ES2209870T3 - Reactor de haces tubulares, especialmente para reacciones cataliticas en fase gaseosa. - Google Patents
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Abstract
Reactor de haces tubulares (13), que tiene un haz de tubos de reacción (18), que comprende numerosos tubos de reacción paralelos (17) colocados dentro de una camisa (15), teniendo dicho haz de tubos de reacción (18) desde 10.000 hasta 50.000 tubos de reacción (17), y tiene dispositivos para introducir y descargar un medio de transferencia de calor, que fluye alrededor de los tubos de reacción (17) presentando los tubos de reacción un diámetro externo da y una distribución de los tubos t, caracterizado porque la proporción t/da entre la distribución de los tubos t y el diámetro externo da de un tubo de reacción toma un valor, al menos, de 1, 3.
Description
Reactor de haces tubulares, especialmente para
reacciones catalíticas en fase gaseosa.
La presente invención se refiere a un reactor de
haces tubulares y al uso de dicho reactor para efectuar reacciones
catalíticas en fase gaseosa, particularmente para efectuar
reacciones catalíticas en fase gaseosa exotérmicas y endotérmicas
tales como la obtención de anhídrido ftálico (PSA) ácido acrílico
(AA), ácido metacrílico (MAA), acroleína, anhídrido maleico (MA),
glioxal, fósgeno, ácido cianhídrico o bien vinilformamida
(VFA).
En la industria química, los reactores de haces
tubulares son utilizados habitualmente para efectuar reacciones
catalíticas en fase gaseosa en catalizadores de cama fija.
Los reactores de haces tubulares comprenden
habitualmente un haz de tubos de reacción constituido por numerosos
tubos de reacción paralelos y colocados dentro de una camisa. Los
tubos de reacción, que contienen habitualmente catalizadores
soportados o no soportados, tienen sus extremos abiertos fijos de
tal manera que formen un sello para placas de tubo y cada uno de
ellos se abre en una tapa conectada a la camisa en el extremo
superior o en el extremo inferior. A parte de los catalizadores
soportados, los tubos de reacción pueden contener, alternativa o
adicionalmente, catalizadores de placa, catalizadores sólidos o
bien empaques ordenados de material catalizador colocados de manera
similar a un mezclador estático. Es también posible revestir la
superficie interna de los tubos de reacción con material
catalizador. La mezcla de la reacción que fluye a través de los
tubos de reacción es alimentada y descargada a través de las tapas.
Un medio de transferencia de calor es circulado a través del
espacio que se encuentra entre las placas de tubo superior e
inferior y que rodean los tubos de reacción, dicho espacio puede ser
dividido por placas de desviación con el objeto de introducir o
remover calor de reacción. Para este propósito, la camisa del
reactor de haces tubulares tiene un dispositivo para alimentar y
descargar el medio de transferencia de calor, habitualmente canales
de entrada y salida anulares adecuados a través de los cuales el
medio de transferencia de calor circula a través de bombas
adecuadas. Después de salir del reactor de haces tubulares, el medio
de transferencia de calor es llevado otra vez a una temperatura
prescrita, por ejemplo, en un intercambiador de calor externo,
antes de penetrar de nuevo en el reactor. En cuanto a las
reacciones exotérmicas, se puede aplicar enfriamiento para controlar
también la temperatura del reactor.
Los reactores de haces tubulares utilizados en
procesos industriales de producción tienen un diámetro de varios
metros. Por razones económicas, se utiliza en el reactor el mayor
número posible de tubos de reacción. En el caso de un reactor que
tiene un diámetro de varios metros, el número de tubos de reacción
es habitualmente dentro de un intervalo desde 10.000 hasta 50.000,
de preferencia dentro de un intervalo desde 10.000 hasta 30.000. En
el pasado, se consideraba importante empacar los tubos de reactores
industriales de haces tubulares lo más estrechamente posible con el
objeto de lograr el diámetro de reactor menor posible para un
número máximo de tubos de reacción. Habitualmente, los tubos se
colocan en un arreglo triangular, en la mayoría de los casos en un
triángulo equilátero. Una medición empleada para el arreglo compacto
de los tubos de reacción es la proporción entre la distribución de
los tubos t y el diámetro externo d_{a} de un tubo. Aquí,
la distribución de los tubos es la distancia desde los ejes internos
centrales de los tubos de reacción vecinos más cercanos. Reactores
industriales conocidos, por ejemplo, el reactor descrito en los
ejemplos del documento DE 44 31 957 A1, tienen una proporción entre
distribución de los tubos y diámetro externo de tubo de 1,28 o
menos.
Especialmente cuando se efectúan reacciones de
oxidación fuertemente exotérmicas, por ejemplo la obtención de
anhídrido ftálico, ácido acrílico, ácido metacrílico, acroleína,
anhídrido maleico o glioxal, un control preciso de la temperatura de
reacción desempeña una función crítica. En estas reacciones, una
mezcla de gas pasa a través de los tubos de reacción que contienen
una cama fija de un óxido de metales múltiples catalíticamente
activo. Por ejemplo, reactores de haces tubulares se emplean para la
obtención de anhídrido ftálico que es un producto intermedio
importante para la producción de resinas sintéticas, plastificantes
de ftalato, colorantes de ftalocianina y sustancias químicas finas
adicionales. La producción mundial de anhídrido ftálico es de más de
4,000,000 de toneladas métricas por año. La mayor parte del
anhídrido ftálico es ahora producido por oxidación en fase gaseosa
de o-xileno utilizando aire como oxidante. Para este
propósito o-xileno es vaporizado, mezclado con un
exceso de aire y pasado a una temperatura de
340-440ºC sobre el catalizador presente en los tubos
de reacción. El catalizador puede comprender, por ejemplo una
mezcla de V_{2}O_{5} y TiO_{2} con promotores en cuerpos de
cerámica como por ejemplo esferas o anillos de SiC o porcelana.
Dimensiones típicas de estos cuerpos de cerámica son de
aproximadamente 6 mm x 6 mm o bien 8 mm x 6 mm, respectivamente. En
este proceso, el o-xileno es oxidado en anhídrido
ftálico con una selectividad de 78-80%. Con una
entalpia de reacción de aproximadamente -1110 kJ/mol, la oxidación
es fuertemente exotérmica.
Medios de transferencia de calor adecuados son,
particularmente, medios de transferencia de calor fluidos que se
encuentran en estado líquido en el intervalo preferido de
temperaturas de reacción de 250ºC a 500ºC, de preferencia de 250ºC a
380ºC. por ejemplo, el uso de fusiones de sales es especialmente
útil como por ejemplo una fusión de una mezcla de nitrato de
potasio, nitrito de sodio y nitrato de sodio, dicha fusión es
particularmente preferida en síntesis de PA.
Las condiciones de reacción, en particular el
control de la temperatura del reactor, requieren de un cuidado
particular por numerosas razones: el gran número de tubos en el
reactor hace necesario que la mezcla gaseosa que fluye en todos los
tubos sobre la sección transversal entera sea la misma y constante
con el paso del tiempo de tal manera que la reacción prosiga a la
misma velocidad en todos los tubos y no prosiga de manera
particularmente rápida en algunos pocos tubos preferidos. Sin
embargo, la alta entalpia de reacción liberada puede,
particularmente, provocar el sinterizado o la fusión del
catalizador o bien la desactivación en tubos individuales en el caso
de desviaciones con relación al intervalo prescrito de
temperaturas. Esto se relaciona con riesgos considerables para la
planta. Faltas de homogeneidades en el producto provocan también
condiciones de reacción diferentes en los tubos. Esto resulta en la
formación de cantidades incrementadas de subproductos lo que reduce
el rendimiento y dichos subproductos deben ser separados del
anhídrido ftálico resultante en pasos posteriores de purificación y
deben ser desechados. En la oxidación en fase gaseosa, la
temperatura de reacción pasa por un máximo a lo largo de un tubo de
reacción en la dirección de flujo y este máximo se conoce como punto
caliente. Dicho punto caliente es deseable en principio pero
ocurren problemas si la temperatura del punto caliente es demasiado
elevada puesto que esto provoca una vida de catalizador reducida
como una disminución de la selectividad de la reacción.
En principio, un control efectivo de la
temperatura del reactor tiene como meta la reducción de faltas de
homogeneidades de temperatura en la sección transversal del reactor
y evitar la ocurrencia de puntos calientes indeseablemente
elevados.
En el caso de reactores previamente conocidos,
que tienen habitualmente una proporción muy pequeña entre
distribución de tubo y diámetro externo de tubo, un control
efectivo de la temperatura del reactor era posible solamente de
manera limitadamente. Particularmente en el caso de geometrías
cilíndricas de reactor, una corriente transversal del medio de
transferencia de calor pasa de una región externa al haz de tubos
de reacción hacia un espacio interno del reactor que no tiene tubos
de reacción, o bien a la inversa. Esto provoca una gran caída de
presión y por consiguiente un flujo restringido de medio de
transferencia de calor. En el pasado, se tenía que utilizar por
consiguiente instalaciones de bombeo de alto desempeño y por
consiguiente muy costosas para transportar el medio de
transferencia de calor.
Es un objeto de la presente invención ofrecer un
reactor que hace posible una distribución más uniforme de
temperaturas a través de la sección transversal de reactor radial y
que reduzca también sustancialmente los puntos calientes de
transferencia de calor excesivamente elevados.
Hemos encontrado que este objeto se encuentra a
través del reactor de haces tubulares que tiene las características
de la reivindicación 1. Según la presente invención, se propone que
en el caso de reactores relativamente grandes en los cuales se
genera una gran cantidad de calor de reacción debido a los numerosos
tubos de reacción y que tiene que removerse, la proporción entre
distribución de tubo t y diámetro externo de tubo d_{a} se
haga depender del diámetro del reactor o del diámetro externo del
haz de tubos d_{Rba}. En particular, la presente invención
propone suministrar una proporción entre distribución de tubo
t y diámetro externo de tubo d_{a} de por lo menos 1,3. De
preferencia, los tubos de reacción se colocan de tal manera, que
tres tubos adyacentes formen un triángulo, de preferencia un
triángulo equilátero. En este caso, la distribución de los tubos
t es igual a la longitud de los lados del triángulo.
La presente invención proporciona por
consiguiente un reactor de haces tubulares que tiene un haz de tubos
de reacción que comprende numerosos tubos de reacción paralelos
dentro de una camisa y que tiene un dispositivo para introducir y
descargar un medio de transferencia de calor que fluye alrededor de
los tubos de reacción, en donde la proporción t/d_{a} entre la
distribución de tubo t y el diámetro externo de tubo d_{a}
de un tubo de reacción es de por lo menos 1,3.
El reactor de haces tubulares de la presente
invención tiene numerosas ventajas.
Al incrementar la proporción entre la
distribución de tubo y el diámetro externo de tubo se permite un
mayor flujo de medio de transferencia de calor con una potencia de
bomba dada y esto provoca una temperatura más uniforme en la sección
transversal y una reducción del punto caliente de medio de
transferencia de calor.
De manera sorprendente, se ha encontrado que es
posible incrementar la temperatura de entrada del medio de
transferencia de calor sin rebasar la temperatura de salida
permisible máxima del medio de transferencia de calor. Esto provoca
una selectividad mejorada de la reacción y por consiguiente un
incremento del rendimiento. La capacidad del reactor se incrementa
en hasta 2%.
La reducción del punto caliente de medio de
transferencia de calor provoca una mayor seguridad de operación
puesto que el peligro de encendido de la mezcla de la reacción es
reducido en gran medida.
Especialmente, cuando se emplea el reactor de
haces tubulares, según la invención, en síntesis de PSA se
encuentra que una proporción de distribución mayor que 1,3 permite
una carga significativamente más elevada de la mezcla de gas
entrante con o-xileno.
La distribución de tubo es solamente ligeramente
mayor que la distribución en el estado de la técnica y esto conlleva
solamente un ligero incremento del diámetro del reactor. Es
interesante observar que se ha encontrado que este ligero incremento
en las direcciones en una potencia de bomba dada permite un flujo
de medio de transferencia de calor casi duplicado.
Según la presente invención, se propone también
que la proporción t/d_{a} entre la distribución de tubo y el
diámetro externo de un tubo de reacción sea incrementada con un
diámetro externo d_{RBa} incrementado del haz de tubos de
reacción. Esto hace posible tomar en cuenta el calor de la reacción
a introducir o remover que se vuelve muy elevado con una elevación
del diámetro externo del haz de tubos y por consiguiente un número
muy incrementado de tubos.
La proporción de distribución de más de 1,3
propuesta según la presente invención es específicamente provechosa
para su empleo en reactores grandes. En una primera modalidad, el
haz de tubos de reacción tiene una sección transversal
esencialmente circular que tiene un diámetro externo d_{RBa} de
más de 4 m. Dicho haz de tubos de reacción tiene habitualmente una
región central sin tubos a través de la cual el medio de
transferencia de calor que fluye radialmente más allá de los tubos
de reacción puede fluir en una dirección axial.
En esta modalidad, la proporción t/d_{a} entre
distribución de tubo y diámetro externo de un tubo de reacción es
especialmente preferiblemente dentro de un intervalo desde 1,3
hasta 1,6 para diámetros de haz de tubos de reacción de 4 m a 12 m y
es de manera especialmente preferible dentro de un intervalo desde
1,3 hasta 1,5 para diámetros de haz de tubos de reacción desde 4 m
hasta 10 m.
Reactores de haces tubulares que tienen tales
diámetros tienen habitualmente de 10.000 hasta 50.000 tubos de
reacción, de preferencia desde 10.000 a 30.000 tubos de
reacción.
Sin embargo, la invención no se limita a
reactores que tienen conjuntos de tubos de reacción cilíndricos.
Por ejemplo, si conjuntos de tubos de reacción que tienen una
sección transversal rectangular o una sección transversal circular
con segmentos de extremos libres de tubos de reacción se emplean,
la proporción entre distribución de tubo y diámetro externo de tubo
depende de preferencia de la profundidad d_{RBt} del haz de tubos
a través del cual fluye transversalmente el medio de transferencia
de calor. En una proporción de distribución de 1,3 según la
presente invención, el haz de tubos de reacción tiene de
preferencia una sección transversal esencialmente rectangular con
una profundidad del haz de tubos medida paralelamente a la
dirección de flujo del medio de transferencia de calor de por lo
menos 1,3 m.
La profundidad d_{RBt} del haz de tubos de
reacción es de preferencia de 1,3 m a 4 m, en dicho caso, la
proporción t/d_{a} entre distribución de tubo t y el
diámetro externo d_{a} del tubo de reacción se encuentra entonces
dentro de un intervalo por encima de 1,3 hasta 1,6.
Los tubos de reacción se elaboran habitualmente
de acero ferrítico y tienen un espesor de pared típica de 1 a 3 mm.
Su diámetro interno es generalmente de 20 a 70 mm, de preferencia
de 20 a 35 mm. La longitud típica de los tubos de reacción y por
consiguiente la longitud de la región cilíndrica del reactor se
encuentra dentro de un intervalo desde 1,5 hasta 7 m.
En el caso de conjuntos de tubos de reacción que
tienen una sección transversal esencialmente rectangular, la
proporción entre la profundidad en sección transversal d_{RBt} y
la longitud en sección transversal del conjunto es de preferencia de
1:1 a 1:10, de manera especialmente preferida de 1:1,5 a 1:4.
El reactor de la presente invención permite
lograr flujos de medio de transferencia de calor, como por ejemplo
una fusión de sal de 10,000 a 20,000 m^{3} por hora.
Una reducción del punto caliente relacionado con
la reacción en el tubo de reacción incrementa la vida del
catalizador y mejora también la selectividad de la reacción. En
particularmente el alargamiento de la vida de catalizador representa
una ventaja importante del reactor de la presente invención, puesto
que el reemplazo del material catalizador requerido después de un
cierto tiempo de operación se relaciona con costos elevados y
cierre del reactor durante un largo periodo de tiempo.
Frecuentemente, la reacción en los tubos de
reactor es controlada por la carga de catalizador. Por ejemplo, es
posible utilizar una cama estructurada con dos catalizadores
diferentes que proporcionan condiciones diferentes de reacción a lo
largo de un tubo de reacción. Según otra modalidad preferida del
reactor de haces tubulares de la invención, el interior del
reactor, en la dirección longitudinal de los tubos se divide en, al
menos, dos zonas, con un flujo de medio de transferencia de calor de
temperatura diferente proporcionándose en cada zona,
respectivamente. Por un lado, está medida proporciona una
posibilidad adicional de controlar la reacción mediante el control
del calor del catalizador a temperaturas diferentes. Por otra
parte, en algunos procesos permite utilizar solamente un tipo de
catalizador para llenar los tubos mientras que el control de la
reacción es proporcionado solamente por medio del uso de dos o más,
de preferencia hasta cinco zonas de temperatura diferente. De
preferencia, la diferencia de temperatura entre zonas adyacentes es
de hasta 60ºC, de preferencia hasta 40ºC. Zonas diferentes están
separadas entre ellas, a través de hojas de tubo colocadas
esencialmente horizontalmente dentro del reactor y que presentan
pasajes para los tubos de reacción.
La presente invención ofrece también el uso de un
reactor de haces tubulares según la presente invención para llevar
a cabo reacciones catalíticas en fase gaseosa.
En particular, la presente invención ofrece el
uso de un reactor de haces tubulares según la presente invención
para efectuar reacciones de oxidación, particularmente para la
obtención de anhídrido ftálico, anhídrido maleico, ácido acrílico,
acroleína, ácido metacrílico, glioxal, fósgeno, ácido cianhídrico o
bien vinilformamida. Tales procesos que emplean reactores de haces
tubulares que contienen catalizadores de cama fija son conocidos
(véase, por ejemplo Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry,
quinta edición, volumen B4, tabla 7 en la página 103, con
referencias adicionales).
A continuación, se describirá la invención con
mayores detalles con referencia a las modalidades ilustradas
preferidas mostradas en el dibujo anexo. La obtención de anhídrido
ftálico mencionada a continuación se presenta simplemente como
ejemplo del uso del reactor de la presente invención en reacciones
oxidantes en fase gaseosa y no pretende restringir la invención a
esta aplicación.
En el dibujo:
La figura 1 muestra esquemáticamente un reactor
según la presente invención integrado en una planta para la
producción de anhídrido ftálico;
La figura 2 muestra una sección longitudinal de
una primera modalidad del reactor de la presente invención;
La figura 3 muestra una sección transversal a
través del reactor de la figura 2 a lo largo de la línea
III-III;
La figura 4 muestra una vista ampliada de una
sección de reactor de la figura 3;
La figura 5 muestra una sección longitudinal de
una segunda modalidad del reactor de la presente invención;
La figura 6 muestra una sección transversal a
través del reactor de la figura 5 a lo largo de la línea
VI-VI;
La figura 7 muestra una sección transversal a
través de una tercera modalidad del reactor de la presente
invención; y
La figura 8 muestra una sección longitudinal de
una cuarta modalidad del reactor de la presente invención.
Con referencia a la figura 1, es posible ver una
presentación esquemática de una planta para preparar anhídrido
ftálico. Una descripción detallada del proceso puede encontrarse
por ejemplo, el Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry,
quinta edición, volumen 20ª, páginas 181 y siguientes.
Se evapora o-xileno o naftaleno
en el evaporador 10 y se mezcla con un exceso de aire suministrado a
través de un soplador 11 y calentado a una temperatura de
aproximadamente 120 a 300ºC en un calentador 12. La mezcla
o-xileno/aire llega al reactor 13, en donde, en la
región de la tapa superior 14, es distribuida uniformemente en toda
la sección transversal el reactor. La tapa superior 14 se encuentra
unida a la pared cilíndrica del reactor 15 a través de una placa
superior 16. Los tubos de reacción 17 del haz de tubos 18 se abren
en la placa 16. Los extremos superiores de los tubos de reacción 17
están soldados sobre la placa 16 de tal manera que no presenten
fugas. El material de catalizador (no ilustrado) se localiza en los
tubos de reacción 17. Los extremos inferiores de los tubos de
reacción 17 están soldados sobre una placa de fondo 19 de tal
manera que no presenten fugas y abren en una tapa de fondo 20 del
reactor 13. La mezcla o-xileno/aire fluye a través
de los tubos de reacción y es principalmente oxidada en anhídrido
ftálico. El gas de reacción caliente se hace pasar a través de una
línea 21 hacia desublimadores o separadores 22 en donde el producto
es depositado en forma de cristales muy finos. El anhídrido ftálico
es derretido fuera de los separadores 22 de reactores de haces
tubulares que contiene catalizadores de cama fija como se muestra y
el producto puro es obtenido en un aparato de destilación
subsecuente 23 a partir del anhídrido ftálico crudo derretido (tal
como se describe en Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry,
quinta edición, volumen 20A, páginas 181 y siguientes).
La temperatura del haz de tubos de reacción 18 es
controlada a través de un circuito de intercambio de calor indicado
globalmente por el número de referencia 24. Para este propósito,
una fusión de sal de nitrato de sodio, nitrito de sodio, y nitrito
de potasio es pasada en la sección cilíndrica del reactor a través
de aberturas 25 en la pared y es llevada longitudinalmente,
transversalmente, en corriente o a contracorriente más allá de los
tubos de reacción 15 del haz de tubos 18 con el objeto de remover el
calor de la reacción que se genera en la oxidación de
o-xileno.
El medio de transferencia de calor sale del
reactor a través de aberturas 26 en la pared y pasa hacia un
intercambiador de calor externo 27 llevado a la temperatura de
reacción deseada, habitualmente dentro de un intervalo desde 340
hasta 440ºC, a través de un generador de vapor (no ilustrado) a
través del circuito 28,29. La selección exacta de la temperatura de
reacción depende, particularmente, del material de catalizador
empleado y debe mantenerse lo más constante posible.
La figura 2 muestra una primera modalidad del
reactor de haces tubulares de la presente invención con mayores
detalles. La figura 3 muestra una sección a través del reactor de
la figura 2 a lo largo de la línea III-III.
Elementos que tienen una función comparable a los elementos
descritos arriba con relación a la figura 1 son indicados por los
mismos números de referencia.
El reactor cilíndrico 13 tiene un haz de tubos de
reacción vertical 18 que tiene una sección transversal circular y
un diámetro externo d_{RBa} (véase figura 3). Los tubos de
reacción 17 están distribuidos de manera uniforme en una corona
circular. La región central 18a del haz de tubos 18 no tiene tubos
de reacción.
El medio de transferencia de calor es introducido
en el espacio que rodea los tubos de reacción o descargado de dicho
espacio a través de las aberturas 25, 26 en la pared a través de
las líneas anulares 30, 31 por medio de una o varias bombas 32. Un
flujo sinuoso del medio de transferencia de calor se logra a través
de placas de desviación 33 colocadas en un reactor, pero prevalece
un flujo radial en la región de los tubos de reacción 17.
En la vista en sección transversal de las figuras
3 y 4, el distribución de tubo t, el diámetro externo
d_{a} de un tubo de reacción 17 y el diámetro externo d_{RBa}
del conjunto de tubo de reacción 18 están indicados. Se observará
que el diagrama en al figura 3 (así como en el caso de las figuras
6 y 7) no es a escala. En realidad, el diámetro de los tubos de
reacción 17 en comparación con el diámetro externo de haz de tubos
es significativamente menor.
Para permitir que los parámetros esenciales del
reactor de haces tubulares de la presente invención puedan verse más
claramente, se representa una sección del haz de tubos 18 mostrado
en la figura 3 a escala más amplia en la figura 4. Especialmente, la
figura 4 se muestra que tres tubos de reacción adyacentes forman
las esquinas de un triángulo equilátero.
La modalidad del reactor de la presente invención
mostrada en las figuras 5 y 6, y también la variante de la figura
7, presentan cada una un haz de tubos de reacción 18 que tienen una
sección transversal esencialmente rectangular. Dicha geometría
proporciona ventajas en términos de transportación de medio de
transferencia de calor debido a las menores resistencias al flujo,
especialmente en el caso de enfriamiento de flujo transversal.
Estas ventajas son reforzadas adicionalmente por
la proporción de distribución propuesta según la presente
invención.
Sobre superficies laterales, anchas,
contrapuestas, del reactor se han previsto espacios 34 libres de
tubos de reacción, para distribuir o acumular el medio de
transferencia de calor. En la variante de la figura 6, la pared de
reactor 15 misma tiene una sección transversal rectangular,
mientras que la variante de la figura 7 emplea un reactor
cilíndrico. En este último caso, la sección transversal
esencialmente rectangular del haz de tubos de reacción 18 se
obtiene como resultado de los segmentos 34 libres de tubos de
reacción. Según la presente invención, la proporción de distribución
en el caso de conjuntos de tubos de reacción esencialmente
rectangulares se selecciona en función de la profundidad de
d_{RBt} del haz de tubos 18 a través del cual ocurre el flujo
transversal.
Finalmente, la figura 8 muestra una sección
longitudinal esquemática de una cuarta modalidad del reactor de
haces tubulares de la presente invención. En esta modalidad, el
reactor 35 es un reactor de dos zonas dividido, en la dirección
longitudinal de los tubos de reacción 17 en dos zonas 36, 37
mantenidas a temperaturas diferentes. Las zonas 36 y 37 son
alimentadas por circuitos separados de intercambio de calor. En el
ejemplo ilustrado, una primera solución de sal es introducida a
través de aditamentos 38, 39 en la primera zona 36 y retirada a
través de aditamentos 40, 41. De manera correspondiente, una
segunda solución de sal es introducida a través de aditamentos 42,
43 en la segunda zona y retirada de allí a través de aditamentos
44, 45. Ambas zonas 36, 37 están separadas entre ellas por medio de
una hoja de tubo 46 que tiene un espesor de 50mm. la hoja comprende
aberturas a través de las cuales se insertan los tubos de reacción
17. Después de la inserción, los tubos son ensanchados
hidráulicamente hasta cierto punto con el objeto de proporcionar un
buen ajuste esencialmente sin fugas de los tubos 17 en la hoja de
tubos 46. En cada zona se proporcionan placas de desviación 47 para
guiar la fusión de sal radialmente a partir de una región externa
hacia el centro del reactor que se encuentran libres de tubos de
reacción, en donde la fusión es dirigida hacia arriba para que sea
dirigida otra vez hacia la región externa del reactor. En la figura
8, flechas grandes 48 indican la dirección de flujo de los gases de
reacción mientras que flechas más pequeñas 48, 50 indican el flujo
de la fusión de sal.
Los catalizadores utilizados en los ejemplos
descritos a continuación fueron preparados de la siguiente
manera:
Se calentaron 50 kg de anillos de esteatita
(silicato de magnesio) con un diámetro externo de 8 mm, una
longitud de 6 mm y un espesor de pared de 1.5 mm a una temperatura
de 160ºC en un recipiente de revestimiento y aplicados por rociado
por una suspensión de 28.6 kg de anatasa de una superficie BET de
20 m^{2}/g, 2.19 kg de oxalato de vanadilo, 0.176 kg de sulfato
de cesio, 44.1 kg de agua y 9.14 kg de formamida hasta que el peso
del revestimiento aplicado representará el 10.5% del peso total del
catalizador (después de calcinación a una temperatura de
460ºC).
La masa catalíticamente activa, aplicada de esta
forma, es decir, el forro del catalizador, consistía de 4,0% en peso
de vanadio (calculado como V_{2}O_{5}), 0.4% de cesio en peso
(calculado como Cs) y 95,6% en peso de dióxido de titanio.
Se calentaron 50 kg de anillos de esteatita
(silicato de magnesio) con un diámetro externo de 8 mm, una
longitud de 6mm y un espesor de pared de 1.5mm a una temperatura de
160ºC en un recipiente de revestimiento y revestidos por rociado por
una suspensión de 8.6 kg de anatasa de una superficie BET de 20
m^{2}/g, 4,11 kg de oxalato de vanadilo, 1,03 kg de trióxido de
antimonio, 0,179 kg de dihidrogenfosfato de amonio, 0,45 kg de
sulfato de cesio, 44,1 kg de agua y 9.14 kg de formamida hasta que
el peso del revestimiento aplicado representará el 10.5% del peso
total del catalizador (después de calcinación a una temperatura de
460ºC).
La masa catalíticamente activa, aplicada de esta
forma, es decir, el forro de catalizador, consistía de 0.15% en peso
de fósforo (calculado como P), 7.5% de vanadio (calculado como
V_{2}O_{5}), 3,2% en peso de antimonio (calculado como
Sb_{2}O_{3}), 0.1% en peso de cesio (calculado como Cs) y 89.05%
en peso de dióxido de titanio.
En el reactor según la invención estaba dispuesto
un haz de tubos con un diámetro externo d_{RBa} = 5.435 m. El haz
de tubos consistía de aproximadamente 14,000 tubos de reacción
elaboradas de acero cada uno de una longitud de 3.5 m y un diámetro
externo d_{a} = 29 mm. La distribución de los tubos t fue
de 40 mm. la proporción t/d_{a} fue por consiguiente de 1.3793.
Se hicieron pasar, a través del reactor, 4 Nm^{3}/h de aire con
una carga de 98.5% de pureza en peso o-xileno de 90
g/nm^{3}, desde la parte superior hacia abajo. Los tubos de
reacción se llenaron de tal manera, que se proporcionasen dos zonas
de catalizador con actividad diferente. En primer lugar se cargó el
catalizador II en cada tubo hasta una altura total (según lo medido
a partir del fondo de los tubos) de 1.3 m. después se lleno un
total de 1.7 m de catalizador I en cada tubo sobre la capa de
catalizador II.
El medio de transferencia de calor empleado fue
una fusión de sal de KNO_{3}, NaNO_{3} y NaNO_{3} que fue
pasada a través de un reactor a una temperatura de 348.9ºC y con un
régimen de flujo de 11,000 m^{3} por hora. La temperatura de
salida de a fusión fue de 351.1ºC. La temperatura de punto caliente
de la fusión de sal fue de 3.98ºC arriba de la temperatura de
entrada de sal.
Se colocaron varios sensores de temperatura
radialmente en la sección transversal en varios niveles. Las
diferencias de temperatura medidas en la sección transversal de
reactor no fueron mayores que aproximadamente 2.2ºC.
El rendimiento de PSA fue de 78.9% molar.
Ejemplo
2
(Ejemplo
comparativo)
Se colocó un haz de tubos con un diámetro externo
d_{Rba} = 5.021m en el reactor del estado de la técnica. El haz
de tubos consistía de aproximadamente 14,000 tubos de reacción
elaborados de acero cada uno con una longitud de 3.5 m y un diámetro
externo d_{a} = 30 mm. La distribución de los tubos t fue
de 38 mm; la proporción t/d_{a} fue por consiguiente de 1.267.
Otra vez, el llenado de los tubos de reacción - según lo descrito
en el ejemplo 1 - proporcionó dos zonas con actividad de catalizador
diferente.
Si hicieron pasar, a través del reactor, 4
Nm^{3}/h de aire con una carga de 98.5% de pureza en peso
o-xileno de 90g/Nm^{3} otra vez a través del tubo
desde la parte superior hacia abajo. El medio de transferencia de
calor utilizado fue una fusión de sal de KNO_{3} de NaNO_{2} y
NaNO_{3} como en el ejemplo según la presente invención.
La temperatura de entrada de la fusión fue de
345.9ºC; 6200 m^{3} de fusión por hora fueron pasados a través
del reactor. La temperatura de salida de la fusión fue de 349.7ºC.
la temperatura de punto caliente de la fusión de sal fue 7.2ºC por
encima de la temperatura de entrada de sal.
Las diferencias de temperaturas medidas en la
sección del reactor no fueron mayores que aproximadamente
4.2ºC.
El rendimiento de PSA fue de 77.8% molar.
Claims (10)
1. Reactor de haces tubulares (13), que tiene un
haz de tubos de reacción (18), que comprende numerosos tubos de
reacción paralelos (17) colocados dentro de una camisa (15),
teniendo dicho haz de tubos de reacción (18) desde 10.000 hasta
50.000 tubos de reacción (17), y tiene dispositivos para introducir
y descargar un medio de transferencia de calor, que fluye alrededor
de los tubos de reacción (17) presentando los tubos de reacción un
diámetro externo d_{a} y una distribución de los tubos t,
caracterizado porque la proporción t/d_{a} entre la
distribución de los tubos t y el diámetro externo d_{a} de
un tubo de reacción toma un valor, al menos, de 1,3.
2. Reactor de haces tubulares según la
reivindicación 1, caracterizado porque la proporción
t/d_{a} entre la distribución de los tubos t y el diámetro
externo d_{a} de un tubo de reacción (17) aumenta a medida que
aumentan las dimensiones transversales del haz de tubos de reacción
(18).
3. Reactor de haces tubulares según una de las
reivindicaciones 1 ó 2, caracterizado porque el haz de tubos
de reacción (18) presenta una sección transversal esencialmente
circular, que tiene un diámetro externo d_{RBa} mayor que de 4
m.
4. Reactor de haces tubulares según la
reivindicación 3, caracterizado porque en el diámetro
externo d_{RBa} de has de tubos de reacción (18) está comprendido
entre 4 m y 12 m y la proporción t/d_{a} de la distribución
de los tubos t y el diámetro externo d_{a} de un tubo de
reacción (17) se encuentra en el intervalo desde 1,3 hasta 1.6.
5. Reactor de haces tubulares según la
reivindicación 4, caracterizado porque el diámetro externo
d_{RBa} del haz de tubos de reacción (18) se encuentra
comprendido entre 4 m y 10 m y la proporción t/d_{a} entre
distribución de los tubos t y el diámetro externo d_{a} de
un tubo de reacción (17) se encuentra en el intervalo desde 1,3
hasta 1,5.
6. Reactor de haces tubulares según las
reivindicaciones 1 ó 2, caracterizado porque el haz de tubos
de reacción (18) presenta una sección transversal que es
esencialmente rectangular con una profundidad de haz de tubos
d_{rbt},medida paralelamente a la dirección de flujo del medio de
transferencia de calor, de al menos 1.3 m.
7. Reactor de haces tubulares según la
reivindicación 6, caracterizado porque la profundidad
d_{RBt} del haz de tubos de reacción (18) está comprendida entre
1.3 y 4 m y la proporción t/d_{a} entre la distribución de los
tubos t y el diámetro externo d_{a} de un tubo de reacción
(17) se encuentra dentro de un intervalo desde 1,3 hasta 1,6.
8. Reactor de haces tubulares según una de las
reivindicaciones 1 a 7, caracterizado porque el reactor está
dividido, en la dirección longitudinal de los tubos de reacción
(17) en, al menos, dos zonas (36, 37), que están recorrida por
medios de transferencia de calor con temperaturas diferentes.
9.Empleo de un reactor de haces tubulares según
una de las reivindicaciones 1 a 8 para la realización de reacciones
catalíticas en fase gaseosa.
10. Empleo de un reactor de haces tubulares,
según una de las reivindicaciones 1 a 8 para la realización de
reacciones de oxidación, particularmente para la obtención de
anhídrido ftálico, anhídrido maleico, ácido acrílico, acroleína,
ácido metacrílico, glioxal, fósgeno, ácido cianhídrico o
vinilformamida.
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