CÁLCULO DE UN REACTOR CATALÍTICO DE LECHO FLUIDIZADO

(1)

CÁLCULO DE UN REACTOR CATALÍTICO DE LECHO FLUIDIZADO

En el presente artículo, presentamos el diseño preliminar de un reactor de lecho En el presente artículo, presentamos el diseño preliminar de un reactor de lecho fluidizado para la producción de 10.000 Tm. De Cl mediante oxidación catalítica de HCl con fluidizado para la producción de 10.000 Tm. De Cl mediante oxidación catalítica de HCl con oxígeno, empleando un catalizador de Cu (proceso Deacon).

oxígeno, empleando un catalizador de Cu (proceso Deacon).

El artículo es una parte del proyecto para una planta de producción de Cl mediante el El artículo es una parte del proyecto para una planta de producción de Cl mediante el proceso Deacon.

proceso Deacon.

yy ·· _{Planteamiento y datos de partida.}_{Planteamiento y datos de partida.}

yy ·· _{Cálculo del diámetro de partícula del catalizador.}_{Cálculo del diámetro de partícula del catalizador.}

yy ·· _{Cálculo del diámetro de burbuja.}_{Cálculo del diámetro de burbuja.}

yy ·· _{Cálculo de u}_{Cálculo de u}_mf_mf_{y u}_{y u}_f_f_._.

yy ·· _{Cálculo del diámetro del reactor.}_{Cálculo del diámetro del reactor.}

yy ·· _{Cálculo de la altura del lecho.}_{Cálculo de la altura del lecho.}

yy ·· _{Cálculo del distribuidor de gas.}_{Cálculo del distribuidor de gas.}

yy ·· _{Cálculo del soplante.}_{Cálculo del soplante.}

yy ·· _{Cálculo de la superficie de intercambio de calor.}_{Cálculo de la superficie de intercambio de calor.}

yy ·· _{Cálculo del ciclón.}_{Cálculo del ciclón.}

yy ·· _{Diseño mecánico preliminar.}_{Diseño mecánico preliminar.}

Carmen Nóvoa y E. Seoane. 1993-99 Carmen Nóvoa y E. Seoane. 1993-99

(2)

Se pretende diseñar un reactor de lecho fluidizado para producción de Cl mediante Se pretende diseñar un reactor de lecho fluidizado para producción de Cl mediante oxidación catalítica de HCl, según la reacción:

oxidación catalítica de HCl, según la reacción:

El proceso no es completo, debiendo recircularse el HCl que no ha reaccionado. La El proceso no es completo, debiendo recircularse el HCl que no ha reaccionado. La reacción es exotérmica, debiendo trabajar, por motivos de rendimiento, en régimen reacción es exotérmica, debiendo trabajar, por motivos de rendimiento, en régimen

isotérmico. La presencia de agua en la corriente de entrada disminuye el rendimiento de la isotérmico. La presencia de agua en la corriente de entrada disminuye el rendimiento de la reacción.

reacción.

Se emplea aire a 20

Se emplea aire a 20rrC que, al igual que la corriente de HCl, se supone que entra seco alC que, al igual que la corriente de HCl, se supone que entra seco al

proceso. Al reactor entra una corriente de HCl y aire, mezclada con una recirculación, que proceso. Al reactor entra una corriente de HCl y aire, mezclada con una recirculación, que contiene HCl no reaccionado, aire, Cl y agua. La corriente entra a 2 Atm y se precalienta hasta contiene HCl no reaccionado, aire, Cl y agua. La corriente entra a 2 Atm y se precalienta hasta una temperatura próxima a la de reacción.

una temperatura próxima a la de reacción.

Para el diseño del reactor, disponemos de los siguientes datos: Para el diseño del reactor, disponemos de los siguientes datos:

O O H H Cl Cl O O HCl HCl ₂₂ pp  ₂₂

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Se pretende diseñar un reactor de lecho fluidizado para producción de Cl mediante Se pretende diseñar un reactor de lecho fluidizado para producción de Cl mediante oxidación catalítica de HCl, según la reacción:

oxidación catalítica de HCl, según la reacción:

El proceso no es completo, debiendo recircularse el HCl que no ha reaccionado. La El proceso no es completo, debiendo recircularse el HCl que no ha reaccionado. La reacción es exotérmica, debiendo trabajar, por motivos de rendimiento, en régimen reacción es exotérmica, debiendo trabajar, por motivos de rendimiento, en régimen

isotérmico. La presencia de agua en la corriente de entrada disminuye el rendimiento de la isotérmico. La presencia de agua en la corriente de entrada disminuye el rendimiento de la reacción.

reacción.

Se emplea aire a 20

Se emplea aire a 20rrC que, al igual que la corriente de HCl, se supone que entra seco alC que, al igual que la corriente de HCl, se supone que entra seco al

proceso. Al reactor entra una corriente de HCl y aire, mezclada con una recirculación, que proceso. Al reactor entra una corriente de HCl y aire, mezclada con una recirculación, que contiene HCl no reaccionado, aire, Cl y agua. La corriente entra a 2 Atm y se precalienta hasta contiene HCl no reaccionado, aire, Cl y agua. La corriente entra a 2 Atm y se precalienta hasta una temperatura próxima a la de reacción.

una temperatura próxima a la de reacción.

Para el diseño del reactor, disponemos de los siguientes datos: Para el diseño del reactor, disponemos de los siguientes datos:

O O H H Cl Cl O O HCl HCl ₂₂ pp  ₂₂

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Datos de partida

Producción

Producción de de Cl Cl 10.000 10.000 Tm/añoTm/año

Tiempo

Tiempo de de trabajo trabajo 8.000 8.000 h/añoh/año

Conversión

Conversión alcanzada alcanzada 70% 70% por por pasopaso

Calor de reacción

(

H=-29,340 kJ/mol-gH=-29,340 kJ/mol-g

Temperatura de trabajo del reactor

Temperatura de trabajo del reactor 360360rrCC

Presión

Presión de de trabajo trabajo en en el el reactor reactor 2,6 2,6 AtmAtm

Constante

Constante cinética cinética del del proceso proceso K=611,4 K=611,4 ss-1-1

Tiempo

Tiempo de de residencia residencia 25 25 ss

P

ropiedades del catalizador

Catalizador CuCl

Catalizador CuCl22/pumita/pumita

*

ss 0,70,7

C

Cpsps 579,75 J/kg579,75 J/kgrrC (Para CuClC (Para CuCl22))

V

Vss 640 kg/m640 kg/m

3 3

IImf mf 0,550,55

Distribución de medidas en el catalizador

R

R_{ango de medidas (}_{ango de medidas (}

QQ

_m)_m) _{Porcentaje en peso (acumulativo)}_{Porcentaje en peso (acumulativo)}

50-100 0,39 50-100 0,39 100-150 15,0 100-150 15,0 150-200 58,0 150-200 58,0 200-250 85,0 200-250 85,0 250-300 96,6 250-300 96,6 300-350 99,86 300-350 99,86

(5)

La composición de la corriente de entrada al reactor es:

Corriente de entrada

HCl 1909,8 kg/h O2 320,5 kg/h N 1042,9 kg/h Cl 19,7 kg/h H2O 372,9 kg/h Caudal 3648,5 kg/h Temperatura 247,92 ºC Presión 2,6 Atm

P

ropiedades del gas a la entrada

Vg 0,650 kg/m 3 Kg 0,0389 W/mK

Q

g 0,0282

v

10-3kg/ms Cpg 0.984 kJ/kgK Cp/CV 1,373

Debido a la atmósfera altamente corrosiva en la que va a trabajar el equipo, el sistema de intercambio de calor se construirá con tubos de titanio, puesto que es el único material que, siendo resistente al cloro húmedo, es capaz de soportar la temperatura de trabajo. Los otros materiales que soportan cloro húmedo son: acero revestido con caucho, gres, y

determinados plásticos (PVC y PE alta densidad), siendo recomendable consultar al fabricante y realizar pruebas previas.

Datos para el sistema de intercambio de calor

(6)

Conductividad térmica (k) 16 W/mrC

Espesor de la pared del tubo 4 mm

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CÁLCULO DEL DIÁMETRO MEDIO DE LAS

P

ARTÍCULAS DE CATALIZADOR.

Una vez que ya tenemos los datos necesarios, iniciamos el cálculo. Para ello, calculamos el diámetro medio de partícula del catalizador:

El diámetro medio de partícula se calcula mediante:

Donde xies la fracción en peso de partículas, para cada rango de medidas.

Diámetro medio de partícula

R_{ango de medidas}

Q

_{% en peso} _D_pi₍

Q

₎ _{Fracción en peso x}_i _(x/d_p₎_i

100-150 15,00 125 (15-0)/99,86=0,150210 0,001202 150-200 58,00 175 0,430603 0,002461 200-250 85,00 225 0,270379 0,001202 250-300 96,60 275 0,116163 0,000422

§

_¹

¹

º

¸

©

ª

¨

!

i p P

d

x

1 d

(7)

300-350 99,86 325 0,032646 0,000100

7

(x/dp)i 0,005387

Substituyendo en la fórmula, obtenemos:

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Cálculo del diámetro de burbuja.

Para calcular el diámetro efectivo de las burbujas, hemos de tener en cuenta que podemos controlar las dimensiones de las mismas, sin más que colocar los dispositivos (bafles, tubos o rejillas) adecuados en el interior del reactor. En nuestro caso, y teniendo en cuenta que estamos ante un proceso exotérmico, lo que implica que hemos de emplear un cambiador de calor para mantener una temperatura adecuada en el interior del reactor, emplearemos los propios tubos del cambiador para controlar el tamaño de burbuja.

m

639

185 005387

0

1 d

x

1 d

i  ¡

Q

¢ ¢

¹

º

¸

©

ª

¨

¢ , ,

(8)

Empleamos tubos de 5 cm de diámetro externo, colocados verticalmente en el reactor, en disposición triangular, y separados (de centro a centro) 16 cm. Esta disposición nos permite obtener un diámetro efectivo de burbuja de 8 cm.

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Cálculo de u

mf

y u

f

Umf es la velocidad superficial para condiciones mínimas de fluidización.

Para partículas pequeñas, de poco peso específico R_e_p_{<20, suponemos que estamos en}

este caso, y aplicamos la ecuación correspondiente.

Sustituyendo valores:

 



_mf



3 mf g s 2 p mf

1 g

150 d

u

I



I

Q

£



£

J

!

(9)

Comprobamos la suposición que acabamos de hacer:

ComoR_e_p_{=0,038<20, la suposición es correcta.}

Para calcular ut hemos de suponer, también, un valor para Re. Suponemos que

R_e_p_{>0,4, lo que nos permite emplear la ecuación:}

utes la velocidad terminal de las partículas, por lo que en la ecuación emplearemos el

tamaño de las partículas más pequeñas. Sustituyendo:

Comprobamos la validez de la hipótesis deR_e_p_:









m/s

00925

0 u

55

0

1

55

0

81

9

10 0282

0

65

0

640

150

10

645

185

7

0 u

mf 3 3 2 6 mf , , , , , , , ,

!



v



v

!

 _

038

0

10 0282

0

65

0

645

180

10

25

9 d

u

3 3 g p mf p , , , , , Re !

v

!

Q

V

! _ 





p g 2 2 g s t

d

g

225

4 u

3 1

¼

½

»

¬

«

Q

V



V

!





m/s

336

0

10

100

10

082

0

65

0

81

9

65

0

640

225

4 u

₃ 6 2 2 t 3 1

,

!

v

¼

½

»

¬

«

v

 ! _ 

77

0

10 0282

0

65

0

10

100

336

0 d

u

3 6 g p t p , , , , Re _!

v

!

Q

V

! _ 

(10)

ComoR_e_p_{=0,77>0,4 la suposición es correcta.}

La velocidad de trabajo deberá estar comprendida entre estos dos valores límite, ya que una velocidad demasiado alta, o demasiado baja, originaría una distribución de sólidos no homogénea, sobre todo cuando se trata de partículas de diferentes tamaños. Por ello,

elegimos una velocidad, u0de 30 cm/s.

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CÁLCULO DEL DIÁMETRO DEL REACTOR.

Para calcular el diámetro del reactor, partimos de la siguiente relación:

Donde la fracción no ocupada por los tubos será el área del triángulo formado por cada tres tubos, menos el área de medio tubo, que sería la que estaría dentro del triángulo,

dividido, todo, por el área del triángulo.

Haciendo números: ga

s

del

velocid

a

d

co

volumétr i

flujo

tubos

los

por

ocup

a

d

a

no

re

a

ctor

del

a

nsvers

a

l

sección tr

!

¹¹

º

¸

©©

ª

¨

v

¹¹

º

¸

©©

ª

¨

fracc

ión

 

_

_

 

30

10 d

1

874 m

3600

2714

2

60

10

16

10

16

2

1

10

5

4

2

60

10

16

10

16 d

4

2 2 2 t 2 2 2 2 2 t , sin sin ! 

v

!

v

T



v

T

      

(11)

El número de tubos que tenemos en el interior del reactor, será:

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Cálculo de la altura del lecho.

La altura del lecho depende de las características del propio lecho, y de la reacción que tiene lugar. Por ello, hemos de calcular las propiedades del lecho:

En esta ecuación, y en la siguiente, emplearemos valores de Imf paraIm, ya que no

disponemos de valores deIm. En realidad,Imes algo menor queImf , al ser esta última la

porosidad del lecho fluidizado, mientras queImes la porosidad del lecho fijo. Este detalle

puede influir en la altura del lecho, resultando un lecho algo más largo.

 

tubos

nº

125

41

124

2

60

10

16

10

16

2

874

1

4 a un tubo

spondiente

ár ea corr e

r eactor

versal del

ár ea trans

2 2

_v

! }

v

T

! ! !   _sin , , m/s 6

2

8 0 u 10 8 81 9 71 0 d

g

71 0 u br 2 b br , , , ,

!

v

!

 m/s

91875

0 u

628

0

10

25

9

10

30 u

u

b 3 2 br mf 0 b , , , ! 

v



v

!   !  

  



1 r m m 1 K 1 055 6114

2

751

3 s

K

!

I

!

 , ,

!

, 

(12)

Lmes la altura que tendría el lecho, si fuese fijo.

La altura del lecho, una vez fluidizado, se calcula mediante la expresión:

Sustituyendo:

A la altura del lecho fluidificado hemos de añadir H, la altura de la sección de lecho entre la superficie de la fase densa y la salida de los productos gaseosos, y TDH, la altura necesaria para que las partículas de catalizador caigan de nuevo al lecho.

TDH se obtiene a partir de la siguiente gráfica, en la que entramos con un valor de

dt=1,87 m y u0=30 cm/s.

 

1

0

55

611

4

7

5 m

10

30

25 6878

K

1 u

L

25 6878

25

4

611

55

0

1 K

1

2 r m 0 m m m r m m , , , , K , , , K

!

 v

!

I 

!



!

X

I 

!







m r b br 0 mf f

K

u u u 1 1 L K I  !

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(13)

Para estos valores, leemos una TDH/dtde 1,3, por lo que:

Calculamos H mediante la expresión:

Para ello, necesitamos calcular a, lo que hacemos estimando el valor de a

v

u0, sabiendo

que u0=30 cm/s.

Por otra parte, sabemos que F/F o<<1, por lo que tomamos F/F o=0,01, con lo que:

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(14)

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DISEÑO DEL DISTRIBUIDOR DE GAS.

El número de orificios de que consta el distribuidor del gas va a depender, entre otras cosas, de la pérdida de presión en el lecho, que puede estimarse mediante la siguiente

expresión:

Sustituyendo valores:

La pérdida de presión en el lecho será, por lo tanto de 0,3 Atm.

La pérdida de presión mínima en el distribuidor de gas, se estima en un 10% de la pérdida de presión en el lecho, por lo que será:

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(15)

Ya conocemos la caída de presión en el distribuidor. Calculamos la velocidad del gas en los orificios, velocidad que calculamos mediante la expresión:

Para calcular uor, necesitamos el valor de Cdque obtenemos a partir de la siguiente gráfica.

Necesitamos el valor deR_e_t_{, que calculamos mediante:}

Para este valor deR_e_t_{, resulta un valor de C}_d_{=0,6 por tanto, la velocidad de paso del}

gas por los orificios es de:

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(16)

La fracción de área abierta se calcula mediante la relación entre las velocidades u0y

uor:

El cálculo del número de orificios necesarios, lo hacemos mediante una tabla que construimos mediante la ecuación:

Supondremos varios tamaños de orificio, y calcularemos el número de orificios

necesarios para obtener la relación u0/uorcalculada:

d

or

(cm)

N

or

(nº orificios/cm

2

)

0,05 2,61 0,1 0,65 0,15 0,29 0,2 0,16 0,25 0,10

Elegimos dor=0,2 cm, lo que supone que tendremos 4413 orificios en el distribuidor.

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(17)

CALCULO DEL SO

P

LANTE.

La potencia del soplante se calcula a partir de la expresión siguiente:

Donde P1es la presión a la entrada del soplante, y P2es la presión a la salida del

soplante, antes del distribuidor de gas.

ElegimosL=0,8. Sustituyendo:

Ya habíamos calculado la pérdida de carga en el lecho, pérdida que corresponde a la

diferencia de presión existente entre la salida del distribuidor de gas (P3) y la presión existente

en la parte superior del lecho, (P4).

La pérdida de presión en el distribuidor de gas es:

(18)

La presión del gas en el distribuidor es:

Necesitamos calcular V2, para ello debemos conocer u0a la presión P3, asumiendo una

transición isotérmica en el distribuidor, podemos hacer una aproximación:

Sustituyendo todos los valores en la primera ecuación:

Por lo tanto, la potencia mínima del soplante necesaria para compensar la pérdida de presión en el lecho será de 24,29 Kw., esto es 33,04 CV.

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SU

P

ERFICIE DE INTERCAMBIO DE CALOR.

Necesitamos saber cuantos de los tubos que tenemos en el interior del reactor, serán necesarios para mantener la temperatura a 360ºC (temperatura de operación). Para ello hemos de calcular los coeficientes de transferencia de calor, tanto en el interior, como en el exterior de los tubos.

(19)

El coeficiente de transferencia externo, hw, se calcula mediante la siguiente expresión:

Ecuación dimensional, que tal y como está escrita, debe ser empleada en el sistema c.g.s.

CRse obtiene a partir de la siguiente gráfica:

Pudiendo leerse, en nuestro caso, un CRde 1,5

(1-If ) viene dado por la expresión:

Si calculamos cada factor por separado, tendremos:

(20)

Sustituyendo todos los valores en la ecuación, y despejando:

Para calcular el coeficiente integral de transmisión de calor, necesitamos calcular, previamente, el coeficiente de transferencia de calor en el interior de los tubos. Esto plantea algunos problemas, puesto que se ha de decidir, previamente, el tipo de fluido refrigerante. En una primera aproximación, supusimos que el fluido circulante era agua. Los cálculos previos dieron como resultado que la velocidad de circulación del fluido en el interior de los tubos era excesivamente pequeña, del orden de cm/s, al tiempo que se necesitaba un bajo número de tubos para el intercambio de calor. Los resultados fueron considerados no válidos, puesto que se podrían generar problemas de distribuciones de temperatura no deseadas en el interior del reactor.

Para la segunda aproximación, decidimos probar como fluido refrigerante el propio gas de reacción, de forma que éste se alimentaba al sistema de refrigeración para su

precalentamiento, y una vez caliente se alimentaba al reactor. El problema, en este caso, consiste en que el caudal de gas alimentado no es suficiente para evacuar el calor generado en el proceso.

(21)

Como los resultados obtenidos con un refrigerante gaseoso eran esperanzadores, en la tercera aproximación decidimos el empleo de aire como fluido refrigerante. Para los cálculos, se admitieron las siguientes hipótesis de partida:

Hipótesis de partida

Temperatura de entrada 24rC

Temperatura de salida 342rC

Temperatura media 183rC

Calor intercambiado 186709,583 J/s

Las propiedades del aire, evaluadas a la temperatura media son:

P

ropiedades del aire a 183 ºC

V 0,7751 kg/m3

Q

2,55

v

10-5kg/sm k 0,0381 J/smrC CP 1019,58 J/kgrC Sabemosque: Con lo cual:

Suponemos que de los 125 tubos que necesitamos para el control del tamaño de burbuja, tan sólo vamos a emplear 35 en el sistema de intercambio de calor (en realidad a este

(22)

valor llegaremos después de una serie de tanteos, en los que suponemos un número de tubos, y calculamos la velocidad del aire en cada tubo). Admitiendo 35 tubos, el caudal de aire en cada tubo es:

Por lo que la velocidad de circulación del aire en un tubo será:

La expresión necesaria para el cálculo del coeficiente interno de transferencia de calor es:

Donde C=0,021 pues se trata de un gas, y

Q

/

Q

wes despreciable cuando se trata de

gases. Consecuentemente, podemos rescribir la ecuación, quedándonos como:

Sustituyendo todos los valores, nos queda:

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(23)

Con lo que obtenemos un valor de hi=45,5 W/m 2

ºC.

El coeficiente integral de transmisión de calor viene dado por:

Donde hextes el coeficiente de ensuciamiento externo, que para gases industriales

varía entre 5000 y 10000, y hies el coeficiente de ensuciamiento interno, que para aire varía

entre los mismos valores (5000-10000). Tomamos un valor intermedio en ambos casos, de

forma que hext=hi=7500 W/m2ºC

Comprobamos que el número de tubos supuesto es correcto, y para ello empleamos la expresión:

Donde:

Despejando y sustituyendo:

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(24)

Por tanto, la fracción de tubos ocupada será:

Es decir, de los 125 tubos presentes en el interior del reactor (para controlar el tamaño de burbuja), tan solo el 28% serán necesarios para mantener la temperatura a 360 ºC,

empleando como fluido refrigerante aire, que entra a 24 ºC y sale a 342 ºC.

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CÁLCULO DE LAS DIMENSIONES DEL CICLÓN.

La velocidad de entrada al ciclón puede estimarse mediante:

Tomando intervalos de distribución de tamaños de partícula, podemos hacer la siguiente tabla:

Tamaño partícula (

Q

m) d

p

medio (cm)

Fracción en cada

intervalo

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(25)

100-150 125 0,1521 179,2 0,88

150-200 175 0,4306 128,0 0,40

200-250 225 0,2703 99,55 0,30

250-300 275 0,1161 81,45 0,22

300-350 325 0,00326 68,92 0,13

Los valores de la última columna se leen a partir de la gráfica:

El flujo total a la entrada viene dado por:

Sustituyendo, nos queda:

(26)

Para el cálculo del colector del ciclón, la ecuación a emplear es:

con lo que:

El valor está bastante cercano al tamaño del ciclón estándar, por lo que, teniendo en cuenta que el ciclón de 20 cm. es el que presenta el rendimiento óptimo, es el que

emplearemos.

El resto de las dimensiones del ciclón, están relacionadas con dc, de forma que:

Dimensiones del ciclón

Dimensión R_{elación con d}_c _valor

Bc dc/4 5 cm

(27)

De dc/2 10 cm Hc dc/2 10 cm Lc 2dc 40 cm Sc dc/8 2,5 cm Zc 2dc 40 cm Jc dc/4 5 cm Arriba Volver

DISEÑO MECÁNICO

P

RELIMINAR.

y · _{Datos de partida.}

y · _{Cálculo de espesores.}

y · _{Cálculo de soportes.}

y · _{Presión de prueba.}

DATOS DE

P

ARTIDA

Los datos de partida para el diseño mecánico del reactor son los siguientes:

Sección cilíndrica

Altura total (m) 15,43

Diámetro nominal (m) 1,90

(28)

Presión de operación (Atm) 2,60

Temperatura de operación (ºC) 360,00

Esfuerzo de diseño (N/mm2) 125,00

Cubiertas

Tipo de cubierta. Elíptica (2:1)

M_aterial. _{Acero al carbono}

Presión de operación. (Atm) 2,00

Temperatura de operación. (ºC) 342,00

Esfuerzo de diseño. (N/mm2) 80,00

Tubos de control burbuja

Longitud de los tubos. (m) 15,43

Diámetro externo. (m) 50,00

Espesor. (mm) 4,00

Tipo de material. Acero inoxidable 18/8 (321)

Densidad. (kg/m3) 7.817,00

Presión de operación interna. (Atm) 2,00

Presión de operación externa (Atm) 2,60

Temperatura de operación. (ºC) 360,00

Datos del lecho.

Altura del lecho denso. (m) 11,00

(29)

M_aterial. _{Cloruro cúprico soportado en pumita}

Densidad. (kg/m3) 640,00

Otros datos

Clase de recipiente Clase I

Factor de soldadura 0,95

Tipo de soldadura Doble (totalmente radiografiada)

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CÁLCULO DE ES

P

ESORES.

Calculamos el espesor necesario para soportar la presión de trabajo. Para ello, calculamos la presión de diseño:

El espesor necesario, en la sección cilíndrica, para soportar la presión de diseño viene dado por la expresión:

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(30)

En la que e es el espesor (mm), Pdes la presión de diseño (bar.), Dies el diámetro

interno del cilindro (mm), J es el factor de soldadura, y f es el esfuerzo máximo soportado por

el material de construcción (N/mm2)

Sustituyendo:

Este es el espesor mínimo, necesario para soportar la presión. El espesor necesario para asegurar la rigidez estructural está dado por:

por lo que en este caso, nos queda:

Como el espesor necesario para rigidez es mayor al necesario para soportar la presión, tomamos como espesor el necesario para asegurar la rigidez. Como, además, el reactor debe trabajar en una atmósfera altamente corrosiva, se recomienda añadir 4 mm como factor de corrosión, por lo que el espesor real del reactor, en la zona cilíndrica debe ser de 4,44+4=8,44 mm. Tomamos como espesor del reactor en la zona cilíndrica 9 mm.

El espesor de la cubierta elipsoidal está dado por la expresión:

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(31)

en la que los distintos términos tienen el mismo significado, y unidades, que las de la expresión que nos da el espesor de la zona cilíndrica. Por lo que, sustituyendo, tendremos:

A este espesor, hemos de añadir 4 mm para corrosión, lo que nos da 5,54 mm., pero, de nuevo, escogemos 8 mm como espesor.

Análisis de esfuerzos.

Una vez calculados los espesores, se trata de comprobar que el espesor elegido es suficiente para los esfuerzos que la carcasa debe soportar.

Esfuerzos debidos al peso:

El peso de la sección cilíndrica está dado por:

Donde Dies el diámetro del cilindro, Cves un coeficiente que depende del tipo de

recipiente, y que para el caso de columnas de destilación, o columnas con bastantes

dispositivos internos, como es el caso, es igual a 1,15, Hves la altura del cilindro, y t el espesor.

Dando valores:

(32)

Para calcular el peso de los tubos, calculamos el volumen de un tubo, mediante la densidad, calculamos su peso, y con el número de tubos, obtenemos el peso del banco de tubos:

El peso de un tubo será:

El peso del banco de tubos:

Calculamos el peso del catalizador:

En la queIes la porosidad, d es el diámetro del cilindro, y Vla densidad del

catalizador. Dando valores:

(33)

En el cálculo del volumen del catalizador, tenemos en cuenta que la altura es de 11m, ya que esta es la altura de la fase densa.

La carga total debida al peso es:

C _{argas debidas al viento.}

La presión debida al viento está dada por:

donde u es la velocidad del viento, en km/h.

Suponiendo que, como máximo, el viento no superará los 160 km/h, la presión de viento será:

La carga de viento, por unidad de longitud es:

En la que Deff está dado por:

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(34)

Entonces, la carga de viento será:

El momento de vuelco provocado por el viento es:

siendo, Nxel momento de vuelco (Nm), W la carga de viento (N/m) y x la longitud de la

sección cilíndrica (m). Dando valores:

calculamos los esfuerzos debidos a la presión:

El esfuerzo debido al peso es:

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(35)

El esfuerzo debido al momento de vuelco es:

El esfuerzo longitudinal es:

En este caso,Wwes compresivo, y por lo tanto, negativo, por lo que tendremos:

El esfuerzo es compresivo.

Comprobamos la estabilidad elástica:

El esfuerzo compresivo máximo es:

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(36)

Esfuerzo que es muy inferior al máximo esfuerzo permisible por el material (125

N/mm2).

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CALCULO DE LOS SO

P

ORTES.

El peso máximo que deben aguantar los soportes es:

Si consideramos cuatro soportes, cada uno de ellos deberá aguantar 76895,24 N.

El espesor de cada soporte se calcula mediante:

Luego, cada soporte tendrá un espesor de 129 mm.

(37)

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CÁLCULO DE LA

P

RESIÓN DE

P

RUEBA.

La prueba de presión se realiza a 400 ºC, temperatura a la que corresponde un

esfuerzo de diseño de 120 N/mm2. La temperatura de operación es de 360 ºC, a la que

corresponde un esfuerzo de diseño de 125 N/mm2.

La presión a la que debe realizarse la prueba será:

La prueba de presión se realizará a 6 Atm.

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D_{atos generales del reactor.}

Temperatura. 360 ºC

Presión. 2,6 Atm.

Calor de reacción. -29,34 kJ/mol g

Constante cinética. 644,4 s-1

Tiempo de residencia 25 s

(38)

D_{imensiones del reactor.} Lf 11 m dt 1,784 m H 2 m TDH 2,43 m Altura total 15,43 m Número de tubos. 125

Disposición de los tubos. triangular

Separación entre tubos. 16 cm

Diámetro externo de los tubos. 5 cm

Espesor de los tubos. 4 mm

M_{aterial de los tubos.} _titanio

Número de tubos con aire. 35

Porcentaje de tubos ocupados. 28%

Porcentaje de área libre en el lecho. 91%

D_{atos del sistema de refrigeración.}

Fluido. aire Calor intercambiado. 186709,583 J/s Temperatura de entrada. 24 ºC Temperatura de salida. 342 ºC Caudal de aire 0,562 kg/s hw 146,356 W/m2ºC hi 45,5 W/m 2 ºC U 29,79 W/m2ºC

(39)

D_{istribuidor de gases.}

Velocidad de fluidización. 0,30 m/s

Pérdida de presión en el lecho. 0,30 Atm.

Potencia mínima del soplante. 24,29 kW

Tipo de distribuido. filtros múltiples

Número de orificios por cm2. 0,16

Diámetro de los orificios. 0,2 cm

Número total de orificios. 4413

C _{aracterísticas mecánicas.} Sección cilíndrica: Diámetro interno. 1,9 m Espesor. 9,0 mm Factor de soldadura. 0,95 Esfuerzo de diseño. 125 N/mm2

M_{aterial de construcción} _{Acero inoxidable 18/8 (321)}

Presión de prueba. 6 Atm.

Temperatura de prueba. 400 ºC Tubos: Diámetro externo. 50 mm Espesor. 4 mm Número de tubos. 125 Número de tubos en U. 35