ES2214775T3 - Sistema de reactor. - Google Patents

Sistema de reactor.

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ES2214775T3 ES99114419T ES99114419T ES2214775T3 ES 2214775 T3 ES2214775 T3 ES 2214775T3 ES 99114419 T ES99114419 T ES 99114419T ES 99114419 T ES99114419 T ES 99114419T ES 2214775 T3 ES2214775 T3 ES 2214775T3
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Jeffrey Paul Kingsley
Mitchell Adis
Friedrich E. Purkert
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Praxair Technology Inc
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Abstract

Se utiliza un reactor de intercambiador de calor de tubos y envoltura con circulación forzada para mejorar una transferencia de masa para reacciones exotérmicas de líquido-líquido, gas-líquido y gas-líquido-sólido. Se obtienen una selectividad y una productividad mejoradas.

Description

Sistema de reactor.
Antecedentes de la invención Descripción de la técnica anterior
Muchas de las reacciones de oxidación y de hidrogenación en fase líquida que se llevan a cabo en las operaciones o procesos comerciales son de naturaleza altamente exotérmica. En dichas operaciones, la capacidad para extraer el calor de la reacción limita con mucha frecuencia el ritmo de producción que puede obtenerse para un volumen de reactor dado. La reacción exotérmica con extracción de calor se lleva a cabo típicamente en un reactor de cubeta agitada que está provisto de una camisa de refrigeración, en un reactor de cubeta agitada provisto de serpentines internos de refrigeración, en un reactor de cubeta agitada provisto de un sistema de refrigeración por corriente lateral o en paralelo, o en un reactor de columna de burbujas provisto de tubos de transferencia de calor. En todos estos casos, el calor de la reacción se transfiere desde el líquido de reacción caliente, a través de una superficie sólida y al seno de un fluido de refrigeración, tal como agua de refrigeración o un refrigerante, o bien se destina a evaporar agua para producir vapor.
En todos estos sistemas, la transferencia de calor se describe por las siguientes ecuaciones:
(1);Q = rH_{r}V
(2);Q = UA\Delta T
y, de éstas:
(3);rH_{r} = (A/V)U\Delta T
donde Q es la carga térmica total, r es la velocidad de reacción volumétrica, H_{r} es el calor de la reacción, V es el volumen del reactor, U es el coeficiente global de transferencia de calor, A es el área de la superficie de transferencia de calor y \DeltaT es la diferencia de temperaturas entre el líquido del reactor y el fluido de transferencia de calor. El miembro izquierdo de la Ecuación 3 es el calor volumétrico de la reacción o la generación de calor de la reacción, mientras que el miembro derecho es la capacidad de transferencia de calor volumétrica.
La Ecuación 3 muestra que la generación de calor se incrementa con la velocidad de la reacción, y que, para un funcionamiento en estado estacionario, la capacidad de transferencia de calor del sistema debe ser incrementada cuando se aumenta la velocidad de la reacción. La ecuación muestra también que la capacidad de transferencia de calor se hace máxima cuando (1) la relación entre el área de transferencia de calor y el volumen del reactor se hace máxima, (2) cuando el coeficiente global de transferencia de calor U se hace máximo, y (3) cuando la fuerza de activación de la temperatura \DeltaT se hace máxima.
La relación entre el área y el volumen A/V viene fijada por la geometría del reactor y por el sistema de intercambio de calor.
El coeficiente de transferencia de calor U es una función de las propiedades del fluido y, en menor medida, de los materiales de construcción del intercambiador de calor. U puede ser aumentado o disminuido incrementado o reduciendo las velocidades de flujo del fluido de reacción y/o del fluido de transferencia de calor. Los flujos de los fluidos de refrigeración están normalmente limitados por la pérdida o caída de presión y, en algunos casos, por consideraciones de temperatura. Dependiendo del sistema de transferencia de calor, la velocidad de flujo del fluido de reacción está limitada por la entrada de potencia al agitador o por consideraciones de pérdida de presión.
La diferencia de temperaturas \DeltaT puede ser incrementada aumentando la temperatura de reacción y/o disminuyendo la temperatura del fluido refrigerante. La temperatura de reacción es normalmente fija con el fin de proporcionar una velocidad de reacción dada y/o minimizar la formación de productos secundarios. De esta forma, no es, normalmente, deseable elevar la temperatura de la reacción. La temperatura del fluido de reacción está normalmente limitada por la temperatura del agua de refrigeración disponible, por el coste de refrigeración o por la calidad del vapor en los sistemas de evaporación.
En sistemas de reactor convencionales para reacciones exotérmicas, una característica fundamental de las vasijas de reactor dotadas de camisa es que presentan una relación A/V pequeña. Puesto que A se incrementa como D, donde D es el diámetro del reactor, y V se incrementa como D^{2}, A/V se incrementa a medida que se incrementa el tamaño del reactor. De esta forma, los reactores provistos de camisa se emplean típicamente en aplicaciones de pequeño volumen, de hasta 378,50 litros (100 galones).
Los reactores de cubeta agitada con serpentines de refrigeración interna presentan típicamente una relación de A/V mayor que las vasijas provistas de camisas, en particular cuando los tamaños de las vasijas se hacen mayores. Sin embargo, los serpentines tienen algunas limitaciones. El área de transferencia de calor se hace máxima cuando se minimiza el diámetro del serpentín, pero la caída de presión en el serpentín establece una limitación inferior para el diámetro del serpentín. Es posible incrementar la relación A/V estableciendo un empaquetamiento o disposición ordenada de serpentines en el reactor. Sin embargo, esto tiende a causar una distribución irregular del flujo en el reactor, lo que puede conducir a una pobre mezcla del reactivo y a una formación indeseable de productos secundarios. Resulta también mecánicamente difícil soportar múltiples serpentines dentro de la vasija del reactor. Los reactores con serpentines de refrigeración internos se utilizan, por tanto, típicamente en aplicaciones de tamaño medio de entre 378,50 litros (100 galones) y 75.700 litros (20.000 galones). Esta configuración de reactor es bastante habitual en los sistemas de hidrogenación, tales como los que se dan en la producción de aceite comestible, y en oxidaciones inorgánicas tales como la oxidación del cobre para dar sulfato de cobre.
Una solución para eliminar las restricciones geométricas y de flujo en la relación A/V consiste en servirse de un sistema de refrigeración de corriente lateral o en paralelo para refrigeración externa. Este tipo de configuración de reactor se emplea a menudo en la oxidación de cumeno a hidroperóxido de cumeno para la producción de fenol, y en algunos sistemas de hidrogenación.
En dichos sistemas de corriente lateral, se bombea una corriente lateral o en paralelo procedente del reactor a través de un intercambiador de calor o de otro sistema de refrigeración, y la solución de reacción enfriada se devuelve a la vasija del reactor. En principio, la relación de A/V no está limitada por restricciones asociadas a la geometría del reactor. Sin embargo, existen otros problemas potenciales asociados a dichos sistemas. Puesto que la refrigeración se lleva a cabo fuera de la vasija del reactor, el elemento refrigerador funcionará normalmente a una temperatura que es significativamente menor que la temperatura de la reacción. Así pues, se requiere proporcionalmente más superficie de intercambio de calor y/o flujo de refrigerante. También, en sistemas de reactor de gas-líquido, tales como los destinados a reacciones de oxidación de aire, oxidación de oxígeno o hidrogenación, debe evitarse que el gas reactivo entre en el sistema de refrigeración externo. El gas tiende a escaparse o disociarse del líquido y acumularse en bolsas en puntos elevados del intercambiador o de las conducciones asociadas. Ello reduce la eficiencia del intercambiador de calor. El gas puede también almacenarse en bombas de circulación, y provocar la cavitación o la inundación o cebado con gas de la bomba. En los sistemas de oxidación en los que el gas es aire u oxígeno, cualquier acumulación de gas en el sistema de intercambio de calor externo podría provocar un riesgo de explosión. Es posible mantener el gas fuera del ciclo de intercambio de calor exterior. Sin embargo, en muchos casos, esto provoca una formación incrementada de productos secundarios debido a la escasez de los reactivos en sistemas de reacción en los que es importante un buen mezclado de los reactivos.
La relación A/V de los reactores de columna de burbujas es típicamente bastante elevada. En una de sus configuraciones, que se utiliza en la producción de ácidos orgánicos, la columna de burbujas se dispone en la forma de un intercambiador de calor vertical de caja o carcasa y tubos. La reacción tiene lugar en el lado de los tubos, mientras que el fluido de refrigeración se hace circular en el lado de la carcasa. El gas se rocía al interior de algunos de los tubos. La circulación del líquido se establece por el efecto ascensional del gas que forma las burbujas gaseosas de los tubos rociados. De esta forma, se produce un flujo ascendente y un contacto entre el gas y el líquido en los tubos que son rociados. Se establece un flujo descendente sin contacto entre gas y líquido en el resto de los tubos. Esta configuración tiene dos desventajas. La velocidad del líquido en el lado de reactivo de los tubos está limitada a la velocidad ascensional de las burbujas, que es, normalmente, de entre 0,3 m/s (1 pie/s) y 1,52 m/s (5 pies/s). Estas limitaciones de velocidad restringen el coeficiente de transferencia de calor U. Asimismo, los tubos de flujo descendente no son expuestos al gas reactivo. Esto puede llevar consigo una velocidad de reacción volumétrica inferior y/o la formación de productos secundarios como consecuencia de las condiciones de escasez del gas en los tubos de flujo descendente.
Otra configuración común de columna de burbujas, que es habitual en el denominado proceso Witten para la producción de tereftalato de dimetilo mediante la oxidación y la esterificación sucesivas de p-xileno, consiste en utilizar tubos verticales en los que el fluido reactivo circula por el exterior y el fluido refrigerante lo hace por el interior. Esto es mecánicamente muy difícil de realizar en la práctica, pero resulta ventajoso si el volumen de reacción requerido es grande. En tales sistemas, el gas de alimentación se rocía haciéndolo entrar por el fondo del reactor. El gas tiende a acumularse en un penacho, de tal manera que se establece una columna de gas ascendente en una sección del reactor y un flujo descendente desprovisto de gas en el resto. Ello conduce a las mismas condiciones descritas anteriormente, es decir, un coeficiente de transferencia de calor limitado en el lado del reactivo y condiciones de rociado del gas en las regiones de flujo descendente. Además, puesto que el flujo en el lado del reactivo no es uniforme, esta configuración puede dar lugar a la aparición de puntos calientes en las proximidades del penacho de gas. Estos puntos calientes pueden provocar la formación de productos secundarios no deseados debido a una oxidación excesiva.
Las consideraciones de transferencia de masa son también muy importantes, en particular en los sistemas de reacción de gas y líquido. Si la transferencia de masa constituye un factor limitativo de la velocidad de reacción, la productividad del reactor queda determinada por ésta. También, la escasez de reactivo provocada por las limitaciones de transferencia de masa puede provocar la formación de productos secundarios, lo que hace disminuir la selectividad química o especificidad de los productos. Es bien conocido el hecho de que estos problemas se producen en los sistemas de oxidación química basados en el aire.
Los sistemas de reactor de columnas de burbujas y de reactor de cubeta agitada basados en el aire presentan limitaciones intrínsecas de transferencia de masa. La transferencia de masa del oxígeno es proporcional a la concentración de oxígeno o a la presión parcial del oxígeno en la burbuja de gas que contiene el oxígeno. La concentración de oxígeno en una burbuja de aire de una columna de burbujas o en un reactor de cubeta agitada es tan solo el 21% en el dispositivo de rociado. A medida que el oxígeno se disuelve en el líquido de reacción, en cuyo seno se consume por la reacción, y a medida que el líquido se evapora en el seno de la burbuja de aire, la presión parcial del oxígeno en la burbuja de aire se reduce, mientras que la presión parcial del nitrógeno, que es un componente del aire, y la presión parcial del material o sustancia orgánica evaporada se incrementan. De esta forma, la fuerza de empuje para la transferencia de masa asociada al aire es intrínsecamente mayor que si se utilizase oxígeno puro como el gas
reactivo.
En los diseños de reactores de cubeta agitada y de columna de burbujas convencionales, la presión parcial del oxígeno en la corriente de aire residual de salida debe mantenerse por debajo de límites de seguridad del 5%, sobre la base de ausencia de componentes orgánicos, con el fin de evitar la formación de mezclas de gas inflamables en el espacio de vapor del reactor. De esta forma, la concentración de oxígeno en la fase gaseosa en los diseños de reactores convencionales se limita entre el 21% en el punto de alimentación de aire y el 5% en la salida de gases residuales. En las columnas de burbujas, el aire se inyecta por el fondo del reactor. Las burbujas de gas suben a través del líquido, y la concentración de oxígeno en fase gaseosa varía del 21% en el fondo al 5% en la parte superior del reactor. En un reactor de cubeta agitada en el que se produce un buen mezclado, la concentración media de oxígeno en el sistema es del 5% a lo largo del mismo. Así pues, para una presión de funcionamiento dada, las consideraciones de seguridad en los sistemas de reactores convencionales reducen en gran medida la fuerza de impulsión disponible para la transferencia de masa. La situación puede mejorarse algo elevando la presión total del sistema, lo que aumenta la presión parcial del oxígeno, o purgando el espacio del cabezal con cantidades relativamente grandes de un gas inerte, tal como nitrógeno, si bien estas alternativas son generalmente muy caras.
El resultado global de la fuerza de impulsión limitada para la transferencia de masa, intrínseca en los sistemas de reactores convencionales basados en el aire, es que es más probable que se produzcan estados de escasez de oxígeno, con la consiguiente penalización asociada en la selectividad del producto, a medida que se incrementa la temperatura de la reacción y la productividad del reactor.
Otro factor que limita la capacidad de transferencia de masa de oxígeno es el grado de uniformidad con que se distribuyen las burbujas de gas que contienen oxígeno en el seno de la fase líquida. Si algunas zonas de la fase líquida no se exponen a las burbujas de gas que contienen oxígeno, esas regiones quedarán faltas de oxígeno y sobrevendrá la formación de productos secundarios. Por tanto, es crucial tener una buena distribución de las burbujas de gas a través del reactor.
En los reactores de columna de burbujas convencionales o en los reactores de columna de burbujas que se elevan por la fuerza ascensional del gas, las burbujas de gas se introducen por la parte inferior del reactor. Éstas ascienden a través del líquido de reacción por efecto de su flotabilidad. Las burbujas provocan una configuración de flujo del líquido en recirculación. En los reactores de columna de burbujas, el flujo tiende a producirse hacia arriba a través del centro del reactor, y hacia abajo en las proximidades de las paredes del reactor. Las burbujas de gas que contienen oxígeno tienden a concentrarse en el centro de la región de flujo ascendente, lo que deja a la región exterior de flujo descendente en escasez de gas y sometida a reacciones de formación de productos secundarios. En las columnas de burbujas que se mueven por la fuerza ascensional del gas, el oxígeno se rocía típicamente en tubos de transferencia de calor en los que el movimiento se produce por la fuerza ascensional del gas, de tal forma que se establece un flujo ascendente de líquido en los tubos. Se disponen tubos adicionales sin rociadores para el flujo de recirculación. En los tubos de flujo descendente prevalecen las condiciones de escasez de oxígeno y, por tanto, las reacciones de formación de productos secundarios.
Un ejemplo específico de un sistema de oxidación en el cual la transferencia de calor y la transferencia de masa son críticas es la producción de ácidos alifáticos. Los ácidos alifáticos se producen por medio de la reacción en fase líquida de un aldehído con oxígeno, de acuerdo con la reacción:
R-HO + 1/2O_{2} = R-OOH
Los aldehídos y los ácidos correspondientes pueden ser de cadena lineal o ramificada, y el número de átomos de carbono puede variar de 3 a 12. Los aldehídos precursores se fabrican a menudo utilizando el procedimiento Oxo de Baja Presión (LPO -"Low Pressure Oxo"). Así pues, los ácidos derivados reciben a menudo el nombre de ácidos Oxo. Si bien los aldehídos pueden también obtenerse o producirse por otros medios distintos de los procedimientos LPO, a este tipo de compuestos se les denomina en cualquier caso ácidos Oxo. La fuente de obtención de los aldehídos no es fundamental para este procedimiento.
En la producción comercial de dichos ácidos, la selectividad a la producción de ácido se encuentra típicamente entre el 80% y el 99%. La selectividad disminuye con la longitud de la cadena y con el número de cadenas o ramificaciones laterales. Por ejemplo, la selectividad del propionaldehído, que tiene tres átomos de carbono (C_{3}) para dar ácido propiónico, es mejor que la selectividad del valeraldehído para dar ácido valérico, que tiene cinco átomos de carbono (C_{5}); y la selectividad del valeraldehído, que es una molécula con cinco átomos de carbono en línea, para dar ácido valérico es más alta que la selectividad del 2-metil-butiraldehído, que consta de una cadena de cinco carbonos (C_{5}) ramificada, para dar ácido 2-metil-butírico. En la práctica comercial, es posible añadir aditivos inhibidores de la formación de productos secundarios a algunos de estos sistemas, a fin de mejorar la selectividad.
En la oxidación de aldehído en fase líquida, el oxígeno se introduce típicamente en el líquido por transferencia de masa desde las burbujas gaseosas de aire. Las reacciones de oxidación se producen en la fase líquida; ya sea en el seno de la fase líquida o en la película de líquido que rodea a las burbujas de aire. La escasez de oxígeno, esto es, la falta de oxígeno disuelto en el líquido de reacción, favorece las reacciones de formación de productos secundarios y, por tanto, reduce la selectividad de la transformación de aldehído en ácido. En consecuencia, una adecuada transferencia de masa del oxígeno de la fase gaseosa a la fase líquida es crítica para mantener una concentración adecuada de oxígeno disuelto en la fase líquida, con el fin de suprimir las reacciones de formación de productos secundarios.
Se ha encontrado que la formación de productos secundarios se incrementa con la temperatura. Puesto que la velocidad de la reacción aumenta típicamente con la temperatura, la reacción consume oxígeno más rápido a una temperatura más elevada, y se requiere una mayor cantidad de oxígeno para evitar la aparición de condiciones de escasez de oxígeno. De esta forma, las limitaciones de la transferencia de masa del gas al líquido empeoran a medida que se incrementa la temperatura, y, en consecuencia, se hace más difícil evitar las condiciones de escasez de oxígeno que provocan la formación de productos secundarios. Los productos secundarios que se forman en condiciones de escasez de oxígeno son los ésteres fórmicos, cetonas y alcoholes.
Puesto que la conversión de aldehído a ácido se incrementa con la temperatura, es posible incrementar la productividad del reactor aumentando la temperatura. Sin embargo, si el incremento de la temperatura desplaza el sistema de la reacción hacia el régimen de escasez de oxígeno, o empeora unas condiciones de escasez de oxígeno ya existentes, las reacciones de formación de productos secundarios se incrementan y disminuye la selectividad de la formación del ácido.
Los ácidos Oxo se producen típicamente en reactores de cubeta agitada por rociado de aire o en reactores de flujo movido por la fuerza ascensional del gas de columnas de burbujas. En las condiciones de reacción comerciales, el calor exotérmico de la reacción producida por las reacciones de oxidación es significativo. Si bien se han venido utilizando reactores de cubeta agitada para la producción de ácido Oxo, se prefieren los reactores de columna de burbujas configurados como intercambiadores de calor verticales de caja o carcasa y tubos, debido a su elevada relación de A/V.
En los reactores de columna de burbujas, el aire se rocía en la parte inferior o fondo de algunos de los tubos de transferencia de calor, mientras que el resto de los tubos no son rociados. Esta combinación de tubos rociados y no rociados provoca un flujo de líquido de recirculación en el interior del reactor. El gas provoca el flujo ascendente del líquido en los tubos rociados, mientras que el flujo descendente tiene lugar en el resto de los tubos que no son rociados. A media que el aire asciende a través de los tubos rociados, el oxígeno se transfiere desde el aire al seno de la fase líquida, donde reacciona con el aldehído para formar el ácido. No existe transferencia de masa de oxígeno al seno del líquido en los tubos que no están siendo rociados.
Con esta configuración del reactor, la transferencia de calor se produce en la totalidad de los tubos, y la relación de A/V es alta. Sin embargo, el coeficiente de transferencia de calor U está en cierta medida limitado porque la velocidad del flujo lateral en el tubo está limitada a la velocidad ascensional de las burbujas de gas, la cual está comprendida típicamente entre 30,48 y 142,4 cm/s. Además, puesto que hay una fracción de los tubos que no se rocía con el gas, estos tubos trabajan en el modo de transferencia de masa limitada o de escasez de oxígeno. De esta forma, la formación de productos secundarios es mayor en los tubos que no son rociados en comparación con los tubos que sí son rociados. La formación de productos secundarios se favorece también por limitaciones de transferencia de masa intrínsecas que están asociadas al uso de aire como oxidante en los tubos rociados.
Se apreciará de lo anterior que es muy deseable en el estado de la técnica realizar mejoras en los sistemas de reactor para oxidación, hidrogenación y otras operaciones o procesos exotérmicos de gas-líquido. Sería deseable que tales mejoras mitigasen las limitaciones de la transferencia de calor y mejorasen la eficacia de la transferencia de masa en comparación con los sistemas convencionales anteriormente descritos.
Es un objeto de la invención proporcionar un sistema de reacción mejorado para la oxidación, hidrogenación y otros procesos de gas-líquido exotérmicos.
Constituye otro objeto de la invención proporcionar un sistema de reactor capaz de paliar las limitaciones en la transferencia de calor y de mejorar la eficacia de la transferencia de masa en procesos de gas-líquido exotérmicos.
Teniendo presentes éstos y otros objetos, la invención se describe detalladamente en lo que sigue, habiéndose señalado particularmente las características novedosas de la misma en las reivindicaciones que se acompañan.
Sumario de la invención
Se utiliza la circulación forzada en combinación con un reactor de intercambiador de calor de carcasa y tubos, a fin de mejorar la transferencia de calor y de masa en los sistemas de reactor exotérmico. De esta forma, se obtiene una alta productividad volumétrica del reactor y una selectividad o especificidad de los productos mejorada.
Breve descripción de los dibujos
La invención se describirá adicionalmente en detalle con referencia a los dibujos que se acompañan, en los cuales:
la figura 1 es una vista esquemática en alzado lateral de una realización del sistema de reactor de la invención, diseñada para una reacción de líquido-líquido;
la figura 2 es una vista esquemática en alzado lateral de una realización del sistema de reactor de la invención, diseñada para una reacción de gas-líquido;
la figura 3 es una vista esquemática en alzado lateral de una realización del sistema de reactor de la invención, diseñada para una reacción de gas-líquido de paso directo y con purga; y
la figura 4 es una vista esquemática en alzado lateral de una realización del sistema de reactor de la invención, diseñada para utilizar medios impelentes para una reacción de gas-líquido mejorada.
Las figuras 5a-5f son vistas esquemáticas de otra realización de la invención.
Descripción detallada de la invención
Los objetos de la invención se consiguen gracias al empleo de una configuración de reactor de caja o carcasa y tubos, tal que consigue una elevada relación entre la superficie de transferencia de calor y el volumen del reactor, A/V, conjuntamente con un coeficiente de transferencia de calor incrementado, U, debido a la circulación forzada del líquido de reacción. Para los sistemas de reacción de gas-líquido, se proporcionan medios para conseguir la circulación del gas a través de todo el volumen de reacción, mejorando con ello la productividad de la reacción y la selectividad de la reacción o especificidad del producto obtenido. En sus diversas realizaciones, la invención se sirve de un sistema de reactor mejorado que resulta beneficioso para el desarrollo de las reacciones de fase líquida en las que existen dos o más reactivos líquidos, en sistemas de oxidación exotérmica en los que el oxidante es, bien aire o bien oxígeno, en reacciones de hidrogenación o en otros sistemas de reacción de gas-líquido exotérmica. Tales sistemas pueden emplear o no una fase catalítica sólida.
En la realización de la invención que se ilustra en la figura 1 de los dibujos, el reactor 1 de intercambiador de calor vertical de carcasa y tubos tiene un tubo de aspiración hueco 2 situado en el centro del mismo. Existen medios de impulsión 3 situados en el interior de dicho tubo de aspiración 2, los cuales están destinados a hacer recircular el líquido hacia abajo, a través del tubo de aspiración, al interior de la cámara de mezclado de fondo 4, y hacerlo ascender a través de los tubos 5 del intercambiador de calor. El reactor se comporta muy similarmente a un reactor de cubeta agitada con un buen mezclado, por cuanto que la cámara de mezcla de fondo 4 proporciona un mezclado en masa del líquido. Sin embargo, como consecuencia de la acción de bombeo de los medios de impulsión 3, el líquido se hace circular a través de los tubos 5 del intercambiador de calor a una velocidad elevada, de una forma muy similar a un sistema de refrigeración exterior. Puesto que el recorrido de recirculación está bien definido y restringido por los tubos 5 del intercambiador de calor, el sistema no se ve sometido a los problemas de distribución del flujo que podrían surgir cuando se dispone en una cubeta o vasija agitada convencional un empaquetamiento o disposición ordenada de serpentines. La realización ilustrada está destinada particularmente a la reacción de líquido-líquido, en la cual se hace pasar un suministro de líquido a través de la conducción de alimentación 6, continuando por medios de control 7, hasta llegar a la porción superior 8 del reactor 1, y se hace pasar un segundo suministro de líquido a través de la conducción de alimentación 9, que está provista de medios de control de flujo 9a, al interior de dicha porción superior 8. Se introduce agua de refrigeración en el reactor 1 a través de una entrada 10, y se extrae a través de una salida 11. El líquido suministrado se hace desplazarse hacia arriba hasta entrar en una cámara superior 12 en comunicación de fluido con el reactor 1, de tal manera que se establece un nivel de líquido 13 en la misma. El líquido de producto se descarga desde la cámara de mezcla de fondo 4 a través de una conducción 14 de descarga de producto que está provista de medios de control 15. Existen medios de control de nivel de líquido 16 que están en comunicación con la cámara superior 12 para recibir una señal de entrada 17 que representa el nivel de líquido del reactor, y para enviar una señal de salida 18 a los medios de control de flujo 15, al objeto de mantener el nivel deseado de líquido 13. Un motor de accionamiento 19 está conectado a un árbol de accionamiento 20, que sirve para accionar los medios de impulsión 3. Como se ilustra, se han dispuesto medios de difusión superiores 21 y medios de difusión inferiores 22 para facilitar la recirculación deseada del líquido hacia abajo en el tubo de aspiración hueco 2, y hacia arriba en dichos tubos 5.
El sistema ilustrado se caracteriza por una elevada relación de A/V, debido a su configuración geométrica, y por un coeficiente de transferencia de calor U elevado, como consecuencia del flujo de circulación forzada. De esta forma, la realización de la invención que se muestra en la figura 1 resulta particularmente adecuada para reacciones de fase líquida exotérmicas.
La figura 2 ilustra una realización que es adecuada para reacciones de gas y líquido exotérmicas que no son inflamables, en particular, reacciones de hidrogenación, y para reacciones de oxidación en disolución acuosa que se basan en aire o en oxígeno. En esta realización, un reactor 23 de intercambiador de calor de reactor vertical de carcasa y tubos está provisto de un tubo de aspiración hueco 24, situado en el centro del mismo. Se han dispuesto medios de impulsión 25 en el interior del tubo de aspiración 24, los cuales están destinados a hacer recircular líquido hacia abajo, a través del tubo de aspiración, al interior de una cámara de mezcla de fondo 26, y hacia arriba, a través de los tubos 27 del intercambiador de calor. El suministro de líquido se hace pasar a través de una conducción de alimentación 28 que contiene medios de control de flujo 29, y al interior de la porción superior 30 del reactor 23. El suministro de gas reactivo se hace pasar a través de una conducción 31 que contiene medios de control de flujo 32, y al interior de una cámara superior 33. Dichos medios de control están destinados a controlar la presión del reactor o el flujo de gas de alimentación en respuesta a señales 32a o 32b. Como se observará en el dibujo, dicha introducción o aporte de gas se encuentra por encima del nivel del líquido, estando dicho nivel de líquido 34 en el reactor 23 por encima de los medios de posicionamiento o impulsión 25. Se introduce agua de refrigeración en el reactor 23 a través de una entrada 35, y se descarga a través de una salida 36. Dichos medios de impulsión 25 están conectados a un árbol de accionamiento 37, el cual es accionado por un motor de accionamiento 38. Se han colocado medios de difusión superiores 39 y medios de difusión inferiores 40 de tal forma que se facilite el flujo del líquido al interior de la parte superior del tubo de aspiración hueco 24, y su ascenso desde la cámara de mezcla de fondo 26.
El producto de reacción es extraído del fondo del reactor 23 a través de una conducción de descarga de producto 41 que contiene medios de control de flujo 42. Existen medios 43 de control del nivel de líquido destinados a recibir una señal de entrada 44 del reactor 23 y a dirigir una señal de salida 45 a los medios de control de flujo 42, a fin de controlar el líquido contenido en el reactor 23 de modo que se encuentre en el nivel de líquido deseado 34. El gas es extraído de la cámara superior 33 a través de una conducción 46 que contiene medios de control de flujo 47 destinados a controlar la presión de retorno o a controlar el flujo de ventilación o aireación, según se indique por las señales de control de entrada 48 y 49.
En la realización de la figura 2, el gas reactivo se conduce al interior del tubo de aspiración 24 por medio de la acción de vórtice o remolino que se produce en la entrada superior del tubo de aspiración por efecto de la acción de bombeo descendente de los medios de impulsión 25. De esta forma, los medios de impulsión generan una dispersión del gas en el seno de la fase líquida que se hace recircular hacia abajo, a través del tubo de aspiración y al interior de la cámara de mezcla de fondo 26, y hacia arriba, a través de los tubos de transferencia de calor 27. El gas reactivo que no ha reaccionado, el nitrógeno inerte o los gases de productos secundarios escapan al interior del espacio de gas 50 de la cámara superior 33, situada por encima del nivel de líquido 34, donde se mezclan con gas de alimentación fresco y se hacen circular de vuelta al interior del cuerpo de recirculación de líquido del reactor 23.
La realización de sistema de reactor de la figura 2 tiene una doble ventaja sobre los sistemas de reactor convencionales. En primer lugar, presenta las características beneficiosas de flujo del fluido y de transferencia de calor que se han descrito anteriormente. Como el gas reactivo se introduce por la parte superior del reactor, éste se hace circular también a través de todo el volumen del reactor, incluyendo todos los tubos de transferencia de calor. De esta forma, se emplea la totalidad del volumen del reactor para la transferencia de masa, la velocidad de reacción se maximiza a través del reactor, y se minimiza la formación de productos secundarios como consecuencia de la escasez del gas reactivo. En el caso de reacciones basadas en aire, la transferencia de masa puede mejorarse adicionalmente con el uso de alimentación con oxígeno en lugar de alimentación con aire.
La realización de la invención que se ilustra en la figura 3 de los dibujos resulta particularmente ventajosa en los sistemas de reacción en los que el gas reactivo puede formar una mezcla de gas inflamable con el vapor situado por encima del líquido reactivo, como es el caso de la oxidación de compuestos químicos orgánicos basada en aire o en oxígeno. En tales casos, el aire u otro gas reactivo se rocía por debajo de la superficie del líquido, directamente en la succión del dispositivo de impulsión. Una mezcla de gas inflamable se forma en el punto de inyección del gas. Sin embargo, puesto que el gas se dispersa en el seno del líquido, ello no es peligroso, ya que las llamas no pueden propagarse a través del líquido. El recorrido del flujo es similar al de las realizaciones de las figuras 1 y 2, por cuanto que la dispersión del gas en el líquido se bombea hacia abajo a través del tubo de aspiración y al interior de la cámara de mezcla de fondo, y hacia arriba a través de los tubos del intercambiador de calor. El gas se separa entonces de la fase líquida y se recoge en el espacio para el gas situado por encima del líquido. Esta configuración se aprovecha también de las características ventajosas de transferencia de calor y de flujo de fluido que ofrece el diseño de carcasa y tubos de flujo por bombeo, puesto que el gas reactivo se hace circular a través de todo el volumen del reactor. La productividad de todo el volumen del reactor se hace máxima, y se minimiza la posibilidad de que aparezcan las condiciones de escasez de reactivo que pueden darse en tubos no sometidos a flujo de gas.
En la realización de la figura 3, el reactor 51 de intercambiador de calor vertical de carcasa y tubos tiene un tubo de aspiración hueco 52 situado en el centro del mismo. Se han colocado medios de impulsión 53 dentro de dicho tubo de aspiración 52, preferiblemente en su porción superior, como en las otras realizaciones ilustradas de la invención, los cuales están destinados a hacer recircular el líquido hacia abajo a través de dicho tubo de aspiración 52 y al interior de una cámara de mezcla de fondo 54, y hacia arriba, a través de tubos 55 de intercambiador de calor. La alimentación de líquido se hace pasar, a través de una conducción de alimentación 56 que contiene medios de control del flujo 57, preferiblemente al interior de la porción superior 58 del reactor 51. Se hace pasar aire o un gas de alimentación enriquecido en oxígeno, a través de una conducción de alimentación 59 que tiene medios de control de flujo 59a, al interior de la porción superior 58 del reactor 51, con el fin de ser conducido a la succión de los medios de impulsión 53, conjuntamente con un flujo de recirculación de líquido en el reactor 51. Se hace pasar agua de refrigeración al interior del reactor 51 a través de una entrada 60, y se extrae de éste a través de una salida 61. El líquido se hace ascender hasta un nivel de líquido 63 en dicha porción superior 58, la cual está en comunicación de fluido con una cámara superior 62 que comprende una fase gaseosa de parte superior desde la cual el gas se ventila o purga a través de una conducción de descarga 64 que contiene medios de control de flujo 65. El producto se descarga desde la cámara de mezcla de fondo 54 a través de una conducción 66 que contiene medios de control de flujo 67. Se han dispuesto medios de control 68 de nivel de líquido, destinados a recibir señales de entrada 69 correspondientes al nivel de líquido 63, y a enviar una señal de salida 70 a los medios de control de flujo 67, con el fin de mantener el nivel de líquido 63 deseado. Un motor de accionamiento 71 está conectado a un árbol de accionamiento 72, destinado a accionar medios de impulsión 53. Se han dispuesto medios de difusión superiores 73 y medios de difusión inferiores 74 con el fin de facilitar la deseada recirculación del líquido hacia abajo por el tubo de aspiración 52, y hacia arriba por dichos tubos 55.
En la realización de la figura 3, se han dispuesto medios de control 75 de la presión de retorno destinados a recibir una señal de entrada 76 correspondiente a la presión existente en la cámara superior 62 y a enviar una señal de salida 77 a los medios de control de flujo 65 del conducto 64 de descarga de gas. Además, se utiliza una conducción de purga inerte 78, que contiene medios de control del flujo normal, por ejemplo, una válvula 79, para introducir gas de purga en la cámara superior 62 o en el reactor 51, por encima del nivel de líquido 63. Se ha dispuesto un analizador de oxígeno 80 para recibir señales de entrada correspondientes a la concentración de oxígeno en la cámara superior 62, y para enviar señales de salida 82 a unos medios de control del flujo de emergencia 83, a fin de permitir el flujo de cantidades adicionales de gas de purga inerte a través de una conducción 84 de flujo de emergencia hasta el reactor 51 o la cámara superior 62, por encima del nivel de líquido 63.
En los sistemas inflamables, es necesario eliminar la probabilidad de formación de mezclas de gas inflamables en la corriente residual de gas. Por ejemplo, en la oxidación de un líquido orgánico con aire, el contenido de oxígeno en el gas residual debe reducirse por debajo de la concentración de oxígeno de inflamación, que está comprendida típicamente entre el 8% y el 12%. En la práctica, la concentración de oxígeno se reduce hasta quedar por debajo del 5%, a fin de proporcionar un margen de seguridad adecuado. Cuando se utiliza aire en esta realización, la concentración de oxígeno en el gas puede reducirse por reacción del 21% en el punto de inyección hasta menos que el 5% en el gas residual. Es así como se hacen funcionar los reactores convencionales. De forma alternativa, puede añadirse nitrógeno u otro gas diluyente al gas residual para reducir la concentración de oxígeno a menos del 5%. En el caso de que se utilice en esta realización oxígeno puro o casi puro, el oxígeno debe también eliminarse por reacción, o bien puede añadirse un diluyente inerte al gas residual, como se ha mostrado anteriormente, si bien la eficacia de la transferencia de masa del sistema se mejora debido a la concentración de oxígeno más alta.
La figura 4 de los dibujos muestra la realización preferida para uso en sistemas en los que el gas reactivo puede formar una mezcla de gas inflamable con el vapor situado por encima de la fase líquida. Esta realización es particularmente beneficiosa en la oxidación de compuestos químicos orgánicos con oxígeno puro. En esta realización, el oxígeno se inyecta por debajo de la superficie del líquido y la configuración o distribución del flujo es la misma que la descrita en la realización anterior. Sin embargo, en esta realización, se utiliza un difusor capaz de contener el gas con el fin de dirigir el flujo de gas de vuelta desde la parte superior de los tubos del intercambiador de calor a la zona de succión del tubo de aspiración. Se hace pasar nitrógeno u otro gas inerte a través del espacio de gas situado por encima del reactor, a fin de todo el oxígeno que se escape de debajo del difusor con contenido de gas se diluye hasta concentración por debajo del 5%. Esta disposición es una modificación nueva y ventajosa de un sistema de reactor LOR (Reactor Orgánico de Líquido -"Liquid Organic Reactor") convencional que tiene una capacidad de transferencia de calor mejorada con el fin de hacer el sistema LOR adecuado para reacciones altamente exotérmicas.
En la realización de la figura 4, el reactor 101 de intercambiador de calor vertical de carcasa y tubos tiene un tubo de aspiración hueco 102 situado en el centro del mismo. Se han dispuesto medios de impulsión 103 dentro de dicho tubo de aspiración 102, los cuales están destinados a hacer recircular el reactivo líquido hacia abajo a través del tubo de aspiración y al interior de una cámara de mezcla de fondo 104, y hacia arriba, a través de los tubos 105 de intercambiador de calor. Un suministro de líquido orgánico se hace pasar a través de una conducción de alimentación 106 que contiene medios de control de flujo 107, y al interior de una porción superior 108 del reactor 101. Se utiliza una conducción 109 de alimentación de oxígeno que tiene medios de control de flujo 109a, para hacer pasar el oxígeno o un gas que contiene oxígeno al interior de dicha porción superior 108. Se hace pasar agua de refrigeración al reactor 101 a través de una entrada 110, y se extrae a través de una salida 111. El suministro de líquido orgánico se hace ascender hasta entrar en la cámara superior 112, con el fin de establecer un nivel de líquido 113 en su interior. El líquido de producto se descarga de la cámara de mezclado de fondo 104 a través de una conducción de descarga de producto 114 que tiene medios de control 115 dispuestos en su interior. Los medios de control de nivel de líquido están en comunicación con medios de medición situados en la cámara superior 112 para recibir una señal de entrada 117 correspondiente al nivel de líquido en el reactor, y para enviar una señal de salida 118 a medios de control de flujo 115, a fin de mantener el nivel de líquido deseado 113. Se ha dispuesto un motor de accionamiento 119 conectado a un árbol de accionamiento 120, el cual está destinado a accionar los medios de impulsión 103. Se han dispuesto medios de difusión superiores 121 y medios de difusión inferiores 122 para facilitar la deseada recirculación de líquido hacia abajo por el tubo de aspiración hueco 102 y hacia arriba por dichos tubos 105. Es de destacar el hecho de que se sitúa un difusor 123 capaz de contener gas en la porción superior del reactor 101, por encima del difusor superior 121. A la vez que mantiene la comunicación de fluido entre el líquido contenido en el reactor 101 y el líquido contenido en la cámara superior 112, dicho difusor 123 capaz de contener gas sirve para minimizar el flujo no deseado de gas que no ha reaccionado a su paso por dicha cámara superior 112 al nivel de líquido 113 y la fase de gas situada por encima.
En la realización de la figura 4, se han dispuesto medios de control de la presión de retorno cuyo fin es recibir una señal de entrada 125 correspondiente a la presión en la fase gaseosa 126 de la cámara superior 112, y enviar una señal de salida 127 a unos medios de control de flujo 128 dispuestos en la conducción de descarga de gas 129, la cual incorpora un condensador 130 al cual se añade agua de refrigeración a través de la conducción 131, y del cual se extrae agua de refrigeración a través de la conducción 132. Además, se utiliza una conducción de purga 133 de nitrógeno u otro gas inerte para introducir gas de purga en la fase gaseosa 126 de la cámara superior 112. Se ha dispuesto un analizador de oxígeno 134 con el fin de recibir señales de entrada correspondientes a la concentración de oxígeno existente en dicha fase gaseosa 126, y enviar señales de salida 136 a medios de control de flujo de purga normal 137, así como enviar señales de salida 138 a medios de control de flujo de emergencia 139, con el fin de permitir, en caso de que se requiera, el flujo de cantidades adicionales de gas de purga a dicha fase gaseosa 136 de dicha cámara superior 112.
En la producción de ácidos Oxo, es decir, ácidos alifáticos producidos por la oxidación de aldehídos correspondientes, se consiguen velocidades de circulación del líquido mucho más altas, y, en consecuencia, coeficientes de transferencia de calor mucho más elevados, utilizando el sistema de reactor de la invención, en relación con reactores de columna de burbujas de carcasa y tubos con movimiento por el empuje ascensional del gas.
Se utilizó oxígeno en el sistema de reactor de la invención con el fin de mejorar la selectividad de la oxidación de aldehídos Oxo a los ácidos correspondientes. Al utilizar oxígeno, la presión parcial del oxígeno en las burbujas de gas con contenido de oxígeno dentro del reactor de oxidación es significativamente mayor que la presión parcial inherentemente limitada del oxígeno en el aire. En consecuencia, la fuerza que impulsa la transferencia de masa es mayor, y la probabilidad de que se den condiciones de escasez de oxígeno que provoquen la formación de productos secundarios es menor con el oxígeno.
El reactor objeto de la invención es un sistema de reactor de cubeta agitada y con un buen mezclado, y, en consecuencia, las burbujas de oxígeno se distribuyen uniformemente a través del líquido. De esta forma, con dicho reactor, no existen zonas de escasez de oxígeno que se produzcan por un pobre contacto entre el gas y el líquido. Además, con dicho reactor, el requisito de que las burbujas de gas tengan una concentración del 5% o menor no se aplica. En consecuencia, dependiendo de la presión de vapor del líquido que actúa como diluyente, la concentración media de oxígeno en las burbujas de gas es mucho mayor que la que se da en un reactor convencional con aire. En sistemas en los que existe una presión de vapor del líquido muy baja, la concentración media de oxígeno puede aproximarse al 95% o ser incluso mayor. Esto se compara favorablemente con la concentración media de oxígeno del 5% en un reactor de cubeta agitada basado en el aire y convencional, y con el promedio del 13% en un reactor de columna de burbujas.
La velocidad de transferencia de masa global, más alta, da lugar a una transferencia de masa de oxígeno mejorada, lo que incrementa la cantidad de oxígeno disponible para la reacción en la fase líquida y, por tanto, reduce las pérdidas de selectividad que vienen asociadas a las condiciones de escasez de oxígeno. La superior velocidad de transferencia global de masa permite también el funcionamiento a una temperatura y una presión inferiores a las de los sistemas de reacción convencionales basados en el aire. En particular, el funcionamiento a una temperatura más baja reduce adicionalmente la formación de productos secundarios e incrementa la selectividad.
Una práctica preferida por la invención consiste en utilizar un intercambiador de calor de carcasa y tubos que tiene un tubo de aspiración en el centro del mismo, tal como se muestra en la figura 4. La carga térmica que soporta el sistema se determina a partir del calor de reacción, la velocidad de reacción volumétrica deseada y el volumen del reactor, tal como se muestra en la Ecuación 1. Al fijar la velocidad de reacción, se fija generalmente también la temperatura de reacción y la presión. Una vez que se conocen la carga térmica, la temperatura de la reacción y la presión, se utilizan métodos convencionales para determinar el coeficiente de transferencia global de calor, U, el área de transferencia de calor requerida, A, y la diferencia de temperaturas \DeltaT. Estos procedimientos se describen más adelante.
Una vez que se ha determinado el volumen del reactor, se escoge un impulsor / bomba de mezclado basándose en criterios de entrada de potencia que se requiere para una mezcla adecuada de los reactivos, y en criterios de flujo para la circulación del líquido y del gas. Estos criterios son bien conocidos por las personas que diseñan habitualmente equipos de mezcla y de intercambio de calor. Para sistemas de mezcla de gas y de líquido, la potencia requerida es habitualmente de aproximadamente 0,985 kW/1.000 l de líquido (5 HP/1.000 galones de líquido), si bien esta cifra puede variar considerablemente dependiendo del sistema de reacción. Los criterios de flujo son dobles. En primer lugar, es deseable maximizar la velocidad de flujo a través de los tubos de transferencia de calor, con el fin de maximizar el coeficiente de transferencia de calor U. Sin embargo, la caída de presión a lo largo de los tubos se incrementa con el cuadrado de la velocidad. De esta forma, existe una velocidad óptima para un sistema dado. El segundo criterio de bombeo, que es importante en sistemas de gas y líquido, consiste en que la velocidad del líquido dentro del tubo de aspiración debe mantenerse por encima de un mínimo de 0,3 m/s (1 pie/s), pero, preferiblemente, por encima de 0,76 m/s (2,5 pies/s), con el fin de asegurar que el gas es impelido hacia abajo a través del tubo de aspiración.
Puesto que el diseño del reactor está basado en las características requeridas de dispositivo de impulsión / bomba de mezclado, el tamaño y velocidad del dispositivo de impulsión se escogen sobre la base de la potencia de mezclado requerida y el volumen del reactor. Esto fija las características de bombeo del dispositivo de impulsión, incluyendo la curva de flujo o caudal en función de la altura de bombeo. El área de transferencia de calor A se estima a partir de la Ecuación 2 utilizando un coeficiente U estimado. Una vez que se han estimado A y el flujo, la geometría del sistema puede ser fácilmente determinada.
El objetivo del diseño es maximizar la relación de A/V y maximizar con ello la capacidad volumétrica de transferencia de calor, lo que a su vez hace máxima la productividad del reactor. Así pues, son deseables tubos del intercambiador de calor de pequeño diámetro. Sin embargo, a medida que se reduce el tamaño de los tubos, la caída o pérdida de presión en los tubos aumenta. En consecuencia, existe un óptimo para cada situación de diseño. Utilizando el flujo estimado, el diámetro de los tubos del intercambiador de calor, el número de tubos y la longitud de los tubos se hacen variar para obtener el valor de A requerido y valores aceptables para la caída de presión. Normalmente, resultan óptimos tubos de transferencia de calor con un diámetro de 2,54 cm o 1,90 cm (1'' o ¾'').
Una vez conocidos el diámetro de los tubos, la longitud y el flujo, puede completarse el cálculo detallado de U y \DeltaT. Es posible que haya que incrementar el tamaño y la velocidad del dispositivo impulsor para el mezclado si el U calculado no es lo suficientemente grande como para satisfacer la Ecuación 1. Alternativamente, puede aumentarse la superficie de transferencia de calor A. Los expertos de la técnica de la transferencia de calor conocen la forma de ajustar los parámetros de diseño con el fin de satisfacer los requerimientos de transferencia de calor. Es importante resaltar que, en el diseño final, deben satisfacerse tanto los criterios de transferencia de calor como los criterios de potencia del mezclado.
Una vez que se ha determinado el tamaño del dispositivo de impulsión y se ha fijado el diámetro, la longitud y el número de los tubos, puede completarse el resto de la geometría del reactor. El diámetro del tubo de aspiración viene fijado por el diámetro del dispositivo de impulsión para el mezclado. Los tubos de transferencia de calor se disponen según un paso triangular convencional, o disposición al tresbolillo, alrededor del tubo de aspiración. Se prefiere un paso triangular porque proporciona una relación A/V más alta que un paso cuadrado o una disposición radial. Una vez colocados los tubos, se fija el diámetro total de la vasija o cubeta del reactor.
La geometría del cabezal superior depende de la configuración de reactor que se utilice. En la configuración de reactor de líquido y en la configuración para las reacciones de gas y líquido (conocida como la configuración AGR), en las que el gas se impulsa hacia abajo desde el espacio de gas, la principal restricción del diseño viene impuesta al asegurar que la configuración o distribución del flujo a través de la parte superior de los tubos del intercambiador de calor es simétrica, a fin de proporcionar una distribución de flujo uniforme en los tubos. Esto se lleva a cabo utilizando una caja o carcasa exterior cónica en combinación con una sección de entrada cónica del tubo de aspiración. Esta disposición cónica simétrica garantiza que el flujo que sale de los tubos se acelera de una forma gradual y uniforme, de tal manera que la succión del dispositivo de impulsión aspira de todos los tubos a la misma velocidad.
En los casos en los que el gas reactivo se inyecta por debajo de la superficie de líquido, pasa una vez a través del reactor y se ventila o purga el gas que no ha reaccionado como gas residual, debe evitarse que el gas residual sea arrastrado por el flujo de succión en el tubo de aspiración. La disposición cónica simétrica que se ha descrito anteriormente resulta también necesaria. En este caso, la salida de la disposición cónica simétrica debe situarse de tal manera que el recorrido del flujo desde la parte superior del cono hasta la succión del tubo de aspiración sea lo suficientemente largo como para que las burbujas se desprendan del líquido antes de que el líquido entre en el tubo de aspiración.
En los casos en los que se utiliza un difusor capaz de albergar gas en el cabezal superior, es también necesaria la disposición cónica simétrica. Otras limitaciones de diseño relacionadas con el difusor con contenido de gas se describen en la Patente de Kingsley Nº US 5451349.
La cámara de mezclado de fondo se fabrica a partir de un cabezal cónico o con forma de plato que tiene el mismo diámetro que la lámina que contiene los tubos del intercambiador de calor. En los dibujos se muestra un cabezal cónico. El volumen de este cabezal puede ajustarse de tal manera que el volumen total del reactor coincida con el volumen deseado para el reactor.
Se emplea un difusor transversal en el cabezal inferior con el fin de contribuir a garantizar una distribución de flujo uniforme a través de los tubos del intercambiador de calor. El difusor transversal sirve para segmentar o dividir el flujo de descarga procedente del fondo del tubo de aspiración en cuatro partes iguales, que son dirigidas en la dirección radial.
En los sistemas de reactor de gas y líquido, en los que los productos se extraen de forma continua, se utiliza un difusor adicional para separar las burbujas del gas del producto líquido. Ésta no es una parte crítica de esta invención, puesto que existen muchas formas de llevar esto a cabo.
Si el sistema de reactor se utiliza en una reacción de gas y líquido en la que el gas que no ha reaccionado se conduce al interior de un espacio de gas situado por encima del líquido, tal como se muestra en las figuras 2-4, el dispositivo de impulsión para el mezclado se coloca en la parte superior del tubo de aspiración, con el fin de (1) inducir la acción de vórtice o remolino con el propósito de impulsar gas hacia abajo al seno de la fase líquida, o (2) dispersar el gas que se suministra bajo la superficie del líquido, tal como cuando el gas reactivo forma una mezcla de vapor inflamable con el líquido. En ambos casos, la colocación de la bomba cerca de la parte superior del tubo de aspiración y la introducción del gas en las proximidades de la parte superior del tubo de aspiración garantizan que el gas reactivo se hace circular a través del volumen del reactor. El gas podría ser introducido, en estos casos, en el fondo del reactor, pero el gas seguiría entonces el flujo ascendente a través de los tubos del intercambiador de calor y saldría al interior del espacio de gas situado por encima. El tubo de aspiración quedaría sin gas, lo que eliminaría una de las ventajas de este sistema, a saber, la distribución uniforme del gas en todo el volumen de reacción.
En el caso de reacciones de líquido tales como las que se muestran en la figura 1, y en el caso en que se utiliza un difusor capaz de contener gas, tal como se muestra en la figura 4, el dispositivo de impulsión / bomba para el mezclado puede situarse tanto en la parte superior del tubo de aspiración como en su parte inferior. En el reactor de líquido, la función principal del dispositivo de impulsión es bombear el líquido, de modo que su posición no es crítica. En el caso de un sistema de reactor de gas y líquido en el que se utiliza un difusor con contenido de gas, el difusor con contenido de gas sirve para dirigir el gas que no ha reaccionado al interior del tubo de aspiración, donde el gas es arrastrado hacia abajo por el flujo del líquido. En consecuencia, en este caso, colocar el dispositivo de impulsión / bomba en el fondo del reactor no impide que el gas se distribuya uniformemente a través del reactor.
El dispositivo de impulsión / bomba para el mezclado puede ser cualquier dispositivo de flujo axial, tal como una hélice marina o un dispositivo de impulsión de capa o vena líquida, tal como el Lightnin A-315. La realización preferida para los sistemas de reactor de gas y líquido es el dispositivo de impulsión de hélice doble descrito por Litz et al. en el documento US 4.900.480.
Las ventajas del sistema ilustrado en la figura 4 se demostraron en un sistema de reactor de intercambiador de calor de 1.060 litros (280 galones), que se utilizó para la oxidación de 2 etil-hexaldehído a ácido 2-etil-hexanoico. Se repartió o roció oxígeno en la parte superior del tubo de aspiración, donde fue dispersado por la acción del dispositivo helicoidal de impulsión para el mezclado, y bombeado hacia abajo a través del tubo de aspiración hasta el fondo del reactor. La mezcla de gas y líquido se hizo circular a continuación hacia arriba a través de los tubos de intercambiador de calor y al interior del cabezal superior. El cabezal superior cónico y el difusor capaz de contener gas sirvieron para dirigir las burbujas de oxígeno que no había reaccionado de vuelta al interior del tubo de aspiración, donde fueron nuevamente dispersadas y hechas circular por el dispositivo de impulsión para el mezclado. Se suministro el aldehído de forma continua al interior del cabezal superior del reactor. El ácido de producto se extrajo de forma continua del cabezal inferior.
El reactor se hizo funcionar a la manera de un sistema de LOR (Reactor Orgánico de Líquido -"Liquid Organic Reactor"), tal como el de la descripción del documento US 4.900.480, de Litz et al. El espacio de gas del reactor situado por encima del difusor con contenido de gas se dejaba continuamente inerte con nitrógeno, a fin de mantener la concentración de oxígeno en el espacio de gas dentro de un intervalo seguro.
En el ensayo, el reactor de demostración de 1.060 litros (280 galones) se hizo funcionar en paralelo con un tren o cadena de reactores de columna de burbujas de carcasa y tubos con rociado de aire y movimiento por la fuerza ascensional del gas, que operaban en serie. Las ventajas del nuevo sistema de reactor sobre la tecnología existente se muestran en la Tabla que se proporciona más adelante. El reactor de demostración se hizo funcionar a la misma velocidad de reacción volumétrica que el promedio de los reactores basados en aire. La eficiencia de la reacción se define como el producto de la conversión fraccional del aldehído y la selectividad de la conversión de aldehído en ácido. Las variaciones de la temperatura y de la presión vienen dadas en forma de intervalo debido a que los reactores convencionales trabajan a diferentes temperaturas y presiones. La temperatura más alta se mantiene en el reactor con la velocidad de reacción más elevada, con el fin de mantener la velocidad de reacción y mantener una elevada fuerza de activación de \DeltaT para la transferencia de calor.
TABLA
Velocidad de la reacción Equivalente
Eficiencia de la reacción 2,5% superior que en los reactores de aire
Temperatura De 8ºC a 43ºC menor que en los reactores de aire
Presión De 207 kPa a 345 kPa (de 30 psig a 50 psig)
menor que en los reactores de aire
Velocidad de flujo del gas residual ajustada al volumen 36% del total para los reactores de aire
Para una velocidad de reacción equivalente, el sistema de reactor de la invención proporciona una eficiencia de reacción total que fue el 2,5% superior en un único reactor que la que se consiguió con un tren de reactores convencionales trabajando en serie. Además, las condiciones de funcionamiento fueron mucho menos exigentes. El reactor objeto de la invención funcionó a una temperatura desde 8ºC hasta tanto como 43ºC menor, y a una presión desde 207 kPa (30 psig) hasta 345 kPa (50 psig) menor, que las que se dan en los reactores convencionales. El funcionamiento a una temperatura menor pudo realizarse en la práctica gracias a la eficiencia mejorada en la transferencia de calor del sistema. La fuerza de activación de la temperatura \DeltaT puede reducirse a medida que U se incrementa, debido a las mayores velocidades de flujo lateral en los tubos como consecuencia de la circulación forzada. Además, puesto que el reactor se configuró como un LOR basado en oxígeno, la velocidad de flujo del gas residual se redujo a sólo el 36% de la de los reactores de aire, sobre la base de un volumen de reactor equivalente.
Las figuras 5a-5f muestran mejoras adicionales llevadas a cabo en un LOR, en particular en el LOR aquí descrito, según se explica a continuación.
La figura 5a ilustra la vasija 205 y el difusor de contención 201. El difusor de contención 201 comprende generalmente todas las características ilustradas en la figura 5a, a excepción de la vasija 205, el anillo de montaje 206 y el árbol 212 del dispositivo de impulsión. Así pues, el difusor de contención incluye el difusor transversal 208. Los difusores transversales 208 dirigen el flujo descendente de líquido al interior del tubo de aspiración (no mostrado, pero que corresponde a la referencia Nº 2 de la figura 1). Es de destacar el hecho de que los difusores transversales 208 se corresponden con los difusores 21 de la figura 1. El dique de separación 207 (que también forma parte del difusor de contención) proporciona un recorrido tortuoso o laberíntico al líquido, a fin de hacer posible la separación de las burbujas de gas arrastradas.
Las figuras 5b y 5d ilustran un soporte de cojinete 210 y un cojinete 211 destinados a proporcionar estabilidad al árbol del dispositivo de impulsión y a evitar una contaminación transversal significativa entre las porciones superior (enfriadora) e inferior (calentadora) del contenido del reactor. (Recuérdese que el contenido del reactor en la porción inferior del reactor se calentaba como consecuencia de la reacción exotérmica, y que este líquido era enfriado por medio del intercambio de calor durante su recirculación, de tal forma que el contenido superior del reactor está más frío que el inferior.) El soporte de cojinete y el cojinete son parte del difusor de contención. El difusor de contención 201 proporciona también el soporte inferior para el árbol 212 del dispositivo de impulsión (véase la figura 5b). En lugar de tener una estructura independiente, el difusor de contención tiene la suficiente resistencia como para actuar como un soporte de árbol y para sostener el soporte de cojinete 210 y el cojinete 211. El material del cojinete puede ser, preferiblemente, TEFLON®.
En la figura 5c se ilustran particularmente unas lumbreras de ventilación ajustables. En particular, la lumbrera ajustable 202 se ajusta gracias al mecanismo de ajuste de lumbrera 204, y se mantiene en su lugar por la acción del soporte de lumbrera 203. Estas lumbreras 202 permiten que el difusor de contención de gas 201 se ajuste y se optimice en función del procedimiento. Éste controla las aberturas entre las secciones de vasija superior e inferior (por ejemplo, la zona inactiva y las zonas activas, respectivamente).
La invención incluye también la lubricación y la refrigeración de los cojinetes. Es posible que se acumule calor, en una cantidad que es difícil de medir, en el cojinete estacionario. Se ha encontrado que es posible proporcionar una pequeña cantidad de lubricante (por ejemplo, una cantidad lo suficientemente insignificante como para no contaminar el sistema), preferiblemente un producto final del líquido recirculado procedente del reactor, a través del cojinete estacionario del dispositivo de impulsión, con el fin de lubricarlo y refrigerarlo. Esto se ilustra en las figuras 5e y 5f, las cuales son vistas aumentadas similares a la figura 5b (pero que ilustran los medios de refri-
geración).
Como se muestra en la figura 5e, puede incorporarse una ranura helicoidal 213, y una zona recortada o vaciada 214, en el cojinete 211, con el fin de permitir al lubricante refrigerar el árbol 212 del dispositivo de impulsión. La rotación del árbol 212 genera una succión tal, que el producto se hace circular desde la parte superior del cojinete hasta su parte inferior, a través de la ranura helicoidal 213.
En un modo preferido, ilustrado en la figura 5f, el producto final líquido que es forzado, por medio del uso de una bomba exterior (no mostrada) y a través de una conducción 215, al interior de una cavidad 214 del cojinete estacionario 211, con el fin de refrigerar el árbol 212 del dispositivo de impulsión. El refrigerante fluye al exterior del cojinete 211 (entre el cojinete 211 y el árbol 212), tal como se indica por las flechas. Una porción recirculada del producto final líquido es un lubricante de uso preferido, al objeto de no contaminar el contenido del reactor. El producto final puede ser retirado como una corriente lateral o en paralelo desde la conducción de descarga de producto (véase la figura 1, referencia numérica 14), enfriado, hecho circular a través de medios de bombeo externos (no mostrados), y suministrado al interior del cojinete a través de la conducción 215.
Es de destacar el hecho de que el control de la cantidad de lubricante / refrigerante es una consideración importante. La cantidad debe ser lo suficientemente grande como para proporcionar una refrigeración eficaz del cojinete, pero lo suficientemente pequeña como para que cualquier contaminación que se produzca del contenido del reactor sea despreciable. En el caso en que se utilice producto como refrigerante, su cantidad debe ser lo suficientemente pequeña como para que se minimice cualquier contaminación cruzada entre los contenidos superior (más frío) e inferior (más caliente) del reactor, de tal manera que cualquier efecto en las eficiencias de transferencia de calor y de masa que se produzca por el uso del reactor descrito / de la invención (según se explica en cualquier otro lugar de la solicitud) son insignificantes. Los expertos de la técnica reconocerán la forma de determinar esta cantidad, y el hecho de que depende de las características exotérmicas de la reacción particular que se produce en el reac-
tor.
De lo anterior, se apreciará que el sistema de reactor de la invención constituye un avance altamente deseable en la técnica, al permitir alcanzar una transferencia de calor y de masa mejoradas en los sistemas de reactor exotérmico. De esta forma, puede maximizarse la productividad volumétrica del reactor. Las pérdidas de selectividad asociadas con las condiciones de escasez de oxígeno son también reducidas de forma deseable. La elevada velocidad de transferencia total de masa, que permite el funcionamiento a una temperatura y a una presión bajas, reduce ventajosamente la formación de productos secundarios y, de esta forma, incrementa la selectividad. El sistema de reactor de la invención proporciona una mejora deseada en la técnica de los sistemas de reacción de líquido-líquido, de gas-líquido y de gas-líquido-sólido, los cuales se ven limitados en su transferencia de calor y de masa, mejorando con ello el comportamiento en cuanto a productividad y selectividad de las operaciones o procesos que se llevan a cabo en los mismos.

Claims (2)

1. Un sistema de reactor destinado a llevar a cabo reacciones exotérmicas con un primer reactivo líquido y un segundo reactivo gaseoso o líquido, a fin de producir un producto líquido final, comprendiendo dicho sistema:
(a) una vasija de reactor;
(b) un dispositivo de impulsión para el mezclado, soportado por un cojinete y dirigido al interior de la vasija del reactor;
en el cual dicho cojinete es enfriado mediante el uso de dicho producto final, el cual se ha hecho circular a través de dicho cojinete.
2. Un procedimiento para producir ácidos alifáticos, comprendiendo dicho procedimiento:
a) proporcionar un reactor que incluye lo siguiente:
(i)
una vasija de reactor;
(ii)
un dispositivo de impulsión para el mezclado, soportado por un cojinete y dirigido al interior de la vasija del reactor;
b) proporcionar un reactivo de aldehído líquido en dicha vasija de reactor;
c) oxidar dicho reactivo de aldehído líquido con el fin de formar un ácido alifático;
d) recuperar una primera porción de dicho producto de ácido alifático;
e) hacer recircular una segunda porción de dicho producto de ácido alifático a través de dicho cojinete con el fin de refrigerar dicho cojinete.
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