muy elevadas
* generalmente requiere de O2
* El calor recuperado de las altas
temperaturas y la formación de hollín
provoca complejidad en el proceso.
* El contenido de metano en el gas de síntesis
es esencialmente bajo y no es fácilmente
modificado para cubrir los requerimientos
corriente abajo.
(Fuente: Fuel Processig Technology 71 (2001) pág. 139-148 “Producción de gas de Síntesis para las Aplicaciones de Gas a Líquidos”
www.elsevier.com/locate/fuproc[23]
http://www.sfapacific.com)
59
4.2.2 SELECCIÓN DE LA TECNOLOGIA PARA LA PRODUCCION DE
PETROLEO SINTETICO (SINTESIS DE FISCHER – TROPSCH)
Fig. 5 Esquema de los Reactores de Fischer-Tropsch
4.2.2.1 PRINCIPALES TIPOS DE REACTORES DE FISCHER-TROPSCH
TABLA 38
CARACTERISTICAS DE LOS REACTORES DE F-T
CARACTERÍSTICA
Lecho fijo
Lecho lodos
Rendimiento
bajo
medio
Caída de presión
alta
baja
Capacidad
alto
alto
Consumo de catalizador
bajo
bajo
Limitaciones de transferencia de calor
alto
bajo
Mezclado catalítico
pobre
excelente
Peso molecular del producto
alto
alto
Conversión del gas de síntesis
bajo
alto
Temperatura de operación
baja
baja
Catalizador de Fe
si
si
Catalizador de Co
si
si
60
Beneficios del reactor de lodos:
ƒ
Diseño simple del reactor
ƒ
Alta capacidad
ƒ
Elevado tiempo en la corriente
ƒ
Alto rendimiento
ƒ
Baja caída de presión
ƒ
Excelente temperatura de control
ƒ
Facilidad de operación y escalamiento (scale-up)
TABLA 39
DIMENSIONES DEL REACTOR DE F-T EN
PLANTAS EXISTENTES
Velocidad
superficial
(cm/s)
Diámetro del
reactor
(in)
Altura del
reactor
(ft)
Presión de
operación
(Psig)
Relación
de H2/CO
Sterling
3.5
6
11
8
120
0.7 – 3.0
3–4
1.2 – 2.5
Zuni
3.5
29
160
1.2 – 1.4
6–8
Boulder
1.5
26
185
0.7 – 2.5
2-4
Pueblo*
1.5
26
150 – 375
0.7 – 3.5
2.5 – 5
Synhytech
72
55
160
1.4 – 1.9
4.5 – 6
LaPorte
22
24
265
0.7 – 2.0
4.0 – 24
Planta
Fuente: “Fischer – Tropsch Technology”, LNG – GTL Conference
Buenos Aires (Argentina), Julio 31 – Agosto 1, 2001)[16]
61
TABLA 40
PLANTAS DE F-T CON PROCESOS INTEGRADOS
Tecnologías de gasificación
Fe
Co
- Reformado de metano con vapor de agua
si
si
- Oxidación parcial no catalítica
si
si
- Reformado Autotérmico
si
si
- Plasma/Otros
si
si
Tecnologías del reactor de
Fischer – Tropsch
- Lecho fijo
si
si
- Lecho fluidizado
si
no
- Lecho lodos
si
Distribución de productos
- Lecho fijo
Alto peso molecular Alto peso molecular
- Lecho fluidizado
Bajo peso molecular
Ninguna
- Lecho lodos
Alto peso molecular
? (Exxon)
Fuente: “Fischer – Tropsch Technology”, LNG – GTL Conference
Buenos Aires (Argentina), Julio 31 – Agosto 1, 2001)[16]
TABLA 41
EMPRESAS QUE OPERAN CON LA
TECNOLOGIA FISCHER-TROPSCH
Empresa
Tipo de reactor Catalizador
Estado
Exxon
Lodos
Cobalto
Piloto
Shell
Lecho Fijo
Cobalto
Comercial
Sasol
Lecho fijo
Lecho
fluidizado
Lodos
Hierro
Hierro
Cobalto
Comercial
Comercial
Comercial
Conoco
Lodos
Cobalto
Escala
laboratorio
Asuntos
Solamente plantas grandes
Sin licencia de explotación
Solamente plantas grandes
Sin licencia de explotación
Necesidad de utilizar gas
de purga
Posibles problemas de Patente
Posibles problemas de Patente
Lecho fijo
Soplado de Aire
Cobalto
Piloto
Lecho móvil
Posibles problemas de Patente
Lodos
Hierro
Comercial
$$$$
Rentech
Fuente: “Fischer – Tropsch Technology”, LNG – GTL Conference
Buenos Aires (Argentina), Julio 31 – Agosto 1, 2001)[16]
Syntroleum
62
4.2.2.2 TIPOS DE CATALIZADOR UTILIZADOS
TABLA 42
CARACTERÍSTICAS GENERALES DEL CATALIZADOR DE F-T
HIERRO (FE)
COBALTO (CO)
Corta vida
Larga vida
Bajo costo
Caro (promotores exótico)
Precipitado / fundido
apoyado
Gas de Síntesis H2:CO a 0.7+
Gas de Síntesis H2:CO a 2.0+
azufre / tolerancia de amoníaco
Sin azufre / tolerancia de amoníaco
No toxico / desechable
Toxico / necesita reciclar
Productos mas oleofínicos
Productos mas parafínicos
productos de peso moleculares más altos
productos de peso moleculares más bajos
(alfa alto)
(alfa bajo)
subproductos - H2O / CO2 / vapor / generación
subproductos - H2O / vapor / generación
eléctrica
eléctrica
Fuente: “Fischer – Tropsch Technology”, LNG – GTL Conference
Buenos Aires (Argentina), Julio 31 – Agosto 1, 2001)[16]
OTRAS VENTAJAS DEL CATALIZADOR DE HIERRO
¾ Conversión de un amplio rango de gas de Síntesis H2: CO
–
H2: CO Rango de 0.7 a 3.5 demostrado
–
Puede usarse gran cantidad de CO2 y gas natural
¾ Tolerancia a azufre y amoniaco
¾ Alta probabilidad de crecimiento de la cadena factor (Alpha)
–
0.97 demostrado.
1. 4.3 wt% C1. C4 (gases) selectividad
2. 95.7 wt% C5+ (líquidos) selectividad
–
minimización de la producción de hidrocarburos ligeros
–
maximización de productos líquidos/ceras.
¾ Costo de operación bajo.
– Bajo costo de producción.
– Facilidad de activación.
63
– Vida razonable.
– No es tóxico.
¾ excelente actividad.
TABLA 43
OTRAS CARACTERISTICAS DE ESTOS CATALIZADORES
Rentech
C1
Typical
Catalizador de Hierro Catalizador de Cobalto
(% en peso)
(% en peso)
1.1
5.9
C2 – C4
3.2
4.6
C5 – C9
11.8
18.0
C9 – C19
16.5
35.5
C20+
67.4
38.0
100.0
100.0
Fuente: “Fischer – Tropsch Technology”, LNG – GTL Conference
Buenos Aires (Argentina), Julio 31 – Agosto 1, 2001)[16]
ACOTACIONES REFERIDAS A LOS TIPOS DE REACTORES PARA LA SINTESIS
DE FISCHER-TROPSCH
Reactores de F-T (Fischer-Tropsch) de escala comercial han sido instalados y operados antes
y durante la Segunda Guerra Mundial en ciertas plantas, mayormente en Alemania. En
adición a estos reactores comerciales, muchos otros han sido propuestos y desarrollados para
variar los grados de preparación comercial en un periodo antes y después de la Segunda
Guerra Mundial. Estos tipos de reactores son:
¾ Reactor de Lecho Fijo con refrigeración interna
¾ Reactor Multitubular con tubos concéntricos dobles
¾ Reactor de Lecho fijo Adiabático
¾ Reactor de Lecho fijo con lechos adiabáticos múltiples
¾ Reactor de Lecho fijo Adiabático con gran reciclo
¾ Reactor de Lodos con catalizador sólido
64
Desarrollos en periodos posteriores a la Segunda Guerra Mundial, permitieron a los reactores
de F-T incrementar la producción a gran escala de combustibles sintéticos. Entre ellos
tenemos:
•
Reactor de Lecho Fijo Multitubular operado con reciclo de gas
•
Reactor de Lodos en el cual el gas de síntesis es contactado en una columna
burbujeante con lodo de catalizador fino suspendido en líquido.
•
Lecho Fluidizado de tres fases
•
Reactor de Lecho Fluidizado operado en régimen de burbujeo
•
Sistema Circulante de Lecho Fluidizado.
Después de mencionar los tipos de reactores existentes para la síntesis de Fischer-Tropsch, se
debe hacer que los reactores más viables para procesos comerciales en la producción de
hidrocarburos pesados y relativamente pesados son específicamente dos: Reactor de Lecho
fijo Multitubular y Reactor de Lodos con Columna Burbujeante.
Además de los aspectos mecánicos de construcción, el peso del reactor puede llegar a ser un
factor limitante si el reactor es transportado a áreas muy alejadas con infraestructura poco
desarrollada.
En el caso específico de la conversión de gas de síntesis en productos de F-T relativamente
pesados, De Swart et al. Ha logrado comparar el reactor de lecho por goteo Multitubular con
el reactor de lodos operando ambos en régimen homogéneo y heterogéneo.
Con 900 toneladas de peso máximo por reactor como criterio limitante, el número de
reactores necesarios para una planta con capacidad de 5000 tons/dia (aproximadamente 40000
bbl/dia) fue de 10 reactores de lecho por goteo Multitubular y de 17 reactores de Lodos,
ambos operando en régimen homogéneo. Pero si la operación se la realiza en régimen de flujo
heterogéneo, el número de reactores de lodos con Columna Burbujeante será de cuatro. (En el
régimen heterogéneo, las burbujas pequeñas generalmente en el rango de 1-7 mm., se
cambian para formar las burbujas grandes con un tamaño que varia entre 20-70 mm. Estas
últimas viajan a través de la columna a altas velocidades en el margen de 1-2 m/s)
65
Mientras la capacidad máxima en los reactores de F-T es indudablemente un factor importante
en la economía de conversión a gran escala del gas natural, no llega a ser el único que se
considera al momento de la elección del tipo de reactor, el costo de los reactores varía aunque
éstos sean de la misma capacidad dependiendo de la complejidad de la construcción.
Analizando todos estos factores, se concluye que el Reactor de Lodos con Columna
burbujeante es más favorable y presenta mayores ventajas en relación al Reactor de Lecho
Fijo Multitubular.
Toda la información recopilada, referida a las propiedades y características de los tipos de
reactores para la síntesis de F-T, catalizadores y cinéticas fue extraída de las siguientes
referencias bibliográficas:
•
“Gas to Liquids Processing 99, pág. 3”: Federal Energy Technology Center- US
Departament of Energy) [12]
•
“GTL: Progress and Prospect” Oil &Gas Journal, Mar.12, 2001 pág. 66; “Foster
Wheeler Energy Ltd”[14].
•
“Macromol Symp.193”, pág. 29-34 (2003) – Sasol Technology R & D[15]
•
“Fischer – Tropsch Technology”, LNG – GTL Conference
Buenos Aires (Argentina), Julio 31 – Agosto 1, 2001)[16]
•
“Fuel Processing Technology 64 (2000) 73-105”
Design of Fischer – Tropsch Slurry Reactor [27]
CONCLUSIONES:
*
Después de haber observado las características de cada una de las tecnologías utilizadas
para la generación de Petróleo Sintético, se puede mencionar que para dicha selección se
deben tomar en cuenta factores de tipo técnico, económico entre otros.
66
Por ejemplo los Reactores de Lodos con Columnas Burbujeantes y los de Lecho Fijo
Multitubular, superan notablemente a las demás tecnologías en cuanto a la amplia experiencia
industrial, este hecho promueve mayor confianza al utilizar dichas tecnologías pues las demás
aún se encuentran en desarrollo y su experiencia es limitada.
*
Ahora bien, si se tratara el aspecto económico, se puede declarar que la tecnología más
favorable es el Reactor de Lodos con Columnas Burbujeantes pues está es una de las últimas
tecnologías que se están desarrollando y presenta ciertas ventajas en cuanto a costos que las
hace más económicas como ya se detalló anteriormente.
*
Otro aspecto muy importante que se tomó en cuenta fue, la disponibilidad de datos,
características propias de cada tecnología, cinéticas y otras ecuaciones básicas esenciales para
determinar el diseño del Reactor.
Ante lo expuesto, se debe mencionar que todas las empresas que manejan dichas tecnologías,
mantienen muy reservada aún la información que facilitaría un trabajo más detallado. A pesar
de ello, se pudo obtener información que permitirá trabajar en la operación y diseño del
Reactor de Lodos
Después de analizar los aspectos importantes, se concluye que en el proyecto, se utilizará la
tecnología referida al Reactor de Lodos para la generación de petróleo Sintético pues ésta
posee ventajas muy amplias en cuanto a la experiencia industrial, parte económica y cierta
disponibilidad de datos para su operación y posterior diseño.
67
4.3 DESCRIPCION DEL PROCESO
Fig. 6 Diagrama de Flujo del Proceso
68
TABLA 44
BALANCE GLOBAL DE MATERIA Y ENERGIA
EN EL PROCESO DE FISCHER – TROPSCH
Corriente
(Kmol/hr)
Comp.
CH4
H2O
H2
CO
CO2
N2
MDEA
TOTAL
(Kmol/hr)
TOTAL
(Kg/hr)
Temp.
(ºK)
Presión
(Kpa)
Fracc. vap
φ
Entalpía
(MJ/hr)
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
Alimentación
GN – Vap
47153.700
188614.799
7675.507
0.0000
26.973
580.458
0.0000
Salida
Mez. 1
47173.700
189803.211
7783.015
25.407
33703.410
580.808
0.0000
Entrada
convección
47173.700
189803.211
7783.015
25.407
33703.410
580.808
0.0000
Alim.
Reformador
47173.700
189803.211
7783.015
25.407
33703.410
580.808
0.0000
Salida
Reformador
13622.121
151595.106
113101.601
28921.422
37647.609
580.811
0.0000
Alim.
Intercamb.2
13622.121
151595.106
113101.601
28921.422
37647.609
580.811
0.0000
Alim.
Separador 6
13622.121
151595.106
113101.601
28921.422
37647.609
580.811
0.0000
Alim. Gas
Absorbedor
13617.060
510.935
113077.096
28914.580
37329.700
580.717
0.0000
Salida
De Agua
5.0610
151084.141
24.518
6.8460
317.910
0.0940
0.0000
Solvente
rico
19.995
704066.998
107.508
25.408
33770.658
0.350
71040.180
Alim.
Regenerador
19.995
704066.998
107.508
25.408
33770.658
0.350
71040.180
244051.423
279069.552
279069.552
279069.552
345468.635
345468.635
345468.635
194030.090
151438.563
809031.037
809031.037
4187302.53
5692071.12
5692071.12
5692071.12
5660750.00
5660750.00
5660750.00
2924650.00
2736096.68
22636704.13
22636704.13
475.00
474.86
742.63
795.00
1062.14
600.00
310.00
310.00
310.00
348.36
318.24
2400.00
2935.00
2900.00
2900.00
2438.80
2404.33
2369.83
2369.83
2369.83
2369.83
101.325
0.6932
0.7066
1.0000
1.0000
1.0000
1.0000
0.5616
1.0000
0.0000
0.0000
0.0003
-5.059E+6
-6.414E+6
-5.805E+6
-5.740E+6
-4.619E+6
-5.228E+6
-6.219E+6
-1.899E+6
-4.321E+6
-2.468E+7
-2.468E+7
69
4.4 REFORMADOR DE METANO CON VAPOR DE AGUA
(La información que se presenta a continuación tiene como fuente:
http://leo.worldonline.es/anroalmi/reform11.htm)
Las altas temperaturas y las bajas presiones favorecen la producción de monóxido de carbono
e hidrógeno. Si bien la presión suele venir determinada por los requerimientos del uso final
del hidrógeno, siempre se precisan elevadas temperaturas para alcanzar una conversión
aceptable. Para alcanzar tales temperaturas (800-900ºC) en la zona gaseosa del proceso, los
tubos rellenos de catalizador donde tiene lugar la reacción se encuentran inmersos dentro de la
sección radiante de un horno (reformador primario), en el cual el calor se intercambia
directamente entre la llama y la superficie del tubo.
Para el reformado, el gas libre de azufre se mezcla con el vapor de agua y la mezcla se
alimenta de forma uniforme a los tubos de reformado paralelos por medio de un sistema de
entrada múltiple ("manifolds"). Los tubos de reformado se encuentran conectados al sistema
de entrada por medio de conducciones flexibles denominadas "colas de cerdo" ("pigtails").
La caída de presión del gas en estas colas de cerdo garantiza una distribución uniforme de la
mezcla gas-vapor a través de todos los tubos. Éstos están compuestos de acero enriquecido
con cromo y níquel que reúne los requerimientos de temperatura y presión. El proceso en el
tubo de reformado puede dividirse en tres fases: precalentamiento, reacción y
sobrecalentamiento.
En primer lugar, la mezcla de vapor y gas se calienta a la temperatura de reacción. Dicha
reacción es, como ya se ha señalado, altamente endotérmica y el calor necesario debe
generarse por combustión. La tercera fase del proceso, que tiene lugar en la parte más baja del
tubo de reformado, está constituida por el sobrecalentamiento de los productos y por el ajuste
de las condiciones de equilibrio en el gas resultante. Este gas procedente de todos los tubos es
recogido por medio de un sistema de salida múltiple y alimenta los convertidores.
Los tubos del reformador realizan una doble misión. Por un lado, se encargan de retener el
catalizador y los gases de reacción bajo presión y, por otro, aseguran una transferencia de
70
calor eficiente desde el gas quemado al gas de proceso y al catalizador para promover la
reacción.
Como los hornos del reformador operan a elevadas temperaturas, la vida de los tubos se
encuentra limitada por la resistencia a la rotura de los materiales usados. Se utilizan
aleaciones con una elevada resistencia a la rotura puesto que así se logran paredes más finas
que permiten una mejor transferencia de calor. Además de la resistencia a la rotura, existen
otras propiedades de los materiales que también son deseables como una alta ductilidad, una
buena resistencia a la oxidación y a la "carburización" y facilidad para la soldadura.
La alimentación entra en el tubo del reformador lleno de catalizador a través de las "colas de
cerdo". Una parrilla de catalizador situada en la parte inferior del tubo se encarga de sujetar el
catalizador. A través de las aberturas de la parrilla, el gas de proceso se descarga hacia el
sistema de salida múltiple. Según la modalidad de este sistema de salida múltiple, se
distinguen:
¾ salida caliente con una conexión flexible al sistema múltiple situada en el exterior del
horno, que será la utilizada en este proyecto.
¾ salida caliente con una conexión directa al sistema múltiple situada dentro del horno.
¾ salida fría con una conexión directa al sistema múltiple situada fuera del horno.
Cada tubo del reformador consta de tres o más secciones soldadas ya que la tecnología de
fabricación permite longitudes limitadas. El calibre de los tubos suele encontrarse rebajado
ligeramente en la parte final para eliminar la porosidad inútil, de forma que se logra una pared
más uniforme y más delgada.
El diseño de un reformador no puede evitar la exposición de los tubos a temperaturas y
presiones elevadas, de forma que aquellos operan bajo condiciones críticas. A pesar de todas
las mejoras en las aleaciones y en la fabricación, los tubos del reformador continúan
representando una cuestión delicada y una causa potencial de fallo bien cuando se ha
alcanzado el final de su vida o cuando se produce un sobrecalentamiento excesivo. En el
mercado existen diferentes diseños que incluyen conexiones flexibles entre el final de los
tubos del reformador y el sistema múltiple de salida.
71
Estas conexiones también reciben el nombre de "colas de cerdo" y deben resistir la máxima
temperatura del gas a plena presión, además de compensar las expansiones térmicas del
sistema múltiple y de los tubos.
El material de construcción disponible para los tubos limita actualmente la temperatura de su
superficie a unos 1000 ºC, lo que corresponde a una temperatura del gas de proceso (dentro
del tubo) alrededor de 920 ºC.
A esta temperatura de operación, con una razón de alimentación molar típica vapor de
agua/carbono de entre 3 y 5 a una presión moderada, se convierte prácticamente el 98% del
metano. Si se pretendiese obtener una mayor conversión de metano, será necesaria una etapa
adicional de combustión (reformado secundario). El efluente gaseoso del reformador primario
se mezcla con cantidades controladas de aire u oxígeno en un vaso recubierto de material
refractario y lleno de catalizador.
Otra mejora ampliamente adoptada en el sistema de procesamiento del gas natural es el uso de
turbinas de gas que proporcionen oxígeno para la combustión en el horno del reformador
primario. La principal razón para la integración de turbinas de gas con quemadores es un
ahorro de energía como consecuencia de la recuperación de la entalpía del gas exhausto para
el proceso de calentamiento. Disposiciones de este tipo se han aplicado con éxito en plantas
de producción de amoniaco y en plantas petroquímicas de reciente diseño.
Sin embargo, existen otros aspectos de esta integración que resultan tan importantes como la
mejora que introduce en el aprovechamiento energético; así, la ignición del combustible con
el gas exhausto deriva en una reducción de la temperatura de llama adiabática de los
quemadores disminuyendo la formación de óxidos de nitrógeno en el horno.
De esta forma, la combinación de la turbina de gas y del horno del reformador se convierte en
un sistema de combustión muy eficiente con bajas emisiones a la atmósfera.
72
4.4.1
FLUJO DE ALIMENTACIÓN DE GAS NATURAL:
El flujo de gas natural requerido para el proceso de Fischer – Tropsch se ha
determinado de acuerdo a la cantidad de diesel requerido, estimado en el estudio de
mercado del presente proyecto.
bbl
de diesel.
dia
¾ Se sabe que el diesel representa el 80% del combustible líquido (% en volumen)
¾ Se desea producir 68785.93
producido por el proceso de F – T, de acuerdo a datos de plantas de este tipo que
actualmente se encuentran en operación. Además; por cada 277.2 MMPCSD de
gas natural se producen 22640
bbl
de diesel.
dia
Ref. (By Dennis L. Yakobson. Rentech, Inc July 31 - August 1, 2001) [6].
¾ Dada la anterior situación se puede determinar la cantidad de gas natural requerido
de la siguiente manera:
68785.93
68785.93
bbl 0.2
bbl
*
= 17196.38
de gasolina.
d 0.8
d
bbl 277.2 MMPCSD
*
= 842.20 MMPCSD de gas natural.
bbl
d
22640
d
Se tomará un margen de seguridad del 7%, entonces la cantidad real de gas natural será igual
a:
X = 842.20 + 58.95 = 901.15 MMPCSD de gas natural
•
Se deberá considerar un factor de operación de 0.9 para los 10 años de operación
estimados del proceso; en la planta se usarán 2.96 TCF de gas natural
aproximadamente de los 54 TCF que por ahora tiene el país.
73
4.4.2 FLUJO DE METANO EQUIVALENTE EN LA ALIMENTACIÓN:
Según el número de átomos de carbono en los hidrocarburos del gas natural incluyendo CO2,
el flujo de carbono en el gas natural (CGN) en
CGN =
∑ K *Y
K
Kmol
esta dado por:
hr
eq
* FGN = FCH
4
(1)
TodoK
Donde:
K, YK = Número de átomos de carbono, fracción molar del hidrocarburo con k átomos
de carbono en el gas natural.
FGN = Flujo del gas natural
Kmol
.
hr
eq
FCH
= Flujo de metano equivalente
4
Kmol
.
hr
¾ El flujo de gas natural de alimentación estimado es igual a:
FGN = 901.15 _ MMPCSD = 25.518 * 106
m3
dia
A condiciones estándar:
T = 60 ºF
P = 14.7 Psia
La densidad y el peso molecular del gas es:
Kg
m3
Kg
= 17.064
Kmol
ρ GN = 0.72217
M GN
El flujo del gas es:
FGN = 1079953.942
Kmol
Kmol
= 44998.081
dia
hr
Los hidrocarburos mas pesados que el metano, son craqueados a metano a la entrada
del reformador, formándose además hidrogeno y dióxido de carbono.
Ref. (M. H. Hyman 1968) [7], (De Deken et. Al., 1982) [4].
Este metano mas el metano presente en el gas natural se define como “metano
equivalente” en la alimentación y expresa el flujo total de carbono de los
74
hidrocarburos del gas natural, de manera que, el flujo de metano equivalente es
calculado de la ec. (1), utilizando la composición mostrada en la tabla 33.
(
eq
FCH
= FGN * 1 * YCH 4 + 2 * YC2 H 6 + 3 * YC3 H 8 + 4 * Yi −C4 H10 + 4 * Yn −C4 H10 + 5 * Yi −C5 H12 + 5 * Yn −C5 H12 + 1 * YCO2
4
eq
FCH
= FGN *1.0479 = 47153.489
4
)
Kmol
hr
4.4.3 CANTIDAD ESTEQUIMETRICA DE VAPOR REQUERIDA
De acuerdo a las condiciones que operan los reformadores de vapor, recomienda la
bibliografía el uso de una relación de vapor a metano de 3 – 5. Para el diseño del presente
equipo se considerará una relación de 4.0.
(Fuente: De Deken et. Al., 1982) [4], (Tindall y King, 1994) [2].
¾ La relación molar de hidrogeno (H2) a metano equivalente en la alimentación
es:
FH1 2
eq
CH 4
F
⎛ 2*k + 2 ⎞
= ∑⎜
⎟ * YK = 0.1628
2
⎠
k >1 ⎝
(2)
Donde:
k = Número de átomos de carbono.
Yk = Fracción molar del hidrocarburo con k átomos de carbono en el gas
natural.
¾ La relación molar de dióxido de carbono (CO2) a metano equivalente es:
1
FCO
2
eq
FCH
4
= 0.000572
¾ Para el nitrógeno se tiene:
FN12
eq
FCH
4
= 0.01231
75
1
PF = 2900 Kpa = 29 bar
TF = 795 °K
FENT = 24405.1464 Kmol/hr
(GN-Vapor)
2
P = 2438.8 Kpa
T = 1061.22 °K
FSAL = 31047.4126 Kmol/hr
Fig. 7 Esquema del reformador
TABLA 45
GAS DE ENTRADA AL REFORMADOR PARA LA
CANTIDAD ESTEQUIOMÉTRICA DE VAPOR REQUERIDO
CORRIENTE
COMPUESTO
CH4
CO2
H2O
H2
N2
1
RELACIÓN MOLAR
Kmol
eq
= 47153.489
FCH
4
hr
1
FCO2
= 0.000572 = θ CO2
eq
FCH
4
FH1 2O
eq
FCH
4
FH1 2
eq
FCH
4
FN12
eq
FCH
4
= 4.000 = θ H 2O
= 0.1628 = θ H 2
= 0.01231 = θ N 2
76
4.4.4 CONDICIONES DE ALIMENTACIÓN AL REFORMADOR:
Po = 29 bar
To = 795 ºK
El margen de operación para la relación vapor a carbono en la alimentación, varía entre 3 y 5,
la bibliografía recomienda valores no menores a tres para esta relación, basados en
comparaciones entre resultados obtenidos del diseño y simulaciones con procesos industriales
(De Deken et. Al, 1982) [4], (Xu y Froment, 1989b) [1], (Tindall y King, 1994)[2].
TABLA 46
FLUJOS Y COMPOSICIONES DE ALIMENTACIÓN AL REFORMADOR
Componente
CH4
H2O
H2
CO
CO2
N2
Flujo Total
⎛ Kmol ⎞
Fi 0 ⎜
⎟
⎝ hr ⎠
47153.48900
188613.95600
7676.58801
0.00000
26.97179
580.45945
244051.46425
Yi 0
0.19321
0.77284
0.03145
0.00000
1.1052E-4
2.3784E-3
1.00000
⎛ Kmol ⎞
Fi o ⎜
⎟ por tubo
⎝ hr ⎠
5.23928
20.95711
0.85295
0.00000
2.9969E-3
6.4495E-2
27.11683
Se tomara como dato:
Ntubos = 900 por reformador y se observa que existe un flujo de 27.12
Kmol
en
hr
cada tubo.
N° de Reformadores = 10 (se realiza esa consideración debido al flujo de gas
que se maneja)
(Fuente: Elnashaie and Elshishini; Gordon and Breach Science Publisher, “Modeling
Simulation and Optimizacion of Industrial Fixed Bed Catalytic Reactors (Topics in Chemical
Engineering Vol. 7)”)[11].
77
4.4.5 DISEÑO DEL REFORMADOR PRIMARIO
Con el diseño riguroso se pretende principalmente predecir el comportamiento del reformador
primario, considerando todos los procesos químicos y físicos que tienen lugar en el proceso
de reformación. Para lo cual se combinan variables de operación que son controlantes en el
proceso, como la temperatura, presión y la relación molar vapor/carbono de alimentación.
Los efectos difusionales dentro de la pastilla catalítica son tomados en cuenta mediante el
cálculo de los factores de efectividad a partir de correlaciones que ya han sido determinadas
mediante un método riguroso (método de colocación ortogonal).
El procedimiento para la derivación de las ecuaciones de diseño, tiene como base las
siguientes consideraciones:
o La composición y flujos de alimentación al reformador se asumen en estado
estable.
o Flujo pistón a través del reformador.
o La dispersión axial es despreciable debido a las elevadas velocidades del gas,
lo que hace despreciables los gradientes térmicos y de concentración en la
dirección axial.
o El flujo de calor suministrado, proporciona temperaturas uniformes en la pared
de los tubos, sobre toda su longitud.
o Las pastillas catalíticas son isotérmicas.
Los tres tipos de hornos de reformado más habituales en la industria se diferencian en la
posición de los quemadores y en el tipo de patrón de flujo:
78
•
HORNO CON QUEMADORES EN LA PARTE SUPERIOR (A)
Fig. 8 Horno con quemadores en la parte superior
Fig. 9 Diagramas de variación de temperatura y de flujo de calor.
Se caracteriza por flujo en corriente directa de los gases de síntesis y de proceso.
Se asegura que el enfriamiento máximo debido a la reacción endotérmica se logra en la zona
donde el tubo se encuentra expuesto a la máxima radiación de la llama.
A la salida del tubo, donde la mayor parte del metano ya ha reaccionado y el gas de proceso
está más caliente, el gas de calentamiento está más frío y la temperatura de la superficie del
tubo continúa siendo aceptable. Esta temperatura de la superficie permanece, por tanto, casi
constante, mientras que el flujo de calor varía significativamente.
(Fuente: http://leo.worldonline.es/anroalmi/reform11.htm)
79
•
HORNO CON QUEMADORES EN LA PARTE INFERIOR (B)
Fig. 10 Horno con quemadores en la parte inferior
El gas de calentamiento y el gas de proceso fluyen en contracorriente. De esta forma, los
flujos máximos de calor se obtienen en la parte inferior del horno, donde también se alcanzan
las temperaturas máximas del gas de proceso y donde ha ocurrido prácticamente la totalidad
de la conversión del metano.
Con este diseño, si se quieren alcanzar altas conversiones, se corre el riesgo de un sobrecalentamiento de la superficie del tubo en la zona final, debido a una absorción insuficiente
del calor por parte de la reacción endotérmica que, en ese punto, ya ha tenido lugar de forma
casi completa.
(Fuente: http://leo.worldonline.es/anroalmi/reform11.htm)
•
HORNO CON QUEMADORES LATERALES (C)
Fig. 11 Horno con quemadores laterales
80
Esta disposición ofrece un flujo de calor muy homogéneo a lo largo de toda la longitud del
tubo. Sin embargo, la temperatura de la superficie del tubo alcanza su máximo en la parte más
baja de los tubos de reacción; este hecho condiciona la selección del material precisamente en
función de la porción que sufre mayor calentamiento.
Los reformadores que responden a este diseño requieren un gran número de quemadores
(aproximadamente 4 veces más) si se comparan con los dos modelos anteriores.
Este requerimiento se considera una desventaja cuando se utiliza un flujo forzado de aire,
como en las turbinas de gas exhausto. Además, es preciso un ajuste más cuidadoso del
combustible empleado en el calentamiento.
Por regla general, este tipo de hornos se encuentra dispuesto en dos secciones conectadas
normalmente por la parte superior mediante una salida común para el gas de combustión.
Cada sección suele constar de dos filas de tubos en "ese" con los quemadores situados a los
lados y a diferentes alturas. Sin embargo, cada sección puede contener una única fila de tubos,
lo cual incrementa el tamaño del horno.
Aunque en teoría sería posible, mediante un adecuado control de los tubos, optimizar la
distribución del calor en el horno, en la práctica no es así; lo más probable es que se produzca
una situación de desequilibrio ya que se requiere el ajuste individual de cientos de
quemadores y un descenso en el calentamiento de una sección requiere el incremento en otra
para mantener las condiciones de diseño globales.
Cuanto mayor sea el número de quemadores, mayor es la probabilidad de desequilibrio.
(Fuente: http://leo.worldonline.es/anroalmi/reform11.htm).
Teniendo en cuenta las características expuestas, se tiende a la utilización de los hornos con
quemadores en la parte superior, predominantes especialmente en las instalaciones de gran
capacidad, puesto que combinan el diseño más barato con un mayor abanico de aplicaciones y
un horno de menores dimensiones.
El sistema de quemadores persigue los siguientes objetivos:
¾ Dirigir las llamas para una mejor liberación del calor.
81
¾ Iniciar y mantener la ignición.
¾ Mezclar el aire y el combustible.
¾ Volatilizar los combustibles líquidos.
¾ Mantener la proporción entre el combustible y el aire.
¾ Suministrar el combustible y el aire a velocidades y presiones que faciliten los
objetivos anteriores con seguridad.
Los aspectos más importantes que deben ser tenidos en cuenta a la hora de diseñar el sistema
de combustión son los referidos a la liberación del calor, al tamaño de la cámara de
combustión y a las temperaturas de precalentamiento.
El combustible que se puede utilizar en un reformador con vapor se encuentra limitado a
aquellos que no atacan las aleaciones con que se construyen los tubos del reformador; así, los
combustibles con altos contenidos en azufre, vanadio y sodio ejercen un efecto perjudicial
sobre dichos tubos ya que a elevadas temperaturas promueven la corrosión.
4.4.6 BALANCE DE MATERIA
Xu y Froment (1989a)
[5]
, han desarrollado ecuaciones de velocidad intrínsecas de modo
general para el reformado de metano por vapor, usando un reactor de flujo integral y un
catalizador comercial (Haldor Topsoe Ni/Mg AL2O4 Spinel). Ellos usaron los principios de
Langmuir – Hinshelwood (Hougen – Watson) con un mecanismo de 13 etapas, tres de las
cuales son velocidades de etapas determinadas y las otras 10 ocurren en el equilibrio. Las tres
reacciones son:
CH 4 + H 2 O ⇔ 3H 2 + CO
CO + H 2 O ⇔ H 2 + CO2
CH 4 + 2 H 2 O ⇔ 4 H 2 + CO2
(I)
(II)
(III)
Dos de las cuales son independientes y serán tomadas en cuenta en el balance de materia y
energía.
82
Siendo las dos primeras reacciones independientes y la tercera la reacción dependiente, se
tiene el balance de materia para las especies reaccionantes y para el nitrógeno como inerte.
(
0
FCH 4 = FCH
* 1 − X CH 4
4
)
(3)
(
)
(4)
(
)
(5)
0
FCO2 = FCH
* θ CO2 + X CO2
4
0
FCO = FCH
* X CH 4 − X CO2
4
(
0
FH 2O = FCH
* θ H 2O − X CH 4 − X CO2
4
(
)
0
FH 2 = FCH
* θ H 2 + 3 * X CH 4 + X CO2
4
FN 2 = F
0
CH 4
(6)
)
*θ N2
(
(7)
(8)
)
0
0
FT = FCH
* 1 + θ CO2 + θ H 2O + θ H 2 + θ N 2 + 2 * X CH 4 = FT0 + 2 * FCH
* X CH 4
4
4
(9)
Las ecuaciones de continuidad, obtenidas de un balance diferencial molar para los
componentes de referencia CH4 y CO2 para un modelo unidimensional y heterogéneo son:
dX CH 4
dZ
=
dX CO2
dZ
Ω * ρ B *ηCH 4 * rCH 4
0
FCH
4
=
Ω * ρ B *η CO2 * rCO2
0
FCH
4
(A)
(B)
Donde:
Ω=
π
4
* d ti2
Kgr
].
m3
= Diámetro interno del tubo, [m]
ρ B = Densidad del lecho, [
d di
⎡ Kmol ⎤
0
FCH
= Flujo inicial de metano, ⎢
.
4
⎣ hr ⎥⎦
X CH 4 = Conversión total de CH4 en CO y CO2.
X CO2 = Conversión de metano en CO2.
η CH = Factor de efectividad de conversión de CH4.
4
η CO = Factor de efectividad de formación de CO2.
2
(10)
83
⎡ KmolCH 4 ⎤
rCH 4 = Velocidad de de conversión de metano, ⎢
⎥.
⎣ Kgrcat * hr ⎦
⎡ KmolCO 2 ⎤
rCO2 = Velocidad de formación de CO2, ⎢
⎥.
⎣ Kgrcat * hr ⎦
[ ]
Ω = Área transversal del tubo reformador, m 2 .
Z = Longitud del tubo reformador, [m] .
θ CO2 ,θ H 2O ,θ H 2 , y,θ N 2 = Relaciones de los flujos molares de CO2, H2O, H2 y
(
)
N2 por flujo molar de CH4 en la alimentación.
4.4.6.1 EXPRESIONES DE VELOCIDAD:
Las velocidades netas para los componentes claves, CH4 y CO2 son expresadas por las
siguientes ecuaciones:
rCH 4 = rI + rIII
(11)
rCO2 = rII + rIII
(12)
Las ecuaciones de velocidad correspondientes son:
⎛
PH32 * PCO
* ⎜ PCH 4 * PH 2O −
⎜
K1
⎝
⎞
⎟* 1
⎟ DEN 2
⎠
(13)
PH * PCO2
k 2 ⎛⎜
* PCO * PH 2O − 2
K2
PH 2 ⎜⎝
⎞
⎟* 1
⎟ DEN 2
⎠
(14)
k
rI = 21.5
PH 2
rII =
rIII
k
= 33.5
PH 2
⎛
PH42 * PCO2
2
⎜
* PCH 4 * PH 2O −
⎜
K1 * K 2
⎝
⎞
⎟* 1
⎟ DEN 2
⎠
(15)
Donde:
DEN = 1 + K CO * PCO + K H 2 * PH 2 + K CH 4 * PCH 4 +
K H 2O * PH 2O
PH 2
(16)
Las reacciones I y III son endotérmicas mientras que la reacción inversa de la reacción
del gas de agua (II) es exotérmica. La desventaja de estas expresiones de velocidad es
84
que no pueden ser usadas cuando la concentración de H2 es cero, porque la expresión
de velocidad llega a ser infinita para el uso de estas ecuaciones.
Los coeficientes cinéticos de velocidad y constantes de adsorción en el equilibrio son
dados por Xu y Froment (1989a)
[5]
y el Nashaie et. Al. (1990) y se presentan a
continuación:
4.4.6.2 VELOCIDAD ESPECÍFICA DE REACCIÓN: (ki)
0.5
⎛ 28879.0 ⎞ ⎡ Kmol * Kpa ⎤
k1 = 9.490 E + 16 * exp⎜ −
=
⎟ ⎢
⎥
T
⎝
⎠ ⎣ Kgr * hr ⎦
(17)
−1
⎛ 8074.3 ⎞ ⎡ Kmol * Kpa ⎤
k 2 = 4.390 E + 4 * exp⎜ −
⎟=⎢
⎥
T ⎠ ⎣ Kgr * hr ⎦
⎝
(18)
0.5
⎛ 29336.0 ⎞ ⎡ Kmol * Kpa ⎤
k 3 = 2.290 E + 16 * exp⎜ −
⎟=⎢
⎥
T
⎝
⎠ ⎣ Kgr * hr ⎦
(19)
4.4.6.3 CONSTANTES DE ADSORCIÓN EN EL EQUILIBRIO:
[
⎛ 4604.28 ⎞
−1
K CH 4 = 6.65 E − 6 * exp⎜
⎟ = Kpa
⎝ T
⎠
]
[
⎛ 10666.35 ⎞
−1
K H 2O = 1.77 E + 3 * exp⎜ −
⎟ = Kpa
T
⎝
⎠
[
⎛ 9971.13 ⎞
−1
K H 2 = 6.12 E − 11 * exp⎜
⎟ = Kpa
⎝ T
⎠
[
⎛ 8497.71 ⎞
−1
K CO = 8.23E − 7 * exp⎜
⎟ = Kpa
⎝ T
⎠
(20)
]
]
]
4.4.6.4 CONSTANTES DE EQUILIBRIO: (K)
Las constantes de equilibrio son dadas por Davies y Lihov (1971).
(21)
(22)
(23)
85
[
⎛ 26830.0
⎞
K 1 = 10266.76 * exp⎜ −
+ 30.11⎟ = Kpa 2
T
⎝
⎠
]
⎛ 4400.0
⎞
K 2 = exp⎜
− 4.063 ⎟
⎝ T
⎠
[
K 3 = K 1 * K 2 = Kpa 2
(24)
(25)
]
(26)
4.4.6.5 PRESIÓN PARCIAL DE LOS COMPONENTES:
Las presiones parciales de los componentes reaccionantes están dadas en Kpa, se
expresan en términos de las conversiones de los componentes claves.
⎛
1 + X CH 4
PCH 4 = ⎜
⎜ 1 + θ CO + θ H O + θ H + θ N + 2 * X CH
2
2
2
2
4
⎝
⎞
⎟ * P = [Kpa ]
⎟
⎠
(27)
⎛
θ H 2O − X CH 4 − X CO2
PH 2O = ⎜
⎜ 1 + θ CO + θ H O + θ H + θ N + 2 * X CH
2
2
2
2
4
⎝
⎞
⎟ * P = [Kpa ]
⎟
⎠
(28)
⎛
θ H 2 + 3 * X CH 4 + X CO2
PH 2 = ⎜
⎜ 1 + θ CO + θ H O + θ H + θ N + 2 * X CH
2
2
2
2
4
⎝
⎞
⎟ * P = [Kpa ]
⎟
⎠
(29)
⎛
X CH 4 − X CO2
PCO = ⎜
⎜ 1 + θ CO + θ H O + θ H + θ N + 2 * X CH
2
2
2
2
4
⎝
⎞
⎟ * P = [Kpa ]
⎟
⎠
(30)
⎛
θ CO2 + X CO2
PCO2 = ⎜
⎜ 1 + θ CO + θ H O + θ H + θ N + 2 * X CH
2
2
2
2
4
⎝
⎞
⎟ * P = [Kpa ]
⎟
⎠
(31)
Donde:
θi =
Fi 0
0
FCH
4
X CH 4 , X CO2 = Son las conversiones de metano y dióxido de carbono respectivamente.
P = Presión total del sistema en Kpa.
86
4.4.6.6 FACTOR DE EFECTIVIDAD:
Para el cálculo de los factores de efectividad se tomaron las expresiones matemáticas
polinómicas que han sido obtenidas mediante el método riguroso de colocación
ortogonal. Estas correlaciones son satisfactorias para este proceso, ya que han sido
obtenidas luego de una serie de pruebas y cálculos rigurosos para diferentes
situaciones, considerando diferentes relaciones de vapor/metano; las expresiones
matemáticas demuestran variaciones de los factores de efectividad con bastante
aproximación permitiendo simplificar el diseño del reformador, involucrando errores
relativamente bajos; en cuyo análisis se demuestra que la regresión polinomial es la
mas adecuada para representar estos perfiles, por lo que se obtuvieron las siguientes
expresiones para los factores de efectividad de metano y dióxido de carbono como
funciones de la longitud del tubo Z (m), con las respectivas constantes tabuladas de
acuerdo a los intervalos de longitud para los que son aplicables, estas expresiones son:
Para CH4:
η CH = a1 + b1 * Z + c1 * Z 2 + d1 * Z 3 + e1 * Z 4 + f 1 * Z 5
(32)
4
TABLA 47
CONSTANTES DE LOS FACTORES DE EFECTIVIDAD
Intervalo de Z (m)
0.0 – 0.2
a1
3.40271E-2
b1
1.50706E-1
c1
-1.43056E-1
d1
8.95366E-1
e1
-3.91470
f1
6.22014
0.2 – 2.0
3.46465E-2
2.78045E-3
-5.60737E-3
4.59855E-3
-1.80038E-3
2.73842E-4
2.0 – 12.0
3.53026E-2
-5.63342E-4
1.04288E-4
-1.07611E-5
5.56779E-7
-1.10707E-8
Para CO2:
η CO = a 2 + b2 * Z + c 2 * Z 2 + d 2 * Z 3 + e2 * Z 4 + f 2 * Z 5
(33)
2
TABLA 48
CONSTANTES DE LOS FACTORES DE EFECTIVIDAD
Intervalo de Z (m)
0.0 – 0.2
0.2 – 2.0
2.0 – 11.0
11.0 – 12.0
a2
3.41762E-2
3.46135E-2
3.53703E-2
-2.80227E+3
b2
1.91920E-2
2.58231E-3
-5.80316E-4
1.21101E+3
c2
-2.71999E-1
-4.80816E-3
1.53452E-4
-2.08275E+2
d2
2.16797
3.77979E-3
-2.36097E-5
1.80773E+1
e2
-8.65165
-1.43009E-3
1.85678E-6
-7.80551E-1
f2
1.35279
2.11362E-4
-5.62914E-8
1.34776E-2
87
Estas expresiones son validas para alimentaciones de vapor/metano entre 4 y 4.40 y
para presiones de entrada al reformador de 29 bar. Fuente: (Richard A. Palacios I.
proyecto de grado 2000) [8].
En el (Anexo B). se muestra la metodología empleada para el cálculo de factores de
efectividad.
4.4.7
BALANCE DE ENERGIA
Para un sistema de reacciones múltiples con un número determinado de reacciones
independientes, la ecuación del balance de energía para un reactor no adiabático y no
isotérmico tomando un elemento diferencial de longitud de reactor dZ esta dado por:
⎡
4 * U * (T − Ti ) ⎤
Ω * ⎢ ρ B * (− ∆H 1 ) * rCH 4 *η CH 4 + ρ B * (− ∆H 2 ) * rCO2 *η CO2 −
⎥
d ti
dT
⎦
⎣
=
dZ
⎛ 6
⎞
0
⎜
⎟
FCH
*
θ
*
Cp
X
*
Cp
X
*
Cp
+
∆
+
∆
∑
1
2
j
j
CH
CO
4
4
2
⎜
⎟
1
j
=
⎝
⎠
(C)
Donde:
KJ
Kmol
KJ
= Calor especifico del componente j [=]
Kmol º K
∆H 1 , ∆H 2 = Calores de las reacciones (I) y (II) [=]
Cp j
Ti
KJ
Kmol º K
KJ
= Coeficiente global de transferencia de calor [=] 2
m hr º C
= Temperatura de la pared interior del tubo [=] ºK
dti
= Diámetro interior del tubo [=] m..
∆Cp1 , ∆Cp 2 = Calor especifico de las reacciones (I) y (II) [=]
U
La temperatura de la pared interior del tubo reformador es calculada a partir de la función
obtenida por un análisis de regresión presentado por Xu y Froment, (1989b)[1]. La cual
muestra la evolución de las conversiones, la presión total, la temperatura del gas de proceso y
las temperaturas de pared interior y exterior del tubo, en un reformador comercial.
88
Los perfiles de temperatura de pared interior y exterior del tubo quedan expresados por la
regresión polinomial de segundo orden que es la más adecuada para representar las líneas de
tendencias de estos valores y están dadas por las siguientes ecuaciones:
Ti = 982.57 + 20.284 * Z − 0.4015 * Z 2
(34)
Tw = 1012.2 + 19.459 * Z − 0.4095 * Z 2
(35)
4.4.7.1 COEFICIENTE GLOBAL DE TRANSFERENCIA DE CALOR (U):
El coeficiente global de transferencia de calor (U) entre los tubos catalíticos y su
contorno, esta dado por De Deken et Al. (1982)[4]:
⎛d
d ti
1
* ln⎜⎜ te
=
U 2 * λ st
⎝ d ti
Donde:
d
te
, d
ti
⎞ 1
d ti
⎡ m 2 hr º C ⎤
⎟⎟ +
+
=⎢
⎥
⎠ α w 8 * λ er ⎣ KJ ⎦
(36)
= Diámetro exterior e interior del tubo, [m] .
⎡ KJ ⎤
= Conductividad térmica del metal del tubo, ⎢
⎥.
⎣ mhr º C ⎦
= Coeficientes de transferencia de calor en la pared y conductividad
λ st
α w , λer
efectiva del lecho catalítico y son dadas por De Wasch y Froment (1972).
Los diferentes parámetros, se calculan con las ecuaciones presentadas por Xu y
Froment (1989b)[1].
αw =
8.694 * λ
d
4
3
ti
0
er
+
0.512 * λ g * d ti * Re p * Pr
1
3
Dp
⎡ KJ ⎤
=⎢ 2
⎥
⎣ m hr º C ⎦
(37)
1
λ er = λ 0er +
0.111* λ g * Re p * Pr 3
⎛ Dp ⎞
⎟⎟
1 + 46 * ⎜⎜
⎝ d ti ⎠
2
⎡ KJ ⎤
=⎢
⎥
⎣ m * hr º C ⎦
(38)
Donde:
⎡ KJ ⎤
λ g = Conductividad térmica del gas, ⎢
⎥
⎣ m * hr º C ⎦
λ0er = Contribución estática de la conductividad efectiva del lecho catalítico,
KJ
m hr º C
89
α w = coeficiente de transferencia de calor de pared,
KJ
.
m * hr*º C
2
Rep = Numero de Reynolds, basado en el diámetro equivalente de la partícula.
™ NUMERO DE REYNOLDS:
Re p =
G * Dp
(39)
µ
⎡ Kgr ⎤
G = ρ *V = ⎢ 2 ⎥
⎣ m hr ⎦
(40)
Donde:
⎡m⎤
V = Velocidad del gas, ⎢ ⎥
⎣ hr ⎦
F
V = v
Ω
(
(40a)
)
(40b)
FT0 * M MEZ
(40c)
⎛T ⎞ ⎛ P ⎞
Fv = Fv0 * 1 + ξ * X CH 4 * ⎜ ⎟ * ⎜
⎟
⎝ To ⎠ ⎝ Po ⎠
F =
0
v
ρO
™ NUMERO DE PRANDTL:
Pr =
Cp * µ
(41)
λg
El valor de λ0er se obtiene de la relación introducida por Kunii y Smith (1960) [9].
λ0er = ε * (λ g + 0.95 * hru * Dp )`+
0.95 * (1 − ε )
⎤
⎡ 2
1
⎥
⎢ 3 +
⎢ 0.2988 (10.0 * λ g + hrs * Dp )⎥
⎦
⎣
Donde:
ε = Fracción hueca del lecho empacado
(42)
90
3
⎛ T ⎞
0.1952 * ⎜
⎟
100 ⎠
⎝
hru =
⎡ 0.25 * ε ⎤
1.0 + ⎢
⎥
⎣ 2.0 * (1 − ε ) ⎦
⎛ T ⎞
0.1952 * ⎜
⎟
⎝ 100 ⎠
hrs =
3.0
(43)
3
(44)
4.4.7.2 CONDUCTIVIDAD TERMICA ( λi )
La conductividad térmica de un componente esta dado por:
[
]
(44a)
⎤
⎡
⎥
⎢
−
−
−
⎥ ⎡ KJ ⎤
⎢ −
λ i = 4.186 * ⎢C 0 + C1 * T ' + C 2 * T '2 + C 3 * T '3 ⎥, ⎢
m * hr º C ⎥⎦
⎥ ⎣
⎢
⎥
⎢
⎦
⎣
(45)
T ' = T − 273.15 , T ' =º C
Donde:
T = ºK
−
−
−
T’ = ºC
y
−
C 0 , C 1 , C 2 , C 3 = Son constantes y están dadas por la siguiente tabla
(Reid et al., 1977).
TABLA 49
CONSTANTES DE LA ECUACION DE CONDUCTIVIDAD TÉRMICA
Nº
Componentes
−
−
−
−
C0
C1
C2
C3
1
2
3
4
5
6
CH4
H2O
H2
CO
CO2
N2
32.4699E-5
99.8229E-4
13.9584E-2
14.0460E-3
13.8695E-3
21.5963E-3
29.9243E-5
10.0049E-5
38.5097E-5
98.2287E-6
60.4059E-6
53.8378E-6
-32.3017E-8
-29.6743E-9
-12.5689E-8
-89.1313E-9
91.4853E-10
-17.7821E-9
25.8011E-11
23.0937E-12
47.7818E-12
48.5768E-12
-12.7413E-12
63.7069E-13
La conductividad térmica del gas de mezcla (Wassiljewa, 1904) esta dado por la
relación empírica:
91
y i * λi
n
λg = ∑
i =1
(46)
n
∑y
j =1
i
* Aij
Lindsay y Bromley (1950) utilizaron el modelo de Sutherland dado por:
⎛ ⎡
⎜
µ
Aij = 0.25 * ⎜1 + ⎢ i
⎜ ⎢µ j
⎝ ⎣
⎛Mj
* ⎜⎜
⎝ Mi
⎞
⎟⎟
⎠
3
4
⎤
T + Si ⎥
*
−
T + S j ⎥⎦
−
1
2
2
⎞
−
⎟ T + S ij
⎟ *
−
⎟ T + Si
⎠
(47)
Donde:
−
S i = Constante de Sutherland para el componente i.
−
S i = 1.5 * Tbi
(48)
Tbi = Punto normal de ebullición del componente i., [º K ] .
−
−
S ij = S ji
⎛− − ⎞
= F S *⎜S i* S j ⎟
⎝
⎠
−
−
CO2
F S = 1 Si i y j son
1
2
H2
(49)
, CO2
N2
De otro modo:
−
F S = 0.735
TABLA 50
PUNTO NORMAL DE EBULLICIÓN DE LOS COMPONENTES
Componente
Tbi = [º K ]
CH4
H2O
H2
CO
CO2
N2
111.70 373.15 0.00 81.50 194.60 77.30
4.4.7.3 CALOR ESPECÍFICO:
El calor especifico como una función de la temperatura de un componente gaseoso
esta dado por:
Cpi = A0 + A1 * T + A2 * T 2 + A3 * T 3
Donde:
(50)
92
⎡ KJ ⎤
Cpi = Calor especifico del componente i, ⎢
⎥
⎣ Kgr º K ⎦
T = [º K ] .
Los coeficientes ( A0 , A1 , A2 , A3 ) , son dados por De Deken (1982) [4] y se muestran
en la siguiente tabla.
TABLA 51
COEFICIENTES DE LA ECUACIÓN DE CALOR ESPECÍFICO
Componente
CH4
H2O
H2
CO
CO2
N2
A0
8.1333
6.9288
6.8989
6.9390
8.6232
6.9459
A1
13.398E-3
23.755E-4
37.515E-5
37.944E-5
10.680E-3
62.894E-6
A2
96.007E-8
-32.282E-8
-22.482E-8
24.328E-7
-84.320E-7
26.222E-7
A3
-28.757E-10
-33.875E-11
37.404E-11
-14.358E-10
26.588E-10
-14.326E-10
™ CALOR ESPECÍFICO DE MEZCLA:
−
n
Cp = ∑ y i * Cpi
(51)
i =1
∆Cp1 = 12.5736 − 1.4268E − 2 * T + 1.1209 E − 6 * T 2 + 2.9008E − 9 * T 3
(52)
∆Cp 2 = 1.6543 + 8.3002 E − 3 * T − 1.0767 E − 5 * T 2 + 4.8074 E − 9 * T 3
(53)
4.4.7.4 CALORES DE REACCIÓN:
Xu (1986), dio los calores de reacción como una función de la temperatura:
∆ H 1 = 206 . 31 E + 3 + 4 . 186 *
1 . 4268 E − 2
⎡
* T 2 − 298 2 +
⎢12 . 5736 * (T − 298 ) −
2
⎢
⎢ 1 . 1209 E − 6 * T 3 − 298 3 + 2 . 9008 E − 9 * T 4 − 298 4
3
4
⎣⎢
)
(
(
)
(
⎤
⎥
⎥
⎥
⎦⎥
)
(54)
93
∆ H 3 = 165 .11 E + 3 + 4 .186 *
(
)
(
⎡14 .227 * (T − 298 ) − 2 .98 E − 3 * T 2 − 298 2 −
⎢
3
3
4
4
⎢⎣3 .2152 E − 6 * T − 298 + 1 .9270 E − 4 * T − 298
(
)
∆H 2 = ∆H 3 − ∆H 1 [=]
⎤
⎥
⎥⎦
)
KJ
Kmol
(55)
(56)
4.4.7.5 VISCOSIDAD:
La viscosidad de un componente gaseoso es calculada por el método de estados
correspondientes; para CH 4 , CO2 , CO y N 2 este es calculado por:
−
µ i * ε i = 64.008 E − 5 * (4.58 * Tri − 1.67 )0.625
(57)
Donde:
Tri = Temperatura reducida [=] ºK
Tri =
−
εi =
T
Tci
(58)
1
Tci 6
1
2
(59)
M i 2 * Pci 3
El calculo de la viscosidad para H 2 esta dado por:
µ H = 326.55E − 5 * (0.1375 * T − 1.167 )0.625
2
(60)
El calculo de la viscosidad para H 2 O esta dado por:
µ H O = 1170.828E − 5 * (0.011662 * T − 0.55)
2
™ VISCOSIDAD DE MEZCLA:
La viscosidad de mezcla del gas es obtenido de la ecuación dada por
Reíd et al. (1977):
(61)
94
n
µ=
∑µ
i =1
i
n −
⎛
⎛y
⎜1 + ∑ Φ ij * ⎜ j
⎜y
⎜
j =1
⎝ i
⎝
(62)
⎞⎞
⎟⎟ ⎟
⎟
⎠⎠
Wilke (1950) usó la teoría cinética de Sutherland dado para el modelo:
−
Φ ij =
⎡ ⎛
⎢1 + ⎜ µ i
⎢ ⎜⎝ µ j
⎣
1
⎞
⎟⎟
⎠
1
⎡ ⎛
M ⎞⎤
⎢8 * ⎜⎜1 + i ⎟⎟⎥
⎢⎣ ⎝ M j ⎠⎥⎦
1
⎞
⎟
⎟
⎠
2
⎛Mj
⎜⎜
⎝ Mi
4
⎤
⎥
⎥
⎦
1
2
(63)
2
TABLA 52
PROPIEDADES CRÍTICAS DE LOS COMPONENTES
Nº
Componentes
1
2
3
4
5
6
CH4
H2O
H2
CO
CO2
N2
⎡ Kgr ⎤
Mi = ⎢
⎣ Kmol ⎥⎦
16.043
18.015
2.016
28.010
44.010
28.013
Tci = [º K ]
Pci = [Kpa ]
190.4
647.3
33.0
132.9
304.1
126.2
4600
22120
1290
3500
7380
3390
Donde:
y i ; y j = Son las composiciones de los componentes i y j y están dados por:
y CH 4 =
(
0
y CH
* 1 − X CH 4
4
(1 + 2 * y
0
CH 4
)
* X CH 4
)
(64)
0
⎛ FCO
⎞
2
⎜
⎟
+
y
*
X
)
CO
0
2
⎜ FCH
⎟
4
⎝
⎠
=
0
1 + 2 * y CH 4 * X CH 4
0
CH 4
y CO2
y H 2O
(
)
(65)
⎛ FH02O
⎞
0
⎜
⎟
−
+
y CH
*
(
X
X
)
CH
CO
0
4
4
2
⎜ FCH
⎟
4
⎝
⎠
=
0
1 + 2 * y CH 4 * X CH 4
(
)
(66)
95
y
yH2 =
y CO
0
CH 4
⎛ FH02
⎞
* ⎜ 0 + 3 * X CH 4 + X CO2 ⎟
⎜ FCH
⎟
4
⎝
⎠
0
1 + 2 * y CH 4 * X CH 4
(
)
(67)
0
⎛ FCO
⎞
0
⎜
⎟
+
−
y CH
*
X
X
CH 4
CO2
0
4
⎜ FCH
⎟
4
⎝
⎠
=
0
1 + 2 * y CH 4 * X CH 4
(
)
(68)
y N 2 = 1 − y CH 4 − y H 2O − y H 2 − y CO − y CO2
4.4.8
(69)
CAIDA DE PRESIÓN
La ecuación de Ergun, describe la caída de presión para sistemas reaccionantes gaseosos que
atraviesan por lechos empacados, esta define como:
⎤ 328.08
Kpa
dP
Gr
⎛ 1 − ε ⎞ ⎡150 * (1 − ε ) * µ r
[=]
=−
+ 1.75 * Gr ⎥ *
*⎜ 3 ⎟* ⎢
dZ
dp r
m
ρ r * g c * dp r ⎝ ε ⎠ ⎣
⎦ 2088.56
Gr = Velocidad másica superficial [=]
lb
ft 2 hr
Gr = G * 0.2048142
(70)
⎡ lb ⎤
3⎥
⎣ ft ⎦
ρ r = ρ * 0.062412 = ⎢
(71)
dp r = Dp * 3.2808 = [ ft ]
(72)
⎡ lb ⎤
⎥
⎣ ft * hr ⎦
µ r = µ * 0.67197 = ⎢
(73)
Donde:
lb
ft 2
ε = Porosidad del lecho = volumen de huecos / volumen total del lecho
(1 − ε ) = Volumen de sólidos / volumen total del lecho
P = presión del sistema [=]
gc
Dp
µ
⎡
lbm * ft ⎤
= Factor de conversión = ⎢32.174
⎥
seg 2 * lbf ⎦
⎣
= diámetro equivalente de la partícula de catalizador [=] ft
lbm
= viscosidad del gas [=]
ft * hr
(D)
96
ρr
= densidad del gas,
lb
ft 3
4.4.8.1 DENSIDAD DEL GAS:
La variación de la densidad con la temperatura en operaciones no isotérmicas, es
obtenida de la relación:
⎡⎛ P ⎞ ⎛ To ⎞
1
⎟*⎜ ⎟*
⎢⎣⎝ Po ⎠ ⎝ T ⎠ 1 + ξ + X CH 4
ρ = ρ 0 * ⎢⎜
ρ0 =
(
⎤ ⎡ Kgr ⎤
⎥=⎢ 3 ⎥
⎥⎦ ⎣ m ⎦
)
Po * M MEZ
R * To
(74)
(75)
6
M MEZ = ∑ M i * y i 0
(76)
i =1
Donde:
ξ = Factor de expansión volumétrica.
To = temperatura de alimentación [=] ºK
Po = presión de alimentación [=] ºK
R = 8.3144
m 3 Kpa
= Constante universal de los gases.
Kmol ° K
Mmez = Peso molecular de la mezcla.
4.4.9 DESARROLLO Y METODOLOGIA DE RESOLUCION DEL DISEÑO
Para el cálculo de los factores de efectividad se tomaron las expresiones matemáticas
polinómicas que han sido obtenidas mediante el método riguroso de colocación ortogonal.
Fuente: (Richard A. Palacios I. proyecto de grado 2000)[8].
Para el desarrollo del diseño, se establecen las siguientes consideraciones:
¾ Se tomara el metano y dióxido de carbono como los componentes claves.
¾ Se conocen los flujos y la composición de la alimentación (según las tablas 45 y
46 respectivamente).
97
¾ La relación molar estequiométrica de vapor de agua a metano requerida en la
alimentación, es conocida.
¾ La presión fue inicialmente fijada en 29 bar. y las conversiones de metano y
dióxido de carbono a la entrada del reformador primario son cero.
4.4.9.1 CARACTERISTICAS DE LOS TUBOS REFORMADORES
Las características metalúrgicas de los tubos consideradas en el diseño, de acuerdo con la
bibliografía (Tindall y King, 1994) [2], son las siguientes:
¾ Material: Aleación 35/25 Ni/Cr (modificada con Nb y microaleada con trazas de
elementos incluyendo Ti y Zr).
¾ Temperaturas máximas de operación: De 1600 ºF a 1700 ºF (≈ 1145a1200º K ) .
¾ Periodo mínimo de servicio: 100000 horas de operación.
Las características dimensionales de los tubos, principalmente la longitud, ha sido
limitada a 12 m por la temperatura de pared interior de tubo representada por la
ecuación (34), que toma en cuenta una longitud de 11.12 m como la longitud en que
los tubos fueron calentados por radiación durante la operación de un reformador
industrial. Por lo que para el diseño, se asumen válidas las siguientes dimensiones para
los tubos (Xu y Froment, 1989b)[1].
¾ Diámetro interior de tubo
:
dti = 0.1016 m
¾ Diámetro exterior de tubo
:
dte = 0.1322 m
¾ Longitud total del tubo
:
¾ Longitud calentada de tubo :
L = 12 m
L’ = 11.12 m.
4.4.9.2 CARACTERISTICAS DEL CATALIZADOR UTILIZADO
Las características del catalizador utilizado, corresponden a partículas de catalizador de
uso industrial (Xu y Froment, 1989b)[1].
98
¾ Constitución
:
Ni / MgAl2O4.
¾ Geometría de partícula
:
Anillo.
¾ Diámetro exterior de partícula
:
dpe = 0.0173 m
¾ Diámetro interior de partícula
:
dpi = 0.0084 m
¾ Altura de partícula
:
H = 0.010 m
¾ Espesor de capa activa
:
0.002 m
¾ Densidad de partícula
:
ρ s = 2355.2
¾ Porosidad de partícula
:
ε s = 0.59
¾ Densidad de lecho
:
ρ B = 1507.3
¾ Fracción hueca del lecho
:
ε = 0.368
¾ Temperatura de sinterización
:
≈ 1500 º K .
Kg
m3
Kg
m3
4.4.10 IDENTIFICACION DE VARIABLES
™ INCOGNITAS
¾ Temperaturas a lo largo del reactor (reformador).
¾ Conversión de metano a lo largo del reformador.
¾ Conversión de metano en dióxido de carbono a lo largo del reformador.
¾ Presiones a lo largo de reactor.
™ GRADOS DE LIBERTAD
¾ Relación molar de vapor de agua a metano en la alimentación.
¾ Temperatura de entrada al reformador.
¾ Presión de entrada al reformador.
¾ Conversión de CH4 y CO2 a la entrada al reformador.
99
¾ Números de tubos.
En el diseño, la fase gas es descrita por los balances de materia para los componentes claves
metano y dióxido de carbono, el balance de energía y por la ecuación de caída de presión, de
acuerdo a las ecuaciones diferenciales (A), (B), (C) y (D) respectivamente, resueltas por el
método de Runge – Kutta de primer orden.
dX CH 4
dZ
dX CO2
dZ
=
=
Ω * ρ B *ηCH 4 * rCH 4
0
FCH
4
Ω * ρ B *η CO2 * rCO2
0
FCH
4
(A)
(B)
⎡
4 * U * (T − Ti ) ⎤
Ω * ⎢ ρ B * (− ∆H1 ) * rCH 4 *ηCH 4 + ρ B * (− ∆H 2 ) * rCO2 *ηCO2 −
⎥
dti
dT
⎣
⎦
=
6
dZ
⎛
⎞
0
FCH
* ⎜⎜ ∑θ j * Cp j + X CH 4 * ∆Cp1 + X CO2 * ∆Cp2 ⎟⎟
4
⎝ j =1
⎠
(C)
⎤ 328.08
dP
Gr
Kpa
⎛ 1 − ε ⎞ ⎡150 * (1 − ε ) * µr
[=]
*⎜ 3 ⎟* ⎢
=−
+ 1.75 * Gr ⎥ *
m
dZ
dpr
ρ r * g c * dpr ⎝ ε ⎠ ⎣
⎦ 2088.56
(D)
Condiciones iniciales: X CH 4 = 0; X CO2 = 0 ; T = T0 ; P = P0 ; a Z = 0, donde T0 y P0, son la
temperatura en (ºK) y la presión en (Kpa) de la alimentación y Ω , es la sección transversal de
tubo en (m2).
100
INICIO
DATOS DE ENTRADA
(Condiciones iniciales)
XCH4, XCO2, T0 , P0 , ∆Z
PRESIONES PARCIALES
PCH4 =f (XCH4 , XCO2 ) Ec. 27
PH2O =f (XCH4 , XCO2 ) Ec. 28
PH2 =f (XCH4 , XCO2 ) Ec. 29
PCO =f (XCH4 , XCO2 ) Ec. 30
PCO2 =f (XCH4 , XCO2 ) Ec. 31
LECTURA DE DATOS
F0CH4 , F0H2O , F0H2 , F0CO , F0CO2 , F0N2 ,
Dp , ρs , PM , dti , dte , Nº iterac.
FACTORES DE EFECTIVIDAD
ηCH4 = f (a1 , b1 , c1 , d1 , e1 , f1 , z) Ec. 32
ηCO2 = f (a2 , b2 , c2 , d2 , e2 , f2 , z) Ec. 33
RELACIONES DE FLUJO
θI = F0I / F0CH4
METODO
RUNGE-KUTTA
FRACCIONES MOLARES
YI =f (XCH4 , XCO2 )
FLUJOS MOLARES
FCH4 =f (XCH4 , XCO2 )
FH2O =f (XCH4 , XCO2 )
FH2 =f (XCH4 , XCO2 )
FCO =f (XCH4 , XCO2 )
FCO2 =f (XCH4 , XCO2 )
FN2=f (XCH4 , XCO2 )
RESULTADOS
FINALES
XCH4, XCO2, T,
P , WCAT
Fig. 12 Diagrama de Bloques para el Diseño
FIN
101
INICIO
DATOS DE ENTRADA
(Condiciones iniciales)
XCH4, XCO2, T0 , P0 , H
ECUACIONES DIFERENCIALES A RESOLVER
dX CH 4
dZ
dX CO2
dZ
=
=
Ω * ρ B *ηCH 4 * rCH 4
0
FCH
4
Ω * ρ B *η CO2 * rCO2
0
FCH
4
Ec. (A)
Ec. (B)
⎡
4 *U * (T − Ti )⎤
Ω * ⎢ ρ B * (− ∆H 1 )* rCH 4 *η CH 4 + ρ B * (− ∆H 2 )* rCO2 *η CO2 −
⎥
d ti
dT
⎣
⎦
=
6
dZ
⎞
⎛
0
FCH
* ⎜⎜ ∑ θ j * Cp j + X CH 4 * ∆Cp1 + X CO2 * ∆Cp 2 ⎟⎟
4
⎠
⎝ j =1
⎤ 328.08
dP
Gr
⎛ 1 − ε ⎞ ⎡150 * (1 − ε ) * µ r
=−
+ 1.75 * Gr ⎥ *
*⎜ 3 ⎟* ⎢
dZ
dp r
ρ r * g c * dp r ⎝ ε ⎠ ⎣
⎦ 2088.56
Ec. (C)
Ec. (D)
ZI+1 = ZI + H
CALCULO DE LOS PARAMETROS DE RUNGE-KUTTA
KN1 = f (XCH4 , XCO2 , T0 , P0 , H)
.
.
KN4 = f (XCH4 +H , XCO2 +H K13 , …..T0 , P0 + H KN3)
CALCULO DE LAS FUNCIONES DE RUNGE-KUTTA
φ1 = f (XCH4 , XCO2 , T0 , P0 )
.
φN = ………………………
RESULTADOS
XCH4, XCO2, T ,
P, Z
Z = 12 m
CALCULO DE VALORES PARA EL INCREMENTO “H”
XCH4 = f (H , φ1 , ………, φN)
XCO2 = f (H , φ1 , ………, φN)
T = f (H , φ1 , ………, φN)
P = f (H , φ1 , ………, φN)
Fig. 13 Diagrama de bloques del Método Runge-Kutta
NO
SI
FIN
102
4.4.11 REFORMADOR DE METANO CON VAPOR
(INCLUYENDO LA RECIRCULACION)
4.4.11.1 CONDICIONES DE ALIMENTACIÓN AL REFORMADOR:
(INCLUYENDO LA CORRIENTE DE RECIRCULACION)
Po = 29 bar
To = 795 ºK
P0 = 2900 Kpa
T0 = 795 °K
F0 = 27906.96 Kmol/hr
(GN-Vapor y recirculacion
de CO2)
PF = 2438.8 Kpa
TF = 1062.14 °K
F = 34546.8635 Kmol/hr
Fig. 14 Esquema del Reformador (con recirculación)
103
TABLA 53
BALANCE DE MATERIA EN EL REFORMADOR
Nº
Compon.
1
2
3
4
5
6
7
CH4
H2O
H2
CO
CO2
N2
MDEA
TOTAL
ALIMENTACION
REFORMADOR
Fi ENT
(Kmol/hr)
4717.3700
18980.3211
778.3015
2.5407
3370.3410
58.0808
0.0000
27906.96
GAS DE SINTESIS
Zi
Fi SAL
(Kmol/hr)
0.16904
0.68013
0.02789
0.00009
0.12077
0.00208
0.00000
1.00000
1362.2121
15159.5106
11310.1601
2892.1422
3764.7609
58.0811
0.0000
34546.8635
Yi
0.03943
0.43881
0.32739
0.08372
0.10898
0.00168
0.00000
1.00000
Se tomara como dato:
Ntubos = 900 por reformador y se observa que existe un flujo de 27 – 32
Kmol
hr
en cada tubo.
(Fuente: Elnashaie and Elshishini; Gordon and Breach Science Publisher, “Modeling
Simulation and Optimización of Industrial Fixed Bed Catalytic Reactors (Topics in Chemical
Engineering Vol. 7)”)[11].
En el proceso, debido al flujo de alimentación que se esta manejando, se tendrá la presencia
de diez (10) Reformadores para la obtención del gas de síntesis (Syngas), la tabla mostrada en
la parte superior hace referencia a la décima parte del flujo total (para un reformador).
4.4.11.2 CARACTERISTICAS DEl REFORMADOR
Para los 900 tubos considerados por reformador se tienen las siguientes dimensiones:
Dimensiones del horno: 21.834 * 35.49 * 12 metros
Número de quemadores: 204
(Fuente: Elnashaie and Elshishini; Gordon and Breach Science Publisher, “Modeling
Simulation and Optimizacion of Industrial Fixed Bed Catalytic Reactors (Topics in Chemical
Engineering Vol. 7)”)[11].
104
4.5 SEPARADOR DE FASES BIFASICO (FLASH ISOTERMICO)
Fig. 15 Separador Bifásico
4.5.1
•
ECUACIONES FUNDAMENTALES EN EL SEPARADOR
Ecuación de Rachford – Rice :
f (Φ ) = ∑
•
Z i * (1 − K )
=0
1 + Φ * ( K i − 1)
Resolución por Newton – Raphson:
f ' (Φ ) = ∑
Φ
•
K +1
Z i * (1 − K ) 2
(1 + Φ * ( K i − 1)) 2
f (Φ K )
=Φ − ' K
f (Φ )
K
(78)
(79)
Balance de Materia:
F =V + L
z i * F = y i *V + x i * L
•
(77)
(80)
Constante de equilibrio:
Ki =
yi
xi
(81)
105
•
Balance de energía:
F * H F + q = V * HV + L* H L
•
(82)
Relaciones de composición:
Donde:
yi =
zi * K i
1 + Φ * ( K i − 1)
(83)
xi =
yi
zi
=
K i 1 + Φ * ( K i − 1)
(84)
Φ=
V
F
(85)
Φ = es la fracción vaporizada del flujo
4.5.2 DETERMINACIÓN DE TBURB y TROCIO A LAS CONDICIONES DEL
SEPARADOR:
-
Criterios para la estimación del punto de burbuja:
xi = z i ; y i = K i * xi
C
C
i =1
i =1
∑ yi = ∑ K i * xi = 1
C
f (T ) = ∑ K i * x i − 1 = 0
i =1
-
Criterios para la estimación del punto de rocío:
y i = z i ; xi =
C
C
i =1
i =1
∑ xi = ∑
C
f (T ) = ∑
i =1
yi
Ki
yi
=1
Ki
yi
−1 = 0
Ki
106
P = 343.71 psia = 2369.83 Kpa
T = 98.33 °F = 310 °K
Zi = Composición de alimentación al separador
Para el cálculo de dichas propiedades, se utilizó un Software Industrial denominado
“CHEMCAD” versión 5.2, el cual posee todas las correcciones y consideraciones necesarias
para el tratamiento de hidrocarburos, para este caso se eligió y empleó la ecuación de estado
de “Peng-Robinson” entre varias alternativas que ofrece el Software, previamente se trabajó
con otros ejemplos que ofrece la bibliografía y se verificó la excelente capacidad de desarrollo
del Software mencionado.
TBURB = 205 °K
TROC = 455°K
ϕ = 0.5587 (a P y T de operación)
♦ A estas condiciones el flujo total se encuentra en una mezcla de fases.
4.5.3
BALANCE DE MATERIA EN EL SEPARADOR
V=19403.01 Kmol / hr
Yi
T=310 K
P=2369.83 Kpa
F=34546.86 Kmol / hr
Vapor
Líquido
L=15143.86 Kmol / hr
Xi
Fig. 16 Esquema del Separador Bifásico
107
TABLA 54
BALANCE DE MATERIA EN EL SEPARADOR
ALIMENTACION
Nª
Compon.
Fi
(Kmol/hr)
1
2
3
4
5
6
CH4
H2O
H2
CO
CO2
N2
TOTAL
1362.2121
15159.5106
11310.1601
2892.1422
3764.7609
58.0811
34546.8635
VAPOR
LIQUIDO
Vi
(Kmol/hr)
Zi
0.03943
0.43881
0.32739
0.08372
0.10898
0.00168
1.00000
Li
(Kmol/hr)
Yi
1361.7061
51.0935
11307.7087
2891.4576
3732.9700
58.0718
19403.0072
0.07018
0.00263
0.58278
0.14902
0.19239
0.00299
1.00000
0.5061
15108.4141
2.4518
0.6846
31.7910
0.0094
15143.8563
Xi
0.00003
0.99766
0.00016
0.00004
0.00210
0.00000
1.00000
4.5.4 DETERMINACION DEL DIAMETRO Y LONGITUD DEL SEPARADOR
PENT = 343.71 psia = 2369.83 Kpa
TENT = 98.33 ºF = 310 ºK
Se utilizará el “Método Campbell” para determinar el diámetro del separador.
(Referencia: “Gas Conditioning and Processing”
John Campbell, 3° Edition, pág. 88[24])
⎛ 1 ⎞⎛ P ⎞ ⎡⎛ ρ − ρ g
Qo = 67824KD ⎜ ⎟⎜⎜ ⎟⎟ ⎢⎜ l
⎝ Z ⎠⎝ P0 ⎠ ⎢⎣⎜⎝ ρ g
2
⎞⎤
⎟⎥
⎟⎥
⎠⎦
0.5
(86)
Donde:
Qo = pies3 / día de la fase vapor a:
To = 60 º F ;
Po = 14.7 Psia
D = diámetro interno del separador (ft)
Z = factor de compresibilidad a las condiciones del separador
ρG , ρL = densidad de la fase gas y liquida a las condiciones del separador (lb/ft3)
K = constante
P = Presión de separación (psia)
K = 0.311363 – 4.5454E-5*P;
K = 0.29574
P = Psia
108
En la fase vapor se tiene:
N= 19403.0072 Kmol/hr = 42776.3086 lbmol/hr
Luego:
V =
Z * R * N *T
P
atm * ft 3
lbmol
* 42776.3086
* 520° R
lbmol
*
R
hr
°
V = Q0 =
1atm
3
ft 3
ft
Q0 = 16242335.4807
= 389816051.537
hr
dia
1 * 0.7302
Para el cálculo de Z:
TC' = 332.1623 _ K
PC' = 8312.0582 _ Kpa
Tr' =
T
= 0.933
TC'
Pr' =
P
= 0.285
PC'
Con Tr' . y.Pr' se lee el valor del factor de compresibilidad de la gráfica 5.1 pág. 24 (Campbell).
Z = 0.865
Para el cálculo de ρg:
P*M
Z * R *T
lb
ρG = 1.014 3
ft
ρG =
lb
lbmol
atm * ft 3
R = 0.7202
lbmol * ° R
P = 343.71 psia = 23.388atm
T = 558° R
M = 15.0732
109
Para el cálculo de ρl:
ρ L = Sg L * ρ H 2O
PC´' * M ⎡ 0.008
T⎤
Sg L =
* ⎢ ' − 0.01102 ' ⎥....Ec. _ Goyal
'
TC
TC ⎦
⎣ ZC
PC' = 21991.5491 _ Kpa = 3189.604 _ psia........( psia )
TC' = 646.1374 _ K = 1163.682° R.............(° R)
M = 18.0674
Z C' = 0.2321
Sg L = 1.4452
ρ L = 1.4452 * 62.429
ρ L = 90.2245
lb
ft 3
lb
ft 3
Reemplazando en (86)
D = 8.76 ft =2.60 m
El cálculo de la longitud se determina en base a la relación:
L/D = 4 - 5
Tomando la relación:
L/D = 4
L = 35.04 ft = 10.7 m
110
4.6 TORRE DE ABSORCION DE CO2
Como se sabe la absorción del CO2 se realiza mediante el uso de aminas, los problemas más
frecuentes son: la corrosión y formación de espumas.
Los solventes más usados son: el mono etanol amina (MEA) y dietanol amina (DEA). Las
reacciones que participan son relativamente complejas:
120° F
2.RNH 2 + CO2 + H 2O ←⎯
⎯→(RNH 2 )2 .H 2CO3
ó _ también :
120° F
2.RNH 2 + CO2 + H 2O ←⎯
⎯→(RNH 3 )2 .CO3
Las siguientes especificaciones ó reglas generales, permitirán optimizar la
economía y
mejorar la operación:
¾
La concentración de gas ácido en la solución de amina que parte del absorbedor,
no deberá exceder de 0.3 mol gas ácido/mol amina.
¾
La temperatura de la solución rica en gas ácido que sale del absorbedor, no debe
sobrepasar los 120°F.
¾
La solución más adecuada de amina pobre, no debe contener más del 20% (en
peso) de MEA ó 30% (en peso) DEA. Con preferencia, se recomienda usar 15% y
25%.
¾
El regenerador de etanol amina debe considerar lo siguiente:
° PMAX.
10 psig
° TMAX en el reboiler
250 °F
° TMAX del vapor en el reboiler
300°F (vapor saturado a 67 psia)
El solvente más utilizado es el MEA debido a que la degradación no es gran problema porque
posee una capacidad alta de absorción, es más barato que el DEA y el contenido de H2S del
gas tratado puede ser mantenido a 0.25gr/100 scf ó menos. El calor de reacción del CO2 con
amina, es el siguiente:
111
CO2 en MEA → 825 Btu / lb
CO2 en DEA → 653 Btu / lb
(Fuente: John M. Campbell “Gas conditioning and processing”, third edition).
La simulación rigurosa de una columna de platos para la absorción físico-química de CO2 en
MDEA (metil dietanol amina), se ha realizado considerando todos los efectos posibles que
participan en este fenómeno; lo cual implica variación de todas las propiedades físicas y físico
– químicas en cada plato a lo largo de la torre. Para los diferentes cálculos en el presente
equipo se emplea el software Industrial “CHEMCAD” versión 5.2, el cual considera todos
los cambios físico-químicos-eléctricos en el proceso.
Después de revisar ampliamente proyectos de grado, bibliografías y otros referidos a este
tema, se comprobó que el MDEA presenta mayores ventajas que MEA y DEA pues permite
mayor absorción de dióxido de carbono; por esta razón y otras ventajas se empleó la solución
MDEA – Agua como absorbente.
(Referencia:
¾ Herbas R. Cesar, Simulación de una torre de lecho relleno para absorción físico – química
de CO2 con MDEA “Proyecto de grado. Ing. Química. USFX”. 2000[20]”.
¾
De Leye L., Froment G. F., Computers & Chemical Engineering, Vol. 10, Nº 5, pp. 493 –
504 (1986), “Rigorous Simulation and Design of columns for gas absorption and
Chemical reaction – 1: Packed Columns[21]”).
4.6.1 CARACTERISTICAS DEL MDEA (METIL DIETANOL AMINA)
* Peso Molecular
119.6
* Fórmula
C5H13NO2
* Temperatura Normal de Ebullición
247.25 ºC
* Densidad del líquido ideal
1040 Kg/m3
* Familia/ Grupo
Alcanolaminas
* Aplicación
Absorbedor de CO2 y SH2
* Industrias
Producción de gas/Petróleo (tratamiento de gases)
Poliuretanos. Textil. Química. Resinas epoxi
112
Propiedades Críticas:
Tc = 403.85 ºC
Pc = 3700 Kpa
Vc = 0.31334 m3/Kmol
Acentricidad = 0.99699
(Fuente: software Industrial “Hysys” versión 3.1).
Propiedades termodinámicas y físicas:
* Calor de Formación a 25 ºC
-3.835E+5 KJ/Kmol
* Calor de Combustión a 25 ºC
-3.060E+6 KJ/Kmol
(Fuente: software Industrial “Hysys” versión 3.1).
4.6.2 IDENTIFICACION DE COMPONENTES
Para la columna de absorción los componentes se encuentran identificados como sigue:
Alimentación.-
Compuesta por flujo gaseoso y líquido:
Gaseoso
Metano
Hidrogeno
Monóxido de carbono
Dióxido de carbono
Vapor de agua
Nitrógeno
Líquido
Agua
Metil-Di-Etanol-Amina
113
4.6.3 BALANCE DE MATERIA EN EL ABSORBEDOR
Condiciones de alimentación:
¾ Temperatura del gas de entrada
T = 310 ºK
¾ Presión de gas de entrada
P = 2369.83 Kpa
¾ Temp. de la solución (MDEA – Agua)
T = 316.39 ºK
¾ Presión de la solución (MDEA – Agua)
P = 2369.83 Kpa
¾ Grado de recuperación de CO2
90.46% por fondos
¾ Concentración de MDEA
40% en peso
Todos los cálculos en el absorbedor y regenerador de MDEA fueron realizados por el
software Industrial “CHEMCAD” versión 5.2. Asimismo se pudo obtener valores de
propiedades como: volatilidad relativa, viscosidad, densidad, peso molecular entre otros.
P = 2369.83 Kpa
T = 329.89 °K
V = 16099.9157 Kmol/hr
PF = 2369.83 Kpa
TF = 316.39 °K
FSOLV = 77600.0 Kmol/hr
(MDEA-AGUA)
PF = 2369.83 Kpa
TF = 310 °K
F = 19403.0072 Kmol/hr
P = 2369.83 Kpa
T = 348.36 °K
L = 80903.0895 Kmol/hr
Fig. 17 Esquema de la Torre de Absorción
114
TABLA 55
BALANCE DE MATERIA EN EL ABSORBEDOR
Nº
ALIMENTACIÓN
ALIMENTACIÓN
SOLVENTE RICO
GAS TRATADO
Compon.
DEL GAS
MDEA-AGUA
(por fondos)
(por cabeza)
Fi
(Kmol/hr)
Zi
F i SOLV
Zi
Li
(Kmol/hr)
(peso)
(Kmol/hr)
Xi
Vi
(Kmol/hr)
Yi
1
CH4
1361.7061
0.07018
-
-
1.9995
0.00002
1359.7066
0.08445
2
H2O
51.0935
0.00263
70495.1220
0.6
70406.6927
0.87026
139.5216
0.00866
3
H2
11307.7087
0.58278
-
-
10.7508
0.00013
11296..9581
0.70168
4
CO
2891.4576
0.14902
-
-
2.5408
0.00003
2888.9167
0.17944
5
CO2
3732.9700
0.19239
-
-
3377.0594
0.04174
355..9105
0.02211
6
N2
58.0718
0.00299
-
-
0.0350
0.00000
58.0368
0.00360
MDEA
-
-
7104.8809
0.4
7104.0175
0.08781
0.8640
0.00005
TOTAL
19403.0072
1.00000
77600.0015
1.00000
80903.0895
1.00000
16099.9157
1.00000
7
4.6.4 EFICIENCIA TOTAL DE PLATOS
El valor de la eficiencia de platos con el cual se trabajó en el Software industrial “Chemcad”
es de:
Et = 60%
Asimismo el programa trabaja con 11 platos reales. Ahora se pueden calcular los platos
ideales teniendo la eficiencia:
NIDEAL = NREAL * 0.6 = 6.6 platos ideales.
4.6.5 DETERMINACION DEL DIAMETRO DE LA TORRE
Se fijará:
•
Altura entre platos = 2.5 pies, esto para facilitar la limpieza de platos
•
Cierre hidráulico = 1 plg.
•
Del Manual del Ingeniero Químico “ Perry” 3° Edición, tabla 7, pág.917[25] , se obtiene:
Kv = 0.0564
115
Cálculo de la densidad media del gas (ρG):
¾ Gas de Cabeza
ρ1 = 7.7374 Kg/m3
¾ Gas de Entrada
ρ2 = 14.0059 Kg/m3
ρG = 10.8716 Kg/m3
Cálculo de la densidad media del líquido (ρL):
¾ En Cabeza:
ρ1 = 1001.3818 Kg/m3
¾ En Fondos:
ρ2 = 1292.9828 Kg/m3
ρL = 1147.1823 Kg/m3
Del Manual del Ingeniero Químico “Perry” 3° Edición
V = Kv *
dl − dg
dg
Luego:
V = 0.5766 m/s
Cálculo del flujo promedio de gas (G):
En el fondo:
G1 = 81.2403 Kg/s
En la cabeza:
G2 = 40.3918 Kg/s
116
El flujo promedio es:
G = 60.8160 Kg/s
Cálculo de la Sección transversal de la torre:
S = ⎯G / (dg*v)
S = 9.6446 m2
Diámetro de la Torre:
D=
4* A
π
= 3 .2 _ m
Altura de la Columna:
H = NR * 2.5 ft ;
NR = 11 platos reales
H = 27.5 ft = 8.4 m
4.7 COLUMNA DE REGENERACION DE MDEA
(Destilación Multicomponente)
4.7.1 CONDICIONES DE ALIMENTACIÓN:
¾ Temperatura de entrada
T = 318.24 ºK
¾ Presión de entrada
P = 101.325 Kpa
¾ % de recuperación de CO2 en destilado
99.90 % (clave liviano)
¾ % de recuperación de H2O en fondos
94.20 % (clave pesado)
¾ Se hizo uso de un condensador parcial y el respectivo hervidor.
117
PD = 66.85 Kpa
TD = 346.28 °K
D = 7111.61 Kmol/hr
PF = 101.325 Kpa
TF = 318.24 °K
F = 80903.0824 Kmol/hr
PB = 135.79 Kpa
TB = 383.88 °K
B = 73791.48 Kmol/hr
Fig. 18 Esquema columna de regeneración de MDEA
Fig. 18 Esquema de la columna regeneradora de MDEA – AGUA
TABLA 56
BALANCE DE MATERIA EN EL REGENERADOR
Nº
Compon.
ALIMENTACIÓN
CORRIENTE RICA
RECIRCULACION
REGENERADORA
EN CO2 (Destilado)
DE MDEA (Fondos)
Fi
(Kmol/hr)
1
CH4
1.9995
2
H2O
70406.6856
3
H2
10.7508
4
CO
5
CO2
6
N2
7
Zi
0.00002
Di
(Kmol/hr)
Yi
Bi
Xi
(Kmol/hr)
(peso)
1.9995
0.00028
0.00000
0.00000
3717.8180
0.52278
66688.8654
0.90375
0.00013
10.7508
0.00151
0.00000
0.00000
2.5408
0.00003
2.5408
0.00036
0.00000
0.00000
3377.0590
0.04174
3373.8659
0.47442
3.1932
0.00004
0.0350
0.00000
0.0350
0.00000
0.00000
0.00000
MDEA
7104.0171
0.08709
4.5980
0.00065
7099.4191
0.09621
TOTAL
80903.0824
1.00000
7111.6077
1.00000
73791.4840
1.00000
0.87026
118
™ El flujo que sale por destilado (rico en CO2), es sometido a una condensación con el
objetivo de poder posteriormente separar en un Flash isotérmico (separador
horizontal) el CO2 y así mismo recuperar la mayor parte del agua que acompaña al
gas. Todo el CO2 obtenido en este equipo es recirculado y mezclado con la
alimentación (Gas natural – Vapor) para ingresar nuevamente al reformador de metano
(Para mayor referencia se puede ver el esquema general del proceso).
4.7.2 DETERMINACION DE LA EFICIENCIA TOTAL DE PLATOS
El valor de la eficiencia de platos con la cual se trabajó en el Software industrial “Chemcad”
es de:
Et = 60%
Asimismo el programa trabaja con 10 platos reales. Ahora se pueden calcular los platos
ideales teniendo la eficiencia:
NIDEAL = NREAL * 0.6 = 6 platos ideales.
4.7.3 DETERMINACION DEL DIAMETRO Y ALTURA DE LA COLUMNA
Para la evaluación del diámetro de la columna, tenemos:
⎛ ρl − ρg ⎞
⎟⎟
v f = Kv * ⎜⎜
⎝ ρg ⎠
0.5
Para líquidos que forman espuma; según “Applied Petroleum Reservoir Engineering”: Craft y
Hawkins...se recomienda:
•
Espaciamiento entre platos: 2.5 ft
•
Cierre hidráulico: 1 plg
De tabla 7, pág. 217, Perry, encontramos que:
Kv = 0.0564
119
Densidad media del líquido:
•
Alimentación a 318.24 K
ρ1 = 1014.1291 Kg / m3
•
Salida a 383.88 K
ρ2 = 951.2990 Kg / m3
•
Densidad media del líquido
ρL = 982.7140 Kg / m3
La densidad del gas:
T = 346.3 K
ρG = 2.9805 Kg / m3
La velocidad superficial será:
Vf = 2.1229 m / s
La sección transversal S de la columna se calcula con:
S = G/ (Vf *ρG)
G = 61.8748 Kg/s
S = 9.7790 m2
El diámetro será:
S=
π
4
* D2
⎛ 4*S ⎞
D=⎜
⎟
⎝ π ⎠
0.5
D = 3.53 m.
La altura “H” de la columna considerando 10 platos reales:
H = NR * 2.5 ft
H = 25 ft = 7.62 m
G = Flujo de gas
120
4.8 REACTOR DE LODOS DE COLUMNA BURBUJEANTE
(REACTOR DE FISCHER – TROPSCH)
Los perfiles de conversión y concentración de los reactivos (CO e H2) fueron determinados
en función a la distancia axial para la reacción de Fischer-Tropsch en un reactor de lodos de
columna burbujeante. Se realizó el diseño del reactor basado en el modelo propuesto por:
SCOTT A. HEDRICK & STEVENS. C. CHUANG; Universidad de Akron Departamento de
Ingeniería Química, Akron, Ohio.
Las ecuaciones y parámetros que se observarán son propuestas por SCOTT A. HEDRICK &
STEVENS. C. CHUANG; en el proceso se consideraron datos propios como diámetro, masa
de catalizador, flujo de alimentación, concentraciones, entre otros, para realizar el diseño y
comprobar que estas ecuaciones son válidas para estimar los comportamientos en reactores de
lodos de tipo industrial.
Las correlaciones y ecuaciones fueron desarrolladas de conceptos básicos, es decir,
conservación de masa y equilibrio, combinados con la cinética de la reacción del catalizador
de hierro así como los coeficientes de transferencia de masa, gas, líquido, y retención de la
fase sólida, las constantes de la ley de Henrry, velocidad mínima de fluidización, y la
velocidad final obtenidas de correlaciones empíricas. Los perfiles de concentración y
conversión fueron determinados por la variación de variables importantes en el proceso:
Velocidad de la fase liquida y constante de velocidad.
4.8.1 INTRODUCCIÓN
La reacción de Fischer-Tropsch involucra la conversión del gas de síntesis (syngas),
monóxido de carbono (CO), e hidrógeno (H2) a
varios hidrocarburos y oxigenados,
incluyendo los alcanos, alquenos, alcoholes, aldehídos, cetonas, ésteres, y ácidos (Jordán,
1991), para el uso como combustible y productos químicos.
Algunas de las plantas a gran escala utilizadas para la producción de combustible que están en
operación actualmente son las plantas de Sasol en Sudáfrica, que utilizan la tecnología de
lecho fijo y lecho fluidizado (Saxena, 1995), y una planta recientemente construida en
Malasia operada por Shell.
121
Como resultado de las mejoras de la tecnología de F – T, la investigación y desarrollo en los
procesos catalíticos es cada vez mayor. El proceso catalítico en general consiste en dos
elementos: desarrollo del catalizador y el diseño del reactor. La naturaleza del catalizador
heterogéneo usado para una reacción, por ejemplo, su actividad, selectividad, características
de desactivación, tamaño de la pastilla, etc., directamente influenciarán en el diseño del
reactor. Los reactores químicos se deben diseñar para alcanzar la operación eficiente de la
reacción, por ejemplo, optimización de la conversión, rendimiento del proceso, selectividad, y
minimización de la desactivación del catalizador.
La aplicación del desarrollo del catalizador con respecto a la síntesis de F – T se ha centrado
sobre todo en el alcance de la selectividad de hidrocarburos más altos (C5 y más elevados). El
problema con la síntesis de F – T es la dificultad en el control de la distribución del producto,
para ello la selectividad del producto de F – T sigue de cerca la distribución de AndersonSchultz-Flory (ASF), debido a la naturaleza de la reacción de crecimiento de la cadena.
Aparte de este problema de selectividad, la síntesis de F – T es altamente exotérmica. Este
calor de reacción, en ausencia de la transferencia del calor eficiente, puede causar reacciones
descontroladas o “puntos calientes” en el reactor. Lo cual puede disminuir la selectividad de
hidrocarburos más pesados y acelerar la coquización del catalizador, que reduce el número de
sitios activos y disminuye posteriormente la actividad.
El reactor de lodos de columna burbujeante (SBC) es actualmente el mejor para la síntesis de
F – T y hasta el momento ha demostrado superioridad sobre el lecho fijo y otros diseños de
reactores por numerosas razones (Saxena, 1995; Kolbel y Ralek, 1980; Turner y Mills, 1990):
™ Flexibilidad para la operación en modo continuo o semicontinuo.
™ Alta capacidad térmica para la eliminación de calor y mantenimiento de condiciones
isotérmicas.
™ Capacidad de funcionamiento sobre una amplia gama de temperaturas y presiones.
™ Buen mezclado.
™ Reducida velocidad de desactivación del catalizador debido al efecto de lavado del
líquido en el catalizador.
™ Facilidad de reemplazo del catalizador.
™ Alta eficiencia del catalizador, y bajo capital de costo.
122
El modelo de operación de la síntesis de F – T en un reactor de lodos de columna burbujeante
es una parte importante del diseño y permite la predicción de su comportamiento sin la
experimentación y puede ayudar a la optimización de variables de operación y parámetros de
diseño. El modelo propuesto por: SCOTT A. HEDRICK & STEVENS. C. CHUANG puede
ser utilizado también para predecir los efectos de variables de varios procesos en los perfiles
de conversión y concentración en el reactor así como la caracterización hidrodinámica. Esta
información es vital para el escalamiento (scale up), puede conducir a mejoras del proceso y
optimización.
Mucha literatura se ha enfocado en entender el comportamiento del reactor de lodos de
columna burbujeante de F – T o reactor de tanque agitado a través de experimentos (Krishna
et al., 1997; Sanders et al., 1986; Stenger and Satterfield, 1985; Stern et al., 1983; Farley and
Ray, 1964; Field and Davidson, 1980; Hall et al., 1952; Sakai and Kunugi; 1974; Schlesinger
et al., 1954; Raje and Davis, 1997; Barresi, and Baldi, 1987; Soong et al., 1997) y el estudio
del modelo (Shah et al., 1990; Prakash, 1994; Bukur and Zimmerman, 1987; Stern et al.,
1985; Deckwer et al., 1982; Satterfield and Huff, 1980; Kirillov et al., 1999). A pesar de la
abundancia de datos de velocidad y selectividad para los catalizadores de F – T, poco se ha
hecho para incorporar un modelo hidrodinámico con la cinética de la reacción de F – T. En
particular, la mayoría de los estudios de modelos no tratan los apremios impuestos por la
velocidad mínima de fluidización y velocidad final. Las columnas de lodo burbujeante deben
funcionar bajo condiciones tales que el lecho esté fluidizado y las partículas de catalizador no
sean arrastradas fuera del reactor. Además, muchos estudios no trataron el efecto de variables
de proceso en el funcionamiento del reactor.
El objetivo es diseñar el reactor de lodos de columna burbujeante de Fischer – Tropsch en
base al modelo propuesto por: SCOTT A. HEDRICK & STEVENS. C. CHUANG,
incorporando cinéticas de F – T, con un sistema de ecuaciones que gobiernan el
comportamiento hidrodinámico y aspectos importantes en el reactor de lodos. Un sistema de
ecuaciones del balance de masa y cantidad de movimiento será desarrollado y combinado con
relaciones empíricas. La simulación describirá los perfiles de concentración del reactivo
multifase y la conversión en función de la dirección axial. Los perfiles de concentración de
los reactivos se determinan para diversos valores de “velocidad de la fase líquida y constante
de velocidad”. Estas variables en detalle se han elegido para ser alteradas porque tienen un
impacto grande en los perfiles de concentración y conversión. La sensibilidad de los perfiles
123
de concentración, conversión y cambios en estas variables será fijada y utilizada para
determinar la etapa de velocidad limitante.
4.8.2 PROPIEDADES DE MATERIAS PRIMAS Y PRODUCTOS
El reactor de lodos de columna burbujeante, que se presenta en la figura 19, consiste de tres
fases: gas ( α ), líquido ( β ), y sólido ( γ ). La fase gas comprende la mezcla de los reactantes,
CO e H2 y otros como inertes, que se levanta a través del lodo liquido/sólido en forma de una
burbuja.
Fig. 19 Reacción de Fischer-Tropsch en un reactor de lodos de columna burbujeante. I iα (z)
es la transferencia de la especie i a partir de la fase α a la fase β ; I iβ (z) es la transferencia
de la especie i a partir de la fase β a la fase γ ; y Giγ (z) es el índice heterogéneo de la
reacción de la especie i.
La fase líquida es un hidrocarburo fundido con grandes capacidades caloríficas, típicamente
n-eicosano (C 20 H 42), n-octacosano (C 28 H 58), o n-hexatriacontano (C 36 H 74) (Huang et al.,
1987); las capacidades caloríficas a la temperatura ambiente se extienden a partir de 148
cal/mol °K para C20H42 a 264 cal/mol °K para C36H74 (Perry et al., 1997). La fase sólida es
124
un catalizador disperso basado en hierro o cobalto con partículas que se extienden de
micrómetros a centímetros de diámetro. Las partículas del catalizador son suspendidas por la
combinación del movimiento ascendente de las burbujas del gas de síntesis e hidrocarburo
líquido.
™ El uso de una alta capacidad calorífica de hidrocarburos líquidos e intercambiadores
de calor permite el fácil mantenimiento de las condiciones isotérmicas para la reacción
de F – T altamente exotérmica.
Para simular los perfiles de concentración del reactante multifásico y la hidrodinámica de la
síntesis de F – T en un reactor de lodos de columna burbujeante, los balances multifásicos de
los componentes y el balance de equilibrio son considerados a lo largo de varias correlaciones
empíricas. Los balances de los componentes están gobernados por ecuaciones que se usarán
para la determinación de la concentración del reactante en cada fase como una función de la
posición axial Z.
El balance de equilibrio (cantidad de movimiento), que es considerado mas adelante,
permitirá la determinación de la caída de presión a través del reactor y proporcionará una
valoración del caso limitante de la velocidad mínima de fluidización.
El balance de energía térmica no será considerado debido al fácil mantenimiento de las
condiciones isotérmicas. Puesto que el volumen de los tubos intercambiadores de calor es
pequeño comparado al volumen vacío del reactor, su efecto sobre la hidrodinámica puede ser
despreciable.
125
4.8.3 CONDICIONES DE ALIMENTACION AL REACTOR DE F-T
P0 = 2500 Kpa
T0 = 523 °K
F0 = 16099.91 Kmol/hr
PF = 2340 Kpa
TF = 523 °K
F = 11848.58 Kmol/hr
Fig. 20 Esquema del reactor de Fischer-Tropsch
TABLA 57
FLUJOS Y COMPOSICIONES EN EL REACTOR DE F-T
ALIMENTACIÓN
Nº
Compon.
FLUJO DE SALIDA
DEL GAS
Fi
Vi
Zi
(Kmol/hr)
(Kmol/hr)
Yi
1
CH4
1359.7066
0.08445
1359.7066
0.11476
2
H2O
139.5216
0.00866
2265.1875
0.19118
3
H2
11296..9581
0.70168
4919.9624
0.41524
4
CO
2888.9167
0.17944
763.2521
0.06442
5
CO2
355..9105
0.02211
355..9105
0.03004
6
N2
58.0368
0.00360
58.0368
0.00489
0.8640
0.00005
0.8640
0.00007
-
-
2125.6659
0.17940
16099.9157
1.00000
11848.5858
1.00000
7
8
MDEA
- CH2 TOTAL
4.8.4 DISEÑO DEL REACTOR DE FISCHER-TROPSCH
126
4.8.4.1 DESARROLLO DE LOS BALANCES POR COMPONENTE
Los balances de los componentes se consideran para cada fase. Asumiendo operación en
estado estacionario, que no exista ningún cambio de fase dentro de la fase gas ( α ), por
ejemplo, ninguna condensación del gas de síntesis, concentración uniforme en las direcciones
r y θ , ninguna reacción en la fase α , insignificante difusión/dispersión axial en la fase α , y
una retención constante de la fase gas como también la constante de velocidad; el balance por
componente de la fase gas a lo largo de la dirección Z, se puede escribir en términos de
concentración molar de CO e H2:
ε α vZα
ε α vZα
⎞
⎛ CHα * R * T
+ k L aL ⎜ 2
− CHβ 2 ⎟ = 0
⎟
⎜ HeH
dz
2
⎠
⎝
(87)
α
⎛ Cα * R * T
dCCO
β ⎞
⎟⎟ = 0
+ k L aL ⎜⎜ CO
− CCO
dz
⎝ HeCO
⎠
(88)
dCHα 2
Donde:
CHα 2 = Concentración de H2 en la fase α
α
= Concentración de CO en la fase α
CCO
ε α = Retención en la fase α , o fracción en volumen
vαZ = Velocidad promedio de la fase α en la dirección Z
HeH2 y HeCO = Constante de la ley de Henrry para H2 y CO, respectivamente
kL = Coeficiente de transferencia de masa del gas-a-líquido
aL = Relación del área superficial a volumen en la fase α
T = Temperatura absoluta
R = Constante universal del gas
Los primeros términos en las ecuaciones (87) y (88) son los términos de convección y los
segundos términos son la velocidad de transferencia de masa en la interfase del H2 y CO, por
ejemplo, transferencia fuera de la fase gas α y dentro de la fase líquida β .
Las mismas premisas fueron utilizadas para obtener los balances por componente en la fase
β:
127
⎞
⎛ CHα * R * T
− k L aL ⎜ 2
− CHβ 2 ⎟ + k S * aS * CHβ 2 − CHγ 2 = 0
⎟
⎜ HeH
dz
2
⎠
⎝
(89)
β
α
⎛ CCO
dCCO
* R *T
β ⎞
β
γ
⎜
⎟⎟ + k S * aS * CCO
ε v
− k L aL ⎜
− CCO
− CCO
=0
dz
⎝ HeCO
⎠
(90)
ε β vZβ
dCHβ 2
(
(
β β
Z
)
)
La diferencia principal entre las ecuaciones de la fase α y las ecuaciones de la fase β está en
los términos de transferencia de masa en la interfase, los dos términos en las ecuaciones (89) y
(90), que deben explicar las especies que incorporan la fase β a partir de la fase α y las
especies que salen de la fase β hacia la fase γ (fase sólida), donde el CO e H2 adsorben en la
superficie del catalizador.
Donde:
CHβ 2 = Concentración de H2 en la fase β .
β
= Concentración de CO en la fase β .
CCO
kS = Coeficiente de transferencia de masa del liquido-a-sólido.
aS = Relación del área superficial a volumen en la fase γ .
ε β = Retención en la fase β , o fracción en volumen.
VZβ = Velocidad promedio de la fase β en la dirección Z.
Para derivar los balances de los componentes en la fase γ :
™ Se asume operación en estado estacionario.
™ Distribución uniforme de las partículas del catalizador.
™ Ausencia de cambio de fase.
™ Reacciones homogéneas.
™ No existen gradientes en las concentraciones de las especies dentro de la partícula del
catalizador, es decir, la concentración del reactante dentro de los poros del catalizador
es igual
a la existente en el líquido-sólido. Esta última premisa sugiere que la
concentración del reactivo en la superficie sea igual a la concentración dentro de los
poros, es decir el factor de efectividad es 1. Esta premisa se ha demostrado que es
válida con el uso de un catalizador de gran poro (Satterfield, 1980). Además, se
asumirá que la formación del producto tiene un efecto despreciable en la
concentración del reactivo en la fase β y fase γ .
128
La parte más crítica para escribir la ecuación del balance es insertar una ley apropiada de
velocidad para el término de la reacción heterogénea. Aunque la reacción de F – T sigue
generalmente la cinética de Langmuir-Hinshelwood, es conveniente utilizar una expresión
simplificada de velocidad
rHγ 2 = kCcat CHγ 2 , que es válida en un margen limitado. Esta
expresión cinética simplificada, ha demostrado ser válida para 2.5 MPa de presión,
temperaturas de hasta 588 °K, y conversión alrededor de 70% (Dry, 1976), será utilizada para
los propósitos de simulación.
La forma final de los balances de las especies en la fase γ puede ser escrita como sigue:
β
− k S aS (CCO
− CCγ O ) + UkCcat CHγ 2 = 0
(
)
− k S aS CHβ 2 − CHγ 2 + kCcat CHγ 2 = 0
(91)
(92)
Donde:
CHγ 2 = Concentración de H2 en la fase γ
γ
CCO
= Concentración de CO en la fase γ
U = Relación de uso CO/H2
k
= Constante de velocidad
Ccat,= Concentración del catalizador definida como la relación del peso total del hierro
al peso total del lodo en el reactor al 100% del tiempo.
La relación de uso, U, se define como la relación de los moles de CO reaccionado por mol de
H2 reaccionado. Debido a la complejidad estequiométrica de F – T y su dependencia
compleja del catalizador, U puede variar extensamente.
Sin embargo, un valor típico usado en la literatura será aplicado, 0.3 (Deckwer et al., 1982)
debido a la reacción de cambio del vapor de agua. Estas ecuaciones pueden ser resueltas
simultáneamente como una función de Z, subsiguiente a la selección de las condiciones
límite apropiadas. Las concentraciones iniciales del CO e H2 en la fase gas son estimadas por
la ley del gas ideal, asumiendo una presión de 2.5 MPa y una temperatura de 523 °K:
Ciα
CHα 2
0
0
=
Yi * P mol
[=] 3
R *T
m
=
YH 2 * P
R *T
= 403.42
(93)
mol
m3
129
α
=
CCO
0
mol
YCO * P
= 103.14 3
m
R *T
β
γ
Adicionalmente, CCO
= CCO
= CHβ 2
0
0
0
= C Hγ 2
0
= 0 y z 0 = 0 hasta que z
final
= L2 .
4.8.5 ESTIMACIÓN DE PARÁMETROS
SCOTT A. HEDRICK & STEVENS. C. CHUANG desarrollaron un modelo para el diseño
del reactor de Fischer-Tropsch a escala piloto, en base a este modelo se ha realizado el diseño
del reactor a escala convencional. Para obtener los perfiles de concentración a lo largo de la
dirección (axial) Z se usaron las ecuaciones (87) - (92), se debe definir las condiciones de
operación (variables de operación), estimar las propiedades físicas del gas, líquido y sólido
de las especies presentes en el reactor (propiedades del material) y seleccionar el tamaño del
reactor (parámetros de diseño).
Para el diseño se consideró una mezcla de reactantes CO e H2 (gas de síntesis), La fase líquida
es una mezcla de hidrocarburos C20 - C36 que tiene una densidad media de 900 kg/m3, una
tensión superficial de 0.05 N/m, y una viscosidad de 0.1Pa*seg. Los hidrocarburos en el
margen de C20 - C36 se utilizan comúnmente como el medio líquido en reactores de lodos
(Huang et el al., 1987). La fase sólida corresponde al catalizador de Fe con una densidad
intrínseca, ρ γ de 3.500 kg/m3 y un diámetro promedio de partícula, DP de 0.005 m. El reactor
posee 845424 kilogramos de catalizador con una porosidad de lecho empacado de 0.5.
Las condiciones de operación del reactor son: Temperatura 523 °K y presión 2.5 MPa, a estas
condiciones es favorable la formación de hidrocarburos de cadena larga (Roper, 1983). El
diámetro del reactor de lodos, Dt, será de 7 m. La variación de Dt afecta mínimamente a la
β
) y la retención de la fase líquida (ε β ) ; la
velocidad mínima de fluidización del líquido (vmf
longitud del lecho y el volumen del reactor serán determinados en función a la retención de
las fases gas, líquido y sólido.
Las especificaciones de las propiedades físicas del medio líquido y del catalizador (anexo F),
diámetro del reactor y condiciones de la reacción, permiten el cálculo de Hei, k, y Ccat, las
correlaciones para el cálculo de (ε α ) y (ε β ) son desarrollados mas adelante y los valores de
kLaL y kS aS son resultados de estudios experimentales dados en literatura (Fair, 1967;
Trambouze, 1988).
130
4.8.5.1 DETERMINACIÓN DE Hei, k, y Ccat.
La constante de la ley de Henrry, se encuentra en función a la temperatura y se puede expresar
a través de la siguiente relación:
− ∆Hsi
⎞
Hei = Hei* exp⎛⎜
⎟
RT
⎝
⎠
(94)
Donde:
Hei* y ∆Hsi son parámetros únicos para la especie i.
En este caso, i representa a CO o H2. Hei* y ∆Hsi fueron obtenidos del estudio realizado por
Shah et el al. (1990) y se muestra en el (Anexo F).
La constante de velocidad (k) para la conversión de H2, es determinada usando la expresión
de Arrhenius para un catalizador de hierro (Decker et el al., 1982):
−1
⎤
k = 1.12 * 105 exp ⎡− 70000
(8.314 * 523)⎥⎦ = 0.01143(swt % Fe)
⎢⎣
(95)
Se utiliza un 10wt% de catalizador de hierro sólido. Así:
Ccat =
ε γ ργ
* 10 wt% Fe
ε γ ργ + ε β ρ β
(96)
Donde:
ρ β y ρ γ = Densidad de la fase líquida y sólida respectivamente.
Son dadas en el (anexo F).
El cálculo de la retención de la fase líquida ( ε β ) y sólida ( ε γ ) se presenta a continuación:
( )
4.8.5.2 ESTIMACIÓN DE LA RETENCIÓN GASEOSA ε α , RETENCION LÍQUIDA
( ε β ), Y RETENCION SÓLIDA ( ε γ ).
Han et. al., (1990) y Bloxom et. al., (1975) han derivado una correlación empírica para ( ε β ) y
(ε )
α
respectivamente, para reactores de lodos de columnas burbujeantes de F – T. Estas
correlaciones se muestran a continuación:
131
ε
⎛vβ
= ⎜⎜ Zβ
⎝ vt
β
⎞
⎟
⎟
⎠
1
n
(
* 1 − 0 .374 * Fr S0 .176 We m− 0 .173
)
(97)
Donde:
( )
= v
α
Fr S
2
Z
(g * D P ) = Número de Froude
(98)
⎛
1 + 4.15 E − 5 * Ret2 CD − 1 ⎞⎟
⎜
n = 1.09 * 7.54 − ln
⎜
⎟
2.07 E − 5 * Ret
⎝
⎠
Wem =
(v ) * D * ρ
β 2
Z
t
Ret =
(99)
β
σ
= Número de Weber modificado para líquido
(100)
ρ β * vtβ * DP
µβ
(101)
Y, si Ret < 1000,
CD =
(
24
1 + 0.15 * Ret0.687
Ret
)
( )
⎛ vα 5 * ( ρ γ − ρ β ) ⎞
α
⎟
ε = 0.159 * ⎜ Z
β
⎜
⎟
g
*
v
*
σ
Z
⎝
⎠
(102)
0.150
(103)
σ = Tensión superficial del líquido
vtβ = Velocidad final o velocidad máxima del líquido
Las propiedades físicas usadas en estas correlaciones se enlistan en el (anexo F). Para
propósitos de diseño, los valores de retención se asumen constantes.
Una vez calculadas ( ε α ) y ( ε β ), se pude determinar ( ε γ ) mediante:
εγ = 1− εα − ε β
(104)
4.8.5.3 ESTIMACIÓN DE LA LONGITUD DEL LECHO FLUIDIZADO, L
Asumiendo 845424 Kilogramos de catalizador con una densidad intrínseca de 3500 kg/m3
y una porosidad del lecho empacado de 0.5 colocado en un reactor de 7 m de diámetro.
El volumen V1, antes que el fluido ingrese será:
132
V1 =
mcat
845424kg
=
γ
ε1 * ρ
0.5 * 3500 kg
= 483.0994m3
γ
(105)
m3
De este modo:
L1 =
V
π * ⎛⎜ Dt 2 ⎞⎟
⎠
⎝
2
=
483.0994m3
= 12.55m
2
π * 7m 2
( )
(106)
Como la velocidad del flujo líquido ascendente ( vZβ ) se incrementa por encima de la
β
velocidad mínima de fluidización ( vmf
), las partículas de catalizador llegan a suspenderse y el
β
)
lecho del catalizador se ampliará de L1 a L2. Se asume que la contribución de ( vαZ ) hacia ( vmf
es despreciable debido a la diferencia de velocidades entre la fase gas y líquida.
Incrementos posteriores en ( vZβ ) causan la extensión de la longitud del lecho (L) y decrece la
retención de la fase sólida mientras que ( ∆P ) sobre la longitud del lecho sigue siendo
constante ( ∆P = Pin − Pout ). La caída de presión será inalterable si la presión de entrada y
salida del reactor se mantienen constantes (Figura 21). Para encontrar la longitud del lecho
bajo condiciones de fluidización (L2), es necesario utilizar el balance de cantidad de
movimiento del lecho, obteniendo una expresión igualando la caída de presión a través del
reactor al peso del lecho por unidad de área (McCabe et el al., 1993).
La contribución de la pared del reactor a la caída de presión es insignificante.
Después de permitir la fuerza flotante del fluido, se tiene la siguiente ecuación:
(
)
∆P = ε γ * ρ γ − ρ β * ⎛⎜ g ⎞⎟ * L
⎝ gc ⎠
(107)
133
Fig. 21 Caída de presión y altura del lecho en función de la velocidad del
fluido para lecho empacado y condiciones del lecho fluidizado.
Donde:
ε γ = Retención de la fase sólida, o fracción en volumen.
ρ γ y ρ β = Densidad intrínseca de sólido y líquido respectivamente.
g/gc = Fuerza debido a la gravedad por kilogramo.
La contribución de la fase gas en la ecuación (107) es despreciable debido a su densidad y
retención las cuales son pequeñas.
Resolviendo la ecuación (107), válida también para determinar la caída de presión, usando los
valores de ( ρ β ), ( ρ γ ), ( ε γ ) y (L) del (anexo F) se obtiene ∆P = 0.16 MPa. Esta caída de
presión es bastante pequeña y su efecto en los parámetros como densidad y retención en la
fase gas y viscosidad en la fase líquida será despreciada.
La caída de presión ( ∆P ), permanece constante bajo condiciones de fluidización
( ∆P 1 = ∆P 2 ), por lo tanto la ecuación (107) se convierte en:
[ε * (ρ
γ
γ
] [
− ρ β )* g * L = ε γ * (ρ γ − ρ β )* g * L
1
]
2
(108)
O simplemente
[ε L] = [ε
γ
1
γ
*L
]
2
(109)
134
Dados los valores ( ε1γ ) y (L1) como 0.5 y 12.55, respectivamente, la ecuación (109) puede ser
usada para encontrar la longitud del lecho (L2), para diferentes valores de ( vZβ ) bajo
condiciones de fluidización, influyendo en la retención de la fase gas, líquido, y sólido. La
ecuación (104) permitirá determinar ( ε 2γ ).
4.8.5.4 ESTIMACIÓN DE LA VELOCIDAD MÍNIMA DE FLUIDIZACIÓN DEL
β
LIQUIDO ( vmf
) Y LA VELOCIDAD MAXIMA ( vtβ )
Las velocidades del gas ( vαZ ) y líquido ( vZβ ) deben ser velocidades bastante altas para el lecho
y aún lo suficientemente bajas para no arrastrar las partículas del catalizador fuera del reactor.
El factor controlante para determinar la fluidización de las partículas sólidas (catalizador) es
la velocidad del líquido debido a su elevada viscosidad ( µ β ) y densidad ( ρ β ) en relación a la
fase gas. Así, la fricción ejercida contra las partículas del catalizador por la fase líquida es
mucho más alta que la ejercida por la fase gas. La velocidad mínima de fluidización del
β
líquido ( vmf
), en ausencia del flujo de gas puede ser determinada combinando el balance de
cantidad de movimiento del lecho fluidizado (ecuación 107), con el balance de cantidad de
movimiento del lecho empacado (ecuación 110), para estimar la velocidad mínima de
fluidización por dos fases líquido y sólido.
(
( )
Pin − Pout ∆P 150 * µ β * vZβ * 1 − ε β
=
=
3
L
L
DP2 * ε β
)
+
Donde:
Pin, Presión de entrada (Z = 0)
Pout, Presión de salida (Z = L)
L,
Longitud del lecho
µ β , Viscosidad del líquido
vZβ , Velocidad de la fase líquida
ε β , Retención de la fase líquida
DP, Diámetro promedio de la partícula
ρ β , Densidad intrínseca del líquido.
( ) (
* (ε )
1.75 * ρ β * vZβ * 1 − ε β
2
2
DP
β 3
)
(110)
135
La ecuación (110) se conoce también como la ecuación de Ergun y asume partículas esféricas
y flujo newtoniano. (Bird et al., 1960).
Combinando las ecuaciones (107) y (110) se tiene:
1.75 * Re 2mf
(ε )
β 3
+
150 * (1 − ε β )* Re mf
(ε )
β 3
= N GA
(111)
Donde:
Re mf =
ρ β * vZβ * DP
(112)
µβ
y
( ) (
)
β
γ
β
3
N GA = DP * ρ * ρ − ρ * g
(µ )
β 2
= Número de Galileo
(113)
Para encontrar la velocidad mínima de fluidización del sistema bifásico liquido/sólido, (Remf)
debe ser encontrado usando una correlación empírica. (correlación de Wen y Yu, 1966):
Re mf = 33.7 2 + 0.0408 * N GA − 33.7
(114)
NGA es calculado por la ecuación (113) y substituida en la ecuación (114) para resolver
(Remf), con la ecuación (112) se obtendrá ( vZβ ) a las condiciones mínimas de fluidización.
Para este sistema de caso limitante, usando los valores de los parámetros en el (anexo F),
β
= 0.0038 m
vmf
s
Costa et al. (1986) han proporcionado una correlación empírica para determinar la velocidad
mínima de fluidización del líquido que incluye el efecto de velocidad de la fase gas (sistema
trifásico). Este resultado se podrá comparar con el obtenido por el sistema limitado de dos
fases. Esta correlación, asume partículas esféricas y se observa a continuación:
( )
β
vmf
= 6.969 E − 4 * vZα
−0.328
( )
* µβ
−0.355
* (Dt )
0.042
* (DP )
Donde:
β
vmf
, Velocidad mínima de fluidización del líquido
vZα , Velocidad de la fase gas
µ β , Viscosidad líquida
1.086
(
* ργ − ρ β
)
0.865
(115)
136
Dt, Diámetro de la columna
DP, Diámetro de la partícula del catalizador
ρ γ , Densidad intrínseca del sólido
ρ β , Densidad intrínseca del líquido.
Esta correlación requiere la especificación de la velocidad en fase gaseosa ( vαZ ), Los valores
típicos de ( vαZ ) para asegurar el flujo burbujeante son menores o iguales a 0.05 m/s (Saxena,
1995). Así, un valor de 0.05 m/s será el asignado como la velocidad en fase gaseosa y usado
β
en el diseño. Resolviendo para ( vmf
) se obtiene un valor de 0.013 m/s. La correlación de
Costa proporciona un resultado más restrictivo y este valor es utilizado para dirigir la
selección de ( vZβ ) que se utilizará en el reactor.
Donde la velocidad mínima de fluidización es el límite más bajo de la velocidad líquida para
la fluidización y la velocidad final (vt), es el límite superior de la velocidad líquida. Más allá
de (vt), las partículas del catalizador no permanecerán suspendidas mucho tiempo, sino por el
contrario serán llevadas hacia arriba en la dirección positiva de Z.
Por encima de (vt), la fuerza gravitacional que actúa en las partículas del catalizador en la
dirección de Z descendente no equilibra las fuerzas de movimientos flotantes y fluidos que
actúan en las partículas en la dirección ascendente de Z. Las fuerzas que actúan en la
dirección de Z ascendente son mayores.
4.8.5.5 VELOCIDAD FINAL O VELOCIDAD MAXIMA
Puede ser estimada mediante el método de Kunii-Levenspiel (1969, 1991). Asumiendo una
esfericidad de partícula de 1 (esfera perfecta), las ecuaciones son:
(
⎡ ρ β * ργ − ρ β * g
d P* = DP * ⎢
2
µβ
⎢⎣
⎡ d* ⎤
vt* = ⎢ P ⎥
⎣18.591⎦
( )
)⎤⎥
⎥⎦
1
3
(116)
(117)
137
vt =
vt*
( )
⎡
⎤
ρ
⎢ β
⎥
γ
β
⎢⎣ µ * ρ − ρ * g ⎦⎥
β 2
(
1
(118)
3
)
Resolviendo la ecuación (118) usando las características físicas del sólido y líquido enlistadas
en el (anexo F) se tiene una velocidad final de 0.228 m/s. Así, los valores de ( vZβ ) elegidos
β
< vZβ < vt o 0.013 < vZβ < 0.228 m/s). Ya que
para el reactor deben seguir los criterios ( vmf
este cálculo no es un factor en la contribución de ( vαZ ), (vt) será sobreestimado levemente.
Cuatro valores de ( vZβ ) serán utilizados para el diseño, 0.04 m/s, 0.05 m/s, 0.07 m/s, y 0.1
m/s, para determinar los perfiles de concentración en cada fase así como la conversión. Estos
valores son bastante bajos para asegurar que la (vt) del líquido no sea sobrepasada.
4.8.5.6 DETERMINACIÓN DE kLaL y kS aS
Los coeficientes de transferencia de masa gas a líquido y líquido a sólido kL y kS,
respectivamente, así como las relaciones del área superficial a volumen aL
y aS, son
determinados típicamente por correlaciones empíricas.
Existen muchas correlaciones expresadas
en términos del producto del coeficiente de
transferencia de masa y de la correspondiente relación del área superficial a volumen: kLaL y
kSaS (Saxena, 1995; Shah et al., 1982). Para el diseño, los valores del producto kLaL y kSaS
son tomados de valores sugeridos en la literatura (Krishna y Maretto, 1998) para sistemas
similares usados en este estudio y asumidos constantes en 0.027 y 0.05 s-1, respectivamente.
Para verificar que estos valores sean razonables, las correlaciones gas a líquido y líquido a
sólido se examinan detalladamente en el (anexo F).
Un resumen completo de valores de los parámetros se da en el (anexo F) y el procedimiento
de la solución entera se muestra en la Figura 22.
138
4.8.6 RESULTADOS
Las ecuaciones del modelo propuesto por SCOTT A. HEDRICK & STEVENS. C. CHUANG
(ecuaciones (87) - (92)) han sido resueltas utilizando diversos valores de vZβ (velocidad de la
fase líquida) y k (constante de velocidad) debido a que estas variables tienen un impacto e
influencia mayor en los perfiles de concentración y conversión.
Los valores de la constante de velocidad para los casos A–D son valores reales para el
catalizador (Fe) obtenidos a 523 °K (Deckwer et al., 1982).
El valor de la constante de velocidad en los casos E–H es un valor hipotético arbitrariamente
elegido, 1.5 veces el valor en los casos A–D que se utiliza para evaluar el efecto de
incrementos en la actividad del catalizador.
Existen tres tipos de flujos para los reactores de lodos de columna burbujeante: Flujo fangoso,
flujo turbulento, y flujo burbujeante. El tipo de flujo se determina principalmente de la
velocidad de la fase gas y del diámetro del reactor.
El flujo burbujeante indica la uniformidad radial de las concentraciones en cada fase y la
interacción mínima de la burbuja. Los valores especificados de vZα = 0.05 m/s y Dt = 7 m
muestran que la premisa de concentración uniforme es consistente con el flujo burbujeante.
139
Especificado
v Zα , D P , D t , L1 P , T , U , µ β , σ , ρ β , ρ γ , E a , k L a L , k S a S , Cargando Fe (10%wt)
*
He CO
, He H* 2 , Hs CO , Hs H 2 , y condiciones límite:
β
C CO
0
γ
= C CO
0
= C Hβ 2
ENTRADA
*
HeCO
, HeH* 2 , HsCO ,
= C Hγ 2
0
= 0 , y Zinicial = 0
OPERACIÓN
He
i
= He
*
i
HsH 2 , T
− ∆ Hs
exp ⎛⎜
⎝
k = 1 . 12 * 10
Ea , T
0
vZα , µ β , Dt , DP , ρ β , ρ γ
5
SALIDA
i
⎞
RT ⎠
HeCO , HeH 2
⎡− E a
⎤
exp ⎢
⎥
(
)
R
T
*
⎣
⎦
k
β
vmf
Ec. 115
DP , ρ β , ρ γ , µ β
Ecs. 116-118
vt
β
vt , vmf
Especificado vZβ tal que vmβ f < vZβ < vt
vZβ
Ec. 103
εα
vαZ , vZβ , ρ β , ρ γ ,σ
vαZ , vZβ , vt , ρ β ,σ , µ β , Dt , DP
Ecs. 97 - 102
ε α ,ε β
εγ
ε γ 1 , ε γ 2 , L1
2
εβ
εγ 2
= 1− εα − ε β
L2
Ec. 109
ε γ 2 , ρ β , ρ γ ,ε β
Ec. 96
Ccat
P, T
C
L2
α
i
0
=
Yi * P
R *T
α
CCO
, CHα 2
0
Zfinal = L2
Zfinal
Ciα ( z )
ε α , ε β , vαZ , vZβ , HeCO , HeH ,
2
k L aL , k S aS , T , k , Ccat ,U
ε α , ε β , ε γ , Ciα ( z ), Ciβ ( z ),
Ci ( z ), Ci ,inicial
γ
α
Ciβ ( z )
Ecs. 87-92
Ec. 119
0
Ciγ ( z )
(
X i ( z ), X H 2 , X CO
)
Fig. 22 Procedimiento de la solución global para el modelo de la reacción de F-T en un
reactor de lodos de columna burbujeante.
140
TABLA 58
VALORES DE vZ Y k PARA LOS CASOS A – H
β
( s)
vZβ m
k
Caso A
Caso B
Caso C
Caso D
Caso E
Caso F
Caso G
Caso H
0.04
0.05
0.07
0.1
0.04
0.05
0.07
0.1
0.01143
(s-wt%Fe)
-1
0.01143
(s-wt%Fe)
-1
0.01143
(s-wt%Fe)
-1
0.01143
(s-wt%Fe)
-1
0.017
(s-wt%Fe)
0.017
-1
(s-wt%Fe)
0.017
-1
(s-wt%Fe)
Resolviendo las ecuaciones (87) - (92) simultáneamente con la ayuda
0.017
-1
(s-wt%Fe)-1
del programa
presentado en el Anexo F, se obtienen los perfiles de concentración de los reactivos en cada
fase. Las figuras que se muestran mas adelante están referidas al caso C los demás casos se
presentan en el Anexo F. También se observan las conversiones de CO e H2.
La conversión de CO e H2 como una función de Z será calculada por la siguiente ecuación:
⎧⎪ ⎡ ε α * Ciα (Z ) + ε β * Ciβ (Z ) + ε γ * Ciγ (Z ) ⎤ ⎫⎪
X i (Z ) = ⎨1 − ⎢
⎥ ⎬ *100
ε α * Ciα,initial
⎪⎩ ⎢⎣
⎥⎦ ⎪⎭
Donde:
Xi , Conversión en porcentaje de la especie i
ε α , Retención de la fase gas
ε β , Retención de la fase líquida
ε γ , Retención de la fase sólida
Ciα , Concentración de la especie i en la fase gas
Ciβ , Concentración de la especie i en la fase líquida
Ciγ , Concentración de la especie i en la fase sólida
Ciα,initial ; Concentración inicial de la especie i en la fase gas.
(119)
141
TABLA 59
VALORES DE LOS PARÁMETROS PARA LOS CASOS A – H
Caso A
Caso B
Caso C
Caso D
Caso E
Caso F
Caso G
Caso H
0.04
0.05
0.07
0.1
0.04
0.05
0.07
0.1
0.01143
0.01143
0.01143
0.01143
0.017
0.017
0.017
0.017
0.099
0.095
0.091
0.086
0.099
0.095
0.091
0.086
εβ
0.599
0.637
0.698
0.767
0.599
0.637
0.698
0.767
εγ
0.302
0.268
0.211
0.147
0.302
0.268
0.211
0.147
Zfinal (m)
20.78
23.41
29.74
42.687
20.78
23.41
29.74
42.682
Ccat
6.62
6.21
5.40
4.27
6.62
6.21
5.40
4.27
wt% Fe
wt% Fe
wt% Fe
wt% Fe
wt% Fe
wt% Fe
wt% Fe
wt% Fe
( s)
vZβ m
k
ε
α
Como se puede observar, la (Tabla 59) presenta una serie de valores de parámetros para los
ocho casos mencionados y al analizar específicamente el valor de (Z) final obtenido a partir
de la ecuación (109), se debe mencionar que los casos D y H no serán tomados en cuenta en
cálculos posteriores debido a la longitud del reactor, la cual está por encima de los márgenes
permitidos según bibliografía (Fuel Processing Technology 64 (2000) 73-105 “Design and
scale up of the F-T bubble column slurry reactor”; Special report GTL: Progress and
prospects, Oil & gas Journal; Mar 12, 2001; 99, 11; ABI/INFORM Global pag.58–63), se
logró constatar que las alturas de reactores comerciales para la síntesis de Fischer – Tropsch
varían entre 20-30 metros y poseen diámetros de hasta 8 metros. Por lo tanto se descartan los
casos D y H.
Debido a este parámetro (ZFINAL) se puede concluir que a velocidades de líquidos mayores a
0.07 m/s, las longitudes de reactores sobrepasan los márgenes establecidos anteriormente,
conclusión válida para el modelo de reactor comercial propuesto en este proyecto.
142
TABLA 60
CONCENTRACIÓN FINAL DE CO e H2 (Ci) Y CONVERSIÓN TOTAL (Xi)
α
( m)
(mol m )
(mol m )
(mol m )
(mol m )
(mol m )
Caso A
Caso B
Caso C
Caso E
Caso F
Caso G
CH 2 mol
3
107.575
87.689
63.271
100.804
81.270
57.536
α
CCO
3
18.697
14.544
10.016
16.943
12.918
8.609
3
13.709
12.014
9.775
11.978
10.421
8.39
3
3.222
2.691
2.102
2.646
2.168
1.659
3
5.455
4.965
4.375
3.685
3.349
2.961
3
0.746
0.576
0.482
0.158
0.0468
0.028
XH2 (%)
48.648
54.822
63.217
54.261
60.192
68.072
XCO (%)
60.763
66.827
73.576
67.586
73.250
79.251
L (m)
20.78
23.41
29.74
20.78
23.41
29.74
CHβ 2
β
CCO
CHγ 2
γ
CCO
Para fines de cálculo en el proceso se ha considerado el caso C, debido a que este permite
obtener conversiones próximas a las requeridas (alrededor de 70% para CO). Así también
para velocidades de líquido de 0.07 m/s, la longitud resultante del reactor de F–T se encuentra
alrededor de los 30 metros, la cual se halla dentro de los márgenes mencionados para
reactores comerciales.
Adicionalmente se han realizado cálculos para los demás casos con el fin de mostrar las
variaciones en cuanto a concentración y conversión. Dichos cálculos son presentados en el
(anexo F).
143
TABLA 61
RESULTADOS PARA EL CASO C
CHα 2
α
CCO
mol 3
m
L
(m)
(mol m ) (
0
3
6
9
12
15
18
21
24
27
30
403.42
283.406
211.899
167.302
137.859
117.152
101.653
89.406
79.308
70.723
63.271
3
CHβ 2
β
CCO
mol 3
m
) (mol m ) (
103.14
63.802
43.452
32.313
25.686
21.317
18.128
15.599
13.479
11.640
10.016
3
0
10.202
14.693
16.197
16.178
15.420
14.337
13.147
11.958
10.827
9.775
0
3.371
4.616
4.858
4.647
4.248
3.787
3.323
2.882
2.474
2.102
CHγ 2
γ
CCO
mol 3
m
) (mol m ) (
3
0
4.565
6.576
7.249
7.240
6.901
6.416
5.884
5.352
4.845
4.375
0
1.680
2.180
2.174
1.966
1.692
1.411
1.144
0.900
0.680
0.482
)
X H2
(%)
X CO
(%)
P
(KPa)
0
7.727
15.759
23.567
30.905
37.674
43.854
49.460
54.528
59.099
63.217
0
9.292
18.642
27.653
36.115
43.934
51.086
57.586
63.472
68.785
73.576
2500.000
2496.209
2492.419
2488.628
2484.838
2481.047
2477.257
2473.466
2469.676
2465.885
2462.095
Concentración en f ase
gas (mol/m 3)
CONCENTRACION EN FASE GASEOSA
450
400
350
300
250
200
150
100
50
0
0
5
10
15
20
25
Z(m )
H2
CO
Fig. 23 Concentración en fase gaseosa, Caso C
30
35
144
CONCENTRACION EN FASE LIQUIDA
Concentración en fase
líquida (mol/m 3)
20
16
12
8
4
0
0
5
10
15
20
25
30
35
30
35
Z(m )
H2
CO
Fig. 24 Concentración en fase líquida, Caso C
Concentración en fase
sólida (mol/m 3)
CONCENTRACION EN FASE SOLIDA
10
9
8
7
6
5
4
3
2
1
0
0
5
10
15
20
25
Z(m )
H2
CO
Fig. 25 Concentración en fase sólida, Caso C
145
CONVERSIONES XH2 , XCO
80
Conversión (%)
70
60
50
40
30
20
10
0
0
5
10
15
20
25
30
35
Z(m )
H2
CO
Fig. 26 conversiones XH2, XCO, Caso C
Las figuras correspondientes al caso C muestran los perfiles de concentración del reactivo en
la fase gas ( α ), líquida ( β ) y sólida ( γ ) así como la conversión del reactivo.
Se debe observar que la concentración de la fase sólida es definida por el número total de
moles en la superficie del catalizador dividido por el volumen total ocupado por las partículas
del catalizador.
Según lo observado, la caída de concentración del reactivo en la fase gas es rápida, por el
contrario, las concentraciones de la fase líquida y sólida crecen hasta un punto máximo para
luego ir disminuyendo.
Debido a que la constante de la ley de Henrry es más pequeña para el CO que para el H2, la
transferencia del gas CO a la fase líquida es más fácil que para el hidrógeno. El CO sale de la
fase gas a una velocidad más alta que el H2. Sin embargo, aunque la relación de uso del CO a
H2 es 0.3, el CO se consume más rápidamente en la superficie del catalizador, haciendo caer
su concentración eventualmente debajo del hidrógeno en la fase sólida.
146
La conversión total irá aumentando gradualmente y los resultados que muestra la Figura 26
(caso C) sugieren que la operación a una velocidad de líquido de 0.07 m/s es muy práctica y
se encuentra dentro de los parámetros que propone la bibliografía en cuanto a la altura del
reactor y conversión.
La Tabla 60 presenta las concentraciones finales y la conversión total en cada fase para los
casos A–G exceptuando el caso D y H por motivos explicados anteriormente.
Mediante la operación práctica, la corriente líquida que sale del reactor de lodos de columna
burbujeante se recircula y vuelve a la entrada del reactor (Bukur, 1989). La mayoría de los
reactores de fase lodosa utilizan partículas de catalizador menores a 0.005m (Lee, 1990).
Aunque el uso de partículas finas de catalizador con diámetros en el margen de 2 – 50 µm
permite a las partículas suspender en la fase líquida sin recirculación del flujo líquido; las
partículas finas crean un problema y desafío en la separación de la corriente líquida.
Además, la baja velocidad del líquido daría lugar a la disminución en la conversión de los
reactivos (Lee, 1990).
El aumento en la conversión total por paso es un resultado de la extensión de la altura del
⎛
V ⎞
lecho y un aumento correspondiente en el tiempo de residencia de los reactivos ⎜τ = t β ⎟ .
vZ ⎠
⎝
Es evidente que los aumentos de (k) causan incrementos en la conversión en todos los casos.
Analizando las condiciones de este estudio, se concluye que el proceso de reacción total es
limitado cinéticamente porque los aumentos en (k) aumentan la conversión.
Si el sistema fuera limitado en la transferencia de masa, un incremento en el valor de (k) no
daría estos aumentos. Se debe mencionar que el coeficiente de transferencia de masa del gas a
líquido (kLaL) que fue utilizado en el proceso, puede comprobarse con las numerosas
correlaciones que existen en literatura (Saxena, 1995; Shah, 1982; Krishna y Maretto, 1998).
Sin embargo, la correlación que se ha elegido para utilizar y comprobar el valor asignado
muestra un resultado relativamente conservador, es decir, es pequeño (Anexo F). Así, la
conclusión de una reacción cinéticamente limitada en contexto con un valor pequeño de
(kLaL) presta mayor validez a esta conclusión. Es decir si la reacción es cinéticamente limitada
para estimaciones conservadoras de (kLaL), seguirá siendo cinéticamente limitada si (kLaL)
real es mayor.
147
4.8.7 DETERMINACION DE LOS FLUJOS A LA SALIDA DEL REACTOR DE
FISCHER - TROPSCH
Generalmente las reacciones toman lugar bajo temperaturas moderadas (200 a 300 ºC) y
presiones moderadas (10 a 40 Bares; 145 a 580 Psia) utilizando catalizadores de Fe o Co.
La longitud de la cadena de los hidrocarburos de Fischer – Tropsch depende de factores como
temperatura, tipo de catalizador y tipo de reactor empleado.
La distribución de la longitud de cadena esta basada en la distribución de Anderson – Schultz
– Flory, función caracterizada por el factor de probabilidad de crecimiento de la cadena ( α ).
Incrementos en el valor de ( α ) son equivalentes a una selectividad elevada de ceras. La
reacción de Fischer – Tropsch es presentada mas abajo, en la cual “– CH2 –“representa un
producto consistente principalmente en hidrocarburos parafínicos lineales con longitud de
cadena variable.
Dependiendo de las condiciones de la reacción y el tipo de catalizador, serán obtenidos
algunos productos adicionales. En el caso de utilizar catalizador de Fe, se podrán obtener
cantidades pequeñas de oleofinas, alcoholes y algunas veces aromáticos. Cetonas y ácidos
serán obtenidos en concentraciones mínimas.
A continuación se presenta la reacción principal para la síntesis de Fischer – Tropsch
nCO + (2n + 1)H 2 ⇒ Cn H 2 n + 2 + nH 2O (Formación de parafinas)
En forma más detallada se tiene:
CO + 3H 2 ⇒ −CH 2 − + H 2O
A + 3B ⇒ C + D
(∆H ≈ −165 KJ mol )
148
Donde:
A = CO
B = H2
C = -CH2- (petróleo sintético)
D = H2O
I = Inertes
Referencia:
•
Oil & Gas Journal; Mar 12, 200; 99; ABI/INFORM Global, pág. 69-73
Special Report GTL: “Development Progresses for GTL fuels, specialty products”
•
Ind. Eng. Chem. Res. 2003, Vol. 42, 5066-5090
(Chinese Academy of Sciences- American Chemical Society)
“Detail Kinetics of F-T Synthesis on Industrial Fe-Mn Catalyst”
•
Applied Catalysis A: General 186 (1999) 55-70
“Fundamentals and Selection of advanced Fischer-Tropsch reactors”
A continuación se presenta la tabla estequiométrica del balance realizado en el equipo:
TABLA 62
TABLA ESTEQUIOMETRICA
Componentes
Flujo de entrada
(Alimentación)
Kmol
hr
Cambio por
reacción
Kmol
hr
A
FAo
- FAo XA
B
FBo
- 3FAo XA
C
D
FDo
FAo XA
FAo XA
I
FIo
-
FI = FIo = FAo θ I
Total
FTo= FAo+ FBo+ FDo + FIo
=16099.91
-
FT = FTo + δ FAo XA
FT = FTo - 2 FAo XA
(
)
(
)
Flujo de salida
Kmol
hr
(
FA = FAo(1 – XA)
FB = FAo( θ B – 3XA)
FC = FAo XA
FD = FAo( θ D + XA)
δ = (1 + 1 − 3 − 1) = −2
θ D = FDo/ FAo
Los flujos de alimentación tienen los siguientes valores:
(
FAo = 2888.918 Kmol
hr
)
)
149
( hr )
= 1774.5179 (Kmol )
hr
Kmol
)
= 139.5216 (
hr
= 16099.91 (Kmol )
hr
FBo = 11296.96 Kmol
FIo
FDo
FTo
Como ya se ha mencionado, para propósitos de cálculo se consideró el “Caso C”; el cual
presenta una conversión de CO XCO = XA = 73.58%.
Con el valor de la conversión, se realizó el cálculo de los flujos de salida, cuyas ecuaciones se
muestran en la Tabla Estequiométrica; por lo tanto se obtiene los siguientes resultados:
(
FA = 763.2521 Kmol
)
hr
FB = 4919.9624 Kmol
hr
FC = 2125.6659 Kmol
hr
FD = 2265.1875 Kmol
hr
FI = 1774.5179 Kmol
hr
FT = 11848.5858 Kmol
hr
(
(
(
(
)
)
)
)
(
)
TABLA 63
FLUJOS OBTENIDOS A LO LARGO DEL REACTOR
(FISCHER – TROPSCH)
X CO
FCO
Kmol
(
) (
FH 2
F− CH 2 −
) (
) (
FH 2 O
FINERTES
Kmol
h
) (
FTOTAL
Kmol
h
) (
)
P
(KPa)
L
(m)
(% )
0
0
2888.9180
11296.96
0
139.5216
1774.5179
16099.91
2500.000
3
9.292
2620.4797
10491.6452
268.4383
407.9599
1774.5179
15563.0335
2496.209
6
18.642
2350.3659
9681.3037
538.5521
678.0737
1774.5179
15022.8058
2492.419
9
27.653
2090.0455
8900.3425
798.8724
938.3941
1774.5179
14502.1650
2488.628
12
36.115
1845.5853
8166.9618
1043.3327
1182.8543
1774.5179
14013.2445
2484.838
15
43.934
1619.7008
7489.3083
1269.2172
1408.7388
1774.5179
13561.4755
2481.047
18
51.086
1413.0854
6869.4621
1475.8326
1615.3542
1774.5179
13148.2447
2477.257
21
57.586
1225.3056
6306.1230
1663.6123
1803.1339
1774.5179
12772.6854
2473.466
24
63.472
1055.2639
5795.9979
1833.6540
1973.1756
1774.5179
12432.6019
2469.676
27
68.785
901.77575
5335.5333
1987.1422
2126.6638
1774.5179
12125.6255
2465.885
30
73.576
763.2521
4949.9624
2125.6659
2265.1875
1774.5179
11848.5858
2462.095
h
Kmol
h
Kmol
h
Kmol
h
150
4.8.8 NOMENCLATURA
Ccat = Concentración del catalizador en el lodo, wt% Fe
α
CCO
= Concentración de CO en fase gas, mol
m3
β
CCO
= Concentración de CO en fase líquida, mol
γ
CCO
= Concentración de CO en fase sólida, mol
CHα 2 = Concentración de H2 en fase gas, mol
m3
m3
m3
CHβ 2 = Concentración de H2 en fase líquida, mol
CHγ 2 = Concentración de H2 en fase sólida, mol
m3
m3
DB = Diámetro de la burbuja del gas, m
2
Di = Coeficiente de difusión de la especie i, m
s
DP = Diámetro de la partícula, m
Dt = Diámetro del tanque o columna, m
Ea = Energía de activación, J
mol
Hei = Constante de la ley de Henrry para la especie i, J
mol
k = Velocidad específica de reacción, (s wt% Fe en el lodo)-1
k L aL = Coeficiente de transferencia de masa de la fase gas a líquido, s-1
k S aS = Coeficiente de transferencia de masa de la fase líquida a sólido, s-1
L1 = Longitud del lecho antes de la fluidización, m
L2 = Longitud del lecho después de la fluidización, m
P = Presión, Pa
R = Constante universal de los gases, J
mol º K
T = Temperatura, ºK
U = Relación de uso, mol CO/mol H2
vZα = Velocidad de la fase gas, m/s
vZβ = Velocidad de la fase líquida, m/s
α
vmf
= Velocidad mínima de fluidización, m/s
vt = Velocidad final, m/s
151
Vt = Volumen de la columna, m3
Xi = Conversión de la especie i en porcentaje
Z = distancia axial.
LETRAS GRIEGAS
ε α = Fracción en volumen de la fase gas
ε β = Fracción en volumen de la fase líquida
ε γ = Fracción en volumen de la fase sólida
µ β = Viscosidad del líquido, Pa*seg
ρ β = densidad intrínseca de la fase líquida, kg
ρ γ = densidad intrínseca de la fase sólida, kg
m3
m3
σ = Tensión superficial, N m
4.9 SEPARADOR TRIFASICO
4.9.1 SISTEMAS MULTIFASE
En ciertas aplicaciones de sistemas multifase, coexisten tres o más fases. La figura 27 es un
esquema de una fotografía de laboratorio tomada de Hildebrand, la cual muestra siete fases
en equilibrio a temperatura cercana a la ambiente.
La fase ubicada en la parte superior es aire, seguida de seis fases líquidas ordenadas según la
densidad creciente: rico en hexano, rico en anilina, rico en agua, fosforoso, galio y mercurio.
Cada fase contiene todos los componentes en la mezcla de siete fases pero las fracciones
molares en muchos casos son extremadamente pequeñas. Por ejemplo, la fase rica en anilina
contiene cerca del 10% molar de n-hexano, 20% de agua pero mucho menos de 1% molar de
aire, fósforo, galio y mercurio.
Se debe notar que aunque la fase rica en hexano no está en contacto directo con la fase rica en
agua, una cantidad de equilibrio de agua (aproximadamente 0.06% molar) está presente en la
152
fase rica en hexano porque cada fase está en equilibrio con cada una de las otras fases debido
a la igualdad existente entre las fugacidades de los componentes:
f i (1) = f i ( 2) = f i (3) = f i ( 4) = f i (5) = f i ( 6) = f i ( 7 )
Muchos sistemas multifase prácticos incluyendo los sistemas vapor-líquido-sólido presentes
en la cristalización y prevaporización; los sistemas vapor-líquido-líquido que ocurren cuando
se destilan ciertas mezclas de agua e hidrocarburos u otros químicos orgánicos que tienen
solubilidad limitada en agua.
Aunque los cálculos de equilibrio multifase están basados en los mismos principios de
sistemas de dos fases (balance de materia, balance de energía y criterios de equilibrio de fase
como la igualdad de fugacidades), los cálculos pueden ser muy complejos a menos que se
asuman las simplificaciones hechas, en dichos casos se obtendrán resultados aproximados.
Cálculos rigurosos podrán realizarse de una forma efectiva con programas en computadora.
En esta sección se ilustrarán los dos tipos de cálculos.
Aire
Líquido rico en n-hexano
Líquido rico en Anilina
Líquido rico en Agua
Líquido fosforoso
Líquido de Galio
Líquido mercurioso
Fig. 27 Siete fases en equilibrio
4.9.2 METODO APROXIMADO PARA SISTEMAS VAPOR-LIQUIDO-LIQUIDO
Otro caso apropiado para el método aproximado es que la mezcla contenga agua e
hidrocarburos (Hcs), a condiciones que la fase vapor y las dos fases líquidas HC-rico (1) y
agua-rica (2) coexistan. A menudo las solubilidades de agua en el hidrocarburo líquido y de
HCs en la fase acuosa son menores que 0.1% molar y pueden ser despreciadas.
En ese caso, si la fase líquida del hidrocarburo obedece ala ley de Raoult, la presión total del
sistema esta dada por la suma de las presiones exhibidas por las fases separadas:
153
P = PHS 2O + ∑ Pi S x i(1)
(120)
HCs
Para casos generales, a presiones bajas donde la fase vapor es ideal pero la fase líquida del
hidrocarburo podría ser no ideal:
P = PHS 2O + P * ∑ K i xi(1)
(121)
HCs
La cual puede ser reorganizada a:
P=
PHS2O
1 − ∑ K i * x i(1)
(122)
HCs
Las ecuaciones (120) y (122) pueden ser utilizadas directamente para estimar la presión a
una temperatura dada y una composición en fase líquida o estimar la temperatura
iterativamente para una presión dada.
Un aspecto importante del cálculo es la determinación de las fases presentes de los seis casos
posibles, denominados: V, V-L(1) , V-L(1) –L(2), V-L(2) , L(1) -L(2) y L.
No siempre es sencillo determinar cuántas y qué fases estarán presentes, claro está que si se
tiene una solución V-L(1) –L(2), casi siempre estarán presentes las soluciones V-L(1) y
V-L (2).
4.9.3 METODO RIGUROSO PARA UN SISTEMA VAPOR-LIQUIDO-LIQUIDO
El método riguroso para tratar un sistema vapor-líquido-líquido a temperatura y presión dadas
es llamado “flash isotérmico de tres fases”. Este es similar al algoritmo desarrollado para un
flash isotérmico de dos fases. El sistema es mostrado esquemáticamente en la figura 28 Los
balances de materia usuales y las relaciones de equilibrio de fases aplicadas a cada
componente se presentan más abajo:
154
V, yi
Vapor
T, P fijadas
F, zi
L(1), xi(1)
Líquido 1
Líquido 2
L(2), xi(2)
Fig. 28 Condiciones para un flash isotérmico de tres fases
F * zi = V * yi + L(1) * xi(1) + L( 2 ) * xi( 2 )
y
K i(1) = (1i )
xi
K i( 2 ) =
yi
x i( 2)
(123)
(124)
(125)
Alternativamente, la siguiente relación puede ser sustituida por (124) o (125):
K Di =
x i(1)
x i( 2)
(126)
Estas ecuaciones pueden ser calculadas mediante la modificación del procedimiento de
Rachford-Rice, si dejamos que: ψ = V/F y ξ = L(1) / (L(1) + L(2) ), donde 0 ≤ ψ ≤ 1 y
0≤ξ≤1
Por combinación con (123), (124) y (125)
∑x
(1)
i
− ∑ yi = 0
(127)
∑x
(1)
i
− ∑ x i( 2 ) = 0
(128)
Para eliminar y i , x i(1) , x i( 2) , serán obtenidas dos ecuaciones simultáneas en ψ y ξ :
155
∑
i
∑
i
z i * (1 − K i(1) )
ξ * (1 − Ψ ) + (1 − Ψ ) * (1 − ξ ) *
K i(1)
K i( 2)
+Ψ*K
z i * (1 − K i(1) / K i( 2) )
ξ * (1 − Ψ ) + (1 − Ψ ) * (1 − ξ ) *
K i(1)
K i( 2 )
+Ψ*K
=0
(129)
=0
(130)
(1)
i
(1)
i
Los valores de ψ y ξ serán hallados resolviendo las ecuaciones no lineales (129) y (130)
simultáneamente por un método numérico apropiado como ser Newton-Raphson. Luego las
cantidades y composiciones de las tres fases serán determinadas de:
V = Ψ*F
(131)
L(1) = ξ * ( F − V )
(132)
L( 2 ) = F − V − L(1)
(133)
yi =
x i(1) =
x i( 2 ) =
zi
ξ * (1 − Ψ ) / K i(1) + (1 − Ψ ) * (1 − ξ ) / K i( 2) + Ψ
zi
ξ * (1 − Ψ ) + (1 − Ψ ) * (1 − ξ ) * ( K i(1) / K i( 2 ) ) + Ψ * K i(1)
zi
ξ * (1 − Ψ ) * ( K i( 2 ) / K i(1) ) + (1 − Ψ ) * (1 − ξ ) + Ψ * K i( 2 )
(134)
(135)
(136)
Los cálculos para un flash isotérmico de tres fases son dificultosos y tediosos debido a la
fuerte dependencia de valores de K en composiciones de fase líquida cuando dos fases de
líquidos inmiscibles están presentes. Un algoritmo típico para determinar las condiciones de
las fases es mostrada en la Figura 29 Debido a la complejidad del algoritmo para flash
isotérmico de tres fases, los cálculos son realizados para procesos de simulación en estado
estable.
Estos programas para computadora pueden también ejecutar y trabajar con flashes de tres
fases adiabáticos y no adiabáticos iterando en temperatura hasta que el balance de entalpía sea
satisfecho.
156
hF * F +Q = hV *V + hL(1) * L(1) + hL(2) * L(2) = 0
(137)
Datos: F, z
P, T de equilibrio
de fases
Buscar solución
para las tres fases
Solución hallada con:
0≤ψ ≤1
0≤ξ ≤1
Solución no hallada
Buscar solución
para L(1) , L(2)
Solución hallada con
0≤ξ ≤1
ψ =1
Ψ =V / F
Solución no hallada
Buscar solución
para V , L(1)
Solución hallada con
0≤ψ ≤1
ξ =0ó1
ξ=
L(1)
L(1) + L( 2 )
Solución no hallada
Solución para
Una fase
ψ > 1 vapor
ψ > 1 líquido
Fig. 29 Algoritmo para un flash isotérmico de tres fases
4.9.4 CONDICIONES DE OPERACION EN EL SEPARADOR TRIFASICO
Al observar el esquema general del proceso, se notará que a continuación del reactor de
Fischer-tropsch, será necesario utilizar un enfriador, el cual permitirá la posterior separación
de la mezcla gaseosa con el descenso de la temperatura.
Para realizar los cálculos en el Separador Trifásico, se hizo uso del Software Industrial
Chemcad 5.2, versión 2002. Los resultados se presentan en la siguiente tabla.
157
P = 2305.5 Kpa
T = 288 °K
V = 7350.15 Kmol/hr
(Salida Gas)
P0 = 2305.5 Kpa
T0 = 288 °K
F0 = 11848.58 Kmol/hr
P = 2305.5 Kpa
T = 288 °K
L = 2252.44 Kmol/hr
(Salida Petróleo Sintético)
P = 2305.5 Kpa
T = 288 °K
L* = 2246.26 Kmol/hr
(Salida Agua)
Fig. 30 Esquema del flash isotérmico de tres fases
TABLA 64
FLUJOS Y COMPOSICIONES EN EL SEPARADOR TRIFASICO
ALIMENTACION
Nº
Comp.
FLUJOS DE SALIDA
DEL GAS
Fi
(Kmol h )
Zi
Vi
(Kmol h )
Yi
Li
(Kmol h )
Xi
L*i
(Kmol h )
X i*
1
CH4
1359.7070 0.11476 1327.8392 0.18065
31.5921 0.01402
2
H2O
2265.1880 0.19118
17.3278 0.00769 2243.4134 0.99873
3
H2
4919.9618 0.41524 4889.0640 0.66516
4
CO
763.2521 0.06442
5
CO2
6
N2
7
MDEA
8 - CH2 -
4.6938 0.00064
0.2793 0.00012
30.4047 0.01349
0.4968 0.00022
750.9389 0.10217
12.2150 0.00542
0.0995 0.00004
355..9105 0.03004
320.3809 0.04359
33.5721 0.01491
1.9614 0.00087
58.0368 0.00489
57.2352 0.00779
0.7963 0.00035
0.0054 0.00000
0.8640
0.00007
0.0000 0.00000
0.8639
0.00038
0.0001 0.00000
2125.6661
0.17940
0.0001 0.00000 2125.6661
0.94372
0.0000 0.00000
TOTAL 11848.5857 1.00000 7350.1521 1.00000 2252.4380 1.00000 2246.2556 1.00000
158
En la Tabla 64 se muestran los flujos a la salida del separador trifásico, entre ellos se destaca
el flujo correspondiente al petróleo sintético (L), el cual posteriormente será sometido a la
tercera etapa de este proceso (Hidrotratamiento o hidrogenación del petróleo sintético) y de
este modo obtener los productos refinados y mejorados.
No se debe olvidar que los resultados presentados en la tabla anterior corresponden y
representan el 10% del flujo total. El balance general de materia y energía muestra el total
del proceso (100%).
4.9.5 DETERMINACION DEL DIAMETRO Y LONGITUD DEL SEPARADOR
PENT = 334.38 psia = 2305.5 Kpa
TENT = 59 ºF = 288 ºK
Se utilizará el “Método Campbell” para determinar el diámetro del separador.
(Referencia: “Gas Conditioning and Processing”
John Campbell, 3° Edition, pág. 88[24])
⎛ 1 ⎞⎛ P ⎞ ⎡⎛ ρ − ρ g
Qo = 67824KD ⎜ ⎟⎜⎜ ⎟⎟ ⎢⎜ l
⎝ Z ⎠⎝ P0 ⎠ ⎢⎣⎜⎝ ρ g
2
⎞⎤
⎟⎥
⎟⎥
⎠⎦
0.5
(138)
Donde:
Qo = pies3 / día de la fase de vapor a:
To = 60 º F ;
Po = 14.7 Psia
D = diámetro interno del separador (ft)
Z = factor de compresibilidad a las condiciones del separador
ρG , ρL = densidad de la fase gas y liquida a las condiciones del separador (lb/ft3)
K = constante
P = Presión de separación (psia)
K = 0.311363 – 4.5454E-5*P ;
K = 0.2962
P = Psia
159
En la fase vapor se tiene:
N= 7350.1521 Kmol/hr = 16204.3116 lbmol/hr
Luego:
V =
V = Q0 =
1 * 0.7302
Z * R * N *T
P
atm * ft 3
lbmol
* 16204.3116
* 520° R
lbmol * ° R
hr
1atm
ft 3
ft 3
= 147668206.362
Q0 = 6152841.9318
hr
dia
Las propiedades físicas y termodinámicas se obtuvieron del Software Chemcad (2002); de
este modo se tiene:
Z = 0.9958 (factor de compresibilidad)
P*M
Z * R *T
lb
ρG = 0.5584 3
ft
ρG =
Kg
m3
lb
ρ L = 55.3214 3
ft
(Densidad del gas)
ρ L = 886.0654
(Densidad del líquido)
Reemplazando en (138)
D = 5.70 ft = 1.74 m
El cálculo de la longitud se determina en base a la relación:
L/D = 4 - 5
Tomando la relación:
L/D = 4.5
L = 25.65 ft = 7.82 m
160
4.9.6 CARACTERISTICAS DEL PETROLEO
SINTETICO Y PRODUCTOS
REFINADOS
Actualmente se ha demostrado que las plantas comerciales de GTL pueden operar con valores
de factor α (probabilidad de crecimiento de la cadena de hidrocarburos) de hasta 0.97 con
catalizadores de Fe.
Como se puede ver en la Fig. 31 a valores mayores de 0.90 en el factor α , se obtendrá
principalmente mayor cantidad de ceras y los productos líquidos (diesel, gasolina, entre
otros), irán disminuyendo relativamente.
Fig. 31 Distribución de los productos de Fischer – Tropsch
Schulz y Flory desarrollaron un modelo para describir la distribución de los hidrocarburos de
la síntesis de Fischer-Tropsch. Este modelo está basado en la asunción de una probabilidad
constante de crecimiento de la cadena ( α ). La probabilidad para la desorción de las
moléculas formadas de la superficie del catalizador es (1 - α ).
La fracción molar Xn de un hidrocarburo con (n) átomos de carbono puede ser calculada por
la llamada ecuación de Schulz-Flory:
⎛ (1 − α ) ⎞
log X n = log⎜
⎟ + n * log(α )
⎝ α ⎠
La probabilidad de crecimiento de la cadena ( α ) puede ser evaluada por la pendiente del
diagrama log X n versus n.
161
La Tabla 65, muestra que para cada temperatura existen dos probabilidades de crecimiento de
la cadena ( α ): Uno para los hidrocarburos alrededor de 8 átomos de carbono y otra para
mayor número de átomos de carbono (cadenas más largas).
TABLA 65
PROBABILIDAD DE CRECIMIENTO DE LA CADENA
PARA DIFERENTES TEMPERATURAS
Temperatura (ºC)
200
225
250
Probabilidad de Crecimiento de la Cadena ( α )
C3 – C8
C9 – C18
0.68
0.97
0.78
0.94
0.80
0.88
Con el incremento de temperatura, la probabilidad de crecimiento de la cadena disminuye
para los hidrocarburos de cadena larga y aumenta para los hidrocarburos de hasta 8 átomos de
carbono, respectivamente. Por lo tanto, más hidrocarburos con cadenas largas son formados a
bajas temperaturas.
TABLA 66
DISTRIBUCION DE PRODUCTOS PARA TRES
TEMPERATURAS DE REACCION DIFERENTES
Fracción molar, % molar de carbono
Temperatura (ºC)
Metano C2 + GLP
C5 – C10
C11 – C20
C21+
(Gasolina) (Fracción de diesel) (Ceras)
200
2.1
3.9
4.7
12.6
76.7
225
3.7
7.0
13.0
23.0
53.3
250
6.4
12.4
26.9
31.7
22.6
La Tabla 66 muestra un resumen de los diferentes hidrocarburos en grupos de productos. A
una temperatura de reacción de 200 ºC, más del 75% de los productos formados son ceras y
solamente pequeñas cantidades de gasolina y de diesel-oil son producidas. A 250 ºC, la
distribución del producto es totalmente diferente: Solamente 23% de los hidrocarburos
producidos son ceras y cerca del 30% son gasolina y diesel, respectivamente. Por lo tanto, la
distribución de los productos de la síntesis Fischer-Tropsch depende fuertemente de la
temperatura de reacción.
162
El diesel-oil con un número de cetano de más de 70 tiene una buena calidad. La cera no
contiene azufre u otras impurezas y es una alimentación excelente para el hydrocracking y así
producir destilados medios como diesel-oil y jet fuel.
(Fuente: Oil Gas – European Magazine “Natural Gas Application” 1/1995; pág. 23-24).
A continuación se presenta la (Tabla 67) en la cual se observa los porcentajes en peso de los
productos refinados (GLP, gasolina, diesel, ceras entre otros) los cuales fueron obtenidos por
la empresa Rentech que trabajó con catalizador de Fe en el reactor de Fischer–Tropsch y
empleó un factor ( α ) de 0.97.
TABLA 67
PRODUCTOS DE FISCHER – TROPSCH
(CATALIZADOR Fe)
EMPRESA RENTECH
CATALIZADOR DE HIERRO
Comp.
(wt %)
C1
1.1
C2 – C4
3.2
C5 – C9
11.8
C9 – C19
16.5
C20+
67.4
Total
100.0
(Fuente: “Macromol Symp.193”, pág. 29-34 (2003) – Sasol Technology R & D[15]
“Fischer – Tropsch Technology” Rentech, Inc. LNG – GTL Conference.,
Buenos Aires (Argentina), Julio 31 – Agosto 1, 2001[16]).
La Tabla 67 y la Fig. 31 son mostrados con la finalidad que se tenga una estimación o
aproximaciones de los productos que se obtendrán después del desarrollo de la tercera etapa;
así mismo dicha tabla y figura pueden ser usados con el objetivo de realizar una comparación
con los resultados al final de todo el proceso.
163
La mencionada tercera etapa puede dar lugar a un nuevo proyecto de grado, en el cual se
deberá desarrollar y detallar lo concerniente al hidrotratamiento considerando cada uno de los
equipos principales, sus respectivas características y en forma particular lo referente al factor
α (probabilidad de crecimiento de la cadena de hidrocarburos).
A continuación se presentarán características y propiedades de los productos refinados de
Fischer-Tropsch y en algunos casos se tendrán comparaciones con otros combustibles:
TABLA 68
COMPARACION ENTRE LA GASOLINA CONVENCIONAL
Y SINTETICA (FISCHER-TROPSCH)
C7.01H15.9
C7.3H14.8O0.1
Componentes
(%) Formula
Componentes
(%) Formula
Gasolina
Peso Promedio Gasolina de F-T Peso Promedio
C4H10
0.7
C4H10
0.1
C5H12
0.1
C5H12
3.8
C6H14
4.9
C6H14
11.8
C7H16
7.5
C7H16
21.2
C8H18
34.3
C8H18
27.2
C9H20
5.6
C9H20
26.5
C10H22
1.4
C10H22
8.8
C5H12O (MTBE) 8.3
C9H12
12.4
Otros
24.8
Otros
0.6
(Fuente: http://www.transportation.anl.gov/pdfs/FC/225.pdf)
Fig. 32 Gasolina Sintética es más uniforme y no contiene aromáticos
(Fuente: http://www.transportation.anl.gov/pdfs/FC/225.pdf)
164
TABLA 69
PROPIEDADES DE LOS COMBUSTIBLES DE
PROCESOS FISCHER-TROPSCH
Constituyente
Presión Baja
Gasol (C3+C4)
Gasolina a 185 ºC
Gasolina a 200 ºC
Diesel oil, 185-320 ºC
Diesel oil, 185-320 ºC
Cera liviana, 320-450 ºC
Cera pesada
(%)
(%)
Peso Mol.
Nº
Densidad
Peso
Oleofinas Promedio Carbonos
12
49
54
29
24
7
3
0.689
0.693
0.760
0.766
0.900
0.930
50
37
34
15
13
Lodine 2
Lodine 2
100
115
190
205
-
(C3+C4)
C4-C10
C4-C11
C11-C18
C12-C19
>C18
-
Presión Media
66 % C4,
33% C3
Gasolina a 185 ºC
35
0.685
20
100
C4-C10
Gasolina a 200 ºC
40
0.689
18
115
C4-C11
Diesel oil, 185-220 ºC
35
0.760
10
190
C11-C18
Diesel oil, 185-320 ºC
35
0.766
8
205
C12-C19
Cera liviana, >320 ºC
30
0.900
Lodine 2
>C18
Cera liviana, >330 ºC
25
0.900
Lodine 2
>C19
Fuente: www.fischer-tropsch.org/primary_documents/presentations/present_pdfs/FT_Fuels_
and_ Lubricants_History.pdf
Gasol (C3+C4)
.
-
-
30
-
TABLA 70
COMPARACION ENTRE EL DIESEL SINTETICO
Y DIESEL CONVENCIONAL
PROPIEDAD
Diesel Sintético
Diesel
Convencional
Gravedad Específica a 60°F
0.7716
0.8455
Gravedad API a 60°F
51.9
35.86
Aromáticos (%vol. total)
28.3
Poliaromáticos (% vol.)
Oleofinas (%vol.)
1.4
Saturados (%vol.)
>99
70.3
Cont. de azufre, % peso
< 1 ppm
0.03
Número de cetano (CN)
73.6
46.7
Índice de cetano (CI)
74.1
46.6
Fuente: http://www.ie.ufrj.br/energia/pdf/increase_in_environmental_restrictions
_as_a_levera ge_to_gtl_projects.pdf
165
Fig. 33 Propiedades de Fischer-Tropsch (Diesel sintético) y Diesel Convencional
(Fuente: http://www.eere.energy.gov/vehiclesandfuels/epact/pdfs/ftd_docket/epact_assessment.pdf)
166
4.10 HOJA DE ESPECIFICACIONES
REFORMADOR DE METANO CON VAPOR
P 0 = 2900 Kpa
T 0 = 795 °K
F 0 = 27906.96 Kmo l/hr
(GN-Vapor y recirculacion
de CO2)
P F = 2438.8 Kpa
T F = 1062.14 °K
F = 34546.8635 Kmo l/hr
ALTURA
= 12 metros
LARGO
= 35.49 metros
ANCHO
= 21.834 metros
Nº DE QUEMADORES
= 204
Nº DE TUBOS POR REFORMADOR
= 900
PRESION DE ENTRADA
= 2900 Kpa
TEMPERATURA DE ENTRADA
= 795 ºK
RELACIÓN VAPOR/CARBONO
= 4.0
FLUJO DE ENTRADA
= 27906.96 Kmol/hr
PRESION DE SALIDA
= 2438.8 Kpa
TEMPERATURA DE SALIDA
= 1062.14 ºK
FLUJO DE SALIDA
= 34546.8635 Kmol/hr
CATALIZADOR
= Níquel Alúmina (Ni/MgAl2O4)
MASA DE CATALIZADOR
= 131978 KG
CONVERSION CH4
= 71.13 %
167
SEPARADOR DE FASES BIFASICO
(FLASH ISOTERMICO)
V=19403.01 Kmol / hr
Yi
T=310 K
P=2369.83 Kpa
F=34546.86 Kmol / hr
Vapor
Líquido
L=15143.86 Kmol / hr
Xi
ALTURA
= 10.7 metros
DIAMETRO
= 2.60 metros
PRESION DE OPERACION
= 2369.83 Kpa
TEMPERATURA DE OPERACION
= 310 ºK
FLUJO DE ENTRADA
= 34546.86 Kmol/hr
RELACION V/F
= 0.5616
FLUJO DE VAPOR
= 19403.01 Kmol/hr
FLUJO DE LIQUIDO
= 15143.86 Kmol/hr
168
TORRE DE ABSORCION DE CO2
P = 2369.83 Kpa
T = 329.89 °K
V = 16099.9157 Kmol/hr
PF = 2369.83 Kpa
TF = 316.39 °K
FSOLV = 77600.0 Kmol/hr
(MDEA-AGUA)
PF = 2369.83 Kpa
TF = 310 °K
F = 19403.0072 Kmol/hr
P = 2369.83 Kpa
T = 348.36 °K
L = 80903.0895 Kmol/hr
ALTURA
= 8.4 metros
DIAMETRO
= 3.2 metros
PRESION DE OPERACION
= 2369.83 Kpa
TEMPERATURA GAS DE ENTRADA
= 310 ºK
FLUJO GAS DE ENTRADA
= 19403.01 Kmol/hr
TEMPERATURA SOLVENTE (MDEA-AGUA) = 316.39 ºK
FLUJO DE SOLVENTE
= 77600 Kmol/hr
TEMPERATURA GAS TRATADO
= 329.89 ºK
FLUJO GAS TRATADO
= 16099.92 Kmol/hr
TEMPERATURA DE FONDOS (L)
= 348.36 ºK
FLUJO DE FONDOS (L)
= 80903.09 Kmol/hr
ETAPAS REALES
= 11
EFICIENCIA TOTAL DE PLATOS
= 60%
% RECUPERACION DE CO2 (FONDOS)
= 90.46%
169
COLUMNA DE REGENERACION DE MDEA
(Destilación Multicomponente)
PD = 66.85 Kpa
TD = 346.28 °K
D = 7111.61 Kmol/hr
PF = 101.325 Kpa
TF = 318.24 °K
F = 80903.0824 Kmol/hr
PB = 135.79 Kpa
TB = 383.88 °K
B = 73791.48 Kmol/hr
ALTURA
DIAMETRO
PRESION DE ALIMENTACION
TEMPERATURA DE ALIMENTACION
FLUJO DE ALIMENTACION
RELACIÓN V/F (ALIMENTACION)
COMPONENTE CLAVE LIVIANO (CL)
% RECUPERACION CL EN EL DESTILADO
COMPONENTE CLAVE PESADO (CP)
% RECUPERACION CP EN FONDOS
PRESION EN EL DESTILADO
TEMPERATURA EN EL DESTILADO
FLUJO EN EL DESTILADO
PRESION DE FONDOS
TEMPERATURA DE FONDOS
FLUJO DE FONDOS
ETAPAS REALES
EFICIENCIA TOTAL DE PLATOS
PLATO DE ALIMENTACION
=
=
=
=
=
=
=
=
=
=
=
=
=
=
=
=
=
=
=
7.62 metros
3.53 metros
101.325 Kpa
318.24 ºK
80903.08 Kmol/hr
0.0003
CO2
99.90%
H2O
94.20%
66.85 Kpa
346.28 ºK
7111.61 Kmol/hr
135.79 Kpa
383.88 ºK
73791.48 Kmol/hr
10
60%
2 (contando de cabeza)
B
B
B
170
REACTOR DE LODOS DE COLUMNA BURBUJEANTE
(REACTOR DE FISCHER – TROPSCH)
P0 = 2500 Kpa
T0 = 523 °K
F0 = 16099.91 Kmol/hr
PF = 2340 Kpa
TF = 523 °K
F = 11848.58 Kmol/hr
ALTURA
= 29.7 metros
DIAMETRO
= 7 metros
PRESION DE ENTRADA
= 2500 Kpa
TEMPERATURA DE ENTRADA
= 523 ºK
FLUJO DE ENTRADA (FASE GAS)
= 16099.91 Kmol/hr
PRESION DE SALIDA
= 2340 Kpa
TEMPERATURA DE SALIDA
= 523 ºK
FLUJO DE SALIDA
= 11848.58 Kmol/hr
CATALIZADOR (FASE SOLIDA)
= HIERRO (Fe/CuK en SiO2)
MASA DE CATALIZADOR
= 845424 KG
B
FASE LIQUIDA (HIDROCARBURO LIQUIDO) = C20 – C36
B
B
B
CONVERSION CO
= 73.58 %
CONVERSION H2
= 63.22 %
B
B
B
B
171
SEPARADOR TRIFASICO
P = 2305.5 Kpa
T = 288 °K
V = 7350.15 Kmol/hr
(Salida Gas)
P0 = 2305.5 Kpa
T0 = 288 °K
F0 = 11848.58 Kmol/hr
P = 2305.5 Kpa
T = 288 °K
L = 2252.44 Kmol/hr
(Salida Petróleo Sintético)
P = 2305.5 Kpa
T = 288 °K
L* = 2246.26 Kmol/hr
(Salida Agua)
ALTURA
= 7.82 metros
DIAMETRO
= 1.74 metros
PRESION DE OPERACION
= 2305.5 Kpa
TEMPERATURA DE OPERACION
= 288 ºK
FLUJO DE ENTRADA
= 11848.58 Kmol/hr
RELACION V/F
= 0.62942
FLUJO DE GAS
= 7350.15 Kmol/hr
FLUJO DE PETROLEO SINTETICO (L) = 2252.44 Kmol/hr
FLUJO DE AGUA (L*)
= 2246.26 Kmol/hr