15

CAPITULO 4 INGENIERIA DEL PROYECTO 4.1 PROPIEDADES DE MATERIAS PRIMAS Y PRODUCTOS En el presente proyecto, el gas natural boliviano ser la materia prima principal en el diseo del reformador primario para la produccin de gas de Sntesis por reformacin con vapor de agua para su posterior conversin en el reactor de F-T a petrleo sinttico o lquido sinttico.

Los reformadores en plantas de hidrgeno tpicamente operan a temperaturas de hasta (1145 K) a la salida del gas de proceso. A esta temperatura la presin a la salida del reformador es limitada por las consideraciones metalrgicas de los tubos, a un valor de 350 Psig (24.5 bar), que corresponde a una presin de alimentacin de alrededor de 400 Psig (29 bar), implicando una cada de presin de 50Psig (4.5 bar).

De acuerdo a esto, en muchas plantas de hidrogeno los reformadores son diseados con una presin de 350 Psig en el gas de sntesis producido. Aunque esto disminuye la conversin de la reaccin de reformacin, la economa global de la planta es favorecida por tales presiones (Xu y Froment, 1989b) [1], (Tindall y King, 1994) [2].

El reformado de CH4 con vapor usa generalmente catalizador de nquel y es operado alrededor de 30 bar. Ref. Fuel processing Technology, (julio, 1996)[3].

Composicin del gas natural (tratado).

La composicin del gas natural boliviano que se emplear en el presente proyecto es la siguiente:

16

TABLA 33 COMPOSICIN DEL GAS NATURAL (P = 23.47 bar, T = 62 F) N Compuesto Peso Molecular % Molar Yi 16.04 93.55 0.9355 CH4 1 30.07 4.20 0.0420 C2H6 2 44.10 0.84 0.0084 C3H8 3 58.12 0.01 0.0001 i-C4H10 4 58.12 0.03 0.0003 n-C4H10 5 72.15 0.01 0.0001 i-C5H12 6 72.15 0.01 0.0001 n-C5H12 7 44.01 0.06 0.0006 CO2 8 28.01 1.29 0.0129 N2 9 17.0642 100.00 1.0000 Fuente: Superintendencia de hidrocarburos. (www.superhid.gov.bo) Para las condiciones de presin y temperatura arriba mencionadas, se determin por el software Chemcad, lo siguiente:

Temperatura de burbuja; TBurb. = - 153.330 F Temperatura de roco; TRoc. = - 79.567 F.

Como se observa, a la temperatura de 62 F el gas natural a utilizarse en la alimentacin de la planta se encuentra en estado de vapor recalentado, verificndose de esta manera que el gas natural ya fue tratado y se caracteriza porque se considera como gas natural seco, pues gran cantidad de sus condensables fueron extrados.

El cambio de gas natural a lquidos es un proceso qumico realizado para la produccin de carburante lquido sinttico. A travs de esta tecnologa (GTL) del gas natural, se obtienen diesel oil, jet fuel y naftas, combustibles ambientalmente limpios o ecolgicos.

El mtodo ha emplear (sntesis de Fischer-Tropsch), fue seleccionado debido a los buenos resultados ecolgicos, es decir el combustible resultante ser incoloro, inodoro y de muy baja toxicidad. El nmero de cetano ser mayor al del diesel convencional (diesel de importacin) permitiendo una gran mejora en la combustin, adems que no se necesitar cambios mecnicos en los vehculos para el uso de este combustible. (Ver Tabla 34)

17

TABLA 34 PROPIEDADES DEL DIESEL SINTETICO Y DIESEL CONVENCIONALPROPIEDAD Gravedad API a 60F Aromticos (%vol. total) Poliaromticos (% vol.) Oleofinas (%vol.) Saturados (%vol.) Cont. de azufre, % peso Nmero de cetano (CN) ndice de cetano (CI) Diesel Sinttico 51.9 >99 < 1 ppm 73.6 74.1 Diesel Convencional 35.86 28.3 1.4 70.3 0.03 46.7 46.6 Especificacin Norteamericana (ASTM D 975) Max. 35 Max. 0.05 Min. 40 Min. 40 Especificacin Europea (CEN 590) Max. 36 Max. 11 Max.0.035 min. 51 -

Fuente: Oil & Gas Journal; Marzo 12, 2001; pg. 71 Special ReportGTL: Progress and Prospect [13]

Los combustibles de Diesel alternativos han mostrado una tendencia de reduccin an mayor de las emisiones de xidos nitrosos y partculas slidas. Adems de los bajos ndices de azufre todos estos combustibles tienen una baja densidad, con niveles mnimos de aromticos y contenidos de aromticos policclicos (PAH). El combustible Diesel sinttico es el ms limpio de los combustibles reformulados.

Tambin se debe mencionar las caractersticas del diesel convencional, las cuales son desfavorables ambientalmente, en el siguiente prrafo se detallan dichas desventajas.

El motor Diesel y su infraestructura afecta todos los aspectos del medio ambiente, los gases de escape contienen los tpicos productos de combustin como dixido de carbono CO2, hidrogeno, oxgeno, vapor de agua, adems monxido de carbono, compuestos orgnicos voltiles (VOCs), hidrocarburos aromticos, aromticos policclicos (PAHs), y xidos de sulfuro (SOx ), compuestos resultantes de una combustin incompleta. Las emisiones de hidrocarburos (HC) y de xidos nitrosos (NOx) contribuyen a la formacin de smog, y de partculas slidas. (Ver Tabla 35).

18

TABLA 35 CARACTERISTICAS DE LAS EMISIONES DE LOS MOTORES DIESELEMISION Hidrocarburos (HC) Monxido de Carbono (CO) xidos Nitrosos (NOx) Materia Particulada (PM) Diesel Sinttico (promedio) g/Kw-hr 0.21 0.67 6.03 0.08 Diesel Convencional (promedio) g/Kw-hr 0.25 0.94 7.03 0.15 Reduccin de la Emisin (%) 16 29 14 46

Fuente: Oil & Gas Journal; Marzo 12, 2001; pg. 71 Special ReportGTL: Progress and Prospect [13] A continuacin se presenta informacin proporcionada por la Empresa Syntroleum Corporation sobre especificaciones de los productos derivados del petrleo sinttico:

Aplicacin y Descripcin (Especificacin del Producto S-2, diesel sinttico)

* Syntroleum S-2 es un producto destilado derivado del gas natural que posee un alto contenido parafnico y elevado nmero de cetano.

* Las caractersticas de emisin y combustin de Syntroleum S-2 son superiores al diesel convencional debido al mnimo contenido de azufre, baja cantidad de aromticos y elevado numero de cetano.

* Es conveniente para el uso como combustible en celdas y en las mquinas de compresin por ignicin.

* La densidad del combustible GTL es ms baja que de los combustibles convencionales (0.78 Kg/lt comparados a 0.82-0.85 Kg/lt) en el caso del diesel.

(Fuente: http://www.netl.doe.gov/publications/others/nepa/drft_ea_ICRC.pdf http://www.syntroleum.com/media/Syntroleum_S2.pdf)

19

TABLA 36 PROPIEDADES TIPICAS DEL PRODUCTO S-2 PROPIEDADES FISICAS Gravedad especfica API Punto de Ignicin Punto de Congelamiento Color Azufre Viscosidad VALOR TIPICO 0.771 52.0 F (C) 148, (64) F (C) 74% Total de Insolubles mg/100ml 0.0 320 (160) ASTM D-86 F (C) Destilacin,IBP,%vol 390 (199) F (C) 10 493 (256) F (C) 50 601 (316) F (C) 90 662 (350) F (C) FBP Lubricidad ASTM D-6079 mm 1400 C

Estas temperaturas altas y la falta de catalizadores otorgan las siguientes desventajas a estos reformadores con relacin a los autotrmicos:

Formacin de holln (carbonilo) y altos niveles de amoniaco y HCN (cido cianhdrico) para los cuales se utilizar un scruber (absorbedor) para limpiar el gas. Altos consumos de O2 Debido a la ausencia de la reaccin gas-agua, el CH4 no convertido como el producido por las reacciones de F-T, no pueden ser recirculadas al reformador sin eliminar el CO2 del gas de colas de F-T. Dependiendo de la energa necesaria en la planta, el Syngas del reformador puede ser enfriado con agua o por la produccin de vapor en un intercambiador de calor.

(Referencia: Fuel Processing Technology 71 (2001) pg. 149-155 Fischer-Tropsch: Vision futura)[23].

3.- Reformado Autotrmico

A diferencia del reformador por oxidacin parcial, el Autotrmico utiliza un catalizador para reformar el gas natural a Syngas en presencia de vapor y O2. Debido a las condiciones de operacin (Tsal.= 1000C aprox.) y el uso de vapor (relacin vapor / carbn (S / C) normalmente ms de 1.3), el Syngas est libre de holln y posee una porcin mnima de amoniaco y HCN. Sin embargo para una relacin S/C = 1.3, se tendr una razn H2 / CO = 2.5 aprox. La cual es considerada alta.

24

La ltima relacin puede ser controlada por la variacin de S/C y el reciclo de CO2 al reformador.

Aunque relaciones de S/C por debajo de 1.3 no son comercialmente utilizadas, Haldor Topsoe y Sasol han completado satisfactoriamente pruebas para bajas relaciones S/C en escalas comerciales en plantas de Sasol para combustibles sintticos en Sud frica.

Algunos otros parmetros de diseo para la seccin de Syngas que influyen en el costo y eficiencia trmica de una planta de GTL, son los siguientes:

En el precalentamiento de O2 y gas natural, se determinarn las mximas temperaturas de precalentamiento por factores de seguridad y para prevenir la produccin de carbonilo.

La presin de vapor generada en el reboiler. Una eficiencia de energa ms elevada podr ser obtenida del vapor. La presin ptima del vapor ser determinada por el costo relativo de capital y energa.

(Referencia: Fuel Processing Technology 71 (2001) pg. 149-155 Fischer-Tropsch: Vision futura)[23].

4.- Reformado por Combinacin de dos etapas

Al combinar un reformador de metano con vapor (SMR) y un reformador autotrmico (ATR) puede ser obtenida una mejor utilizacin de la energa que usando por separado estas tecnologas.

Para combinar el trabajo que realiza un reformador de vapor y un autotrmico, se debe considerar que se obtendr un relativo incremento de energa en comparacin a las otras tecnologas

Dependiendo del grado de energa de integracin y las condiciones de operacin, la eficiencia trmica para esta tecnologa en una planta de GTL ser mejorada alrededor de 1 o 2 %.

25

Aunque este tipo de reformador es menos costoso que el reformador con vapor y ms que el Autotrmico, la seleccin se basar en el costo del gas natural.

(Referencia: Fuel Processing Technology 71 (2001) pg. 149-155 Fischer-Tropsch: Vision futura www.elsevier.com/locate/fuproc/) [23].

CONCLUSIONES:

*

Despus de haber observado las caractersticas de cada una de las tecnologas utilizadas

para la generacin de Gas de Sntesis, se puede mencionar que para dicha seleccin se deben tomar en cuenta factores de tipo tcnico, econmico entre otros.

Por ejemplo los Reformadores de Metano con Vapor de agua y de Oxidacin Parcial No Cataltica, superan notablemente a las dems tecnologas en cuanto a la amplia experiencia industrial, este hecho promueve mayor confianza al utilizar dichas tecnologas pues las dems an se encuentran en desarrollo y su experiencia es limitada.

Ahora bien, si se tratara el aspecto econmico, se puede indicar que la tecnologa ms favorable llega a ser la del Reformado Autotrmico (ATR) pues est es una de las ltimas tecnologas que se estn desarrollando y presenta ciertas ventajas en cuanto a costos que la hace ms econmica.

La conversin de gas natural a productos lquidos en escalas convencionales, juega un papel importante en la economa energtica. Un parmetro esencial es la produccin del gas de sntesis. Hoy en da el ATR aparece como la solucin ms barata, cubriendo todo requerimiento ptimo para las sntesis de metanol y F-T. (Fuente: Applied Catalysis A: general 221 (2001) pg. 379-387).

*

Otro aspecto muy importante que se tom en cuenta fue, la disponibilidad de datos,

caractersticas propias de cada tecnologa, cinticas y otras ecuaciones bsicas esenciales para determinar la operacin del Reformador, para posterior diseo.

26

Ante lo expuesto, se debe mencionar que todas las empresas que manejan dichas tecnologas a excepcin del Reformado con Vapor, mantienen muy reservada an la informacin que facilitara un trabajo ms detallado.

Despus de analizar puntos muy importantes, se concluye que en este trabajo, se utilizar la tecnologa de Reformado de Metano con Vapor para la generacin de Gas de Sntesis pues sta posee ventajas muy amplias en cuanto a experiencia industrial, disponibilidad plena de datos para su operacin y posterior diseo, lo cual facilitar el desarrollo del proyecto.

57

TABLA 37 COMPARACION DE LAS TECNOLOGIAS PARA LA GENERACION DE GAS DE SINTESIS (ALIMENTACION GAS NATURAL) TECNOLOGIA 1) SMR (Reformado de metano por vapor) VENTAJAS * Amplia experiencia industrial * No requiere oxgeno * Requiere de temperaturas bajas para el proceso * Mejor relacin H2/CO para las aplicaciones de la produccin de H2 * Tamao total compacto * La aplicacin de la flexibilidad ofrece opciones adicionales para proveer incrementos en la capacidad. DESVENTAJAS * Relacin H2/CO a menudo ms alta de lo requerido cuando se produce tambin CO * Emisiones de aire muy altas.

2) Reformado por Intercambio de Calor

* Experiencia comercial muy limitada * En algunas configuraciones debe ser usada en tndem, es decir acoplada a otra tecnologa de gas de sntesis.

3) Reformado en dos Etapas (SMR seguido por un reformador secundario de corrientes de oxgeno)

* El tamao de SMR es ms reducido * El contenido de CH4 en el gas de sntesis puede ser fijado ajustando la temperatura de salida del reformador secundario.

* Complejidad en el proceso de incrementos. * La temperatura del proceso es ms elevada que la del SMR. * Usualmente se requiere O2

4) ATR (Reformador Autotrmico)

* La relacin H2/CO a menudo es favorable. * Experiencia comercial limitada. * Se requieren procesos con temperaturas ms bajas * Requerimiento de O2 que POX (Oxidacin Parcial). * El contenido de CH4 en el gas de sntesis puede ser fijado ajustando la temperatura de salida del

58

reformador.

5) POX (Reformado por Oxidacin Parcial no cataltico)

* No requiere desulfurizacin de la alimentacin * La ausencia de catalizador le permite la formacin de carbono y por lo tanto la operacin sin vapor y el contenido de CO2 en el gas de sntesis disminuir notablemente. * La relacin H2/CO es pequea y se presenta como una ventaja para las aplicaciones que requieren relaciones menores a 2.0

* La relacin de H2/CO baja es una desventaja para las aplicaciones que requieren relaciones mayores a 2.0 * Temperaturas de operacin en el proceso son muy elevadas * generalmente requiere de O2 * El calor recuperado de las altas temperaturas y la formacin de holln provoca complejidad en el proceso. * El contenido de metano en el gas de sntesis es esencialmente bajo y no es fcilmente modificado para cubrir los requerimientos corriente abajo.

(Fuente: Fuel Processig Technology 71 (2001) pg. 139-148 Produccin de gas de Sntesis para las Aplicaciones de Gas a Lquidos www.elsevier.com/locate/fuproc[23] http://www.sfapacific.com)

59

4.2.2 SELECCIN DE LA TECNOLOGIA PARA LA PRODUCCION DE PETROLEO SINTETICO (SINTESIS DE FISCHER TROPSCH)

Fig. 5 Esquema de los Reactores de Fischer-Tropsch

4.2.2.1 PRINCIPALES TIPOS DE REACTORES DE FISCHER-TROPSCH

TABLA 38 CARACTERISTICAS DE LOS REACTORES DE F-T CARACTERSTICA Rendimiento Cada de presin Capacidad Consumo de catalizador Limitaciones de transferencia de calor Mezclado cataltico Peso molecular del producto Conversin del gas de sntesis Temperatura de operacin Catalizador de Fe Catalizador de Co Lecho fijo bajo alta alto bajo alto pobre alto bajo baja si si Lecho lodos medio baja alto bajo bajo excelente alto alto baja si si

60

Beneficios del reactor de lodos:

Diseo simple del reactor Alta capacidad Elevado tiempo en la corriente Alto rendimiento Baja cada de presin Excelente temperatura de control Facilidad de operacin y escalamiento (scale-up)

TABLA 39 DIMENSIONES DEL REACTOR DE F-T EN PLANTAS EXISTENTES Dimetro del reactor (in) 3.5 6 3.5 1.5 1.5 72 22 Altura del reactor (ft) 11 8 29 26 26 55 24 Presin de operacin (Psig) 120 160 185 150 375 160 265 Velocidad superficial (cm/s) 34 1.2 2.5 68 2-4 2.5 5 4.5 6 4.0 24

Planta

Relacin de H2/CO 0.7 3.0 1.2 1.4 0.7 2.5 0.7 3.5 1.4 1.9 0.7 2.0

Sterling Zuni Boulder Pueblo* Synhytech LaPorte

Fuente: Fischer Tropsch Technology, LNG GTL Conference Buenos Aires (Argentina), Julio 31 Agosto 1, 2001)[16]

61

TABLA 40 PLANTAS DE F-T CON PROCESOS INTEGRADOS Tecnologas de gasificacin Fe Co

- Reformado de metano con vapor de agua si si - Oxidacin parcial no cataltica si si - Reformado Autotrmico si si - Plasma/Otros si si Tecnologas del reactor de Fischer Tropsch - Lecho fijo si si - Lecho fluidizado si no - Lecho lodos si Distribucin de productos - Lecho fijo Alto peso molecular Alto peso molecular - Lecho fluidizado Bajo peso molecular Ninguna - Lecho lodos Alto peso molecular ? (Exxon) Fuente: Fischer Tropsch Technology, LNG GTL Conference Buenos Aires (Argentina), Julio 31 Agosto 1, 2001)[16]

TABLA 41 EMPRESAS QUE OPERAN CON LA TECNOLOGIA FISCHER-TROPSCH Empresa Exxon Shell Tipo de reactor Catalizador Lodos Lecho Fijo Lecho fijo Lecho fluidizado Lodos Lodos Cobalto Cobalto Hierro Hierro Cobalto Cobalto Estado Piloto Comercial Comercial Comercial Comercial Escala laboratorio Asuntos Solamente plantas grandes Sin licencia de explotacin Solamente plantas grandes Sin licencia de explotacin Necesidad de utilizar gas de purga Posibles problemas de Patente Posibles problemas de Patente

Sasol

Conoco Syntroleum

Lecho fijo Soplado de Aire Cobalto Piloto Lecho mvil Posibles problemas de Patente Lodos Hierro Comercial $$$$ Rentech Fuente: Fischer Tropsch Technology, LNG GTL Conference Buenos Aires (Argentina), Julio 31 Agosto 1, 2001)[16]

62

4.2.2.2 TIPOS DE CATALIZADOR UTILIZADOS TABLA 42 CARACTERSTICAS GENERALES DEL CATALIZADOR DE F-T HIERRO (FE) Corta vida Bajo costo Precipitado / fundido Gas de Sntesis H2:CO a 0.7+ azufre / tolerancia de amonaco No toxico / desechable Productos mas oleofnicos productos de peso moleculares ms altos (alfa alto) subproductos - H2O / CO2 / vapor / generacin elctrica Larga vida Caro (promotores extico) apoyado Gas de Sntesis H2:CO a 2.0+ Sin azufre / tolerancia de amonaco Toxico / necesita reciclar Productos mas parafnicos productos de peso moleculares ms bajos (alfa bajo) subproductos - H2O / vapor / generacin elctrica COBALTO (CO)

Fuente: Fischer Tropsch Technology, LNG GTL Conference Buenos Aires (Argentina), Julio 31 Agosto 1, 2001)[16] OTRAS VENTAJAS DEL CATALIZADOR DE HIERRO

Conversin de un amplio rango de gas de Sntesis H2: CO H2: CO Rango de 0.7 a 3.5 demostrado Puede usarse gran cantidad de CO2 y gas natural

Tolerancia a azufre y amoniaco Alta probabilidad de crecimiento de la cadena factor (Alpha) 0.97 demostrado. 1. 4.3 wt% C1. C4 (gases) selectividad 2. 95.7 wt% C5+ (lquidos) selectividad minimizacin de la produccin de hidrocarburos ligeros maximizacin de productos lquidos/ceras.

Costo de operacin bajo. Bajo costo de produccin. Facilidad de activacin.

63

Vida razonable. No es txico. excelente actividad. TABLA 43 OTRAS CARACTERISTICAS DE ESTOS CATALIZADORES Rentech Typical

C1 C2 C4 C5 C9 C9 C19 C20+

Catalizador de Hierro Catalizador de Cobalto (% en peso) (% en peso) 1.1 5.9 3.2 11.8 16.5 67.4 100.0 4.6 18.0 35.5 38.0 100.0

Fuente: Fischer Tropsch Technology, LNG GTL Conference Buenos Aires (Argentina), Julio 31 Agosto 1, 2001)[16] ACOTACIONES REFERIDAS A LOS TIPOS DE REACTORES PARA LA SINTESIS DE FISCHER-TROPSCH

Reactores de F-T (Fischer-Tropsch) de escala comercial han sido instalados y operados antes y durante la Segunda Guerra Mundial en ciertas plantas, mayormente en Alemania. En adicin a estos reactores comerciales, muchos otros han sido propuestos y desarrollados para variar los grados de preparacin comercial en un periodo antes y despus de la Segunda Guerra Mundial. Estos tipos de reactores son:

Reactor de Lecho Fijo con refrigeracin interna Reactor Multitubular con tubos concntricos dobles Reactor de Lecho fijo Adiabtico Reactor de Lecho fijo con lechos adiabticos mltiples Reactor de Lecho fijo Adiabtico con gran reciclo Reactor de Lodos con catalizador slido

64

Desarrollos en periodos posteriores a la Segunda Guerra Mundial, permitieron a los reactores de F-T incrementar la produccin a gran escala de combustibles sintticos. Entre ellos tenemos:

Reactor de Lecho Fijo Multitubular operado con reciclo de gas Reactor de Lodos en el cual el gas de sntesis es contactado en una columna burbujeante con lodo de catalizador fino suspendido en lquido. Lecho Fluidizado de tres fases Reactor de Lecho Fluidizado operado en rgimen de burbujeo Sistema Circulante de Lecho Fluidizado.

Despus de mencionar los tipos de reactores existentes para la sntesis de Fischer-Tropsch, se debe hacer que los reactores ms viables para procesos comerciales en la produccin de hidrocarburos pesados y relativamente pesados son especficamente dos: Reactor de Lecho fijo Multitubular y Reactor de Lodos con Columna Burbujeante.

Adems de los aspectos mecnicos de construccin, el peso del reactor puede llegar a ser un factor limitante si el reactor es transportado a reas muy alejadas con infraestructura poco desarrollada.

En el caso especfico de la conversin de gas de sntesis en productos de F-T relativamente pesados, De Swart et al. Ha logrado comparar el reactor de lecho por goteo Multitubular con el reactor de lodos operando ambos en rgimen homogneo y heterogneo.

Con 900 toneladas de peso mximo por reactor como criterio limitante, el nmero de reactores necesarios para una planta con capacidad de 5000 tons/dia (aproximadamente 40000 bbl/dia) fue de 10 reactores de lecho por goteo Multitubular y de 17 reactores de Lodos, ambos operando en rgimen homogneo. Pero si la operacin se la realiza en rgimen de flujo heterogneo, el nmero de reactores de lodos con Columna Burbujeante ser de cuatro. (En el rgimen heterogneo, las burbujas pequeas generalmente en el rango de 1-7 mm., se cambian para formar las burbujas grandes con un tamao que varia entre 20-70 mm. Estas ltimas viajan a travs de la columna a altas velocidades en el margen de 1-2 m/s)

65

Mientras la capacidad mxima en los reactores de F-T es indudablemente un factor importante en la economa de conversin a gran escala del gas natural, no llega a ser el nico que se considera al momento de la eleccin del tipo de reactor, el costo de los reactores vara aunque stos sean de la misma capacidad dependiendo de la complejidad de la construccin. Analizando todos estos factores, se concluye que el Reactor de Lodos con Columna burbujeante es ms favorable y presenta mayores ventajas en relacin al Reactor de Lecho Fijo Multitubular.

Toda la informacin recopilada, referida a las propiedades y caractersticas de los tipos de reactores para la sntesis de F-T, catalizadores y cinticas fue extrada de las siguientes referencias bibliogrficas:

Gas to Liquids Processing 99, pg. 3: Federal Energy Technology Center- US Departament of Energy) [12]

GTL: Progress and Prospect Oil &Gas Journal, Mar.12, 2001 pg. 66; Foster Wheeler Energy Ltd[14].

Macromol Symp.193, pg. 29-34 (2003) Sasol Technology R & D[15]

Fischer Tropsch Technology, LNG GTL Conference Buenos Aires (Argentina), Julio 31 Agosto 1, 2001)[16]

Fuel Processing Technology 64 (2000) 73-105 Design of Fischer Tropsch Slurry Reactor [27]

CONCLUSIONES:

*

Despus de haber observado las caractersticas de cada una de las tecnologas utilizadas

para la generacin de Petrleo Sinttico, se puede mencionar que para dicha seleccin se deben tomar en cuenta factores de tipo tcnico, econmico entre otros.

66

Por ejemplo los Reactores de Lodos con Columnas Burbujeantes y los de Lecho Fijo Multitubular, superan notablemente a las dems tecnologas en cuanto a la amplia experiencia industrial, este hecho promueve mayor confianza al utilizar dichas tecnologas pues las dems an se encuentran en desarrollo y su experiencia es limitada.

*

Ahora bien, si se tratara el aspecto econmico, se puede declarar que la tecnologa ms

favorable es el Reactor de Lodos con Columnas Burbujeantes pues est es una de las ltimas tecnologas que se estn desarrollando y presenta ciertas ventajas en cuanto a costos que las hace ms econmicas como ya se detall anteriormente.

*

Otro aspecto muy importante que se tom en cuenta fue, la disponibilidad de datos,

caractersticas propias de cada tecnologa, cinticas y otras ecuaciones bsicas esenciales para determinar el diseo del Reactor. Ante lo expuesto, se debe mencionar que todas las empresas que manejan dichas tecnologas, mantienen muy reservada an la informacin que facilitara un trabajo ms detallado. A pesar de ello, se pudo obtener informacin que permitir trabajar en la operacin y diseo del Reactor de Lodos

Despus de analizar los aspectos importantes, se concluye que en el proyecto, se utilizar la tecnologa referida al Reactor de Lodos para la generacin de petrleo Sinttico pues sta posee ventajas muy amplias en cuanto a la experiencia industrial, parte econmica y cierta disponibilidad de datos para su operacin y posterior diseo.

67

4.3 DESCRIPCION DEL PROCESO

Fig. 6 Diagrama de Flujo del Proceso

68

TABLA 44 BALANCE GLOBAL DE MATERIA Y ENERGIA EN EL PROCESO DE FISCHER TROPSCH

Corriente (Kmol/hr) Comp. CH4 H2O H2 CO CO2 N2 MDEA TOTAL (Kmol/hr) TOTAL (Kg/hr) Temp. (K) Presin (Kpa) Fracc. vap

1 Alimentacin GN Vap 47153.700 188614.799 7675.507 0.0000 26.973 580.458 0.0000 244051.423 4187302.53 475.00 2400.00 0.6932 -5.059E+6

2 Salida Mez. 1 47173.700 189803.211 7783.015 25.407 33703.410 580.808 0.0000 279069.552 5692071.12 474.86 2935.00 0.7066 -6.414E+6

3 Entrada conveccin 47173.700 189803.211 7783.015 25.407 33703.410 580.808 0.0000 279069.552 5692071.12 742.63 2900.00 1.0000 -5.805E+6

4 Alim. Reformador 47173.700 189803.211 7783.015 25.407 33703.410 580.808 0.0000 279069.552 5692071.12 795.00 2900.00 1.0000 -5.740E+6

5 Salida Reformador 13622.121 151595.106 113101.601 28921.422 37647.609 580.811 0.0000 345468.635 5660750.00 1062.14 2438.80 1.0000 -4.619E+6

6 Alim. Intercamb.2 13622.121 151595.106 113101.601 28921.422 37647.609 580.811 0.0000 345468.635 5660750.00 600.00 2404.33 1.0000 -5.228E+6

7 Alim. Separador 6 13622.121 151595.106 113101.601 28921.422 37647.609 580.811 0.0000 345468.635 5660750.00 310.00 2369.83 0.5616 -6.219E+6

8 Alim. Gas Absorbedor 13617.060 510.935 113077.096 28914.580 37329.700 580.717 0.0000 194030.090 2924650.00 310.00 2369.83 1.0000 -1.899E+6

9 Salida De Agua 5.0610 151084.141 24.518 6.8460 317.910 0.0940 0.0000 151438.563 2736096.68 310.00 2369.83 0.0000 -4.321E+6

10 Solvente rico 19.995 704066.998 107.508 25.408 33770.658 0.350 71040.180 809031.037 22636704.13 348.36 2369.83 0.0000 -2.468E+7

11 Alim. Regenerador 19.995 704066.998 107.508 25.408 33770.658 0.350 71040.180 809031.037 22636704.13 318.24 101.325 0.0003 -2.468E+7

Entalpa (MJ/hr)

69

4.4 REFORMADOR DE METANO CON VAPOR DE AGUA

(La informacin que se presenta a continuacin tiene como fuente: http://leo.worldonline.es/anroalmi/reform11.htm) Las altas temperaturas y las bajas presiones favorecen la produccin de monxido de carbono e hidrgeno. Si bien la presin suele venir determinada por los requerimientos del uso final del hidrgeno, siempre se precisan elevadas temperaturas para alcanzar una conversin aceptable. Para alcanzar tales temperaturas (800-900C) en la zona gaseosa del proceso, los tubos rellenos de catalizador donde tiene lugar la reaccin se encuentran inmersos dentro de la seccin radiante de un horno (reformador primario), en el cual el calor se intercambia directamente entre la llama y la superficie del tubo.

Para el reformado, el gas libre de azufre se mezcla con el vapor de agua y la mezcla se alimenta de forma uniforme a los tubos de reformado paralelos por medio de un sistema de entrada mltiple ("manifolds"). Los tubos de reformado se encuentran conectados al sistema de entrada por medio de conducciones flexibles denominadas "colas de cerdo" ("pigtails").

La cada de presin del gas en estas colas de cerdo garantiza una distribucin uniforme de la mezcla gas-vapor a travs de todos los tubos. stos estn compuestos de acero enriquecido con cromo y nquel que rene los requerimientos de temperatura y presin. El proceso en el tubo de reformado puede dividirse en tres fases: precalentamiento, reaccin y sobrecalentamiento.

En primer lugar, la mezcla de vapor y gas se calienta a la temperatura de reaccin. Dicha reaccin es, como ya se ha sealado, altamente endotrmica y el calor necesario debe generarse por combustin. La tercera fase del proceso, que tiene lugar en la parte ms baja del tubo de reformado, est constituida por el sobrecalentamiento de los productos y por el ajuste de las condiciones de equilibrio en el gas resultante. Este gas procedente de todos los tubos es recogido por medio de un sistema de salida mltiple y alimenta los convertidores.

Los tubos del reformador realizan una doble misin. Por un lado, se encargan de retener el catalizador y los gases de reaccin bajo presin y, por otro, aseguran una transferencia de

70

calor eficiente desde el gas quemado al gas de proceso y al catalizador para promover la reaccin.

Como los hornos del reformador operan a elevadas temperaturas, la vida de los tubos se encuentra limitada por la resistencia a la rotura de los materiales usados. Se utilizan aleaciones con una elevada resistencia a la rotura puesto que as se logran paredes ms finas que permiten una mejor transferencia de calor. Adems de la resistencia a la rotura, existen otras propiedades de los materiales que tambin son deseables como una alta ductilidad, una buena resistencia a la oxidacin y a la "carburizacin" y facilidad para la soldadura.

La alimentacin entra en el tubo del reformador lleno de catalizador a travs de las "colas de cerdo". Una parrilla de catalizador situada en la parte inferior del tubo se encarga de sujetar el catalizador. A travs de las aberturas de la parrilla, el gas de proceso se descarga hacia el sistema de salida mltiple. Segn la modalidad de este sistema de salida mltiple, se distinguen:

salida caliente con una conexin flexible al sistema mltiple situada en el exterior del horno, que ser la utilizada en este proyecto. salida caliente con una conexin directa al sistema mltiple situada dentro del horno. salida fra con una conexin directa al sistema mltiple situada fuera del horno.

Cada tubo del reformador consta de tres o ms secciones soldadas ya que la tecnologa de fabricacin permite longitudes limitadas. El calibre de los tubos suele encontrarse rebajado ligeramente en la parte final para eliminar la porosidad intil, de forma que se logra una pared ms uniforme y ms delgada.

El diseo de un reformador no puede evitar la exposicin de los tubos a temperaturas y presiones elevadas, de forma que aquellos operan bajo condiciones crticas. A pesar de todas las mejoras en las aleaciones y en la fabricacin, los tubos del reformador continan representando una cuestin delicada y una causa potencial de fallo bien cuando se ha alcanzado el final de su vida o cuando se produce un sobrecalentamiento excesivo. En el mercado existen diferentes diseos que incluyen conexiones flexibles entre el final de los tubos del reformador y el sistema mltiple de salida.

71

Estas conexiones tambin reciben el nombre de "colas de cerdo" y deben resistir la mxima temperatura del gas a plena presin, adems de compensar las expansiones trmicas del sistema mltiple y de los tubos.

El material de construccin disponible para los tubos limita actualmente la temperatura de su superficie a unos 1000 C, lo que corresponde a una temperatura del gas de proceso (dentro del tubo) alrededor de 920 C.

A esta temperatura de operacin, con una razn de alimentacin molar tpica vapor de agua/carbono de entre 3 y 5 a una presin moderada, se convierte prcticamente el 98% del metano. Si se pretendiese obtener una mayor conversin de metano, ser necesaria una etapa adicional de combustin (reformado secundario). El efluente gaseoso del reformador primario se mezcla con cantidades controladas de aire u oxgeno en un vaso recubierto de material refractario y lleno de catalizador.

Otra mejora ampliamente adoptada en el sistema de procesamiento del gas natural es el uso de turbinas de gas que proporcionen oxgeno para la combustin en el horno del reformador primario. La principal razn para la integracin de turbinas de gas con quemadores es un ahorro de energa como consecuencia de la recuperacin de la entalpa del gas exhausto para el proceso de calentamiento. Disposiciones de este tipo se han aplicado con xito en plantas de produccin de amoniaco y en plantas petroqumicas de reciente diseo.

Sin embargo, existen otros aspectos de esta integracin que resultan tan importantes como la mejora que introduce en el aprovechamiento energtico; as, la ignicin del combustible con el gas exhausto deriva en una reduccin de la temperatura de llama adiabtica de los quemadores disminuyendo la formacin de xidos de nitrgeno en el horno.

De esta forma, la combinacin de la turbina de gas y del horno del reformador se convierte en un sistema de combustin muy eficiente con bajas emisiones a la atmsfera.

72

4.4.1

FLUJO DE ALIMENTACIN DE GAS NATURAL:

El flujo de gas natural requerido para el proceso de Fischer Tropsch se ha determinado de acuerdo a la cantidad de diesel requerido, estimado en el estudio de mercado del presente proyecto.

Se desea producir 68785.93

bbl de diesel. dia Se sabe que el diesel representa el 80% del combustible lquido (% en volumen)

producido por el proceso de F T, de acuerdo a datos de plantas de este tipo que actualmente se encuentran en operacin. Adems; por cada 277.2 MMPCSD de gas natural se producen 22640

bbl de diesel. dia

Ref. (By Dennis L. Yakobson. Rentech, Inc July 31 - August 1, 2001) [6].

Dada la anterior situacin se puede determinar la cantidad de gas natural requerido de la siguiente manera:

68785.93

bbl 0.2 bbl * = 17196.38 de gasolina. d 0.8 d

68785.93

bbl 277.2 MMPCSD * = 842.20 MMPCSD de gas natural. bbl d 22640 d

Se tomar un margen de seguridad del 7%, entonces la cantidad real de gas natural ser igual a: X = 842.20 + 58.95 = 901.15 MMPCSD de gas natural

Se deber considerar un factor de operacin de 0.9 para los 10 aos de operacin estimados del proceso; en la planta se usarn 2.96 TCF de gas natural aproximadamente de los 54 TCF que por ahora tiene el pas.

73

4.4.2 FLUJO DE METANO EQUIVALENTE EN LA ALIMENTACIN:

Segn el nmero de tomos de carbono en los hidrocarburos del gas natural incluyendo CO2, el flujo de carbono en el gas natural (CGN) en Kmol esta dado por: hr (1)

CGN =Donde:

TodoK

K *Y

K

eq * FGN = FCH 4

K, YK = Nmero de tomos de carbono, fraccin molar del hidrocarburo con k tomos de carbono en el gas natural. FGN = Flujo del gas natural Kmol . hr Kmol . hr

eq FCH 4 = Flujo de metano equivalente

El flujo de gas natural de alimentacin estimado es igual a:FGN = 901.15 _ MMPCSD = 25.518 * 106 m3 dia

A condiciones estndar: T = 60 F P = 14.7 Psia La densidad y el peso molecular del gas es:

GN = 0.72217M GN El flujo del gas es:

Kg m3 Kg = 17.064 Kmol Kmol Kmol = 44998.081 dia hr

FGN = 1079953.942

Los hidrocarburos mas pesados que el metano, son craqueados a metano a la entrada del reformador, formndose adems hidrogeno y dixido de carbono. Ref. (M. H. Hyman 1968) [7], (De Deken et. Al., 1982) [4]. Este metano mas el metano presente en el gas natural se define como metano equivalente en la alimentacin y expresa el flujo total de carbono de los

74

hidrocarburos del gas natural, de manera que, el flujo de metano equivalente es calculado de la ec. (1), utilizando la composicin mostrada en la tabla 33.eq FCH 4 = FGN * 1 * YCH 4 + 2 * YC2 H 6 + 3 * YC3 H 8 + 4 * Yi C4 H10 + 4 * Yn C4 H10 + 5 * Yi C5 H12 + 5 * Yn C5 H12 + 1 * YCO2

(

)

eq FCH 4 = FGN *1.0479 = 47153.489

Kmol hr

4.4.3 CANTIDAD ESTEQUIMETRICA DE VAPOR REQUERIDA

De acuerdo a las condiciones que operan los reformadores de vapor, recomienda la bibliografa el uso de una relacin de vapor a metano de 3 5. Para el diseo del presente equipo se considerar una relacin de 4.0. (Fuente: De Deken et. Al., 1982) [4], (Tindall y King, 1994) [2]. La relacin molar de hidrogeno (H2) a metano equivalente en la alimentacin es:1 FH 2

F Donde:

eq CH 4

2*k + 2 = * YK = 0.1628 2 k >1

(2)

k = Nmero de tomos de carbono. Yk = Fraccin molar del hidrocarburo con k tomos de carbono en el gas natural. La relacin molar de dixido de carbono (CO2) a metano equivalente es:1 FCO2 eq FCH 4

= 0.000572

Para el nitrgeno se tiene:

1 FN 2 eq FCH 4

= 0.01231

75

1PF = 2900 Kpa = 29 bar TF = 795 K FENT = 24405.1464 Kmol/hr (GN-Vapor)

2

P = 2438.8 Kpa T = 1061.22 K FSAL = 31047.4126 Kmol/hr

Fig. 7 Esquema del reformador TABLA 45 GAS DE ENTRADA AL REFORMADOR PARA LA CANTIDAD ESTEQUIOMTRICA DE VAPOR REQUERIDO CORRIENTE COMPUESTO CH4 CO2 H2O H2 N2 1 RELACIN MOLAR Kmol eq FCH 4 = 47153.489 hr 1 FCO2 = 0.000572 = CO2 eq FCH 41 FH 2O

eq FCH 41 FH 2

= 4.000 = H 2O = 0.1628 = H 2 = 0.01231 = N 2

eq FCH 41 FN 2

eq FCH 4

76

4.4.4 CONDICIONES DE ALIMENTACIN AL REFORMADOR: Po = 29 bar To = 795 K

El margen de operacin para la relacin vapor a carbono en la alimentacin, vara entre 3 y 5, la bibliografa recomienda valores no menores a tres para esta relacin, basados en comparaciones entre resultados obtenidos del diseo y simulaciones con procesos industriales (De Deken et. Al, 1982) [4], (Xu y Froment, 1989b) [1], (Tindall y King, 1994)[2].

TABLA 46 FLUJOS Y COMPOSICIONES DE ALIMENTACIN AL REFORMADOR Componente CH4 H2O H2 CO CO2 N2 Flujo Total

Kmol Fi 0 hr 47153.48900 188613.95600 7676.58801 0.00000 26.97179 580.45945 244051.46425

Yi 0

0.19321 0.77284 0.03145 0.00000 1.1052E-4 2.3784E-3 1.00000

Kmol Fi o por tubo hr 5.23928 20.95711 0.85295 0.00000 2.9969E-3 6.4495E-2 27.11683

Se tomara como dato:Ntubos = 900 por reformador y se observa que existe un flujo de 27.12

Kmol en hr

cada tubo. N de Reformadores = 10 (se realiza esa consideracin debido al flujo de gas que se maneja) (Fuente: Elnashaie and Elshishini; Gordon and Breach Science Publisher, Modeling Simulation and Optimizacion of Industrial Fixed Bed Catalytic Reactors (Topics in Chemical Engineering Vol. 7))[11].

77

4.4.5 DISEO DEL REFORMADOR PRIMARIO

Con el diseo riguroso se pretende principalmente predecir el comportamiento del reformador primario, considerando todos los procesos qumicos y fsicos que tienen lugar en el proceso de reformacin. Para lo cual se combinan variables de operacin que son controlantes en el proceso, como la temperatura, presin y la relacin molar vapor/carbono de alimentacin.

Los efectos difusionales dentro de la pastilla cataltica son tomados en cuenta mediante el clculo de los factores de efectividad a partir de correlaciones que ya han sido determinadas mediante un mtodo riguroso (mtodo de colocacin ortogonal). El procedimiento para la derivacin de las ecuaciones de diseo, tiene como base las siguientes consideraciones:

o La composicin y flujos de alimentacin al reformador se asumen en estado

estable.

o Flujo pistn a travs del reformador.

o La dispersin axial es despreciable debido a las elevadas velocidades del gas,

lo que hace despreciables los gradientes trmicos y de concentracin en la direccin axial.

o El flujo de calor suministrado, proporciona temperaturas uniformes en la pared

de los tubos, sobre toda su longitud.

o Las pastillas catalticas son isotrmicas.

Los tres tipos de hornos de reformado ms habituales en la industria se diferencian en la posicin de los quemadores y en el tipo de patrn de flujo:

78

HORNO CON QUEMADORES EN LA PARTE SUPERIOR (A)

Fig. 8 Horno con quemadores en la parte superior

Fig. 9 Diagramas de variacin de temperatura y de flujo de calor.

Se caracteriza por flujo en corriente directa de los gases de sntesis y de proceso.

Se asegura que el enfriamiento mximo debido a la reaccin endotrmica se logra en la zona donde el tubo se encuentra expuesto a la mxima radiacin de la llama.

A la salida del tubo, donde la mayor parte del metano ya ha reaccionado y el gas de proceso est ms caliente, el gas de calentamiento est ms fro y la temperatura de la superficie del tubo contina siendo aceptable. Esta temperatura de la superficie permanece, por tanto, casi constante, mientras que el flujo de calor vara significativamente.

(Fuente: http://leo.worldonline.es/anroalmi/reform11.htm)

79

HORNO CON QUEMADORES EN LA PARTE INFERIOR (B)

Fig. 10 Horno con quemadores en la parte inferior

El gas de calentamiento y el gas de proceso fluyen en contracorriente. De esta forma, los flujos mximos de calor se obtienen en la parte inferior del horno, donde tambin se alcanzan las temperaturas mximas del gas de proceso y donde ha ocurrido prcticamente la totalidad de la conversin del metano. Con este diseo, si se quieren alcanzar altas conversiones, se corre el riesgo de un sobrecalentamiento de la superficie del tubo en la zona final, debido a una absorcin insuficiente del calor por parte de la reaccin endotrmica que, en ese punto, ya ha tenido lugar de forma casi completa. (Fuente: http://leo.worldonline.es/anroalmi/reform11.htm)HORNO CON QUEMADORES LATERALES (C)

Fig. 11 Horno con quemadores laterales

80

Esta disposicin ofrece un flujo de calor muy homogneo a lo largo de toda la longitud del tubo. Sin embargo, la temperatura de la superficie del tubo alcanza su mximo en la parte ms baja de los tubos de reaccin; este hecho condiciona la seleccin del material precisamente en funcin de la porcin que sufre mayor calentamiento. Los reformadores que responden a este diseo requieren un gran nmero de quemadores (aproximadamente 4 veces ms) si se comparan con los dos modelos anteriores.

Este requerimiento se considera una desventaja cuando se utiliza un flujo forzado de aire, como en las turbinas de gas exhausto. Adems, es preciso un ajuste ms cuidadoso del combustible empleado en el calentamiento.

Por regla general, este tipo de hornos se encuentra dispuesto en dos secciones conectadas normalmente por la parte superior mediante una salida comn para el gas de combustin. Cada seccin suele constar de dos filas de tubos en "ese" con los quemadores situados a los lados y a diferentes alturas. Sin embargo, cada seccin puede contener una nica fila de tubos, lo cual incrementa el tamao del horno. Aunque en teora sera posible, mediante un adecuado control de los tubos, optimizar la distribucin del calor en el horno, en la prctica no es as; lo ms probable es que se produzca una situacin de desequilibrio ya que se requiere el ajuste individual de cientos de quemadores y un descenso en el calentamiento de una seccin requiere el incremento en otra para mantener las condiciones de diseo globales. Cuanto mayor sea el nmero de quemadores, mayor es la probabilidad de desequilibrio.

(Fuente: http://leo.worldonline.es/anroalmi/reform11.htm). Teniendo en cuenta las caractersticas expuestas, se tiende a la utilizacin de los hornos con quemadores en la parte superior, predominantes especialmente en las instalaciones de gran capacidad, puesto que combinan el diseo ms barato con un mayor abanico de aplicaciones y un horno de menores dimensiones. El sistema de quemadores persigue los siguientes objetivos:

Dirigir las llamas para una mejor liberacin del calor.

81

Iniciar y mantener la ignicin.

Mezclar el aire y el combustible.

Volatilizar los combustibles lquidos.

Mantener la proporcin entre el combustible y el aire.

Suministrar el combustible y el aire a velocidades y presiones que faciliten los objetivos anteriores con seguridad.

Los aspectos ms importantes que deben ser tenidos en cuenta a la hora de disear el sistema de combustin son los referidos a la liberacin del calor, al tamao de la cmara de combustin y a las temperaturas de precalentamiento.

El combustible que se puede utilizar en un reformador con vapor se encuentra limitado a aquellos que no atacan las aleaciones con que se construyen los tubos del reformador; as, los combustibles con altos contenidos en azufre, vanadio y sodio ejercen un efecto perjudicial sobre dichos tubos ya que a elevadas temperaturas promueven la corrosin.

4.4.6 BALANCE DE MATERIA[5]

Xu y Froment (1989a)

, han desarrollado ecuaciones de velocidad intrnsecas de modo

general para el reformado de metano por vapor, usando un reactor de flujo integral y un catalizador comercial (Haldor Topsoe Ni/Mg AL2O4 Spinel). Ellos usaron los principios de Langmuir Hinshelwood (Hougen Watson) con un mecanismo de 13 etapas, tres de las cuales son velocidades de etapas determinadas y las otras 10 ocurren en el equilibrio. Las tres reacciones son:CH 4 + H 2 O 3H 2 + CO CO + H 2 O H 2 + CO2 CH 4 + 2 H 2 O 4 H 2 + CO2

(I) (II) (III)

Dos de las cuales son independientes y sern tomadas en cuenta en el balance de materia y energa.

82

Siendo las dos primeras reacciones independientes y la tercera la reaccin dependiente, se tiene el balance de materia para las especies reaccionantes y para el nitrgeno como inerte.0 FCH 4 = FCH 4 * 1 X CH 4

(

) ))

(3) (4) (5)

0 FCO2 = FCH 4 * CO2 + X CO20 FCO = FCH 4 * X CH 4 X CO2

(

(

0 FH 2O = FCH 4 * H 2O X CH 4 X CO2

(

) )

(6) (7) (8)

0 FH 2 = FCH 4 * H 2 + 3 * X CH 4 + X CO2

(

FN 2 = F

0 CH 4

* N2

0 0 FT = FCH 4 * 1 + CO2 + H 2O + H 2 + N 2 + 2 * X CH 4 = FT0 + 2 * FCH 4 * X CH 4

(

)

(9)

Las ecuaciones de continuidad, obtenidas de un balance diferencial molar para los componentes de referencia CH4 y CO2 para un modelo unidimensional y heterogneo son:dX CH 4 dZ = * B *CH 4 * rCH 40 FCH 4

(A)

dX CO2 dZ

=

* B * CO2 * rCO20 FCH 4

(B)

Donde:=

4

2 * d ti

(10)

B = Densidad del lecho, [d di

Kgr ]. m3 = Dimetro interno del tubo, [m]

Kmol 0 FCH 4 = Flujo inicial de metano, . hr X CH 4 = Conversin total de CH4 en CO y CO2.

X CO2 = Conversin de metano en CO2.

CH = Factor de efectividad de conversin de CH4.4

CO = Factor de efectividad de formacin de CO2.2

83

KmolCH 4 rCH 4 = Velocidad de de conversin de metano, . Kgrcat * hr KmolCO 2 rCO2 = Velocidad de formacin de CO2, . Kgrcat * hr

= rea transversal del tubo reformador, m 2 . Z = Longitud del tubo reformador, [m] . CO2 , H 2O , H 2 , y, N 2 = Relaciones de los flujos molares de CO2, H2O, H2 y

[ ]

(

)

N2 por flujo molar de CH4 en la alimentacin.4.4.6.1 EXPRESIONES DE VELOCIDAD:

Las velocidades netas para los componentes claves, CH4 y CO2 son expresadas por las siguientes ecuaciones: rCH 4 = rI + rIII rCO2 = rII + rIII Las ecuaciones de velocidad correspondientes son:3 PH 2 * PCO * PCH 4 * PH 2O K1

(11) (12)

k1 rI = 2.5 PH 2

* 1 DEN 2

(13)

rII =

PH * PCO2 k2 * PCO * PH 2O 2 K2 PH 2

* 1 DEN 2 * 1 DEN 2

(14)

rIII

k = 33.5 PH 2

P4 * P 2 PCH * PH O H 2 CO2 * 4 2 K1 * K 2

(15)

Donde:DEN = 1 + K CO * PCO + K H 2 * PH 2 + K CH 4 * PCH 4 + K H 2O * PH 2O PH 2

(16)

Las reacciones I y III son endotrmicas mientras que la reaccin inversa de la reaccin del gas de agua (II) es exotrmica. La desventaja de estas expresiones de velocidad es

84

que no pueden ser usadas cuando la concentracin de H2 es cero, porque la expresin de velocidad llega a ser infinita para el uso de estas ecuaciones.

Los coeficientes cinticos de velocidad y constantes de adsorcin en el equilibrio son dados por Xu y Froment (1989a) continuacin:[5]

y el Nashaie et. Al. (1990) y se presentan a

4.4.6.2 VELOCIDAD ESPECFICA DE REACCIN: (ki)0.5 28879.0 Kmol * Kpa k1 = 9.490 E + 16 * exp = T Kgr * hr 1 8074.3 Kmol * Kpa k 2 = 4.390 E + 4 * exp = T Kgr * hr

(17)

(18)

0.5 29336.0 Kmol * Kpa k 3 = 2.290 E + 16 * exp = T Kgr * hr

(19)

4.4.6.3 CONSTANTES DE ADSORCIN EN EL EQUILIBRIO:

4604.28 1 K CH 4 = 6.65 E 6 * exp = Kpa T

[

]]

(20)

10666.35 1 K H 2O = 1.77 E + 3 * exp = Kpa T 9971.13 1 K H 2 = 6.12 E 11 * exp = Kpa T 8497.71 1 K CO = 8.23E 7 * exp = Kpa T

[

(21)

[

]

(22)

[

]

(23)

4.4.6.4 CONSTANTES DE EQUILIBRIO: (K)

Las constantes de equilibrio son dadas por Davies y Lihov (1971).

85

26830.0 K 1 = 10266.76 * exp + 30.11 = Kpa 2 T 4400.0 K 2 = exp 4.063 T K 3 = K 1 * K 2 = Kpa 2

[

]

(24)

(25)

[

]

(26)

4.4.6.5 PRESIN PARCIAL DE LOS COMPONENTES:

Las presiones parciales de los componentes reaccionantes estn dadas en Kpa, se expresan en trminos de las conversiones de los componentes claves.

1 + X CH 4 PCH 4 = 1 + CO + H O + H + N + 2 * X CH 2 2 2 2 4 H 2O X CH 4 X CO2 PH 2O = 1 + CO + H O + H + N + 2 * X CH 2 2 2 2 4 H 2 + 3 * X CH 4 + X CO2 PH 2 = 1 + CO + H O + H + N + 2 * X CH 2 2 2 2 4 X CH 4 X CO2 PCO = 1 + CO + H O + H + N + 2 * X CH 2 2 2 2 4 CO2 + X CO2 PCO2 = 1 + CO + H O + H + N + 2 * X CH 2 2 2 2 4 Donde:

* P = [Kpa ] * P = [Kpa ]

(27)

(28)

* P = [Kpa ] * P = [Kpa ] * P = [Kpa ]

(29)

(30)

(31)

i =

Fi 0 0 FCH 4

X CH 4 , X CO2 = Son las conversiones de metano y dixido de carbono respectivamente.P = Presin total del sistema en Kpa.

86

4.4.6.6 FACTOR DE EFECTIVIDAD:

Para el clculo de los factores de efectividad se tomaron las expresiones matemticas polinmicas que han sido obtenidas mediante el mtodo riguroso de colocacin ortogonal. Estas correlaciones son satisfactorias para este proceso, ya que han sido obtenidas luego de una serie de pruebas y clculos rigurosos para diferentes situaciones, considerando diferentes relaciones de vapor/metano; las expresiones matemticas demuestran variaciones de los factores de efectividad con bastante aproximacin permitiendo simplificar el diseo del reformador, involucrando errores relativamente bajos; en cuyo anlisis se demuestra que la regresin polinomial es la mas adecuada para representar estos perfiles, por lo que se obtuvieron las siguientes expresiones para los factores de efectividad de metano y dixido de carbono como funciones de la longitud del tubo Z (m), con las respectivas constantes tabuladas de acuerdo a los intervalos de longitud para los que son aplicables, estas expresiones son:

Para CH4:

CH = a1 + b1 * Z + c1 * Z 2 + d1 * Z 3 + e1 * Z 4 + f 1 * Z 54

(32)

TABLA 47 CONSTANTES DE LOS FACTORES DE EFECTIVIDADIntervalo de Z (m) 0.0 0.2 0.2 2.0 2.0 12.0 a1 3.40271E-2 3.46465E-2 3.53026E-2 b1 1.50706E-1 2.78045E-3 -5.63342E-4 c1 -1.43056E-1 -5.60737E-3 1.04288E-4 d1 8.95366E-1 4.59855E-3 -1.07611E-5 e1 -3.91470 -1.80038E-3 5.56779E-7 f1 6.22014 2.73842E-4 -1.10707E-8

Para CO2:

CO = a 2 + b2 * Z + c 2 * Z 2 + d 2 * Z 3 + e2 * Z 4 + f 2 * Z 52

(33)

TABLA 48 CONSTANTES DE LOS FACTORES DE EFECTIVIDADIntervalo de Z (m) 0.0 0.2 0.2 2.0 2.0 11.0 11.0 12.0 a2 3.41762E-2 3.46135E-2 3.53703E-2 -2.80227E+3 b2 1.91920E-2 2.58231E-3 -5.80316E-4 1.21101E+3 c2 -2.71999E-1 -4.80816E-3 1.53452E-4 -2.08275E+2 d2 2.16797 3.77979E-3 -2.36097E-5 1.80773E+1 e2 -8.65165 -1.43009E-3 1.85678E-6 -7.80551E-1 f2 1.35279 2.11362E-4 -5.62914E-8 1.34776E-2

87

Estas expresiones son validas para alimentaciones de vapor/metano entre 4 y 4.40 y para presiones de entrada al reformador de 29 bar. Fuente: (Richard A. Palacios I. proyecto de grado 2000) [8]. En el (Anexo B). se muestra la metodologa empleada para el clculo de factores de efectividad.

4.4.7

BALANCE DE ENERGIA

Para un sistema de reacciones mltiples con un nmero determinado de reacciones independientes, la ecuacin del balance de energa para un reactor no adiabtico y no isotrmico tomando un elemento diferencial de longitud de reactor dZ esta dado por:

4 * U * (T Ti ) * B * ( H 1 ) * rCH 4 * CH 4 + B * ( H 2 ) * rCO2 * CO2 d ti dT = dZ 6 0 FCH 4 * j * Cp j + X CH 4 * Cp1 + X CO2 * Cp 2 j =1

(C)

Donde:H 1 , H 2 = Calores de las reacciones (I) y (II) [=]

Cp j

KJ Kmol KJ = Calor especifico del componente j [=] Kmol K

Cp1 , Cp 2 = Calor especifico de las reacciones (I) y (II) [=]

U Ti dti

KJ Kmol K KJ = Coeficiente global de transferencia de calor [=] 2 m hr C = Temperatura de la pared interior del tubo [=] K= Dimetro interior del tubo [=] m..

La temperatura de la pared interior del tubo reformador es calculada a partir de la funcin obtenida por un anlisis de regresin presentado por Xu y Froment, (1989b)[1]. La cual muestra la evolucin de las conversiones, la presin total, la temperatura del gas de proceso y las temperaturas de pared interior y exterior del tubo, en un reformador comercial.

88

Los perfiles de temperatura de pared interior y exterior del tubo quedan expresados por la regresin polinomial de segundo orden que es la ms adecuada para representar las lneas de tendencias de estos valores y estn dadas por las siguientes ecuaciones:

Ti = 982.57 + 20.284 * Z 0.4015 * Z 2 Tw = 1012.2 + 19.459 * Z 0.4095 * Z 24.4.7.1 COEFICIENTE GLOBAL DE TRANSFERENCIA DE CALOR (U):

(34) (35)

El coeficiente global de transferencia de calor (U) entre los tubos catalticos y su contorno, esta dado por De Deken et Al. (1982)[4]:d d ti 1 * ln te = d U 2 * st ti 1 d ti m 2 hr C + + = 8 * er KJ w

(36)

Donde:dte

, d

ti

= Dimetro exterior e interior del tubo, [m] .

st w , er

KJ = Conductividad trmica del metal del tubo, . mhr C = Coeficientes de transferencia de calor en la pared y conductividad

efectiva del lecho cataltico y son dadas por De Wasch y Froment (1972). Los diferentes parmetros, se calculan con las ecuaciones presentadas por Xu y Froment (1989b)[1].

w =

8.694 * d4 3 ti

0 er

+

0.512 * g * d ti * Re p * Pr Dp1

1 3

KJ = 2 m hr C

(37)

er = 0 + er

0.111* g * Re p * Pr 3

Dp 1 + 46 * d ti

2

KJ = m * hr C

(38)

Donde:

KJ g = Conductividad trmica del gas, m * hr C

0 = Contribucin esttica de la conductividad efectiva del lecho cataltico, er

KJ m hr C

89

w = coeficiente de transferencia de calor de pared,

KJ . m * hr* C2

Rep = Numero de Reynolds, basado en el dimetro equivalente de la partcula.

NUMERO DE REYNOLDS:

Re p =

G * Dp

(39)

Kgr G = *V = 2 m hr Donde:

(40)

m V = Velocidad del gas, hr F V = v T P Fv = Fv0 * 1 + * X CH 4 * * To Po F =0 v

(40a)

(

)

(40b)

FT0 * M MEZ

O

(40c)

NUMERO DE PRANDTL:Pr = Cp *

g

(41)

El valor de 0 se obtiene de la relacin introducida por Kunii y Smith (1960) [9]. er

0 = * ( g + 0.95 * hru * Dp )`+ er

0.95 * (1 )

2 1 3 + 0.2988 (10.0 * g + hrs * Dp )

(42)

Donde:

= Fraccin hueca del lecho empacado

90

T 0.1952 * 100 hru = 0.25 * 1.0 + 2.0 * (1 ) T 0.1952 * 100 hrs = 3.04.4.7.2 CONDUCTIVIDAD TERMICA ( i )3

3

(43)

(44)

La conductividad trmica de un componente esta dado por:

T ' = T 273.15 , T ' = C

[

]

(44a)

KJ i = 4.186 * C 0 + C1 * T ' + C 2 * T '2 + C 3 * T '3 , m * hr C

(45)

Donde: T = K

y

T = C

C 0 , C 1 , C 2 , C 3 = Son constantes y estn dadas por la siguiente tabla(Reid et al., 1977).TABLA 49 CONSTANTES DE LA ECUACION DE CONDUCTIVIDAD TRMICAN 1 2 3 4 5 6 Componentes CH4 H2O H2 CO CO2 N2

C032.4699E-5 99.8229E-4 13.9584E-2 14.0460E-3 13.8695E-3 21.5963E-3

C129.9243E-5 10.0049E-5 38.5097E-5 98.2287E-6 60.4059E-6 53.8378E-6

C2-32.3017E-8 -29.6743E-9 -12.5689E-8 -89.1313E-9 91.4853E-10 -17.7821E-9

C325.8011E-11 23.0937E-12 47.7818E-12 48.5768E-12 -12.7413E-12 63.7069E-13

La conductividad trmica del gas de mezcla (Wassiljewa, 1904) esta dado por la relacin emprica:

91

g = i =1

n

y i * i

yj =1

n

(46)

i

* Aij

Lindsay y Bromley (1950) utilizaron el modelo de Sutherland dado por: Aij = 0.25 * 1 + i j Donde: S i = Constante de Sutherland para el componente i.

Mj * M i

3

4

T + Si * T +Sj

1

2

T + S ij * T + Si

2

(47)

S i = 1.5 * Tbi Tbi = Punto normal de ebullicin del componente i., [ K ] .S ij = S ji

(48)

= F S *S i* S j

1

2

(49)

CO2 F S = 1 Si i y j son

H2

, CO2

N2

De otro modo:

F S = 0.735

TABLA 50 PUNTO NORMAL DE EBULLICIN DE LOS COMPONENTES

Componente

CH4

H2O

H2

CO

CO2

N2

Tbi = [ K ]

111.70 373.15 0.00 81.50 194.60 77.30

4.4.7.3 CALOR ESPECFICO:

El calor especifico como una funcin de la temperatura de un componente gaseoso esta dado por:

Cpi = A0 + A1 * T + A2 * T 2 + A3 * T 3Donde:

(50)

92

KJ Cpi = Calor especifico del componente i, Kgr K T = [ K ] . Los coeficientes ( A0 , A1 , A2 , A3 ) , son dados por De Deken (1982) [4] y se muestran en la siguiente tabla.TABLA 51 COEFICIENTES DE LA ECUACIN DE CALOR ESPECFICOComponente CH4 H2O H2 CO CO2 N2 A0 8.1333 6.9288 6.8989 6.9390 8.6232 6.9459 A1 13.398E-3 23.755E-4 37.515E-5 37.944E-5 10.680E-3 62.894E-6 A2 96.007E-8 -32.282E-8 -22.482E-8 24.328E-7 -84.320E-7 26.222E-7 A3 -28.757E-10 -33.875E-11 37.404E-11 -14.358E-10 26.588E-10 -14.326E-10

CALOR ESPECFICO DE MEZCLA:

Cp = y i * Cpii =1

n

(51) (52)

Cp1 = 12.5736 1.4268E 2 * T + 1.1209 E 6 * T 2 + 2.9008E 9 * T 3 Cp 2 = 1.6543 + 8.3002 E 3 * T 1.0767 E 5 * T 2 + 4.8074 E 9 * T 3

(53)

4.4.7.4 CALORES DE REACCIN:

Xu (1986), dio los calores de reaccin como una funcin de la temperatura: H 1 = 206 . 31 E + 3 + 4 . 186 * 1 . 4268 E 2 * T 2 298 2 + 12 . 5736 * (T 298 ) 2 1 . 1209 E 6 * T 3 298 3 + 2 . 9008 E 9 * T 4 298 4 3 4

(

)

(

)

(

)

(54)

93

H 3 = 165 .11 E + 3 + 4 .186 *

14 .227 * (T 298 ) 2 .98 E 3 * T 2 298 2 3 3 4 4 3 .2152 E 6 * T 298 + 1 .9270 E 4 * T 298

(

)

(

) (

)

(55)

H 2 = H 3 H 1 [=]4.4.7.5 VISCOSIDAD:

KJ Kmol

(56)

La viscosidad de un componente gaseoso es calculada por el mtodo de estados correspondientes; para CH 4 , CO2 , CO y N 2 este es calculado por:

i * i = 64.008 E 5 * (4.58 * Tri 1.67 )0.625

(57)

Donde: Tri = Temperatura reducida [=] K Tri = T TciTci 6 M i 2 * Pci 31 2 1

(58)

i =

(59)

El calculo de la viscosidad para H 2 esta dado por:

H = 326.55E 5 * (0.1375 * T 1.167 )0.6252

(60)

El calculo de la viscosidad para H 2 O esta dado por:

H O = 1170.828E 5 * (0.011662 * T 0.55)2

(61)

VISCOSIDAD DE MEZCLA:

La viscosidad de mezcla del gas es obtenido de la ecuacin dada por Red et al. (1977):

94

=

i =1

n

i

n y 1 + ij * j y j =1 i

(62)

Wilke (1950) us la teora cintica de Sutherland dado para el modelo: 1 + i j 1 2

ij =

Mj M i

1

4

1

2

M 8 * 1 + i M j

1

(63)

2

TABLA 52 PROPIEDADES CRTICAS DE LOS COMPONENTESN 1 2 3 4 5 6 Componentes CH4 H2O H2 CO CO2 N2

Kgr Mi = Kmol 16.043 18.015 2.016 28.010 44.010 28.013

Tci = [ K ] 190.4 647.3 33.0 132.9 304.1 126.2

Pci = [Kpa ] 4600 22120 1290 3500 7380 3390

Donde: y i ; y j = Son las composiciones de los componentes i y j y estn dados por: y CH 4 =

(1 + 2 * y0 CH 4

0 y CH 4 * 1 X CH 4 0 CH 4

(

)

* X CH 4

)

(64)

y CO2

0 FCO2 + X CO2 ) y * 0 FCH 4 = 0 1 + 2 * y CH 4 * X CH 4

(

)

(65)

y H 2O

0 FH O 0 y CH 4 * 02 ( X CH 4 + X CO2 ) FCH 4 = 0 1 + 2 * y CH 4 * X CH 4

(

)

(66)

95

y yH2 =

0 CH 4

0 FH 2 * 0 + 3 * X CH 4 + X CO2 FCH 4 0 1 + 2 * y CH 4 * X CH 4

(

)

(67)

y CO

F0 0 y CH 4 * CO + X CH 4 X CO2 0 FCH 4 = 0 1 + 2 * y CH 4 * X CH 4

(

)

(68)

y N 2 = 1 y CH 4 y H 2O y H 2 y CO y CO2

(69)

4.4.8

CAIDA DE PRESIN

La ecuacin de Ergun, describe la cada de presin para sistemas reaccionantes gaseosos que atraviesan por lechos empacados, esta define como: 328.08 Kpa dP Gr 1 150 * (1 ) * r [=] = + 1.75 * Gr * * 3 * dZ dp r m r * g c * dp r 2088.56Gr = Velocidad msica superficial [=]

(D)

lb ft 2 hr (70) lb 3 ft

Gr = G * 0.2048142

r = * 0.062412 =

(71)

dp r = Dp * 3.2808 = [ ft ]

(72) (73)

r = * 0.67197 = Donde: P = presin del sistema [=]

lb ft * hr

lb ft 2 = Porosidad del lecho = volumen de huecos / volumen total del lecho (1 ) = Volumen de slidos / volumen total del lecho lbm * ft = Factor de conversin = 32.174 seg 2 * lbf = dimetro equivalente de la partcula de catalizador [=] ft lbm = viscosidad del gas [=] ft * hr

gc Dp

96

r

= densidad del gas,

lb ft 3

4.4.8.1 DENSIDAD DEL GAS:

La variacin de la densidad con la temperatura en operaciones no isotrmicas, es obtenida de la relacin: P To 1 * * Po T 1 + + X CH 4 Kgr = 3 m

= 0 *

(

)

(74)

0 =

Po * M MEZ R * To6

(75)

M MEZ = M i * y i 0i =1

(76)

Donde:

= Factor de expansin volumtrica.To = temperatura de alimentacin [=] K Po = presin de alimentacin [=] K R = 8.3144 m 3 Kpa = Constante universal de los gases. Kmol K

Mmez = Peso molecular de la mezcla.

4.4.9 DESARROLLO Y METODOLOGIA DE RESOLUCION DEL DISEO

Para el clculo de los factores de efectividad se tomaron las expresiones matemticas polinmicas que han sido obtenidas mediante el mtodo riguroso de colocacin ortogonal. Fuente: (Richard A. Palacios I. proyecto de grado 2000)[8].

Para el desarrollo del diseo, se establecen las siguientes consideraciones:

Se tomara el metano y dixido de carbono como los componentes claves.

Se conocen los flujos y la composicin de la alimentacin (segn las tablas 45 y 46 respectivamente).

97

La relacin molar estequiomtrica de vapor de agua a metano requerida en la alimentacin, es conocida.

La presin fue inicialmente fijada en 29 bar. y las conversiones de metano y dixido de carbono a la entrada del reformador primario son cero.

4.4.9.1 CARACTERISTICAS DE LOS TUBOS REFORMADORES

Las caractersticas metalrgicas de los tubos consideradas en el diseo, de acuerdo con la bibliografa (Tindall y King, 1994) [2], son las siguientes: Material: Aleacin 35/25 Ni/Cr (modificada con Nb y microaleada con trazas de elementos incluyendo Ti y Zr). Temperaturas mximas de operacin: De 1600 F a 1700 F ( 1145a1200 K ) . Periodo mnimo de servicio: 100000 horas de operacin.

Las caractersticas dimensionales de los tubos, principalmente la longitud, ha sido limitada a 12 m por la temperatura de pared interior de tubo representada por la ecuacin (34), que toma en cuenta una longitud de 11.12 m como la longitud en que los tubos fueron calentados por radiacin durante la operacin de un reformador industrial. Por lo que para el diseo, se asumen vlidas las siguientes dimensiones para los tubos (Xu y Froment, 1989b)[1]. Dimetro interior de tubo Dimetro exterior de tubo Longitud total del tubo : : : dti = 0.1016 m dte = 0.1322 m L = 12 m L = 11.12 m.

Longitud calentada de tubo :

4.4.9.2 CARACTERISTICAS DEL CATALIZADOR UTILIZADO

Las caractersticas del catalizador utilizado, corresponden a partculas de catalizador de uso industrial (Xu y Froment, 1989b)[1].

98

Constitucin Geometra de partcula Dimetro exterior de partcula Dimetro interior de partcula Altura de partcula Espesor de capa activa Densidad de partcula Porosidad de partcula Densidad de lecho Fraccin hueca del lecho Temperatura de sinterizacin

: : : : : : : : : : :

Ni / MgAl2O4. Anillo. dpe = 0.0173 m dpi = 0.0084 m H = 0.010 m 0.002 m

s = 2355.2 s = 0.59 B = 1507.3 = 0.368 1500 K .

Kg m3

Kg m3

4.4.10 IDENTIFICACION DE VARIABLES

INCOGNITAS

Temperaturas a lo largo del reactor (reformador). Conversin de metano a lo largo del reformador. Conversin de metano en dixido de carbono a lo largo del reformador. Presiones a lo largo de reactor.

GRADOS DE LIBERTAD

Relacin molar de vapor de agua a metano en la alimentacin. Temperatura de entrada al reformador. Presin de entrada al reformador. Conversin de CH4 y CO2 a la entrada al reformador.

99

Nmeros de tubos. En el diseo, la fase gas es descrita por los balances de materia para los componentes claves metano y dixido de carbono, el balance de energa y por la ecuacin de cada de presin, de acuerdo a las ecuaciones diferenciales (A), (B), (C) y (D) respectivamente, resueltas por el mtodo de Runge Kutta de primer orden. * B *CH 4 * rCH 40 FCH 4

dX CH 4 dZ dX CO2 dZ

=

(A)

=

* B * CO2 * rCO20 FCH 4

(B)

4 * U * (T Ti ) * B * ( H1 ) * rCH 4 *CH 4 + B * ( H 2 ) * rCO2 *CO2 dti dT = 6 dZ 0 FCH 4 * j * Cp j + X CH 4 * Cp1 + X CO2 * Cp2 j =1 328.08 dP Gr Kpa 1 150 * (1 ) * r [=] * 3 * = + 1.75 * Gr * m dZ dpr r * g c * dpr 2088.56

(C)

(D)

Condiciones iniciales: X CH 4 = 0; X CO2 = 0 ; T = T0 ; P = P0 ; a Z = 0, donde T0 y P0, son la temperatura en (K) y la presin en (Kpa) de la alimentacin y , es la seccin transversal de tubo en (m2).

100

INICIO

DATOS DE ENTRADA (Condiciones iniciales) XCH4, XCO2, T0 , P0 , Z

PRESIONES PARCIALES PCH4 =f (XCH4 , XCO2 ) Ec. 27 PH2O =f (XCH4 , XCO2 ) Ec. 28 PH2 =f (XCH4 , XCO2 ) Ec. 29 PCO =f (XCH4 , XCO2 ) Ec. 30 PCO2 =f (XCH4 , XCO2 ) Ec. 31

LECTURA DE DATOS F0CH4 , F0H2O , F0H2 , F0CO , F0CO2 , F0N2 , Dp , s , PM , dti , dte , N iterac. FACTORES DE EFECTIVIDAD CH4 = f (a1 , b1 , c1 , d1 , e1 , f1 , z) Ec. 32 CO2 = f (a2 , b2 , c2 , d2 , e2 , f2 , z) Ec. 33 RELACIONES DE FLUJO I = F0I / F0CH4

METODO RUNGE-KUTTA FRACCIONES MOLARES YI =f (XCH4 , XCO2 )

FLUJOS MOLARES FCH4 =f (XCH4 , XCO2 ) FH2O =f (XCH4 , XCO2 ) FH2 =f (XCH4 , XCO2 ) FCO =f (XCH4 , XCO2 ) FCO2 =f (XCH4 , XCO2 ) FN2=f (XCH4 , XCO2 )

RESULTADOS FINALES XCH4, XCO2, T, P , WCAT

FIN

Fig. 12 Diagrama de Bloques para el Diseo

101

INICIO

DATOS DE ENTRADA (Condiciones iniciales) XCH4, XCO2, T0 , P0 , H

ECUACIONES DIFERENCIALES A RESOLVER

dX CH 4 dZ dX CO2 dZ

= =

* B *CH 4 * rCH 40 FCH 4

Ec. (A) Ec. (B)

* B * CO2 * rCO20 FCH 4

4 *U * (T Ti ) * B * ( H 1 )* rCH 4 * CH 4 + B * ( H 2 )* rCO2 * CO2 d ti dT = dZ 6 0 FCH 4 * j * Cp j + X CH 4 * Cp1 + X CO2 * Cp 2 j =1

Ec. (C)

328.08 dP Gr 1 150 * (1 ) * r = + 1.75 * Gr * * 3 * dZ dp r r * g c * dp r 2088.56

Ec. (D)

CALCULO DE LOS PARAMETROS DE RUNGE-KUTTA KN1 = f (XCH4 , XCO2 , T0 , P0 , H) . . KN4 = f (XCH4 +H , XCO2 +H K13 , ..T0 , P0 + H KN3)

ZI+1 = ZI + H

CALCULO DE LAS FUNCIONES DE RUNGE-KUTTA 1 = f (XCH4 , XCO2 , T0 , P0 ) . N =

RESULTADOS XCH4, XCO2, T , P, Z

Z = 12 m CALCULO DE VALORES PARA EL INCREMENTO H XCH4 = f (H , 1 , , N) XCO2 = f (H , 1 , , N) T = f (H , 1 , , N) P = f (H , 1 , , N) NO SI FIN

Fig. 13 Diagrama de bloques del Mtodo Runge-Kutta

102

4.4.11 REFORMADOR DE METANO CON VAPOR (INCLUYENDO LA RECIRCULACION)

4.4.11.1 CONDICIONES DE ALIMENTACIN AL REFORMADOR: (INCLUYENDO LA CORRIENTE DE RECIRCULACION)

Po = 29 bar To = 795 K

P0 = 2900 Kpa T0 = 795 K F0 = 27906.96 Kmol/hr (GN-Vapor y recirculacion de CO2)

PF = 2438.8 Kpa TF = 1062.14 K F = 34546.8635 Kmol/hr

Fig. 14 Esquema del Reformador (con recirculacin)

103

TABLA 53 BALANCE DE MATERIA EN EL REFORMADORALIMENTACION REFORMADOR Fi ENT (Kmol/hr) 4717.3700 18980.3211 778.3015 2.5407 3370.3410 58.0808 0.0000 27906.96 Zi 0.16904 0.68013 0.02789 0.00009 0.12077 0.00208 0.00000 1.00000 GAS DE SINTESIS Fi SAL (Kmol/hr) 1362.2121 15159.5106 11310.1601 2892.1422 3764.7609 58.0811 0.0000 34546.8635 Yi 0.03943 0.43881 0.32739 0.08372 0.10898 0.00168 0.00000 1.00000

N Compon. 1 2 3 4 5 6 7 CH4 H2O H2 CO CO2 N2 MDEA TOTAL

Se tomara como dato:Ntubos = 900 por reformador y se observa que existe un flujo de 27 32

Kmol hr

en cada tubo. (Fuente: Elnashaie and Elshishini; Gordon and Breach Science Publisher, Modeling Simulation and Optimizacin of Industrial Fixed Bed Catalytic Reactors (Topics in Chemical Engineering Vol. 7))[11].

En el proceso, debido al flujo de alimentacin que se esta manejando, se tendr la presencia de diez (10) Reformadores para la obtencin del gas de sntesis (Syngas), la tabla mostrada en la parte superior hace referencia a la dcima parte del flujo total (para un reformador).

4.4.11.2 CARACTERISTICAS DEl REFORMADOR

Para los 900 tubos considerados por reformador se tienen las siguientes dimensiones: Dimensiones del horno: 21.834 * 35.49 * 12 metros Nmero de quemadores: 204

(Fuente: Elnashaie and Elshishini; Gordon and Breach Science Publisher, Modeling Simulation and Optimizacion of Industrial Fixed Bed Catalytic Reactors (Topics in Chemical Engineering Vol. 7))[11].

104

4.5 SEPARADOR DE FASES BIFASICO (FLASH ISOTERMICO)

Fig. 15 Separador Bifsico

4.5.1

ECUACIONES FUNDAMENTALES EN EL SEPARADOR

Ecuacin de Rachford Rice :f ( ) = Z i * (1 K ) =0 1 + * ( K i 1)

(77)

Resolucin por Newton Raphson:

f ' ( ) =

Z i * (1 K ) 2 (1 + * ( K i 1)) 2

(78)

K +1

f ( K ) = ' K f ( )K

(79)

Balance de Materia:

F =V + L z i * F = y i *V + x i * L Constante de equilibrio:Ki = yi xi

(80)

(81)

105

Balance de energa:

F * H F + q = V * HV + L* H L Relaciones de composicin:yi = zi * K i 1 + * ( K i 1) yi zi = K i 1 + * ( K i 1)

(82)

(83)

xi =

(84)

= Donde:

V F

(85)

= es la fraccin vaporizada del flujo

4.5.2 DETERMINACIN DE TBURB y TROCIO A LAS CONDICIONES DEL SEPARADOR:

-

Criterios para la estimacin del punto de burbuja:

xi = z i ; y i = K i * xi

yi = K i * xi = 1i =1 i =1 C

C

C

f (T ) = K i * x i 1 = 0i =1

-

Criterios para la estimacin del punto de roco:

y i = z i ; xi =

yi Ki

xi = i =1 i =1 C

C

C

yi =1 Ki yi 1 = 0 Ki

f (T ) = i =1

106

P = 343.71 psia = 2369.83 Kpa T = 98.33 F = 310 K Zi = Composicin de alimentacin al separador Para el clculo de dichas propiedades, se utiliz un Software Industrial denominadoCHEMCAD versin 5.2, el cual posee todas las correcciones y consideraciones necesarias

para el tratamiento de hidrocarburos, para este caso se eligi y emple la ecuacin de estado de Peng-Robinson entre varias alternativas que ofrece el Software, previamente se trabaj con otros ejemplos que ofrece la bibliografa y se verific la excelente capacidad de desarrollo del Software mencionado. TBURB = 205 K TROC = 455K = 0.5587 (a P y T de operacin) A estas condiciones el flujo total se encuentra en una mezcla de fases.

4.5.3

BALANCE DE MATERIA EN EL SEPARADOR

V=19403.01 Kmol / hr Yi

T=310 K P=2369.83 Kpa F=34546.86 Kmol / hr

Vapor

Lquido

L=15143.86 Kmol / hr Xi

Fig. 16 Esquema del Separador Bifsico

107

TABLA 54 BALANCE DE MATERIA EN EL SEPARADORALIMENTACION N 1 2 3 4 5 6 Compon. CH4 H2O H2 CO CO2 N2 TOTAL Fi (Kmol/hr) 1362.2121 15159.5106 11310.1601 2892.1422 3764.7609 58.0811 34546.8635 Zi 0.03943 0.43881 0.32739 0.08372 0.10898 0.00168 1.00000 VAPOR Vi (Kmol/hr) 1361.7061 51.0935 11307.7087 2891.4576 3732.9700 58.0718 19403.0072 Yi 0.07018 0.00263 0.58278 0.14902 0.19239 0.00299 1.00000 LIQUIDO Li (Kmol/hr) 0.5061 15108.4141 2.4518 0.6846 31.7910 0.0094 15143.8563 Xi 0.00003 0.99766 0.00016 0.00004 0.00210 0.00000 1.00000

4.5.4 DETERMINACION DEL DIAMETRO Y LONGITUD DEL SEPARADOR PENT = 343.71 psia = 2369.83 Kpa TENT = 98.33 F = 310 K

Se utilizar el Mtodo Campbell para determinar el dimetro del separador. (Referencia: Gas Conditioning and Processing John Campbell, 3 Edition, pg. 88[24]) 1 P g Qo = 67824KD l Z P0 g 2

0.5

(86)

Donde: Qo = pies3 / da de la fase vapor a: To = 60 F ; Po = 14.7 Psia

D = dimetro interno del separador (ft) Z = factor de compresibilidad a las condiciones del separador G , L = densidad de la fase gas y liquida a las condiciones del separador (lb/ft3) K = constante P = Presin de separacin (psia) K = 0.311363 4.5454E-5*P; K = 0.29574 P = Psia

108

En la fase vapor se tiene: N= 19403.0072 Kmol/hr = 42776.3086 lbmol/hr Luego: V = Z * R * N *T P

atm * ft 3 lbmol * 42776.3086 * 520 R lbmol * R hr V = Q0 = 1atm 3 ft 3 ft Q0 = 16242335.4807 = 389816051.537 hr dia 1 * 0.7302

Para el clculo de Z:TC' = 332.1623 _ K PC' = 8312.0582 _ Kpa

Tr' = Pr' =

T = 0.933 TC' P = 0.285 PC'

Con Tr' . y.Pr' se lee el valor del factor de compresibilidad de la grfica 5.1 pg. 24 (Campbell).

Z = 0.865 Para el clculo de g:

G =

P*M Z * R *T lb G = 1.014 3 ft

lb lbmol atm * ft 3 R = 0.7202 lbmol * R P = 343.71 psia = 23.388atm T = 558 R M = 15.0732

109

Para el clculo de l:

L = Sg L * H 2O' PC * M 0.008 T Sg L = * ' 0.01102 ' ....Ec. _ Goyal ' TC TC ZC

PC' = 21991.5491 _ Kpa = 3189.604 _ psia........( psia ) TC' = 646.1374 _ K = 1163.682 R.............( R) M = 18.0674' Z C = 0.2321

Sg L = 1.4452

L = 1.4452 * 62.429 L = 90.2245Reemplazando en (86)lb ft 3

lb ft 3

D = 8.76 ft =2.60 m

El clculo de la longitud se determina en base a la relacin:

L/D = 4 - 5 Tomando la relacin:

L/D = 4

L = 35.04 ft = 10.7 m

110

4.6 TORRE DE ABSORCION DE CO2

Como se sabe la absorcin del CO2 se realiza mediante el uso de aminas, los problemas ms frecuentes son: la corrosin y formacin de espumas. Los solventes ms usados son: el mono etanol amina (MEA) y dietanol amina (DEA). Las reacciones que participan son relativamente complejas:120 2.RNH 2 + CO2 + H 2O F (RNH 2 )2 .H 2CO3

_ tambin :120 2.RNH 2 + CO2 + H 2O F (RNH 3 )2 .CO3

Las siguientes especificaciones reglas generales, permitirn optimizar la mejorar la operacin:

economa y

La concentracin de gas cido en la solucin de amina que parte del absorbedor, no deber exceder de 0.3 mol gas cido/mol amina. La temperatura de la solucin rica en gas cido que sale del absorbedor, no debe sobrepasar los 120F. La solucin ms adecuada de amina pobre, no debe contener ms del 20% (en peso) de MEA 30% (en peso) DEA. Con preferencia, se recomienda usar 15% y 25%. El regenerador de etanol amina debe considerar lo siguiente:

PMAX. TMAX en el reboiler TMAX del vapor en el reboiler

10 psig 250 F 300F (vapor saturado a 67 psia)

El solvente ms utilizado es el MEA debido a que la degradacin no es gran problema porque posee una capacidad alta de absorcin, es ms barato que el DEA y el contenido de H2S del gas tratado puede ser mantenido a 0.25gr/100 scf menos. El calor de reaccin del CO2 con amina, es el siguiente:

111

CO2 en MEA 825 Btu / lb CO2 en DEA 653 Btu / lb (Fuente: John M. Campbell Gas conditioning and processing, third edition).

La simulacin rigurosa de una columna de platos para la absorcin fsico-qumica de CO2 en MDEA (metil dietanol amina), se ha realizado considerando todos los efectos posibles que participan en este fenmeno; lo cual implica variacin de todas las propiedades fsicas y fsico qumicas en cada plato a lo largo de la torre. Para los diferentes clculos en el presente equipo se emplea el software Industrial CHEMCAD versin 5.2, el cual considera todos los cambios fsico-qumicos-elctricos en el proceso. Despus de revisar ampliamente proyectos de grado, bibliografas y otros referidos a este tema, se comprob que el MDEA presenta mayores ventajas que MEA y DEA pues permite mayor absorcin de dixido de carbono; por esta razn y otras ventajas se emple la solucin MDEA Agua como absorbente.

(Referencia: Herbas R. Cesar, Simulacin de una torre de lecho relleno para absorcin fsico qumica de CO2 con MDEA Proyecto de grado. Ing. Qumica. USFX. 2000[20]. De Leye L., Froment G. F., Computers & Chemical Engineering, Vol. 10, N 5, pp. 493 504 (1986), Rigorous Simulation and Design of columns for gas absorption and Chemical reaction 1: Packed Columns[21]).

4.6.1 CARACTERISTICAS DEL MDEA (METIL DIETANOL AMINA)

* Peso Molecular * Frmula * Temperatura Normal de Ebullicin * Densidad del lquido ideal * Familia/ Grupo * Aplicacin * Industrias

119.6 C5H13NO2 247.25 C 1040 Kg/m3 Alcanolaminas Absorbedor de CO2 y SH2 Produccin de gas/Petrleo (tratamiento de gases) Poliuretanos. Textil. Qumica. Resinas epoxi

112

Propiedades Crticas:

Tc = 403.85 C Pc = 3700 Kpa Vc = 0.31334 m3/Kmol Acentricidad = 0.99699 (Fuente: software Industrial Hysys versin 3.1).

Propiedades termodinmicas y fsicas:

* Calor de Formacin a 25 C * Calor de Combustin a 25 C

-3.835E+5 KJ/Kmol -3.060E+6 KJ/Kmol

(Fuente: software Industrial Hysys versin 3.1).

4.6.2 IDENTIFICACION DE COMPONENTES

Para la columna de absorcin los componentes se encuentran identificados como sigue:

Alimentacin.-

Compuesta por flujo gaseoso y lquido:

Gaseoso Metano Hidrogeno Monxido de carbono Dixido de carbono Vapor de agua Nitrgeno Lquido Agua Metil-Di-Etanol-Amina

113

4.6.3 BALANCE DE MATERIA EN EL ABSORBEDOR

Condiciones de alimentacin:

Temperatura del gas de entrada Presin de gas de entrada Temp. de la solucin (MDEA Agua) Presin de la solucin (MDEA Agua) Grado de recuperacin de CO2 Concentracin de MDEA

T = 310 K P = 2369.83 Kpa T = 316.39 K P = 2369.83 Kpa 90.46% por fondos 40% en peso

Todos los clculos en el absorbedor y regenerador de MDEA fueron realizados por el software Industrial CHEMCAD versin 5.2. Asimismo se pudo obtener valores de propiedades como: volatilidad relativa, viscosidad, densidad, peso molecular entre otros.

P = 2369.83 Kpa T = 329.89 K V = 16099.9157 Kmol/hr PF = 2369.83 Kpa TF = 316.39 K FSOLV = 77600.0 Kmol/hr (MDEA-AGUA)

PF = 2369.83 Kpa TF = 310 K F = 19403.0072 Kmol/hr

P = 2369.83 Kpa T = 348.36 K L = 80903.0895 Kmol/hr

Fig. 17 Esquema de la Torre de Absorcin

114

TABLA 55 BALANCE DE MATERIA EN EL ABSORBEDORN Compon. ALIMENTACIN DEL GAS Fi (Kmol/hr) 1 2 3 4 5 6 7 CH4 H2O H2 CO CO2 N2 MDEA TOTAL 1361.7061 51.0935 11307.7087 2891.4576 3732.9700 58.0718 19403.0072 Zi 0.07018 0.00263 0.58278 0.14902 0.19239 0.00299 1.00000 ALIMENTACIN MDEA-AGUA F i SOLV (Kmol/hr) 70495.1220 7104.8809 77600.0015 Zi (peso) 0.6 0.4 1.00000 SOLVENTE RICO (por fondos) Li (Kmol/hr) 1.9995 70406.6927 10.7508 2.5408 3377.0594 0.0350 7104.0175 80903.0895 Xi 0.00002 0.87026 0.00013 0.00003 0.04174 0.00000 0.08781 1.00000 Vi (Kmol/hr) 1359.7066 139.5216 11296..9581 2888.9167 355..9105 58.0368 0.8640 16099.9157 GAS TRATADO (por cabeza) Yi 0.08445 0.00866 0.70168 0.17944 0.02211 0.00360 0.00005 1.00000

4.6.4 EFICIENCIA TOTAL DE PLATOS

El valor de la eficiencia de platos con el cual se trabaj en el Software industrial Chemcad es de: Et = 60%

Asimismo el programa trabaja con 11 platos reales. Ahora se pueden calcular los platos ideales teniendo la eficiencia:

NIDEAL = NREAL * 0.6 = 6.6 platos ideales.

4.6.5 DETERMINACION DEL DIAMETRO DE LA TORRE

Se fijar: Altura entre platos = 2.5 pies, esto para facilitar la limpieza de platos Cierre hidrulico = 1 plg. Del Manual del Ingeniero Qumico Perry 3 Edicin, tabla 7, pg.917[25] , se obtiene: Kv = 0.0564

115

Clculo de la densidad media del gas (G):

Gas de Cabeza

1 = 7.7374 Kg/m3Gas de Entrada

2 = 14.0059 Kg/m3 G = 10.8716 Kg/m3Clculo de la densidad media del lquido (L):

En Cabeza:

1 = 1001.3818 Kg/m3

En Fondos:

2 = 1292.9828 Kg/m3 L = 1147.1823 Kg/m3

Del Manual del Ingeniero Qumico Perry 3 Edicin

V = Kv *

dl dg dg

Luego: V = 0.5766 m/sClculo del flujo promedio de gas (G):

En el fondo: G1 = 81.2403 Kg/s En la cabeza: G2 = 40.3918 Kg/s

116

El flujo promedio es:

G = 60.8160 Kg/s

Clculo de la Seccin transversal de la torre: S = G / (dg*v) S = 9.6446 m2

Dimetro de la Torre:D= 4* A

= 3 .2 _ m

Altura de la Columna: H = NR * 2.5 ft ; H = 27.5 ft = 8.4 m NR = 11 platos reales

4.7 COLUMNA DE REGENERACION DE MDEA (Destilacin Multicomponente)

4.7.1 CONDICIONES DE ALIMENTACIN:

Temperatura de entrada Presin de entrada % de recuperacin de CO2 en destilado % de recuperacin de H2O en fondos

T = 318.24 K P = 101.325 Kpa 99.90 % (clave liviano) 94.20 % (clave pesado)

Se hizo uso de un condensador parcial y el respectivo hervidor.

117

PD = 66.85 Kpa TD = 346.28 K D = 7111.61 Kmol/hr

PF = 101.325 Kpa TF = 318.24 K F = 80903.0824 Kmol/hr

PB = 135.79 Kpa TB = 383.88 K B = 73791.48 Kmol/hr

Fig. 18 Esquema columna de regeneracin de MDEA

Fig. 18 Esquema de la columna regeneradora de MDEA AGUA

TABLA 56 BALANCE DE MATERIA EN EL REGENERADORALIMENTACINN Compon.

CORRIENTE RICA EN CO2 (Destilado)Di (Kmol/hr) 1.9995 3717.8180 10.7508 2.5408 3373.8659 0.0350 4.5980 7111.6077 Yi 0.00028 0.52278 0.00151 0.00036 0.47442 0.00000 0.00065 1.00000

RECIRCULACION DE MDEA (Fondos)Bi (Kmol/hr) 0.00000 66688.8654 0.00000 0.00000 3.1932 0.00000 7099.4191 73791.4840 Xi (peso) 0.00000 0.90375 0.00000 0.00000 0.00004 0.00000 0.09621 1.00000

REGENERADORAFi (Kmol/hr) Zi 0.00002 0.87026 0.00013 0.00003 0.04174 0.00000 0.08709 1.00000

1 2 3 4 5 6 7

CH4 H2O H2 CO CO2 N2 MDEA TOTAL

1.9995 70406.6856 10.7508 2.5408 3377.0590 0.0350 7104.0171 80903.0824

118

El flujo que sale por destilado (rico en CO2), es sometido a una condensacin con el objetivo de poder posteriormente separar en un Flash isotrmico (separador horizontal) el CO2 y as mismo recuperar la mayor parte del agua que acompaa al gas. Todo el CO2 obtenido en este equipo es recirculado y mezclado con la alimentacin (Gas natural Vapor) para ingresar nuevamente al reformador de metano (Para mayor referencia se puede ver el esquema general del proceso).

4.7.2 DETERMINACION DE LA EFICIENCIA TOTAL DE PLATOS

El valor de la eficiencia de platos con la cual se trabaj en el Software industrial Chemcad es de:Et = 60%

Asimismo el programa trabaja con 10 platos reales. Ahora se pueden calcular los platos ideales teniendo la eficiencia:

NIDEAL = NREAL * 0.6 = 6 platos ideales.

4.7.3 DETERMINACION DEL DIAMETRO Y ALTURA DE LA COLUMNA

Para la evaluacin del dimetro de la columna, tenemos:

l g v f = Kv * g

0.5

Para lquidos que forman espuma; segn Applied Petroleum Reservoir Engineering: Craft y Hawkins...se recomienda: Espaciamiento entre platos: 2.5 ft Cierre hidrulico: 1 plg

De tabla 7, pg. 217, Perry, encontramos que:

Kv = 0.0564

119

Densidad media del lquido: Alimentacin a 318.24 K 1 = 1014.1291 Kg / m3 Salida a 383.88 K 2 = 951.2990 Kg / m3 Densidad media del lquido L = 982.7140 Kg / m3

La densidad del gas: T = 346.3 K G = 2.9805 Kg / m3

La velocidad superficial ser: Vf = 2.1229 m / s La seccin transversal S de la columna se calcula con: S = G/ (Vf *G) G = Flujo de gas

G = 61.8748 Kg/s S = 9.7790 m2

El dimetro ser:S=

4

* D20.5

4*S D=

D = 3.53 m. La altura H de la columna considerando 10 platos reales: H = NR * 2.5 ft H = 25 ft = 7.62 m

120

4.8 REACTOR DE LODOS DE COLUMNA BURBUJEANTE (REACTOR DE FISCHER TROPSCH)

Los perfiles de conversin y concentracin de los reactivos (CO e H2) fueron determinados en funcin a la distancia axial para la reaccin de Fischer-Tropsch en un reactor de lodos de columna burbujeante. Se realiz el diseo del reactor basado en el modelo propuesto por: SCOTT A. HEDRICK & STEVENS. C. CHUANG; Universidad de Akron Departamento de Ingeniera Qumica, Akron, Ohio.

Las ecuaciones y parmetros que se observarn son propuestas por SCOTT A. HEDRICK & STEVENS. C. CHUANG; en el proceso se consideraron datos propios como dimetro, masa de catalizador, flujo de alimentacin, concentraciones, entre otros, para realizar el diseo y comprobar que estas ecuaciones son vlidas para estimar los comportamientos en reactores de lodos de tipo industrial.

Las correlaciones y ecuaciones fueron desarrolladas de conceptos bsicos, es decir, conservacin de masa y equilibrio, combinados con la cintica de la reaccin del catalizador de hierro as como los coeficientes de transferencia de masa, gas, lquido, y retencin de la fase slida, las constantes de la ley de Henrry, velocidad mnima de fluidizacin, y la velocidad final obtenidas de correlaciones empricas. Los perfiles de concentracin y conversin fueron determinados por la variacin de variables importantes en el proceso: Velocidad de la fase liquida y constante de velocidad.

4.8.1 INTRODUCCIN

La reaccin de Fischer-Tropsch involucra la conversin del gas de sntesis (syngas), monxido de carbono (CO), e hidrgeno (H2) a varios hidrocarburos y oxigenados,

incluyendo los alcanos, alquenos, alcoholes, aldehdos, cetonas, steres, y cidos (Jordn, 1991), para el uso como combustible y productos qumicos. Algunas de las plantas a gran escala utilizadas para la produccin de combustible que estn en operacin actualmente son las plantas de Sasol en Sudfrica, que utilizan la tecnologa de lecho fijo y lecho fluidizado (Saxena, 1995), y una planta recientemente construida en Malasia operada por Shell.

121

Como resultado de las mejoras de la tecnologa de F T, la investigacin y desarrollo en los procesos catalticos es cada vez mayor. El proceso cataltico en general consiste en dos elementos: desarrollo del catalizador y el diseo del reactor. La naturaleza del catalizador heterogneo usado para una reaccin, por ejemplo, su actividad, selectividad, caractersticas de desactivacin, tamao de la pastilla, etc., directamente influenciarn en el diseo del reactor. Los reactores qumicos se deben disear para alcanzar la operacin eficiente de la reaccin, por ejemplo, optimizacin de la conversin, rendimiento del proceso, selectividad, y minimizacin de la desactivacin del catalizador. La aplicacin del desarrollo del catalizador con respecto a la sntesis de F T se ha centrado sobre todo en el alcance de la selectividad de hidrocarburos ms altos (C5 y ms elevados). El problema con la sntesis de F T es la dificultad en el control de la distribucin del producto, para ello la selectividad del producto de F T sigue de cerca la distribucin de AndersonSchultz-Flory (ASF), debido a la naturaleza de la reaccin de crecimiento de la cadena. Aparte de este problema de selectividad, la sntesis de F T es altamente exotrmica. Este calor de reaccin, en ausencia de la transferencia del calor eficiente, puede causar reacciones descontroladas o puntos calientes en el reactor. Lo cual puede disminuir la selectividad de hidrocarburos ms pesados y acelerar la coquizacin del catalizador, que reduce el nmero de sitios activos y disminuye posteriormente la actividad. El reactor de lodos de columna burbujeante (SBC) es actualmente el mejor para la sntesis de F T y hasta el momento ha demostrado superioridad sobre el lecho fijo y otros diseos de reactores por numerosas razones (Saxena, 1995; Kolbel y Ralek, 1980; Turner y Mills, 1990):

Flexibilidad para la operacin en modo continuo o semicontinuo. Alta capacidad trmica para la eliminacin de calor y mantenimiento de condiciones isotrmicas. Capacidad de funcionamiento sobre una amplia gama de temperaturas y presiones. Buen mezclado. Reducida velocidad de desactivacin del catalizador debido al efecto de lavado del lquido en el catalizador. Facilidad de reemplazo del catalizador. Alta eficiencia del catalizador, y bajo capital de costo.

122

El modelo de operacin de la sntesis de F T en un reactor de lodos de columna burbujeante es una parte importante del diseo y permite la prediccin de su comportamiento sin la experimentacin y puede ayudar a