ES2256375T3 - Reactor catalitico monolitico acoplado a un mezclador estatico. - Google Patents
Reactor catalitico monolitico acoplado a un mezclador estatico.Info
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Abstract
En un proceso para la reacción catalítica heterogénea de una mezcla de un gas reactivo y un líquido reactivo en un reactor catalítico monolítico bajo condiciones de reacción, la mejora que comprende la mezcla inicial del gas reactivo con el líquido reactivo en un mezclador estático, formando de esta manera una mezcla emulsionada, introduciendo la mezcla emulsionada resultante en el reactor catalítico monolítico para la reacción, y luego, recuperando el producto de reacción desde el reactor catalítico monolítico.
Description
Reactor catalítico monolítico acoplado a un
mezclador estático.
Las reacciones industriales entre los gases y los
líquidos reactivos, tales como aquellas que implican la
hidrogenación de compuestos orgánicos no saturados y aquellas que
tienen grupos funcionales capaces de condensarse, se realizan
frecuentemente mediante la utilización de catalizadores emulsionados
en forma de polvo finamente dividido en reactores equipados con un
depósito de agitación. Estos sistemas de reacción en fase
emulsionada son problemáticos de modo intrínseco para la seguridad,
funcionamiento y productividad de los procesos químicos. Los
catalizadores en forma de polvo finamente dividido son
frecuentemente pirofóricos y requieren una manipulación extensa del
operador durante la carga del reactor y la filtración. Por la
naturaleza de sus ciclos de calor para el inicio y la finalización,
los sistemas de emulsión provocan la formación de productos
secundarios que pueden acortar la vida útil del catalizador y
reducir el rendimiento del producto deseado.
Una opción para utilizar catalizadores de polvo
finamente divididos en reactores de agitación ha sido la
utilización de catalizadores granulados en reactores de lecho fijo.
Aunque esta tecnología de reactores elimina gran parte de los
problemas de manipulación y de residuos, un número de desafíos para
la ingeniería no ha permitido la aplicación de la tecnología de
reactores de lecho fijo a la reacción de gases con compuestos
orgánicos líquidos. El control del aumento global de la temperatura
y los gradientes de temperatura en el proceso de reacción ha sido un
problema. Un segundo problema es que, en los reactores de lecho
fijo, existe una pérdida de carga significativa debido a las altas
velocidades de flujo requeridas para la hidrogenación. Un tercer
problema es que la distribución del líquido-gas es
problemática, conduciendo frecuentemente de esta manera a una
conversión pobre y a gradientes de concentración localizados.
Los reactores catalíticos monolíticos son una
alternativa a los reactores de lecho fijo y tienen un número de
ventajas frente a los reactores de lecho fijo convencionales. Estos
reactores tienen una pérdida de carga baja que les permite trabajar
a velocidades más altas del gas y del líquido. Estas velocidades más
altas del gas y de los líquidos facilitan una transferencia y mezcla
de masa considerables, y el diseño del canal paralelo de un monolito
inhibe la coalescencia del gas en la fase líquida.
Los siguientes patentes y artículos son
ilustrativos del estado de la técnica, haciendo referencia a la
reacción del gas/líquido.
La Patente USA 5.763.687 da a conocer un aparato
destinado a la preparación de compuestos mononitroaromáticos. El
reactor comprende un tubo que contiene más de un elemento tabular
torsionado alineado en secuencia, de modo que el borde frontal de un
elemento tabular torsionado es sustancialmente perpendicular a un
borde trasero del elemento anterior. De modo preferente, el reactor
comprende un tubo y un tubo hueco sin elementos tabulares en el
mismo.
Patrick y otros, AICHE Journal, Vol. 41, No. 3
(Marzo 1995) dan a conocer un reactor monolítico de cordierita no
recubierta y su utilización para determinar la distribución del
tiempo de residencia, y el diseño de reacciones en fase gas/líquido.
Se introducen el líquido y el gas de modo ascendente a través del
reactor monolítico, haciendo pasar el gas reactivo a través de un
filtro de vidrio poroso. Las burbujas del gas generadas mediante el
paso del gas a través del filtro de vidrio son típicamente más
grandes que la anchura de los canales monolíticos.
La Patente USA 6.005.143 da a conocer una mejora
de un proceso para la hidrogenación de un compuesto nitroaromático,
a saber, el dinitrotolueno, poniendo en contacto el dinitrotolueno
con hidrógeno en un reactor que utiliza un sistema de reactor
catalítico monolítico. De modo amplio, la mejora consiste en la
hidrogenación continua, esencialmente sin disolvente, adiabática del
dinitrotolueno en toluenodiamina en un reactor catalítico monolítico
que opera en modo de flujo tipo "plug".
La Patente USA 4.428.922 da a conocer un método
para la fabricación del peróxido de hidrógeno en un hidrogenador
catalítico de lecho fijo mediante la utilización de un mezclador
estático para mezclar previamente el hidrógeno con el líquido antes
de la reacción en un reactor catalítico de lecho fijo.
La Patente USA 4.552.748 da a conocer un proceso
para la producción del peróxido de hidrógeno, haciendo pasar una
solución de trabajo e hidrógeno de modo ascendente, a través de un
reactor que comprende canales paralelos que tienen un material
catalitícamente activo fijado en los mismos. Se retira el producto
de reacción desde la parte superior del reactor y se recicla.
La Patente USA 5.688.047 da a conocer un
mezclador estático con elementos de mezcla. Comprende un tubo y un
elemento de mezcla girado a un ángulo de 90º alrededor del eje del
tubo.
La invención pertenece a un aparato que comprende
un reactor catalítico monolítico que tiene una entrada y una
salida, y un mezclador estático que tiene una entrada y una salida,
estando la salida de dicho mezclador estático en comunicación con la
entrada de dicho reactor catalítico monolítico. La invención
pertenece también a una mejora de un proceso para realizar la
reacción entre un gas reactivo y un líquido reactivo en un reactor
catalítico monolítico. La mejora del proceso consiste en la
introducción del gas reactivo y del líquido reactivo en la entrada
de un mezclador estático, la mezcla del gas reactivo y del líquido
reactivo en el mismo, la descarga del gas reactivo y del líquido
reactivo mezclados resultantes a través de la salida del mezclador
estático hacia la entrada del reactor catalítico monolítico y,
luego, la reacción de la mezcla resultante del gas reactivo y del
líquido reactivo. Cuando se hace pasar la mezcla del gas reactivo y
del líquido reactivo de modo ascendente a través del reactor
catalítico monolítico, la mezcla tiene ventajas de seguridad
particulares en la hidrogenación del dinitrotolueno.
Existen ventajas significativas del aparato, y
del proceso, y éstas incluyen:
- \bullet
- capacidad de conseguir una mayor transferencia de masa del gas reactivo y del líquido reactivo en el reactor catalítico monolítico;
- \bullet
- capacidad de dar un tiempo de contacto del reactivo corto, minimizando de este modo la formación de subproductos, y minimizando también la degradación del reactivo, del producto de reacción o del subproducto, si se establecen zonas de alta concentración;
- \bullet
- capacidad de controlar el tamaño de las burbujas del gas reactivo necesario para conseguir de manera continuada el flujo tipo "Taylor" en el reactor catalítico monolítico;
- \bullet
- capacidad de dar de modo sustancial una distribución uniforme de una mezcla emulsionada de gas/líquido a la totalidad en sección transversal del reactor catalítico monolítico;
- \bullet
- capacidad de mejorar la velocidad de reacción y por lo tanto mejorar la productividad; y,
- \bullet
- capacidad de mejorar la producción y la eficiencia del reactor catalítico monolítico.
La figura 1 es una vista en sección transversal
de un mezclador estático acoplado a un reactor catalítico
monolí-
tico.
tico.
La figura 2 es una vista isométrica de un
mezclador estático que muestra las corrugaciones interrelacionadas e
interseccionadas, y las trayectorias de flujo de los elementos de
mezcla separados.
La figura 3 es una vista en sección transversal
que describe los regímenes de flujo del gas reactivo y el líquido
reactivo bajo varias condiciones de los capilares de un reactor
catalítico monolítico.
Un aspecto de la invención se refiere a una
mejora de un aparato para las reacciones de gas/líquido utilizando
un reactor catalítico monolítico, en particular aquellos que son
adecuados para aplicación industrial, por ejemplo, aquellos que
tienen un diámetro de 2-8 pies. La mejora del
aparato consiste en acoplar la salida de un mezclador estático a la
entrada de un reactor catalítico monolítico. En términos de
funcionamiento del proceso, se introducen el gas reactivo y el
líquido reactivo en la entrada del mezclador estático y se hacen
pasar de modo ascendente a través del mismo, se mezclan, se eliminan
a través de la salida del mezclador estático, y luego, se cargan en
la entrada del reactor catalítico monolítico. La reacción entre el
gas reactivo y el líquido reactivo tiene lugar en el reactor
catalítico monolítico y se retira el producto de reacción desde la
salida del reactor catalítico monolítico. Frecuentemente, una parte
del producto de reacción que contiene gas y líquido sin reaccionar
se combina con el gas reactivo y el líquido reactivo suministrados,
y se recicla mediante el sistema de reactor catalítico
monolítico.
Muchas técnicas anteriores han utilizado el flujo
descendente con el propósito de intentar utilizar catalizadores
monolíticos en reactores de lecho fijo. Sin embargo, se ha
encontrado que esta dirección de flujo puede resultar en un flujo
estancado o inverso a ciertas velocidades del flujo, en particular
aquéllas requeridas en el inicio. El comportamiento del flujo de
este tipo provoca un proceso de flujo descendente no deseado para
reacciones tales como la conversión del dinitrotolueno en
toluenodiamina. Las condiciones dentro del reactor pueden resultar
en un reactor descontrolado. Sin embargo, haciendo pasar el gas
reactivo y el líquido reactivo dinitrotolueno de modo ascendente a
través del mezclador estático y del reactor monolítico, se asegura
un flujo emulsionado estable desde el mezclador estático y un flujo
tipo "Taylor" estable a través de los canales monolíticos del
reactor, y se minimiza de esta manera la probabilidad de obtener un
reactor descontrolado.
Los mezcladores estáticos son conocidos y
comprenden típicamente placas paralelas interpuestas a un ángulo
entre sí. Más particularmente, comprenden una serie de secciones que
comprenden un recipiente tubular que tiene una dirección de flujo a
lo largo de un eje que lleva elementos estacionarios y rígidos que
forman canales interrelacionados y que se cortan en la dirección del
flujo. Estos canales definen una trayectoria tortuosa desde la
entrada hasta la salida del recipiente tubular. Esta trayectoria
está diseñada de modo que los canales interrelacionados e
interseccionados produzcan una separación de los flujos del fluido,
una reconfiguración de los flujos del fluido y luego un combinado de
estos flujos a medida que pasan los fluidos a través del recipiente
tubular. Los ángulos en los que se intersectan los canales paralelos
alternativos pueden variar, pero típicamente los ángulos de este
tipo están dentro de un rango de 45 hasta 90 grados.
Un tipo de mezclador estático comprende un
recipiente tubular que tiene una pared, un eje y una dirección de
flujo, dividiendo el eje el interior del recipiente en un primer y
un segundo sectores interiores del recipiente, que se extienden de
modo longitudinal. Un elemento mezclador incluye, por lo menos, dos
secciones de mezcla estando una de las secciones situada en un
sector del recipiente. Se define la dirección del flujo en las
secciones de mezcla mediante tiras paralelas separadas y espaciadas
que se extienden en la dirección de flujo, no paralelamente al eje
del recipiente. Una vez el fluido está en contacto con la superficie
de la pared, se le permite fluir de modo ascendente a la siguiente
tira paralela y se dirige en un flujo opuesto, no paralelo al
eje.
La forma de las paredes de los elementos rígidos
que definen los canales puede variar, y algunas adoptan forma de
corrugaciones, piezas con embuticiones ("waffles"), o pueden
ser rectas. Los canales conducen el líquido y el gas de modo radial
al exterior en el mezclador estático, y luego de modo radial al
interior por lo que, en los puntos de intersección, estos fluidos
están en contacto con otros y tiene lugar la fragmentación.
Típicamente, un mezclador estático es un combinado de una serie de
secciones que están giradas típicamente con incrementos de 45 hasta
90º con respecto al eje longitudinal, tal como muestran las flechas
direccionales en la figura 2, con respecto a la sección anterior,
de modo que la trayectoria del flujo se altera a medida que los
fluidos se mueven de una sección a otra.
El mezclador estático utilizado en la presente
invención está destinado a realizar la distribución del gas reactivo
con el líquido reactivo a través del control de tamaño de las
burbujas del gas. Los tamaños de las burbujas están en el rango de
0,1-15 mm de diámetro. Los objetivos del tamaño de
las burbujas están en el rango de 0,5 hasta 5 veces la anchura del
canal o el diámetro hidráulico de la celda, de modo preferente, se
utilizan 1-3 veces la anchura del canal para
reactores catalíticos monolíticos en los que el número de las celdas
por pulgada cuadrada (cpi) están en el rango de 100 hasta 1200,
preferentemente de 200 hasta 600 cpi. (Se define el diámetro
hidráulico de la celda como 4 veces el área de la sección
transversal de un canal o celda dividida por su perímetro mojado).
El control del tamaño de las burbujas está establecido en gran
medida por el diseño de los canales en el mezclador estático y por
el control de la velocidad del fluido a través del mezclador
estático.
Se puede predeterminar el tamaño de las burbujas
utilizando la información publicada de la ecuación de las
velocidades de flujo del gas y del líquido a través del mezclador
estático. Típicamente, se utilizan aire y agua en los procedimientos
de ensayo de este tipo, y la determinación del tamaño de las
burbujas basada en la mezcla de aire/agua se correlaciona con el
tamaño de las burbujas del gas reactivo y el líquido reactivo bajo
las condiciones de funcionamiento. De modo alternativo, existen
métodos para medir el tamaño de las burbujas en el reactor, tales
como tomografía por ordenador o a través de la utilización de
analizadores por láser. Para obtener uniformidad de la reacción, se
debe realizar la calibración del reactor catalítico monolítico
mediante la medición del tamaño de las burbujas.
Los catalizadores monolíticos utilizados en el
proceso descrito en la presente invención consisten en un sustrato
poroso inorgánico, sustrato metálico, o un sustrato modificado, es
decir, un soporte monolítico recubierto con un metal catalítico. La
modificación puede ser un recubrimiento derivado de un carbono o un
polímero de red tratado por calor. Frecuentemente, la forma de los
monolitos se basa en forma de panal o nido de abeja
("HoneyComb") de canales capilares estrechos y largos,
circular, cuadrada, rectangular, u otra forma geométrica, por lo que
el gas y el líquido pasan de modo simultáneo a través de los canales
bajo un régimen de flujo laminar.
El flujo del gas y del líquido en estos canales
confinados y bajo estas condiciones favorecen el flujo tipo
"Taylor" deseado con burbujas de gas H_{2} que presionan el
paso del líquido. Esta acción capilar favorece una transferencia de
masa gas-líquido y líquido-sólido
muy alta. El flujo tipo "Taylor" de un sistema gas/líquido es
de tal modo que las burbujas del gas son sustancialmente de tamaño
uniforme y rodeadas por una película fina de líquido.
La figura 3 describe las diferencias en las
características de las burbujas bajo regímenes de flujo diferentes.
El objetivo es producir de modo sustancial burbujas de gas uniformes
rodeadas por una película fina de líquido tal como se muestra en la
vista (d). Otras vistas, tales como (a), (b) y (c) muestran tamaños
de las burbujas de gas que varían desde pequeñas burbujas rodeadas
por grandes cantidades de líquido hasta burbujas muy grandes, tales
como (e), (f), (g) y (h), rodeadas por líquido reactivo
insuficiente.
La pérdida de carga en un reactor catalítico
monolítico eficaz puede estar en el rango de 2 kPa/m hasta 200
kPa/m para velocidades superficiales de un combinado de gas/líquido
entre 0,1 y 2 metros/segundo, para el 50% de gas retenido en un
reactor catalítico monolítico que tiene 400 cpi (celdas por pulgada
cuadrada). Las dimensiones típicas para una celda monolítica en
forma de panal, en cuanto a separación de la pared están en el rango
de 0,5 hasta 5 mm entre las placas. De modo alternativo, el monolito
puede tener desde 100 hasta 1200, preferentemente de 200 hasta 600
cpi. Los canales pueden tener la forma cuadrada, hexagonal,
circular, elíptica, etc.
Los metales catalíticos adecuados para la
reacción dependen claramente del tipo de reacción que se debe
realizar. Por ejemplo, la hidrogenación de compuestos orgánicos
utiliza metales catalíticos que están impregnados o recubiertos
directamente sobre el sustrato monolítico, un sustrato modificado o
un recubrimiento tipo "washcoat". Los metales catalíticos
incluyen aquellos del Grupo VIb, Grupo VIIb, Grupo VIII, y Grupo Ib
de la tabla periódica, y se utilizan de modo convencional en las
reacciones de hidrogenación. Ejemplos de componentes metálicos
catalíticos incluyen cobalto, níquel, paladio, platino, cobre,
rodio, rutenio, renio, iridio, y similares. Frecuentemente, se
utiliza una mezcla de metales, siendo un ejemplo la mezcla de
paladio y níquel. Para un catalizador monolítico impregnado con un
"washcoat", se identifica típicamente la composición de los
metales catalíticos como un porcentaje en peso del "washcoat"
en sí. Se puede aplicar el "washcoat" en una cantidad del 1
hasta el 50% del peso total del monolito. Las cargas típicas de los
metales catalíticos están en el rango del 0,1 hasta el 25% en peso,
y preferentemente del 1 hasta el 20% en peso del "washcoat". Se
pueden incorporar los metales catalíticos en el monolito de manera
generalmente conocida en la técnica. La humedad incipiente a partir
de una solución de sales del metal catalítico es un ejemplo de un
método para la incorporación de un componente catalítico metálico en
el sustrato monolítico o el monolito modificado.
En algunas reacciones de hidrogenación que
implican fases líquidas no miscibles, se puede recubrir un sustrato
monolítico, por ejemplo, inorgánico o basado en carbón, con una
película polimérica de red, que actúa como soporte para el metal. La
eliminación de la microporosidad de la superficie de carbón de la
película polimérica es una ventaja para las velocidades de reacción
rápidas y una larga vida del catalizador cuando están presentes las
fases líquidas no miscibles. Los tamaños pequeños y medianos de los
poros en la superficie tienden a resultar en una desactivación del
catalizador a través del poro taponado con subproductos de alto peso
molecular. Por consiguiente, el monolito de carbón, monolito
recubierto con carbón o un monolito de polímero de red/ recubierto
con carbón debe tener un área superficial muy baja para una
actividad óptima, es decir, un BET de N_{2} de 1 hasta 15
m^{2}/gramo aproximadamente del área superficial total del
catalizador monolítico.
Para conseguir un monolito de polímero de red/
recubierto con carbón que tiene un área superficial baja, se pueden
aplicar soluciones de recubrimiento del polímero a la superficie de
la pared y se calientan por debajo de las temperaturas de
carbonización tradicionales. Ejemplos de soluciones del polímero
incluyen alcohol furfurílico y alcohol furfurílico con otros
aditivos tales como el pirrol y polietilenglicolmetiléter; resinas
epoxi con aminas; resinas epoxi con anhídridos; poliéster saturado
con glicerol u otros alcoholes multifuncionales; poliésteres
saturados con alquilo modificado con aceite, poliésteres no
saturados; poliamidas; poliimidas; fenol/formaldehído;
urea/formaldehído; melamina/formaldehído y otros. Se puede modificar
el proceso anterior utilizando un olígomero o copolímero o alcohol
furfurílico disponible comercialmente.
Se realiza la carbonización del recubrimiento
polimérico a una temperatura relativamente baja. Las temperaturas
de carbonización están en el rango de 250 hasta 350ºC frente a
550-900ºC utilizados comúnmente en las técnicas
anteriores.
Se pueden realizar varios tipos de reacciones en
el reactor catalítico monolítico pero principalmente la
hidrogenación y la oxidación son las reacciones clave. Se puede
realizar la hidrogenación de una amplia variedad de compuestos, por
ejemplo, compuestos nitroaromáticos, nitrilos, orgánicos no
saturados, por ejemplo, aminas no saturadas. Se pueden hidrogenar
compuestos orgánicos que tienen grupos funcionales mediante una
reacción de condensación. Los compuestos preferentes son los
compuestos nitroaromáticos y éstos incluyen nitrobenceno,
nitrotoluenos, nitroxilenos, nitroanisoles y nitroaromáticos
halogenados en los que el halógeno es Cl, Br, I, ó F.
Para facilitar la comprensión del funcionamiento
del combinado de mezclador estático/reactor catalítico monolítico,
se hace referencia a la figura 1. El mezclador estático (1)
comprende una serie de secciones (3) y está acoplado a un reactor
catalítico monolítico (4). Se introducen el gas reactivo, el líquido
reactivo y, opcionalmente, un reciclado, en un cruce mediante las
líneas de entrada (5), (7) y (9). Se mezclan los tres fluidos de
modo ligero en el cruce y se retiran a través de la línea (11). En
este punto, se introducen en la entrada del mezclador estático. A
medida que los fluidos pasan a través del mezclador estático, se
dirigen en una trayectoria de flujo angular alternativo al mismo
tiempo que pasan a través de la serie de secciones. Tal como se
muestra, la sección inicial está orientada alrededor del eje
longitudinal de la trayectoria del flujo desde la siguiente sección
contigua, por ejemplo, (3a) (que se muestra mediante el espacio
entre la sección inicial -3- y la siguiente sección contigua -3a-).
Se retira una mezcla emulsionada del gas y líquido a través de la
salida (13) (tal como se muestra mediante el espacio pequeño entre
la última sección -3- del mezclador estático -1- y el reactor
catalítico monolítico -4-), que tiene una anchura suficiente para
dar una distribución uniforme fiable de la emulsión del gas/líquido
resultante, a la sección transversal del reactor catalítico
monolítico (4). La distribución uniforme permite a todas las
regiones del reactor catalítico monolítico (4) conseguir un flujo
tipo "Taylor" de manera consistente y, por lo tanto, conseguir
velocidades de transferencia de masa más altas que hubieran sido
disponibles por el contrario. La reacción tiene lugar en la serie de
celdas (15). Se elimina el producto de reacción desde el reactor
catalítico monolítico (4) mediante la línea (17) para la
recuperación del producto y los materiales sin reacción.
La figura 2 es una vista en perspectiva de un
mezclador estático (1) que tiene una serie de secciones de mezcla
(3). La trayectoria del flujo es de tal modo que los canales
sustancialmente paralelos (19) guían una mezcla del gas reactivo y
del líquido reactivo a través de cada sección, primero al exterior
de modo radial angular y luego al interior, ya que continúan en la
dirección del flujo (tal como se indica mediante las flechas -A-) a
lo largo del eje longitudinal del mezclador estático desde la
entrada hasta la salida. En los puntos de intersección de los
canales, debido a la turbulencia creada, los fluidos se mezclan a un
grado más grande que si se hubieran conseguido en una trayectoria de
flujo recta. Para mejorar adicionalmente el proceso de mezcla, se
gira cada sección, típicamente de 45 hasta 90º aproximadamente, y se
muestra mediante las flechas (B) desde una sección anterior en la
trayectoria de flujo alrededor del eje longitudinal del mezclador
estático (1), de modo que se produce una inversión de flujo de una
sección a otra.
Se facilitan los siguientes ejemplos para
describir varias realizaciones preferentes de la invención, y no
están destinadas a restringir el ámbito de la misma.
Para llevar a cabo la hidrogenación del
dinitrotolueno, se utiliza un reactor que comprende un reactor de
lecho monolítico cilíndrico, de 100'' de altura y de 1'' de diámetro
aproximadamente. El lecho catalítico está fabricado a partir de un
soporte monolítico de cordierita comercial de 400 celdas por pulgada
cuadrada (cpi), cuyas celdas tienen forma cuadrada con un
"washcoat" del 25% de alúmina y una carga del metal catalítico
del 20% de Ni y el 1% de Pd basado en el "washcoat". La
configuración del sistema de reactor es similar a la figura 1,
siendo reciclado el exceso del hidrógeno gaseoso a la entrada del
reactor utilizando un compresor.
Se alimenta el hidrógeno en exceso de los
requerimientos estequiométricos para la hidrogenación del
dinitrotolueno. Se alimenta de modo continuo el dinitrotolueno en
forma de líquido fundido y no se utiliza ningún disolvente. Se
alimentan el dinitrotolueno de partida y el hidrógeno reciclado en
la mezcla de reacción reciclada a la entrada del mezclador estático
en el "cruce" de mezcla.
En este ejemplo, el mezclador estático utilizado
es modelo No. 1''L4B8 que consiste en 8 elementos de tipo SMVL, cada
uno es de 1'' de largo y 1'' de diámetro y fabricado por
Koch-Glitsch, Inc. El mezclador estático SMVL
consigue una mezcla íntima en una longitud corta de tubería con una
pérdida de carga mínima. Este tipo de mezclador está diseñado de
modo apropiado para la mezcla de líquido/líquido, mezcla de
gas/líquido, de baja viscosidad y dispersiones de fluidos no
miscibles, y consiste en hojas corrugadas apiladas orientadas para
dar un gran número de canales de flujo que se cortan.
Se retiran de modo continuo los productos
toluenodiamina y agua del sistema de reactor. Se seleccionan las
condiciones de funcionamiento de los siguientes experimentos a
partir de los datos de aire/agua para obtener el flujo tipo
"Taylor". Se utilizan en los canales monolíticos las
velocidades superficiales de gas y líquido en el rango de
30-35 cm/s, respectivamente. Típicamente, se
mantiene la concentración del dinitrotolueno de entrada (DNT) en el
rango del 0,5-2% en peso para conseguir una
conversión de DNT >90% a través del lecho monolítico y para
limitar el aumento adiabático de la temperatura de la mezcla de
reacción. Se ajusta también la temperatura de entrada para
conseguir esta velocidad de reacción.
El mezclador estático utilizado está diseñado
también para conseguir el tamaño deseado de burbujas de hidrógeno,
de 1 a 3 mm, de modo uniforme a través de la sección transversal del
reactor para obtener las velocidades de transferencia de masa del
gas-líquido necesarias para soportar esta reacción
vigorosa. Si se considera que la concentración del hidrógeno en
volumen es de cero, el coeficiente promedio mínimo de la
transferencia de masa del gas-líquido, k_{L}a, es
de 1 s^{-1}. En la actualidad, raras veces se lleva la
concentración de hidrógeno en volumen a cero en procesos de este
tipo, de modo que se estima que el promedio k_{L}a está en el
rango de 2-5 s^{-1}, que se considera un resultado
excelente. Existen pruebas de que el mezclador estático facilita las
condiciones de flujo necesarias y las distribuciones de DNT y de las
burbujas de hidrógeno para soportar velocidades de reacción
comercialmente prácticas. La pérdida de carga a través del mezclador
estático es generalmente menos de 2 psig, y la pérdida de carga a
través del lecho monolítico global es menos de 15 psig, lo que
aumenta también el uso práctico de este proceso mediante la
reducción de la entrada de potencia necesaria para la bomba de
reciclaje del líquido y el compresor del hidrógeno reciclado.
Se hace pasar cada uno de los flujos de
alimentación de modo ascendente a través del mezclador estático y
hacia adentro del reactor catalítico monolítico. Desde el reactor se
recupera el producto de reacción que contiene el producto y los
productos de alimentación sin reacción. Los componentes sin
reaccionar presentes en el producto de reacción se reciclan hacia el
mezclador estático y luego a través del reactor. La siguiente tabla
establece las condiciones para los experimentos representativos.
\vskip1.000000\baselineskip
| Experi- | Velocidad | Velocidad | Velocidad | Presión | Temperatura | Temperatura | Tiempo | Conversión |
| mento | promedio | promedio | promedio | de entrada | de entrada | de salida | de | promedia |
| del | del | de la | del | del | del | funciona- | del | |
| líquido | hidrógeno | alimentación | reactor | reactor | reactor | miento | DNT | |
| reciclado | reciclado | del DNT | (Psig) | (ºC) | (ºC) | (h) | (%) | |
| (gph)^{1} | (acfh)^{2} | (gramos/min) | ||||||
| 1 | 70 | 12 | 30 | 600 | 136 | 147 | 40 | 99 |
| 2 | 65 | 10 | 45 | 600 | 135 | 150 | 50 | 97 |
| 3 | 64 | 13 | 40 | 600 | 132 | 147 | 50 | 99 |
| ^{1} gph se refiere a galones/hora | ||||||||
| ^{2} acfh se refiere a pies cúbicos reales/hora. |
Tal como se puede observar, se obtienen
conversiones de DNT excelentes sin variaciones del proceso a lo
largo de un periodo de tiempo extendido.
Cuando se realiza el proceso en ausencia de un
mezclador estático, existe una dificultad sustancial en el inicio
para obtener un flujo tipo "Taylor" en el reactor catalítico
monolítico. Se observan numerosas variaciones en el proceso,
resultando de este modo en un proceso insatisfactorio desde el punto
de vista de seguridad y desde el punto de vista de producción.
Claims (19)
1. En un proceso para la reacción catalítica
heterogénea de una mezcla de un gas reactivo y un líquido reactivo
en un reactor catalítico monolítico bajo condiciones de reacción, la
mejora que comprende la mezcla inicial del gas reactivo con el
líquido reactivo en un mezclador estático, formando de esta manera
una mezcla emulsionada, introduciendo la mezcla emulsionada
resultante en el reactor catalítico monolítico para la reacción, y
luego, recuperando el producto de reacción desde el reactor
catalítico monolítico.
2. Proceso, según la reivindicación 1, en el que
el reactor catalítico monolítico tiene desde 100 hasta 1200 celdas
por pulgada cuadrada (de 15,5 hasta 186 celdas/cm^{2}).
3. Proceso, según la reivindicación 2, en el que
se hace pasar la mezcla emulsionada de modo ascendente a través de
dicho reactor catalítico monolítico a una velocidad superficial de
0,1 hasta 2 metros por segundo.
4. Proceso, según la reivindicación 3, en el que
el mezclador estático comprende una serie de secciones, cada
sección comprende un recipiente tubular que tiene una dirección de
flujo a lo largo de un eje que lleva una serie de elementos
estacionarios y rígidos que forman canales interrelacionados y que
se cortan en la dirección del flujo y que se extienden angularmente
al eje longitudinal.
5. Proceso, según la reivindicación 4, en el que
el mezclador estático comprende una serie de secciones de mezcla,
estando cada sección de mezcla girada alrededor del eje longitudinal
en la dirección del flujo desde la sección anterior.
6. Proceso, según la reivindicación 5, en el que
los canales paralelos alternativos se cortan en ángulos de 45 hasta
90 grados aproximadamente con respecto al eje longitudinal.
7. Proceso, según la reivindicación 6, en el que
una serie de secciones en el mezclador estático están giradas de 45
hasta 90 grados alrededor del eje longitudinal desde la sección
anterior, en la dirección del flujo.
8. Proceso, según la reivindicación 7, en el que
el tamaño de las burbujas del gas reactivo es de 0,5 a 5 veces la
anchura de la celda o del diámetro hidráulico, y el reactor
catalítico monolítico tiene de 200 hasta 600 celdas por pulgada
cuadrada (de 31 a 93 celdas/cm^{2}).
9. Proceso, según la reivindicación 8, en el que
el compuesto orgánico utilizado en la reacción de hidrogenación es
seleccionado entre el grupo que consiste en un nitroaromático, un
nitrilo, un compuesto orgánico no saturado, y productos de reacción
de una cetona o aldehído con amoníaco o una amina primaria o
secundaria.
10. Proceso, según la reivindicación 9, en el que
el compuesto orgánico es un compuesto nitroaromático.
11. Proceso, según la reivindicación 10, en el
que el compuesto nitroaromático es nitrobenceno, un nitrotolueno,
un nitroxileno, un nitroanisol y un nitroaromático halogenado en el
que el halógeno presente en el nitroaromático halogenado es Cl, Br,
I ó F.
12. Proceso, según la reivindicación 7, en el que
el compuesto nitroaromático es dinitrotolueno.
13. Aparato que comprende una combinación de un
reactor catalítico monolítico que tiene una entrada y una salida, y
un mezclador estático que tiene una entrada y una salida, estando
dicha salida de dicho mezclador estático en comunicación con la
entrada de dicho reactor catalítico monolítico.
14. Aparato, según la reivindicación 13, en el
que el reactor catalítico monolítico tiene de 100 hasta 1200 celdas
por pulgada cuadrada (de 15,5 hasta 186 celdas/cm^{2}).
15. Aparato, según la reivindicación 14, en el
que el mezclador estático comprende una serie de canales paralelos
que definen las trayectorias de flujo alternativas que se extienden
angularmente con respecto al eje longitudinal.
16. Aparato, según la reivindicación 15, en el
que el mezclador estático comprende una serie de secciones de
mezcla, en los que cada sección de mezcla está girada alrededor del
eje longitudinal en la dirección del flujo desde la sección
anterior.
17. Aparato, según la reivindicación 16, en el
que los canales paralelos interaccionan en ángulos de 45 hasta 90
grados.
18. Aparato, según la reivindicación 17, en el
que las secciones en el mezclador estático están giradas de 45
hasta 90 grados alrededor del eje longitudinal desde la sección
anterior en la dirección del flujo.
19. Aparato, según la reivindicación 18, en el
que el metal catalítico depositado en la superficie del monolito es
un metal del Grupo VIb, Grupo VIIb, o Grupo VIII o Grupo Ib.
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