ES2898859T3

ES2898859T3 - Proceso

Info

Publication number: ES2898859T3
Application number: ES16715037T
Authority: ES
Inventors: Julian Stuart Gray
Original assignee: Johnson Matthey Davy Technologies Ltd
Current assignee: Johnson Matthey Davy Technologies Ltd
Priority date: 2015-04-17
Filing date: 2016-03-24
Publication date: 2022-03-09
Anticipated expiration: 2036-03-24
Also published as: KR102543016B1; PT3283210T; EP3283210A1; CN115282883A; GB2539991A; US20180086637A1; US11161739B2; EP3283210B1; CN107666955A; HUE057118T2; TW201700160A; GB201605088D0; CN115282883B; GB201506572D0; GB2539991B; CN107666955B; EP3922346A1; US20200290875A1; ZA201706799B; DK3283210T3

Abstract

Un reactor que tiene una carcasa (30) que comprende: uno o más tubos (33) del reactor ubicados dentro de la carcasa (30), comprendiendo dicho tubo o tubos (33) del reactor una pluralidad de receptáculos (34, 34a) de catalizador que contienen catalizador; medios para proporcionar un fluido (35) de transferencia de calor a la carcasa (30) del reactor de manera que el fluido (35) de transferencia de calor entre en contacto con el tubo o tubos (33); una entrada (31) para proporcionar reactivos a los tubos (33) del reactor; y una salida (32) para recuperar productos de los tubos (33) del reactor; en donde la pluralidad de receptáculos (34, 34a) de catalizador que contienen catalizador dentro de un tubo (33) comprende receptáculos (34, 34a) de catalizador que contienen catalizador de al menos dos configuraciones en las que los receptáculos (34, 34a) de catalizador que contienen catalizador difieren en el tipo de catalizador dentro del receptáculo, la cantidad de catalizador dentro del receptáculo, la cantidad de calor eliminado del receptáculo o combinaciones de estos, en donde el receptáculo (34) del catalizador comprende: un recipiente anular (41) que comprende catalizador, teniendo dicho recipiente anular una pared interior de recipiente perforada (42) que define un canal interior (44), una pared exterior (43) de recipiente perforada, una superficie superior (45) que cierra el recipiente anular (41) y una superficie inferior (47) que cierra el recipiente anular (41); una superficie (48) que cierra la parte inferior de dicho canal interior (44) formado por la pared de recipiente interior (42) del recipiente anular (41). una pared exterior (53) del portador que se extiende desde la superficie inferior (47) de dicho recipiente hasta la superficie superior (45); un sello (49) que se extiende desde el recipiente por una distancia que se extiende más allá de la pared exterior (53) del portador; teniendo dicha pared exterior (53) del portador aberturas (55) ubicadas debajo del sello (49).

Description

DESCRIPCIÓN

Proceso

La presente invención se refiere a un proceso para realizar reacciones limitadas de equilibrio en presencia de un catalizador heterogéneo. Más particularmente, se refiere a un proceso en el cual la temperatura se controla y el proceso se optimiza. Aún más particularmente, se refiere a un proceso para producir trióxido de azufre.

Muchas reacciones químicas son reversibles. En estas reacciones, la reacción directa de los reactivos al producto deseado va acompañada por una reacción inversa en la cual el producto deseado se revierte a los reactivos. Estos procesos alcanzarán el equilibrio cuando la velocidad de reacción directa coincide con la velocidad de la reacción inversa. Se dice que tales reacciones son limitadas al equilibrio.

Hay un gran número de reacciones que pertenecen a esta categoría. Un ejemplo usado frecuentemente para ilustrar una reacción limitada al equilibrio es la oxidación de dióxido de azufre para formar trióxido de azufre que avanza según la ecuación:

SO2 ^Ü2 ^ SO3

En una reacción de equilibrio de este tipo, hay una constante de equilibrio Kc que normalmente se expresa como la relación entre la concentración del producto y el material de partida.

La oxidación del dióxido de azufre es una reacción altamente exotérmica y de la ecuación de Van't Hoff es posible comprender la dependencia de la constante de equilibrio de la temperatura de la reacción. Típicamente, la ecuación de Van't Hoff se expresa como:

donde Ki es la constante de equilibrio a la temperatura absoluta Ti, K2 es la temperatura de equilibrio a la temperatura absoluta T2 , R es la constante universal del gas y AHres el calor de reacción.

Esta ecuación ilustra que a medida que aumenta la temperatura, el valor de la constante de equilibrio para una reacción exotérmica disminuye y, por lo tanto, la posición de equilibrio de la reacción se desplaza hacia la izquierda. Por lo tanto, se entenderá que para lograr una alta conversión de los reactivos a los productos, la temperatura del reactor debe reducirse lo suficiente para que la constante de equilibrio favorezca una mayor concentración de los productos que los reactivos. El documento US2005/049435 describe un proceso para producir aldehidos insaturados y ácidos insaturados a partir de olefinas mediante oxidación catalítica en fase de vapor, así como un reactor de tipo intercambiador de calor para usar en dicho proceso.

El documento US2011/008218 describe un proceso para producir ácidos insaturados a partir de olefinas a través de oxidación parcial de lecho fijo en un reactor de tipo intercambiador de calor de tubo y carcasa.

El documento US2012/277331 describe un portador de catalizador para la inserción en un reactor de tubo radial. El documento WO2015/132555 describe un aparato para reformar hidrocarburos con vapor.

El documento US2310907 describe un convertidor que proporciona una zona de reacción alargada que contiene una pluralidad de cartuchos catalizadores extraíbles fácilmente y separados colocados uno encima del otro dentro de la zona de reacción.

Para la reacción de equilibrio particular de oxidación de dióxido de azufre a trióxido de azufre, la dependencia de la temperatura constante de equilibrio se representa, frecuentemente, como un gráfico que muestra la cantidad de dióxido de azufre convertido en trióxido de azufre en comparación con la temperatura. Un ejemplo de este gráfico se ilustra en la Figura 1. Generalmente, se conoce que las temperaturas más altas conducen a velocidades de reacción cinética más altas, pero dado que a temperaturas más altas la constante de equilibrio favorece concentraciones más altas de reactivos, la cantidad de conversión a los productos deseados que pueden lograrse es limitada. En la oxidación de dióxido de azufre a trióxido de azufre, la tasa de conversión se define como el porcentaje de dióxido de azufre oxidado al producto deseado. Por lo tanto, a medida que la reacción avanza y la temperatura se eleva, es necesario enfriar los reactivos de manera que la constante de equilibrio aumente y se maximice la conversión del dióxido de azufre.

En el proceso industrial convencional, se usan lechos fijos simples del catalizador. Estos lechos operarán adiabáticamente con la temperatura aumentando rápidamente a medida que los reactivos fluyen a través del catalizador en el lecho. El resultado es que cada lecho solo puede realizar una cantidad limitada de oxidación antes de alcanzar el límite de equilibrio.

Una vez que se alcanza este punto, el gas tiene que recuperarse del lecho adiabático y enfriarse para alejarse del punto de equilibrio. Después, el gas enfriado se alimenta a un nuevo lecho adiabático fijo de manera que puede producirse oxidación adicional. La Figura 2 ilustra un perfil de temperatura típico para una reacción que incluye este enfriamiento intermedio

Si bien el problema asociado con la reacción limitada de equilibrio se ha descrito con referencia a la oxidación del dióxido de azufre, se entenderá que los problemas se aplican igualmente a cualesquiera otras reacciones limitadas de equilibrio, tal como aquellas para la reacción de amoniaco y metanol.

Otro problema asociado con la oxidación de dióxido de azufre es que cualquier dióxido de azufre sin reaccionar restante al final del proceso representa un problema ambiental que necesita eliminarse del gas de escape antes de que este pueda ventilarse a la atmósfera. Por lo tanto, es deseable asegurar que la conversión sea lo más alta posible para minimizar las emisiones de dióxido de azufre.

La conversión de dióxido de azufre a trióxido de azufre puede lograrse al pasar el dióxido de azufre a través de una serie de lechos adiabáticos hasta que, típicamente, del 90 % al 95 % de este se haya convertido en trióxido de azufre. Después, para desplazar la composición de gas más lejos de la posición de equilibrio, el gas se enfría y se depura con ácido sulfúrico diluido. Esta etapa de depuración absorbe el producto trióxido de azufre. Después, la corriente de gas pobre de producto resultante se puede recalentar y alimentar a uno o más lechos de reacción adicionales, donde tiene lugar una reacción adicional para lograr, típicamente, más del 99,7 % de conversión del dióxido de azufre. Esto se considera como el nivel mínimo aceptable de conversión que permite que el gas de escape se ventile a la atmósfera sin tratamiento adicional. Sin embargo, se entenderá que es necesario enfriar la corriente de gas antes de pasarla al absorbedor. Esta necesidad de enfriamiento, el absorbedor mismo y el recalentamiento posterior a la absorción añade significativamente los costos de capital y de operación del proceso.

La Figura 3 es una representación esquemática de un sistema reactor para esta disposición que incluye una absorción intermedia ubicada antes del lecho final. En el ejemplo ilustrado, el gas alimentado al primer lecho adiabático 2 en la línea 1 será una mezcla de dióxido de azufre, oxígeno y nitrógeno. Esto se alimenta al lecho a una temperatura de aproximadamente 690 K. A medida que los gases pasan sobre el lecho, se produce la reacción y se oxida de aproximadamente un 60 % a aproximadamente un 70 % del dióxido de azufre. Una corriente de gases sin reaccionar y el trióxido de azufre formado se elimina en la línea 3. Esta corriente se habrá calentado a una temperatura de aproximadamente 870 K. Después, esto se enfría en el intercambiador de calor 4 recuperándose el calor en la línea 5. Los gases se enfrían a aproximadamente 700 K antes de pasarlos en la línea 6 al segundo lecho de catalizador 7 donde se produce oxidación adicional. La corriente de gas recuperada en la línea 8 contendrá aproximadamente un 90 % de dióxido de azufre y se habrá calentado a aproximadamente 750 K. Después, esto se enfría en el intercambiador de calor 9 recuperándose el calor en la línea 10. El gas se pasa al tercer lecho de catalizador 12 en la línea 11 donde se produce una reacción adicional. La corriente de gas recuperada en la línea 13 incluirá aproximadamente un 95 % de dióxido de azufre y estará a una temperatura de aproximadamente 720 K. Después, esto se enfría en el intercambiador de calor 14 antes de pasarlo al absorbedor intermedio 15, en el que el producto se recupera al purificarlo con ácido sulfúrico. El dióxido de azufre sin reaccionar se pasa por la línea 16 al intercambiador de calor 17 donde se calienta a aproximadamente 690 K antes de pasarse al cuarto lecho de catalizador 19 en la línea 18. Una reacción adicional se lleva a cabo en este lecho y la corriente de producto se retira en la línea 20 a una temperatura de aproximadamente 700 K. Se habrá convertido aproximadamente el 99,9 % del dióxido de azufre. Los cuatro lechos de reacción 2, 7, 12 y 19 pueden ubicarse en la misma carcasa de reactor 21. En esta disposición, las placas impermeables 22 se ubican entre los lechos de catalizador 2, 7 12 y 19 se ubican entre los lechos.

Las implicaciones de costos de este enfoque son prohibitivas cuando solo deben procesarse pequeños volúmenes de dióxido de azufre. En estos casos, el proceso adoptado es aceptar un nivel inferior de conversión de dióxido de azufre y omitir la etapa de absorción intermedia. En este enfoque, después de la extracción del producto trióxido de azufre, cualquier dióxido de azufre restante se elimina a través de un extremo del sistema de tratamiento de tubos. Si bien este proceso no tiene los altos costos asociados con el sistema de absorción, el requerimiento de proveer y operar el final del sistema de tratamiento de tubos aumenta los costos del proceso.

Cualquiera que sea el sistema que se use, siempre hay una etapa de absorción posterior al reactor en la cual el trióxido de azufre se absorbe en ácido sulfúrico. Los sistemas que incluyen una etapa de absorción antes del lecho de catalizador final se conocen como una 'planta de ácido de contacto doble' mientras que aquellos que tienen solamente el extremo del sistema de tratamiento de tubos se conocen como una 'planta de ácido de contacto simple'.

Problemas de procesamiento similares surgen con otras reacciones de equilibrio.

Otro problema más asociado con reacciones limitadas de equilibrio es aquel asociado con la temperatura de reacción óptima. Los reactores de múltiples etapas adiabáticos con enfriamiento intermedio se usan particularmente cuando la reacción avanza selectivamente para dar un solo producto pero está limitada por las condiciones de equilibrio. Como se describió anteriormente, el enfriamiento intermedio se usa para desplazar la temperatura del gas en la dirección de conversión de equilibrio más alta. En las reacciones exotérmicas, tales como la producción de amoniaco, trióxido de azufre y metanol, la conversión de equilibrio al producto objetivo disminuye con el aumento de la temperatura. Esto se ilustra en la Figura 4.2 A en Ullmann 's Encyclopedia of Industrial Chemistry, Vol. B4, 1992.

Para una conversión dada, a temperaturas bajas la actividad catalítica se reduce y la reacción avanzará lentamente. A medida que aumenta la temperatura, aumenta la actividad catalítica y aumenta, además, la velocidad de reacción. Sin embargo, a medida que la temperatura se aproxima al punto de equilibrio, la velocidad de reacción disminuirá gradualmente hasta que la reacción directa coincida con la reacción inversa y la velocidad neta de reacción se reduzca a cero.

Por lo tanto, puede encontrarse una temperatura a la cual la velocidad de reacción, con respecto al producto, se convierte en un máximo. Esta temperatura será menor que la temperatura de equilibrio, pero no será tan baja que la reacción se vuelva demasiado lenta para que la reacción funcione cinéticamente. Estos puntos pueden trazarse para formar una curva de velocidad máxima de reacción que se conoce como el locus de velocidad óptima de reacción o Maximum Rate Locus (Locus de velocidad máxima - MRL). Esto se ilustra en la Figura 4.2 B en Ullmann 's Encyclopedia of Industrial Chemistry, Vol. B4, 1992.

En el caso de control de reacción adiabática, la temperatura aumenta linealmente con la conversión Ax lograda según la ecuación:

donde cada ruta de reacción adiabática de una reacción exotérmica se encuentra en una línea recta de gradiente AT/Ax como se ilustra en la Figura 4.2 A en Ullmann 's Encyclopedia of Industrial Chemistry, Vol. B4, 1992. Por lo tanto, una ruta de reacción práctica para una reacción adiabática de múltiples etapas puede derivarse de la Figura 4.2 en Ullmann 's Encyclopedia of Industrial Chemistry, Vol. B4, 1992 al unir secciones de línea recta para la reacción adiabática a líneas verticales para la reducción de temperatura debido al enfriamiento intermedio indirecto como se ilustra en la Figura 4.2 C en Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry, Vol B4, 1992.

La ruta cinética de reacción óptima con el volumen de catalizador requerido más pequeño resulta cuando la trayectoria sigue, en un gran número de etapas pequeñas, la línea de velocidad máxima de reacción. En la práctica, el aparato y los gastos del equipo involucrados en el uso de una gran cantidad de etapas deben equilibrarse con respecto al ahorro en el catalizador.

Los reactores multietapas convencionales para esta clase de reacción se limitan, frecuentemente, a aproximadamente de tres a cinco etapas ya que de cualquier otra manera el costo de capital de la planta se vuelve excesivo. Sin embargo, puede observarse que en este caso incluso si el costo de capital se mantiene bajo, mucho lecho del catalizador opera a temperaturas que están lejos de la temperatura óptima y en el caso de temperaturas de operación más bajas, el catalizador no se usa completamente en su capacidad para realizar la reacción. En este caso, se necesita un volumen mucho mayor de catalizador, lo que hace que el costo del catalizador sea mayor y que el tamaño del reactor sea mayor.

Se aplican problemas similares cuando la reacción de equilibrio es una reacción endotérmica.

Por lo tanto, existe la necesidad de diseñar un proceso que aproveche al máximo el catalizador instalado dentro del reactor a una temperatura que cambia a través del reactor de manera que a medida que avanza la reacción y aumenta la conversión, la temperatura del catalizador se mantenga en una región donde se maximiza su rendimiento.

Además, es deseable proporcionar un proceso para reacciones de equilibrio que supere algunos o todos estos problemas. Ahora se ha descubierto que si, en lugar de usar lechos de catalizador convencionales, el catalizador se ubica dentro de los portadores de catalizador, que también pueden denominarse receptáculos, pueden abordarse uno o más de estos problemas.

Por lo tanto, según un primer aspecto de la presente invención, se proporciona un reactor que tiene una carcasa que comprende:

uno o más tubos de reactor ubicados dentro de la carcasa, comprendiendo dicho tubo o tubos del reactor una pluralidad de receptáculos de catalizador que contienen catalizador;

medios para proporcionar un fluido de transferencia de calor a la carcasa del reactor de manera que el fluido de transferencia de calor entre en contacto con el tubo o tubos;

una entrada para proporcionar reactivos a los tubos del reactor; y

una salida para recuperar productos de los tubos del reactor;

en donde la pluralidad de receptáculos de catalizador que contienen catalizador dentro de un tubo comprende receptáculos de catalizador que contienen catalizador, dichos receptáculos y/o el catalizador contenido de al menos dos configuraciones en las que los receptáculos de catalizador que contienen catalizador difieren en el tipo de catalizador dentro del receptáculo, la cantidad de catalizador dentro del receptáculo, la cantidad de calor eliminado del receptáculo o combinaciones de estos,

en donde el receptáculo del catalizador comprende:

un recipiente anular que comprende catalizador, teniendo dicho recipiente anular una pared interior de recipiente perforada que define un canal interior, una pared exterior de recipiente perforada, una superficie superior que cierra el recipiente anular y una superficie inferior que cierra el recipiente anular;

una superficie que cierra la parte inferior de dicho canal interior formada por la pared de recipiente interior del recipiente anular.

una pared exterior del portador que se extiende desde la superficie inferior de dicho recipiente hasta la superficie superior;

un sello que se extiende desde el recipiente por una distancia que se extiende más allá de la pared exterior del portador;

teniendo dicha pared exterior del portador aberturas ubicadas debajo del sello.

Mediante el uso de al menos dos configuraciones de receptáculos de catalizador que contienen catalizador, la reacción puede optimizarse de manera que la temperatura del catalizador se mantenga dentro de una región donde se maximiza su rendimiento y la ruta de reacción que se representa gráficamente como conversión frente a la temperatura de operación sigue más estrechamente el locus de velocidad de reacción óptima. Particularmente, en una disposición, la invención permitirá que la temperatura de la reacción esté dentro de los 100 0C de la temperatura óptima a un nivel de conversión dado.

Mediante el uso de una pluralidad de receptáculos del catalizador dentro del tubo, o cada tubo, del reactor, cada tubo incluye una serie de lechos adiabáticos con enfriamiento intermedio para una reacción exotérmica, o calentamiento cuando la reacción es endotérmica. Cuando hay una pluralidad de tubos, conteniendo cada uno una pluralidad de receptáculos del catalizador, el reactor comprende una pluralidad de sistemas paralelos, incluyendo cada uno una serie de lechos adiabáticos. De esta manera, el perfil de temperatura sigue más estrechamente el locus de velocidad máxima.

El número de receptáculos de catalizador ubicados en el tubo dependerá de la reacción que se lleva a cabo y del tamaño del reactor usado. Por lo tanto, puede haber de aproximadamente 10 a aproximadamente 100 receptáculos.

En una disposición, habrá más de dos configuraciones de receptáculos de catalizador que contienen catalizador. En otra disposición, puede haber tres, cuatro, cinco, seis, siete, ocho, nueve, diez o más configuraciones de receptáculos de catalizador que contienen catalizador. En otra disposición más, cada receptáculo de catalizador que contiene catalizador tendrá una configuración diferente entre sí dentro de un tubo respectivo. Cuando hay menos configuraciones de receptáculos de catalizador que contienen catalizador que los receptáculos que están contenidos dentro de un tubo, los receptáculos de catalizador que contienen catalizador de la misma configuración están agrupados entre sí de manera que hay conjuntos de receptáculos de la misma configuración que pueden repetirse dentro del tubo.

Cuando la reacción que se lleva a cabo es la producción de trióxido de azufre a partir de dióxido de azufre, será posible lograr una conversión de aproximadamente el 99,7 % o incluso mayor que 99,7 %, de tal manera que se evita la necesidad de un tratamiento al final del tubo del gas de ventilación.

Se puede usar cualquier receptáculo de catalizador adecuado. En una disposición, el receptáculo del catalizador puede ser el descrito en el documento GB1417462.7 del 2 de octubre de 2014.

Generalmente, el receptáculo del catalizador se dimensionará de tal manera que tenga una dimensión menor que la dimensión interna del tubo del reactor en el cual se coloca. El sello se dimensionará de manera que interactúe con la pared interior del tubo del reactor cuando el receptáculo del catalizador de la presente invención esté en posición dentro del tubo del reactor.

Durante el uso en un reactor vertical con flujo descendente, el(los) reactivo(s) fluyen hacia abajo a través del tubo del reactor y, por lo tanto, entran primero en contacto con la superficie superior del receptáculo del catalizador. Dado que el sello bloquea el paso de el(los) reactivo(s) alrededor del lado del receptáculo, su superficie superior los dirige hacia el canal interior definido por la pared de recipiente interior. Después, el(los) reactivo(s) entra(n) en el recipiente anular a través de la pared interior de recipiente perforada y, después, pasa(n) radialmente a través del lecho de catalizador hacia la pared interior de recipiente perforada. Durante el paso desde la pared de recipiente interior hasta la pared de recipiente exterior, el(los) reactivo(s) entra(n) en contacto con el catalizador y se produce la reacción. El reactivo y el producto sin reaccionar fluyen, después, fuera del recipiente a través de la pared exterior de recipiente perforada. La pared exterior del portador dirige después el reactivo y el producto hacia arriba entre la superficie interior de la pared exterior del portador y la pared exterior de recipiente perforada del recipiente anular hasta que alcanzan las aberturas en la pared exterior del portador. Después, se dirigen a través de las aberturas ubicadas en la pared exterior del portador y fluyen en forma descendente entre la superficie exterior de la pared exterior del portador y la superficie interior del tubo de reactor donde tiene lugar la transferencia de calor. En caso de que el reactor funcione de manera que el flujo se invierta, el trayecto se invertirá.

La superficie superior del recipiente puede ser de cualquier tamaño y configuración adecuados. En la disposición donde el receptáculo comprende una pared de recipiente interior y exterior perforada, la superficie superior se extenderá al menos hacia afuera desde la pared exterior de recipiente perforada y se conectará con la pared exterior del portador. En una disposición alternativa, la superficie superior puede extenderse desde la pared interior de recipiente perforada hasta la pared exterior del portador. Se entenderá que la superficie superior puede ser un anillo que se extiende desde un punto entre la ubicación de la pared interior de recipiente perforada y la pared exterior de recipiente perforada hasta la pared exterior del portador.

En una disposición, una tapa puede cerrar el canal interior formado por la pared interior de recipiente perforada. Esta tapa incluirá una o más aberturas para permitir que el fluido fluya hacia el canal interior.

El tamaño de las perforaciones en la pared de recipiente interior y en la pared de recipiente exterior se seleccionará de manera que permita el flujo uniforme de reactivo(s) y producto(s) a través del catalizador mientras se mantiene el catalizador dentro del recipiente. Por lo tanto, se entenderá que su tamaño dependerá del tamaño de las partículas de catalizador que se usan. En una disposición alternativa, las perforaciones pueden dimensionarse de manera que sean más grandes pero tengan una malla de filtro que cubra las perforaciones para asegurar que el catalizador se mantenga dentro del recipiente anular. Esto permite usar perforaciones más grandes que facilitarán el movimiento libre de reactivos sin una pérdida significativa de presión.

Se entenderá que las perforaciones pueden tener cualquier configuración adecuada. De hecho, cuando una pared se describe como perforada, todo lo que se requiere es que existan medios para permitir que los reactivos y productos pasen a través de las paredes. Estas pueden ser pequeñas aberturas de cualquier configuración, pueden ser ranuras, pueden formarse mediante una malla de alambre, o mediante cualquier otro medio para crear una superficie porosa o permeable.

Aunque la superficie superior que cierra el recipiente estará ubicada, generalmente, en el borde superior de la pared de recipiente interior y/o la pared de recipiente exterior, puede ser deseable ubicar la superficie superior debajo del borde superior de manera que una parte del borde superior de la pared exterior del portador se extienda por encima de la superficie superior. Similarmente, la superficie inferior puede ubicarse en el borde inferior de la pared de recipiente interior y/o la pared de recipiente exterior o puede ser deseable ubicar la superficie inferior de manera que esté por encima del borde inferior de la pared de recipiente exterior de manera que se extienda por debajo de la superficie inferior. Cuando la pared exterior del portador se extiende por encima de la superficie superior y/o inferior, esto puede facilitar el apilamiento de unos recipientes contra otros. Adicional o alternativamente, esta configuración puede estar configurada para facilitar la conexión del receptáculo del catalizador a los receptáculos adyacentes del catalizador.

La superficie inferior del recipiente anular y la superficie que cierra la parte inferior del canal interior pueden formarse como una sola unidad o pueden ser dos piezas separadas conectadas entre sí. La superficie inferior del recipiente anular y la superficie que cierra la parte inferior del canal interior pueden ser coplanares, pero en una disposición, están en planos diferentes. En una disposición, la superficie que cierra la parte inferior del canal interior está en un plano inferior que la superficie inferior del recipiente anular. Esto puede servir para ayudar en la ubicación de un receptáculo de catalizador sobre un receptáculo de catalizador dispuesto debajo de él. Se entenderá que en una disposición alternativa, la superficie que cierra la parte inferior del canal interior puede estar en un plano más alto que la superficie inferior del recipiente anular. Esto puede ayudar en la ubicación de un receptáculo sobre un receptáculo dispuesto debajo de él.

En una disposición alternativa, que es particularmente adecuada para un catalizador monolítico, el recipiente está configurado para contener un catalizador monolítico.

En una disposición, que no es según la invención, el catalizador monolítico es un sólido, porque prácticamente no hay espacio dentro del cuerpo del monolito que no está ocupado por el catalizador. Cuando el monolito está en uso en un reactor vertical con flujo descendente, el(los) reactivos fluyen hacia abajo a través del tubo del reactor, el(los) reactivos entra(n) primero en contacto con la cara superior del catalizador monolítico y fluye(n) a través de este en una dirección paralela al eje del receptáculo del catalizador. El sello del recipiente evita que el(los) reactivos(s) fluya(n) alrededor del monolito y ayuda a la dirección de los reactivos en el catalizador. Después, la reacción se producirá dentro del catalizador monolítico. Después, el producto también fluirá hacia abajo a través del monolito en una dirección paralela al eje del receptáculo del catalizador.

En la disposición en la que el catalizador es un catalizador monolítico, la superficie superior se extenderá al menos hacia afuera desde el catalizador monolítico y se conectará con la pared exterior del portador. Se entenderá que la superficie superior puede ser un anillo que se extiende sobre al menos una parte del catalizador monolítico a la pared exterior del portador.

Una vez que el(los) reactivo(s) y el producto alcanzan la superficie inferior del recipiente, se dirigen hacia la pared exterior del portador. Para facilitar este flujo, pueden proporcionarse patas de apoyo dentro del recipiente en la cara superior de la superficie inferior de manera que, durante el uso, el catalizador monolítico se soporta en las patas de apoyo y hay un espacio entre la parte inferior del catalizador monolítico y la superficie inferior del recipiente. La pared exterior del portador dirige el(los) reactivos y el producto hacia arriba entre la superficie interior de la pared exterior del portador y la superficie exterior del catalizador monolítico hasta que alcanzan el lado inferior de la superficie superior. Después son dirigidos por la parte inferior de la superficie superior, a través de las aberturas en la pared exterior del portador y después fluyen hacia abajo entre la superficie exterior de la pared exterior del portador y la superficie interior del tubo del reactor donde tiene lugar la transferencia de calor.

En una disposición, el catalizador monolítico tiene un canal que se extiende longitudinalmente a través de él. Generalmente, el canal estará ubicado en el eje central del catalizador monolítico. Por lo tanto, cuando el tubo del reactor es de sección transversal circular, el catalizador monolítico de esta disposición será de sección transversal anular. En esta disposición, en uso, en un reactor vertical con flujo descendente, el(los) reactivos fluye(n) hacia abajo a través del tubo del reactor y, por lo tanto, entran primero en contacto con la superficie superior de la superficie superior del recipiente y se dirigen hacia el canal del monolito. Después, el(los) reactivos entran en el catalizador monolítico anular y pasan radialmente a través del catalizador hacia la superficie exterior del catalizador monolítico. Durante el paso a través del catalizador se produce una reacción monolítica. Después, el reactivo y el producto sin reaccionar fluyen fuera del catalizador monolítico a través de la superficie exterior de este. La pared exterior del portador dirige después el reactivo y el producto hacia arriba entre la superficie interior de la pared exterior del portador y la superficie exterior del catalizador monolítico hasta que alcanzan la superficie superior. Después, se dirigen, por la parte inferior de la superficie superior, a través de las aberturas en la pared exterior del portador y fluyen en forma descendente entre la superficie exterior de la pared exterior del portador y la superficie interior del tubo del reactor donde tiene lugar la transferencia de calor.

En la disposición en la que el catalizador monolítico incluye el canal, la superficie superior puede extenderse sobre el catalizador monolítico pero dejar el canal descubierto. En otra disposición, la superficie superior puede extenderse a lo largo del canal, pero incluirá aberturas en esta región para permitir el flujo de fluido.

Se entenderá que cuando el reactor es un reactor de flujo ascendente o está, por ejemplo, en una orientación horizontal, la trayectoria de flujo diferirá de la descrita anteriormente. Sin embargo, el principio de la trayectoria a través del receptáculo del catalizador será como se describe.

A medida que la pluralidad de receptáculos del catalizador se apila dentro del tubo del reactor, los reactivos/productos fluyen hacia abajo entre la superficie exterior de la pared exterior de un primer receptáculo y la superficie interior del tubo del reactor hasta que entran en contacto con la superficie superior y sellan un segundo receptáculo del catalizador y se dirigen hacia abajo al segundo receptáculo del catalizador. Después se repite la trayectoria de flujo descrita anteriormente.

Cualquier disposición que se use para el receptáculo del catalizador, la pared exterior del portador puede ser lisa o puede tener forma. Si tiene forma, puede usarse cualquier forma adecuada. Las formas adecuadas incluyen pliegues, corrugaciones y lo similar. Los pliegues, corrugaciones y lo similar se dispondrán, generalmente, longitudinalmente a lo largo de la longitud del receptáculo. La conformación de la pared exterior del portador aumenta el área superficial de la pared exterior del portador y ayuda con la inserción del receptáculo del catalizador en el tubo del reactor ya que permitirá acomodar cualquier rugosidad superficial en la superficie interior del tubo del reactor o diferencias en las tolerancias en los tubos del reactor.

Las aberturas en la pared exterior del portador pueden tener cualquier configuración. Sin embargo, su número, tamaño, configuración y ubicación se seleccionarán para asegurar que no se impida el flujo de el(los) reactivos(s) y producto(s), mientras que se asegura que la pared exterior del portador tenga suficiente material retenido para proporcionar la resistencia requerida para el soporte de carga. En una disposición, las aberturas pueden ser agujeros o ranuras.

Las aberturas serán de cualquier tamaño y separación adecuados. La selección de tamaños adecuados dependerá de la resistencia intrínseca del material a partir del cual se fabrica el receptáculo del catalizador, el espesor del material usado, el peso y número de receptáculos del catalizador que deben apilarse en un tubo del reactor, la caída de presión observada, la longitud del tubo del reactor y lo similar. En una disposición, las dimensiones de las aberturas pueden ser diferentes para diferentes receptáculos de catalizador en un tubo del reactor.

Como se describió anteriormente, en la presente invención la manera en que la configuración del receptáculo que contiene catalizador puede lograrse mediante cualquier medio adecuado. Los medios adecuados incluyen el tipo de catalizador dentro del receptáculo, la cantidad de catalizador dentro del receptáculo, la cantidad de calor eliminado del receptáculo o cualquier combinación de estos.

En una disposición, el tipo de catalizador puede alterarse. Así, por ejemplo, pueden usarse catalizadores diferentes en receptáculos diferentes. En una disposición, puede usarse un catalizador más activo en receptáculos en una parte del tubo que en otra.

En una disposición, el cambio en la configuración puede ser la cantidad de catalizador cargado en el receptáculo de catalizador. Como se explicó anteriormente, en un control de reacción adiabática la temperatura aumenta linealmente con la conversión Ax lograda según la ecuación:

Por lo tanto, el aumento adiabático de la temperatura por receptáculo de catalizador estará relacionado con la conversión realizada por receptáculo de catalizador y la cantidad de conversión estará relacionada con la cantidad de catalizador contenido en el receptáculo de catalizador. Por lo tanto, para cada diferente configuración de receptáculo que contiene catalizador, es posible calcular cuánto catalizador se debe instalar dentro del receptáculo de catalizador, de manera que el aumento de temperatura adiabática logrado maximice el uso del catalizador dentro del receptáculo de catalizador.

La carga diferente del receptáculo de catalizador puede lograrse al mantener constante el tamaño del receptáculo y alterar la cantidad de carga del catalizador en el receptáculo de catalizador. En esta disposición, donde la cantidad de catalizador requerida es insuficiente para llenar el receptáculo, puede dejarse espacio vacío. Alternativamente, el catalizador se puede combinar con inertes para que el receptáculo se llene con una mezcla de material inerte y catalizador.

Alternativamente, el tamaño del receptáculo del catalizador puede ser diferente entre las diferentes configuraciones de manera que la cantidad requerida de catalizador llene el receptáculo respectivo. Esto puede lograrse mediante el uso de un receptáculo que tiene el mismo espacio radial para el catalizador, pero que tiene una longitud diferente. En otra disposición, el tamaño del recipiente para contener el catalizador será de la misma longitud y pueden ajustarse las ubicaciones de las superficies interior, exterior o tanto interior como exterior del recipiente.

Adicional o alternativamente, el receptáculo de catalizador que contiene catalizador puede diferir en la cantidad de calor eliminado del receptáculo. En disposiciones preferidas del receptáculo del catalizador, después de que el gas ha pasado a través del catalizador, este pasa a través del espacio anular entre el receptáculo del catalizador y el tubo del reactor en el cual se ha insertado el receptáculo. Al variar la longitud de la pared exterior del portador, que en algunas configuraciones se denomina falda vertical, y/o al variar el ancho del espacio anular, varía la cantidad de calor eliminado del gas antes de que se pase al siguiente receptáculo de catalizador para reacción adicional. Al variar esta configuración es posible que la ruta de reacción en términos de conversión en comparación con la temperatura coincida más estrechamente con el locus de velocidad óptima de reacción. Esto puede tener la ventaja de minimizar la cantidad total de catalizador que puede requerirse instalar dentro del reactor.

Se entenderá que la velocidad del gas en el espacio entre la pared exterior del receptáculo del catalizador y la pared del tubo afectará la cantidad de transferencia de calor que se produce. Una velocidad mayor proporcionará un coeficiente de transferencia de calor mayor y, por lo tanto, tendrá lugar más transferencia de calor. Se puede lograr una mayor velocidad reduciendo el tamaño del espacio entre la pared exterior del portador y la pared interior del tubo. Alternativamente, si se requiere menos transferencia de calor, entonces debe aumentarse el espacio entre la superficie exterior entre el receptáculo del catalizador y la pared del tubo. Por lo tanto, usar receptáculos de diferentes diámetros altera el flujo de gas alrededor de los receptáculos y, por lo tanto, la transferencia de calor.

Por lo tanto, en una disposición, la longitud del receptáculo del catalizador es la misma entre los receptáculos y el diámetro exterior se altera entre configuraciones para controlar la transferencia de calor.

Al ajustar la configuración entre los receptáculos y/o sus contenidos, el perfil de temperatura dentro del reactor coincide más estrechamente con el perfil de temperatura óptimo determinado por la forma de la curva de equilibrio para la reacción particular. Esto significa que la actividad catalítica puede maximizarse minimizando de esta manera el volumen de catalizador requerido para realizar la reacción.

Cabe señalar, además, que dado que la velocidad cinética de reacción está vinculada a la temperatura de operación, a medida que avanza la conversión y el equilibrio genera una disminución cada vez mayor de la temperatura de operación y se reduce la conversión por unidad de volumen de catalizador. Dado que la velocidad de reacción por volumen del catalizador se reduce a medida que se reduce la temperatura de operación, también se deduce que el calor exotérmico liberado (en una reacción exotérmica) por volumen unitario de catalizador también se reducirá. Por lo tanto, a medida que avanza la conversión, cada receptáculo de catalizador contendrá cantidades crecientes de catalizador, asumiendo que la conversión por receptáculo de catalizador se considera constante, o si el volumen del catalizador por receptáculo es constante, la cantidad de calor liberado disminuirá a medida que aumenta la conversión. Por lo tanto, la transferencia de calor deseada por receptáculo de catalizador disminuirá a medida que aumenta la conversión. Por lo tanto, existe un conflicto entre dos parámetros de diseño implicados en el diseño del receptáculo del catalizador. A medida que aumenta la conversión y disminuye la temperatura de operación, puede aumentarse el volumen del catalizador por receptáculo. Esto puede indicar que la longitud del receptáculo del catalizador deberá aumentar. Sin embargo, al mismo tiempo, el calor liberado por receptáculo de catalizador disminuirá y, por lo tanto, sería deseable reducir el área de transferencia de calor al disminuir la longitud del receptáculo del catalizador. Esto puede ajustarse al ajustar el espesor del lecho ajustando la posición de los diámetros interior y exterior del lecho y el espacio anular entre el receptáculo del catalizador y la pared del tubo también puede variarse para lograr el perfil óptimo de reacción para maximizar la velocidad de reacción y finalmente lograr la conversión máxima del reactivo.

El receptáculo de catalizador de la presente invención puede incluir las disposiciones de medición de temperatura descritas en el documento PCT/GB2015/050214.

En otra realización adicional, un reactor de la presente invención puede usarse junto con uno o más lechos adiabáticos convencionales. Por lo tanto, por ejemplo, una reacción en masa puede llevarse a cabo inicialmente en un lecho adiabático convencional ya que no se alcanzará el límite de equilibrio. Después, la corriente puede pasarse a un reactor según la presente invención. Así, por ejemplo, en la producción de trióxido de azufre, el dióxido de azufre puede pasarse a un lecho fijo adiabático convencional para convertir de aproximadamente el 60 % a aproximadamente el 70 % de dióxido de azufre. Este lecho funcionará al menos inicialmente lejos de cualquier restricción de equilibrio. En esta disposición, los reactivos pueden pasarse al lecho adiabático a una temperatura que es suficiente para permitir que comience la reacción. La reacción en el lecho adiabático causará, después, un aumento en la temperatura hasta un nivel en el que es suficiente para añadirse al reactor de la presente invención.

El aparato de la presente invención es adecuado para usar con cualquier reacción limitada de equilibrio. Por lo tanto, según un segundo aspecto de la presente invención, se proporciona un proceso para realizar una reacción limitada de equilibrio que comprende proporcionar reactivos al reactor de la presente invención, lo que permite que se produzca la reacción y recupere el producto.

Los ejemplos de reacciones adecuadas incluyen la oxidación de dióxido de azufre a trióxido de azufre, la fabricación de amoniaco, la síntesis de metanol a partir de monóxido de carbono e hidrógeno, la reacción de desplazamiento de agua-gas, la reacción inversa de desplazamiento de agua-gas, la fabricación de estireno, la deshidratación de etilbenceno, la deshidrogenación de alcanos, reacciones de metanación o el reformado de metano con vapor.

Las condiciones de reacción, que incluyen temperatura, presión y velocidades de flujo dependerán de la reacción que se lleva a cabo.

Cuando la reacción que se lleva a cabo es la oxidación de dióxido de azufre para producir trióxido de azufre mediante el uso de un catalizador convencional, tal como pentóxido de vanadio, la presión de operación será, generalmente, cercana a la presión atmosférica. En una disposición, el proceso puede operarse a una presión de entrada de aproximadamente 1,4 bara. La conversión inicial puede producirse de aproximadamente 600 °C a aproximadamente 700 °C y a medida que la conversión avanza; la curva de equilibrio mueve la temperatura de operación de aproximadamente 380° a aproximadamente 420 0C. Si bien el proceso se ha descrito usando pentóxido de vanadio como catalizador, se entenderá que puede usarse cualquier catalizador adecuado y que las condiciones de reacción pueden cambiar con el catalizador seleccionado.

La presente invención se describirá ahora, a manera de ejemplo, con referencia a los dibujos adjuntos en los que:

La Figura 1 es un gráfico que ilustra la dependencia de la constante de equilibrio de la temperatura para la reacción de oxidación de dióxido de azufre a trióxido de azufre en una reacción convencional;

la Figura 2 es un gráfico que ilustra un perfil de temperatura típico para la oxidación de dióxido de azufre en un proceso de la técnica anterior que incluye enfriamiento intermedio;

la Figura 3 es una representación esquemática de un sistema reactor de la técnica anterior;

la Figura 4 es una representación esquemática de un reactor según la presente invención;

la Figura 5 es una vista en perspectiva de un ejemplo de un receptáculo de catalizador para usar en el reactor de la presente invención;

la Figura 6 es una sección transversal del receptáculo del catalizador de la Figura 5 vista desde el lado;

la Figura 7 es una vista en perspectiva de un segundo ejemplo de un receptáculo de catalizador;

la Figura 8 es una vista en perspectiva del receptáculo del catalizador de la Figura 7 vista desde abajo;

la Figura 9 es una vista parcial en sección transversal del receptáculo del catalizador de la Figura 7 vista desde un lado;

la Figura 10 es una representación esquemática del receptáculo del catalizador de la Figura 7 en su lugar en un tubo que ilustra la trayectoria de flujo;

la Figura 11 es una representación esquemática de una pluralidad de receptáculos del catalizador de la Figura 7 ubicados en un tubo de reactor;

la Figura 12 es una parte ampliada de la parte A de la Figura 11; y

la Figura 13 es un gráfico que ilustra las ventajas de la presente invención.

Se entenderá que los dibujos son esquemáticos y que otros elementos del equipo tales como tambores de reflujo, bombas, bombas de vacío, sensores de temperatura, sensores de presión, válvulas de alivio de presión, válvulas de control, controladores de flujo, controladores de nivel, tanques de reserva, tanques de almacenamiento y lo similar pueden ser necesarios en una planta comercial. La provisión de dichos elementos auxiliares de equipo no forma parte de la presente invención y sigue la práctica convencional en ingeniería química.

Un ejemplo del reactor de la presente invención se ilustra en la Figura 4. El reactor comprende una carcasa 30 que tiene una entrada 31 para reactivos y una salida 32 para productos. El reactor incluye una pluralidad de tubos 33. Puede usarse cualquier número de tubos. El número de tubos seleccionados se determinará por la capacidad de producción de la planta. Una planta de tamaño comercial puede comprender miles de tubos de reactores individuales. Para facilitar la ilustración, se han ilustrado 5 tubos. El reactor incluirá medios para montar los tubos en posición, pero para simplificar estos se han omitido de la figura. Similarmente, medios para distribuir los reactivos a lo largo de los tubos y medios de recolección en la parte inferior de los reactivos para recolectar los productos y permitir que se recolecten en la salida 32.

En uso, los tubos estarán rodeados por un fluido de transferencia de calor 35. Generalmente, se incluirán medios para introducir y retirar el fluido, pero estos se han omitido de las ventanas. Cuando la reacción que se llevará a cabo es una reacción exotérmica, el fluido de transferencia de calor será un fluido de enfriamiento. Así, el fluido de transferencia de calor puede ser cualquiera de los usados, típicamente, que incluyen agua hirviendo en el lado de la carcasa que eleva la presión alta, típicamente, hasta 100 bara, vapor, fluidos de transferencia de calor, tales como reactores enfriados por sal fundida o Dowtherm. Cuando la reacción es una reacción endotérmica, el fluido de transferencia de calor será un fluido de calentamiento.

Cada tubo 33 incluirá una pluralidad de portadores de catalizador que para los fines de esta solicitud se denominarán receptáculos 34. La pila de receptáculos 34 en cada tubo 33 incluirá al menos dos configuraciones diferentes.

Un ejemplo de un receptáculo de catalizador 34 que puede colocarse en el tubo, o en cada tubo, se ilustra en las Figuras 5 y 6.

El receptáculo 34 comprende un recipiente anular 41 que tiene paredes de recipiente interior y exterior perforadas 42, 43. La pared perforada 42 define un canal interior 44. Una superficie superior 45 cierra el recipiente anular en la parte superior. Se ubica en un punto hacia la parte superior de las paredes de recipiente interior y exterior 42, 43 del recipiente anular 41 de manera que se forma un reborde 46. Una superficie inferior 47 cierra la parte inferior del recipiente anular 41 y una superficie 48 cierra el canal interior 44 formado por la pared de recipiente interior 42. La superficie 48 se ubica en un plano más alto que el de la superficie inferior 47.

Un sello 49 se extiende desde la superficie superior 45 y un collar vertical 50 se proporciona coaxial con el canal interior 44.

Una tapa 51 cierra la parte superior del canal interior 44. Las aberturas 52 en la tapa permiten la entrada de fluido.

Una pared exterior del portador 53 rodea el recipiente 41. Las aberturas 55 permiten la salida de fluido del receptáculo del catalizador.

El receptáculo del catalizador 34 se ubica en un tubo del reactor 54. El flujo de gas se ilustra esquemáticamente en la Figura 6 por las flechas.

Otros detalles de este receptáculo del catalizador pueden encontrarse en el documento GB1417462.7 presentado el 2 de octubre de 2015.

Un receptáculo de catalizador alternativo se ilustra en las Figuras 7 a 9. Este receptáculo 34a comprende un recipiente anular 41 a que tiene paredes de recipiente interior y exterior perforadas 42a, 43a. La pared perforada 42a define un canal interior 44a. Una superficie superior 45a cierra el recipiente anular 41 a. Se ubica en un punto hacia la parte superior de las paredes de recipiente interior y exterior 42a, 43a de tal manera que se forma un reborde 46a. Una superficie inferior 47a cierra la parte inferior del recipiente anular 41a y una superficie 48a se localiza en un plano inferior que el de la superficie inferior 47a. Los medios separadores en forma de una pluralidad de depresiones 56 se localizan en la superficie inferior 47a del recipiente anular 42a. Los orificios de drenaje 57 y 58 se ubican en la superficie inferior 47a y la superficie inferior 48a.

Un sello 49a se extiende desde la superficie superior 45a y un collar vertical 59 se proporciona coaxial con el canal interior 44a. Una falda vertical corrugada 53a rodea el recipiente anular 41a. Las corrugaciones se aplanan en la región L hacia la base del receptáculo 34a.

Cuando la pluralidad de receptáculos del catalizador 34 de esta disposición se ubican dentro de un tubo del reactor 54 como se ilustra en el enclavamiento de la Figura 11. El efecto sobre la trayectoria de flujo se muestra en las Figuras 6 y 7. Los detalles adicionales del receptáculo del catalizador de esta disposición se ilustran en la Figura 12 y se describen en el documento WO2011/048361.

Independientemente de la disposición del receptáculo del catalizador usado, la presente invención establece que a lo largo de la longitud del tubo habrá al menos dos y usualmente más configuraciones del receptáculo del catalizador en sí y/o del catalizador ubicado dentro del receptáculo. En una disposición, se incrementará la longitud del receptáculo y, por lo tanto, el tamaño del recipiente anular 41 o 41a que contiene catalizador. En una disposición, el espesor del recipiente anular 41 o 41a puede alterarse. Esto puede lograrse ajustando la posición de las paredes de recipiente perforadas interior 42, 42a y exterior 43, 43a. En otra disposición más, el tamaño radial del receptáculo se puede cambiar de manera que el tamaño del espacio con la pared del tubo se altere en diferentes puntos del tubo.

Se entenderá que si bien los receptáculos del catalizador se han descrito con referencia particular a un uso en un tubo de sección transversal circular, el tubo puede tener una sección transversal no circular, por ejemplo, puede ser un reactor de placa. Cuando el tubo tiene una sección transversal no circular, el receptáculo tendrá la forma apropiada. En esta disposición, en la realización descrita en la que se usa un monolito anular, se entenderá que el monolito no será un anillo circular y este término debe interpretarse en consecuencia.

La presente invención se describirá ahora a manera de ejemplo con referencia a la producción de trióxido de azufre por la oxidación de dióxido de azufre.

Ejemplo comparativo 1

En este ejemplo, los tubos del reactor se cargan con receptáculos de catalizador idénticos. La selección del diseño del recipiente tiene que comprometerse entre asegurar que tiene lugar suficiente reacción para lograr la conversión deseada mientras se asegura que la temperatura de descarga del reactor tubular sea lo suficientemente baja para satisfacer la temperatura de equilibrio que determina la conversión global de SO2 a SO3.

En este ejemplo, se seleccionó una conversión objetivo del 99,5 %. Dado que la temperatura de equilibrio para lograr esta conversión es de aproximadamente 390 0C, la descarga de gas del reactor debe estar a una temperatura menor que esta si se va a lograr la conversión deseada.

En base a esto, se ajustaron las siguientes condiciones de entrada para el reactor tubular:

Temperatura de entrada 420 0C

Presión de entrada 1,4 bara

Concentración de SO2 de entrada 11 % vol

Conversión de SO2 a SO3 99,5 %

Volumen de catalizador requerido 36 m3

Diseño del reactor

Número de zonas 1

(Cada zona se define como que contiene el mismo diseño de receptáculo de catalizador)

Diámetro del reactor 7 m

Longitud del tubo 30 m

(Debido a las limitaciones en la longitud total del tubo, es probable que esto requiera un mínimo de 2 o posiblemente 3 reactores en serie)

Desviación promedio de MRL 90 0C (Esto se define a continuación)

Desviación máx. de MRL 120 °C

Como se describió anteriormente, para reacciones limitadas al equilibrio, es posible calcular la ruta de reacción óptima que maximice la velocidad de reacción a medida que avanza la conversión. Esto se representa, típicamente, como conversión frente a temperatura de manera que a medida que avanza la conversión, la temperatura de operación que proporciona la velocidad de reacción cinética máxima puede leerse de dicho gráfico (esto se muestra en la Figura 13 como una línea discontinua). Esta temperatura óptima se conoce como el Maximum Rate Locus (Locus de velocidad máxima - MRL). Puede haber diferentes medios para caracterizar la eficacia de la reacción en términos de qué tan bien se usa el catalizador. La eficacia máxima se lograría si la temperatura de reacción a través de la reacción estuviera idealmente igualada al MRL. En realidad, siempre habrá algún catalizador que funciona a temperaturas mayores y menores que el MRL, y esto representará una pérdida de eficacia ya que la velocidad de reacción cinética por volumen unitario de catalizador se reducirá cuanto más lejos del MRL se opere el catalizador.

Para los receptáculos del catalizador existe una temperatura de entrada para cada lecho del catalizador dentro del receptáculo y una temperatura de salida, por lo tanto, es necesario adoptar como una medida de la eficiencia de utilización del catalizador el promedio del valor absoluto de desviación de la temperatura de entrada y salida para cada lecho del catalizador de la temperatura óptima determinada por el MRL.

Por lo tanto, cuando se usa un solo diseño de receptáculo del catalizador en todo el reactor, la desviación promedio de los valores absolutos de las temperaturas de entrada/salida (sobre una base absoluta) del valor óptimo relevante para la conversión en ese punto en el reactor es 90 °C.

Como se ilustra en la Figura 13, las líneas diagonales que muestran la temperatura de operación frente a la conversión podrían ser /- 90 0C. Nuevamente, la temperatura máxima para una conversión dada estará limitada por la temperatura de equilibrio y la diferencia entre MRL y la temperatura de equilibrio puede ser menor que 90 0C, por lo que, dependiendo de la posición en el reactor, la desviación de temperatura puede ser 30 °C/-120 0C, por ejemplo.

Ejemplo 2

El Ejemplo 2 es similar al Ejemplo comparativo 1 excepto que el reactor contiene varias zonas de receptáculos de catalizador, el diseño del receptáculo en cada zona se optimiza para asegurar que el aumento de temperatura por lecho de catalizador y la caída de temperatura alcanzada durante la transferencia de calor al lado de la carcasa del reactor sean tales que el volumen de catalizador requerido se optimice al asegurar que el catalizador opere tan cerca de la temperatura óptima como sea posible.

Las siguientes condiciones de entrada se ajustaron para el reactor tubular:

Temperatura de entrada 420 °C

Presión de entrada 1,4 bara

Concentración de SO2 de entrada 11 % vol

Conversión de SO2 a SO3 99,5 %

Volumen de catalizador requerido 19 m3

Diseño del reactor

Número de zonas 4

Diámetro del reactor 7 m

Longitud del tubo 7 m

(Esto será posible en un solo reactor tubular)

Desviación promedio de MRL 26 0C

Desviación máx. de MRL 80 0C

Por lo tanto, puede observarse cómo operar mucho más cerca del MRL logra un mayor uso del catalizador y, por lo tanto, reduce el volumen de catalizador requerido para un cierto volumen de producción.

La siguiente tabla detalla el diseño de receptáculos de catalizador en un tubo usado en el Ejemplo 2

Claims

REIVINDICACIONES

i. Un reactor que tiene una carcasa (30) que comprende:

uno o más tubos (33) del reactor ubicados dentro de la carcasa (30), comprendiendo dicho tubo o tubos (33) del reactor una pluralidad de receptáculos (34, 34a) de catalizador que contienen catalizador;

medios para proporcionar un fluido (35) de transferencia de calor a la carcasa (30) del reactor de manera que el fluido (35) de transferencia de calor entre en contacto con el tubo o tubos (33); una entrada (31) para proporcionar reactivos a los tubos (33) del reactor; y

una salida (32) para recuperar productos de los tubos (33) del reactor;

en donde la pluralidad de receptáculos (34, 34a) de catalizador que contienen catalizador dentro de un tubo (33) comprende receptáculos (34, 34a) de catalizador que contienen catalizador de al menos dos configuraciones en las que los receptáculos (34, 34a) de catalizador que contienen catalizador difieren en el tipo de catalizador dentro del receptáculo, la cantidad de catalizador dentro del receptáculo, la cantidad de calor eliminado del receptáculo o combinaciones de estos,

en donde el receptáculo (34) del catalizador comprende:

un recipiente anular (41) que comprende catalizador, teniendo dicho recipiente anular una pared interior de recipiente perforada (42) que define un canal interior (44), una pared exterior (43) de recipiente perforada, una superficie superior (45) que cierra el recipiente anular (41) y una superficie inferior (47) que cierra el recipiente anular (41);

una superficie (48) que cierra la parte inferior de dicho canal interior (44) formado por la pared de recipiente interior (42) del recipiente anular (41).

una pared exterior (53) del portador que se extiende desde la superficie inferior (47) de dicho recipiente hasta la superficie superior (45);

un sello (49) que se extiende desde el recipiente por una distancia que se extiende más allá de la pared exterior (53) del portador;

teniendo dicha pared exterior (53) del portador aberturas (55) ubicadas debajo del sello (49).
2. Un reactor según la reivindicación 1 en donde hay tres, cuatro, cinco, seis, siete, ocho, nueve, o diez configuraciones diferentes de receptáculos (34, 34a) de catalizador que contienen catalizador.
3. Un reactor según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 2 en donde las al menos dos configuraciones de receptáculos (34, 34a) de catalizador que contienen catalizador comprende el uso de catalizadores diferentes.
4. Un reactor según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3 en donde las al menos dos configuraciones de receptáculos (34, 34a) de catalizador comprende un cambio en la cantidad de catalizador cargado en el receptáculo de catalizador.
5. Un reactor según la reivindicación 4 en donde el cambio en la cantidad de catalizador cargado en el catalizador transportado se logra alterando la cantidad de catalizador cargado en el receptáculo (34, 34a) de catalizador y llenando el receptáculo con material inerte.
6. Un reactor según la reivindicación 4 en donde el cambio en la cantidad de catalizador cargado en el receptáculo (34, 34a) de catalizador se logra alterando la longitud del receptáculo (34, 34a).
7. Un reactor según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3 en donde las al menos dos configuraciones de receptáculos (34, 34a) de catalizador comprende alterar el diámetro del portador de manera que cuando se carga en un tubo (33), se altere el espacio anular entre el receptáculo (34, 34a) del catalizador y el tubo (33) de reacción en el cual se va a insertar.
8. Un sistema reactor que comprende un reactor según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7 y uno o más lechos adiabáticos convencionales, en donde el sistema se configura preferiblemente de manera que una reacción en masa pueda llevarse a cabo inicialmente en un lecho adiabático convencional antes de pasarse al reactor de una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7.
9. Un proceso para llevar a cabo una reacción limitada de equilibrio que comprende proporcionar reactivos al reactor de una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7 o un sistema reactor según la reivindicación 8, que permite que se produzca la reacción y recupere el producto.
10. Un proceso según la reivindicación 9 en donde el proceso es la oxidación de dióxido de azufre a trióxido de azufre, la fabricación de amoniaco, la síntesis de metanol a partir de monóxido de carbono e hidrógeno, la reacción de desplazamiento de agua-gas, la reacción inversa de desplazamiento de agua gas, la fabricación de estireno, la deshidratación de etilbenceno, la deshidrogenación de alcanos, reacciones de metanación o el reformado de metano con vapor.
11. Un proceso según la reivindicación 10 en donde la reacción que se lleva a cabo es la oxidación de dióxido de azufre para producir trióxido de azufre, la presión de operación funcionará, generalmente, a una presión de entrada de aproximadamente 1,4 bara, teniendo lugar la conversión inicial de aproximadamente 600 0C a aproximadamente 700 °C y a medida que avanza la conversión, la temperatura se reduce de aproximadamente 380° a aproximadamente 420 °C.