ES2234510T3

ES2234510T3 - Procedimiento de fischer-tropsch mejorado.

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Publication number: ES2234510T3
Application number: ES00202032T
Authority: ES
Inventors: Cristina Maretto; Vincenzo Piccolo; Jean-Christophe Viguie; Giles Ferschneider
Original assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN; Eni Tecnologie SpA; Eni SpA
Current assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN; Eni Tecnologie SpA; Eni SpA
Priority date: 1999-06-17
Filing date: 2000-06-08
Publication date: 2005-07-01
Anticipated expiration: 2020-06-08
Also published as: CA2311034A1; DE60017015D1; ITMI991348A1; CN1188373C; MY124190A; ITMI991348A0; ID26388A; ZA200002995B; CN1286240A; DE60017015T2; ATE286106T1; EP1061115B1; EP1061115A1; CA2311034C; US6348510B1; RU2195476C2; NO20003090L; IT1312356B1; NO20003090D0

Abstract

Procedimiento para optimizar la producción de hidrocarburos pesados según el procedimiento de Fischer- Tropsch y la separación relativa de los hidrocarburos anteriores, partiendo de mezclas de gases reactivos, que están compuestos esencialmente de CO y H2, opcionalmente diluidos con CO2, en presencia de catalizadores soportados, que comprende: (a) alimentar los gases reactivos a un reactor, preferiblemente desde la parte inferior, para obtener una buena dispersión del sólido en la fase líquida, transformando de este modo, al menos parcialmente, los gases reactivos en hidrocarburos pesados, siendo los caudales de los gases tales que se opera en condiciones de flujo heterogéneo o turbulento agitado; (b) recuperar al menos parcialmente los hidrocarburos pesados formados en la etapa (a) mediante su separación externa o interna de las partículas catalíticas; estando dicho procedimiento caracterizado porque, en la etapa (a), la reacción tiene lugar: (1) en presencia de partículas sólidas de formaque el número de Reynolds (Rep) de las partículas es mayor que 0, 1, en el que, en el que dp es el diámetro medio de las partículas, es la velocidad relativa entre la partícula y el líquido, l es la densidad del líquido, es la viscosidad del líquido; (2) manteniendo las partículas sólidas suspendidas a una altura H, con valores Us, Ul y Ug tales que se obtenga un número de Bodenstein Bos 1.

Description

Procedimiento de Fischer-Tropsch mejorado.

La presente invención se refiere a un procedimiento mejorado para la reacción de Fischer-Tropsch, que consiste esencialmente en una primera fase de reacción en un reactor fluidizado de gas-líquido-sólido, y una segunda fase de separación, al menos parcial, interna o externa, de la suspensión sólida en el líquido.

La reacción de Fischer-Tropsch consiste en la producción de hidrocarburos esencialmente lineales y saturados, que tienen preferiblemente al menos 5 átomos de carbono en la molécula, por medio de la hidrogenación catalítica de CO, opcionalmente diluido con CO_{2}.

La reacción entre CO y H_{2} se lleva a cabo en un reactor fluidizado de gas-líquido-sólido en el que se suspende el sólido, que consiste predominantemente en partículas de catalizador, por medio de una corriente de gas y de una corriente de líquido. La primera consiste predominantemente en especies de los reactivos, es decir CO y H_{2}, mientras que la última consiste en hidrocarburos producidos mediante la reacción de Fischer-Tropsch, opcionalmente reciclados al menos parcialmente, del material líquido en las condiciones del proceso, o de las mezclas relativas.

El gas y el líquido, opcionalmente reciclados, se alimentan desde la parte inferior de la columna por medio de distribuidores apropiados, y los caudales del gas y del líquido son tales que garanticen un régimen de flujo turbulento en la columna.

En los sistemas fluidizados de gas-líquido-sólido, tales como el de la reacción de Fischer-Tropsch, los caudales de los fluidos deben ser tales que garanticen una suspensión prácticamente homogénea del sólido en todo el volumen de la reacción, y que faciliten la eliminación del calor producido por la reacción exotérmica, mejorando el intercambio de calor entre la zona de reacción y un dispositivo intercambiador adecuado insertado en la columna.

Además, las partículas sólidas deben tener dimensiones que sean suficientemente grandes para permitirles que se separen fácilmente de los productos líquidos, pero suficientemente pequeñas para hacer insignificantes a las limitaciones difusivas intrapartículas (eficacia de partícula unitaria), y permitirles que se puedan fluidizar fácilmente.

El diámetro medio de las partículas sólidas usadas en los reactores de suspensión pueden variar de 1 a 200 \mum, aunque el funcionamiento con dimensiones menores que 10 \mum hace extremadamente costosa a la separación del sólido de los productos líquidos.

En el procedimiento de Fischer-Tropsch, como en todos los procedimientos de tres fases en presencia de catalizadores, existe por lo tanto el problema de una dimensión óptima de las partículas tanto en las etapas de reacción como de separación.

En lo que respecta a la fluidización de las partículas sólidas, el documento EP-A-520.860 describe el funcionamiento en fase de reacción con una columna de burbujas en suspensión en condiciones óptimas cuando se respeta la siguiente ecuación:

(1)0,5(U_{s}-U_{l}) \leq D/H

en la que U_{l} es la velocidad de circulación de la fase líquida, D es el coeficiente de dispersión axial de la fase sólida, H es la altura de la dispersión (gas + líquido + sólido), y U_{s} es la velocidad de sedimentación de las partículas definida según lo siguiente:

(2)U_{s} = \frac{1}{18} \cdot d_{p}{}^{2} \ \frac{\rho_{s} - \rho_{l}}{\mu_{L}} \cdot g \cdot f(C_{p})

en la que d_{p} es el diámetro medio de las partículas, \rho_{s} es la densidad del sólido, \rho_{l} es la densidad del líquido, \mu es la viscosidad del líquido, g es la aceleración de la gravedad, y f(C_{p}) representa la función de impedimento debido a la presencia de otras partículas y que depende de la concentración volumétrica de las partículas C_{p}.

La descripción del documento EP-A-520.860, sin embargo, es muy incompleta, y describe, además, el uso de partículas con dimensiones muy pequeñas, con límites obvios en la etapa de separación sólido-líquido. En otras palabras, el problema técnico del documento EP-A-520.860 se refiere sólo a la fase de reacción y no a todo el procedimiento, que comprende tanto la reacción como la separación sólido-líquido.

Por encima de todo, el documento EP-A-520.860 no indica ningún método o correlación para determinar el coeficiente de dispersión axial del sólido, D (un parámetro fundamental para verificar la restricción (1)), ni proporciona ningún valor experimental de D para comparación. Además, si se tiene éxito al obtener un valor de D, suponiendo una altura de la dispersión H = 2D/(U_{s}-U_{l}) (un valor que está en el límite del intervalo de validez de (1)), la concentración del sólido demuestra disminuir desde la parte inferior hacia la parte superior del volumen de reacción por un factor de 7,4. Si esta altura se divide a la mitad, el factor de reducción de la concentración del sólido disminuye hasta 2,4, el cual, sin embargo, es muy elevado. Como se ha mencionado anteriormente, por otro lado, una condición óptima para el reactor en suspensión debe comprender un perfil de concentración uniforme en todo el volumen catalítico.

El documento EP-A-450.860 también describe operar según la ley de Stokes: de hecho se sabe en la bibliografía que el término \frac{1}{18} \cdot d_{p}^{2} \frac{\rho_{s} - \rho_{l}}{\mu_{L}} \cdot g, introducido en la definición de U_{s} de la ecuación (2), representa la velocidad de sedimentación terminal de la partícula, U_{t}, según la ley de Stokes. Esta ley (véase Perry's Chemical Engineers' Handbook, 6ª Ed.) es válida en el régimen laminar cuando el número de Reynolds Re_{p} de las partículas es menor que 0,1. Puesto que el número de Reynolds es una función de las propiedades del sistema líquido-sólido y de las dimensiones de las partículas, una vez se ha definido la fase líquida (ceras de síntesis de Fischer-Tropsch) y el tipo de sólido (catalizador para la síntesis de Fischer-Tropsch, por ejemplo cobalto soportado sobre alúmina), existe un límite superior para el diámetro medio de las partículas, por encima del cual la ley de Stokes ya no es válida.

Como resultado, el documento EP-A-520.860 describe el funcionamiento con dimensiones de partículas de alrededor de 5 \mum, pero que no superen el valor límite de d_{p} establecido por la ley de Stokes.

Por ejemplo, considerando los datos proporcionados en el documento EP-A-520.860 para un sistema que consiste en ceras de Fischer-Tropsch y cobalto soportado sobre titania (\rho_{l} = 0,7 g/cm^{3}, \rho_{s} = 2,7 g/cm^{3}, \mu = 1 cP), para que la ley de Stokes sea válida, es decir Re_{p} < 0,1, el diámetro medio de partículas debe ser menor que 51 \mum (véase el ejemplo 1 del documento EP-A-520.860, para más detalles).

Como es bien conocido por los expertos en la materia, este diámetro de partículas, aunque es excelente para la columna de burbujas en fase de reacción, crea inconvenientes en la fase de separación catalizador/líquido.

Ahora se ha encontrado un método para efectuar el procedimiento de Fischer-Tropsch que supera las desventajas anteriores puesto que permite un funcionamiento optimizado tanto en la fase de reacción como en la fase de separación sólido-líquido, sin variar sustancialmente la actividad del catalizador.

Según lo anterior, la presente invención se refiere a un método optimizado para la producción de hidrocarburos pesados según el procedimiento de Fischer-Tropsch y para la separación relativa de los hidrocarburos anteriores, partiendo de mezclas de gases de reactivos, que consisten esencialmente en CO y H_{2}, opcionalmente diluidos con CO_{2}, en presencia de catalizadores soportados, que comprende:

(a): alimentar los gases de los reactivos a un reactor, preferiblemente desde la parte inferior, para obtener una buena dispersión del sólido en la fase líquida, transformando de este modo al menos parcialmente los gases de los reactivos en hidrocarburos pesados, siendo los caudales de los gases tales que se funcione en condiciones de flujo heterogéneo o agitado-turbulento (es decir, en presencia de una distribución amplia de tamaños de las burbujas de gas en la columna, normalmente de alrededor de 3 mm hasta alrededor de 80 mm);

(b): recuperar al menos parcialmente los hidrocarburos pesados, formados en la etapa (a), mediante su separación externa o interna de las partículas catalíticas;

estando dicho procedimiento caracterizado porque en la etapa (a) la reacción tiene lugar:

(1): en presencia de partículas sólidas de forma que el número de Reynolds (Re_{p}) de las partículas es mayor que 0,1, preferiblemente de 0,11 a 50, incluso más preferiblemente de 0,2 a 25, en el que Re_{p} = \frac{d_{p} \cdot \nu \cdot \rho_{l}}{\mu}, en la que d_{p} es el diámetro medio de las partículas, \nu es la velocidad relativa entre la partícula y el líquido, \rho_{l} es la densidad del líquido, \mu es la viscosidad del líquido;

(2): manteniendo las partículas sólidas suspendidas a una altura H, con valores de U_{s}, U_{l} y U_{g} tales que se obtenga un número de Bodenstein Bo_{s} \leq 1, preferiblemente \leq 0,4.

El número de Bodenstein (Bo_{s}) se define como Bo_{s} = Pe_{s} (U_{s}-U_{l})/U_{g}, en la que Pe_{s} es el número de Peclet del sólido, U_{s} es la velocidad de sedimentación del sólido, U_{l} es la velocidad de circulación de la fase líquida, U_{g} es la velocidad superficial del gas. El número de Peclet del sólido (Pe_{s}) se define como Pe_{s} = U_{g} \cdot H/D_{ax,s}, en la que H es la altura de la dispersión (líquido + sólido + gas), y D_{ax,s} es el coeficiente de dispersión axial de la fase sólida.

Los catalizadores usados en el procedimiento de la presente invención generalmente comprenden metales del Grupo VIII, tales como hierro, cobalto, rutenio, o mezclas relativas sobre soportes de óxidos inorgánicos. Los catalizadores anteriores pueden contener promotores adicionales que comprenden metales seleccionados de aquellos del Grupo I, Grupo II, Grupo V, Grupo VII, solos o en mezclas.

Los catalizadores preferidos que se pueden usar en el procedimiento de la presente invención comprenden cobalto, que contiene opcionalmente promotores, soportado sobre óxidos inorgánicos de al menos uno de los elementos seleccionados de Si, Ti, Al, Zn, Sn, Mg, Th. En lo que se refiere a la superficie específica del soporte, ésta está en el intervalo de 20-300 m^{2}/g, preferiblemente 50-200 m^{2}/g (BET).

Cuando los promotores están presentes, lo hacen en una cantidad tal para obtener una relación en peso entre promotor y cobalto de 0,01/1 a 1/1, preferiblemente de 0,025/1 a 0,1/1. Cuando el catalizador contiene cobalto, está presente en una cantidad que oscila de 2 a 50% en peso, preferiblemente de 5 a 20% en peso.

Los catalizadores que se pueden usar en el procedimiento de la presente invención se pueden preparar con las técnicas conocidas, por ejemplo por medio de gelación, cogelación, impregnación, precipitación, impregnación en seco, coprecipitación o mezclamiento mecánico. En la realización preferida, el cobalto y los promotores opcionales están unidos al soporte poniendo el propio soporte en contacto con una disolución de un compuesto que contiene cobalto (u otros promotores posibles) por medio de impregnación. Opcionalmente, el cobalto y los posibles promotores se pueden coimpregnar sobre el propio soporte. Los compuestos de cobalto y los promotores opcionales usados en la impregnación pueden consistir en cualquier compuesto metálico orgánico o inorgánico susceptible de descomponerse, tras el calentamiento, en nitrógeno, argón, helio u otro gas inerte, de calcinarse en un gas que contiene oxígeno, o de ser tratado con hidrógeno, a temperaturas elevadas, para dar el correspondiente metal, óxido metálico, o mezclas de las fases de metal o de óxido metálico.

Se pueden usar compuestos de cobalto (y posibles promotores) tales como nitrato, acetato, acetilacetonato, carbonilnaftenato, y similares. La cantidad de disolución de impregnación debe ser suficiente para humedecer completamente el soporte, habitualmente en un intervalo de alrededor de 1 a 20 veces el soporte en volumen, dependiendo de la concentración de metal (o metales) en la disolución de impregnación.

El tratamiento de impregnación se puede llevar a cabo en un amplio intervalo de condiciones de temperatura. Después de la impregnación, el catalizador se seca calentando hasta una temperatura de alrededor de 30ºC, preferiblemente de 30ºC hasta 125ºC, en presencia de nitrógeno u oxígeno, o de ambos o de aire, en una corriente de gas o en vacío parcial. La distribución de partículas del catalizador se obtiene dentro del intervalo dimensional deseado mediante el uso de soportes preformados, o con las técnicas habituales tales como trituración, tratamiento ultrasónico u otros procedimientos. Finalmente, las partículas del catalizador se tratan para obtener las dimensiones deseadas usando técnicas conocidas tales como, por ejemplo, el tamizado.

La fase líquida necesaria para fluidizar el catalizador puede ser cualquier sustancia líquida en las condiciones de presión y temperatura de la reacción, capaz de mantener al catalizador en suspensión, relativamente inerte en las condiciones de reacción, y capaz de ser un buen disolvente para el monóxido de carbono y el hidrógeno. Los ejemplos típicos de líquidos orgánicos que se pueden usar en el presente procedimiento son las parafinas, olefinas, hidrocarburos aromáticos, éteres, aminas, y mezclas relativas, con tal de que tengan puntos de ebullición elevado. Las parafinas de alto punto de ebullición comprenden parafinas lineales o ramificadas de C_{10}-C_{60}; las olefinas de alto punto de ebullición comprenden polialfaolefinas líquidas; los hidrocarburos aromáticos de alto punto de ebullición comprenden hidrocarburos aromáticos de anillos individuales, múltiples o condensados. El disolvente de hidrocarburo líquido preferido es octacosano o hexadecano; incluso es más preferible la cera n-parafínica, es decir el producto de reacción de Fischer-Tropsch.

Las condiciones de reacción para el procedimiento de Fischer-Tropsch generalmente son conocidas por los expertos en la materia. La temperatura normalmente oscila de 160ºC hasta 360ºC, preferiblemente de 190ºC hasta 230ºC, incluso más preferiblemente de 190 hasta 220ºC. Las presiones son habitualmente mayores que 6 bars kPa, preferiblemente de 6 a 60 kPa, más preferiblemente de 10 a 30 kPa. Al aumentar la temperatura, aumenta generalmente la conversión de CO y la selectividad por el metano, mientras que disminuye la estabilidad del catalizador. En consecuencia, con un aumento en la conversión de CO debido a la temperatura, el rendimiento de los productos deseados, es decir C_{5+}, preferiblemente C_{10+}, puede no aumentar.

Las relaciones entre monóxido de carbono e hidrógeno pueden variar en un amplio intervalo. Aunque la relación estequiométrica H_{2}/CO en el procedimiento Fischer-Tropsch es 2,1/1, en la mayoría de los casos se usa una relación H_{2}/CO menor. Por ejemplo, el documento US-A-4.681.867 describe relaciones de H_{2}/CO preferidas que oscilan de 1/2 a 1/1,4. En cualquier caso, el procedimiento de la presente invención no está limitado a relaciones bajas de H_{2}/CO. De hecho, se pueden usar relaciones de H_{2}/CO que oscilan de alrededor de 1,5/1 hasta alrededor de 2,5/1, preferiblemente de alrededor de 1,2/1 hasta alrededor de 2,2/1.

En la zona de reacción de la presente invención, el catalizador se suspende y se mezcla predominantemente por el movimiento inducido por las burbujas de gas que ascienden a lo largo de la columna.

La presente invención se refiere a un sistema de gas-líquido-sólido en el que el caudal de gas es tal que tenga un régimen de flujo turbulento, caracterizado por una distribución amplia de los diámetros de las burbujas (3-80 mm aprox.) que ascienden a través de la columna. El mezclamiento y la distribución del catalizador dentro del reactor de columna de burbujas deriva predominantemente de la fracción de gas que atraviesa la columna en forma de grandes burbujas (alrededor de 20-80 mm), y arrastra en su movimiento ascendente, a una velocidad de elevación de las grandes burbujas del orden de 1-2 m/s aproximadamente, tanto al líquido como al sólido suspendido en el líquido. Por lo tanto, el gas provoca macrorremolinos de la fase continua (líquido) en la que está suspendido el sólido, aumentando el grado de dispersión del sólido y consecuentemente la uniformidad del perfil de concentración axial del sólido, con respecto al funcionamiento en un régimen de flujo homogéneo (caudales bajos de gas, burbujas de gas uniformemente distribuidas y con dimensiones pequeñas, 3-6 mm).

Hay que señalar que el procedimiento de la presente invención comprende operar, en la etapa de reacción (a), con un número de Reynolds de la partícula catalítica Re_{p} > 0,1, preferiblemente de 0,11 a 50.

Como se explicará posteriormente en los ejemplos, el número de Reynolds (Re_{p}) es función de la densidad y de la viscosidad de la fase líquida, y también de la densidad de la partícula del catalizador y de sus dimensiones. Cuando se usan ceras del procedimiento de Fischer-Tropsch como líquido de la reacción (estableciendo por lo tanto las propiedades de la fase líquida en las condiciones de reacción), el número de Reynolds puede variar solamente con relación a la densidad y a las dimensiones de las partículas catalíticas. El experto en el campo, que conoce la densidad de las partículas catalíticas que pretende usar (normalmente similar a la densidad del material soporte inerte), puede obtener el diámetro medio de las partículas que es tal que se obtiene un número de Reynolds mayor que 0,1, preferiblemente de 0,11 a 50, incluso más preferiblemente de 0,2 a 25.

En lo que respecta al efecto del diámetro de las partículas sobre la actividad del catalizador, se sabe de la bibliografía (Iglesia et al., Computer Aided Design of Catalysts, Ed. Becker-Pereira, 1993) que, para catalizadores a base de cobalto soportado, para la síntesis de Fischer-Tropsch, cuando se opera con partículas que tienen dimensiones menores que 200 \mum, no hay reducciones sustanciales en los comportamientos catalíticos debido a fenómenos de difusión intrapartículas.

La etapa (b) del procedimiento de la presente invención comprende recuperar, al menos parcialmente, los productos líquidos generados mediante la reacción de Fischer-Tropsch por medio de la extracción, de la zona de reacción, de cierta cantidad de suspensión (líquido + sólido). La separación de la cantidad deseada de productos líquidos se efectúa usando un equipo tal como, por ejemplo, hidrociclones o filtros (tangenciales o frontales), o, preferiblemente, decantadores estáticos. La etapa de separación también genera una suspensión más concentrada que se puede reciclar directamente al reactor de Fischer-Tropsch, o se puede tratar en una etapa de regeneración del catalizador, o se puede eliminar parcialmente para introducir catalizador fresco. Todo el procedimiento de extracción de la suspensión para la separación de los productos líquidos y la reintegración de la suspensión más concentrada, parcialmente regenerada y/o sustituida, está regulado para mantener constantes el volumen de la reacción y la concentración media de catalizador.

En el caso de la separación líquido-sólido en el interior de la zona de reacción, es posible usar dispositivos de filtración (por ejemplo, filtros de cartucho) inmersos completamente en la suspensión (líquido + sólido) en reacción. Cuando se opera en condiciones de régimen de flujo turbulento, la velocidad elevada de las fases (gas, líquido, sólido) que giran contra los filtros evita o minimiza la formación del panel sólido, reduciendo de este modo las intervenciones para el mantenimiento y la regeneración de la superficie filtrante.

Se debe señalar que la etapa (b) del procedimiento de la presente invención se lleva a cabo en condiciones favorables. De hecho, se sabe que, para cierto caudal de la suspensión (líquido + sólido), con un aumento en el diámetro de las partículas, no sólo se reducen los volúmenes de la sección de separación, sino que se simplifica el tipo de equipo necesario para separar los productos líquidos de la suspensión concentrada. Cuando se adoptan partículas que tienen un diámetro medio de 150 \mum en vez de 5 \mum, y con el uso de hidrociclones como dispositivos de separación, el número de unidades se reduce drásticamente; al mismo tiempo se pueden aumentar las dimensiones de la unidad individual, facilitando de este modo la construcción de los propios hidrociclones (véase el ejemplo 8 para detalles adicionales). Para partículas que tienen un diámetro medio mayor que 100-150 \mum, es posible sustituir los hidrociclones por separadores estáticos (decantadores), haciendo la etapa de separación más fácil y menos cara.

El procedimiento de la presente invención se caracteriza porque se efectúa no sólo dentro de cierto intervalo del número de Reynolds, sino también en condiciones tales que se obtiene un perfil de concentración razonablemente uniforme del sólido, C_{p}(x), a lo largo de la columna de reacción; por ejemplo, un perfil C_{p}(x) que varía en un valor máximo de \pm20% con respecto al valor de la concentración media del sólido (catalizador), \overline{C}_{p}. Esto es equivalente a tener un número de Bodenstein (Bo_{s}) menor o igual a 0,4.

El perfil de concentración del sólido con respecto a la coordenada axial del reactor de columna de burbujas se expresa de este modo como una función del número de Bodenstein, Bo_{s}, que, entre otros parámetros, es una función del diámetro de la columna. A medida que aumenta el diámetro de la columna, manteniendo constantes los otros parámetros, aumenta el grado de mezclamiento del sólido, mejorando de este modo el catalizador en el interior del reactor. En base a las correlaciones indicadas en los siguientes ejemplos, es posible determinar el diámetro mínimo de la columna suficiente para respetar el conjunto de restricciones para obtener una distribución óptima del sólido. El valor de este diámetro también es una función de las dimensiones de las partículas del sólido. Al aumentar el diámetro medio de las partículas, aumenta el diámetro mínimo de la columna: por lo tanto es posible obtener una dispersión excelente de la fase sólida dimensionando de forma adecuada el reactor.

Con respecto a las figuras, la figura 1 representa la tendencia del diámetro medio de las partículas del catalizador sólido con relación a la densidad del sólido anterior para una fase líquida dada, discriminando la zona de validez de la ley de Stokes (Re_{p} < 0,1).

La figura 2 representa la tendencia de U_{t} (velocidad de sedimentación terminal del sólido) y Re_{p} como función de d_{p} (diámetro medio del sólido) para el sistema líquido-sólido del ejemplo 3, discriminando la zona de validez de la ley de Stokes.

La figura 3 representa el perfil de concentración axial normalizado del sólido (C_{p}(x)/\overline{C}_{p}) para los diversos valores del parámetro Bo_{s}, precisamente 0,4, 1 y 2.

La figura 4 indica la tendencia del diámetro de la columna como función del diámetro medio de partículas con variaciones en la concentración media del sólido en la columna para satisfacer el requisito del ejemplo 7.

La figura 5 muestra una clasificación del equipo de separación sólido-líquido, del tipo de sólido de la pared, como función del tamaño de partículas.

La figura 6 muestra una clasificación del equipo de separación sólido-líquido, del tipo de filtración, como función del tamaño de partículas.

La figura 7 indica los campos de utilización de hidrociclones comerciales que tienen diversas dimensiones con relación a la capacidad de GPM (galones por minuto), de la pérdida de presión de funcionamiento y la dimensión de las partículas.

Los siguientes ejemplos proporcionan una mejor comprensión de la presente invención.

Ejemplo 1 Determinación del valor del diámetro máximo de partículas según las descripciones contenidas en el documento de patente EP-A-520.860

La patente EP-A-520.860 describe un método para optimizar las condiciones de funcionamiento de una columna de burbujas en suspensión, en el que las dimensiones de las partículas sólidas a introducir en la columna deben ser mayores que 5 \mum. Además, la velocidad de sedimentación del sólido se define según la ley:

(E.1)U_{s} = \frac{1}{18} \cdot d_{p}{}^{2} \ \frac{\rho_{s} - \rho_{l}}{\mu} \cdot g \cdot f(C_{p})

La fórmula anterior para U_{s} consiste principalmente en dos términos:

-: \frac{1}{18}\cdot d_{p}^{2} \frac{\rho_{s} - \rho_{l}}{\mu_{L}} \cdot g, que representa la velocidad de sedimentación terminal del sólido, U_{t}, expresada mediante la ley de Stokes;

-: f(C_{p}) que representa el efecto de impedimento debido a la presencia de otras partículas, es decir, a la concentración del sólido, y que es prácticamente igual a 1 para sistemas de suspensión (líquido-sólido) extremadamente diluidos, y tiende a 0 para sistemas de suspensión muy concentrados (empaquetamiento máximo).

Se sabe (Perry's Chemical Engineers' Handbook, 6ª Ed.) que la ley de Stokes es válida y aplicable en cierto intervalo del número de Reynolds de partículas, precisamente Re_{p} < 0,1, en el que Re_{p} = \frac{d_{p} \cdot \nu \cdot \rho_{l}}{\mu} y en el que \nu es la velocidad relativa entre la partícula y el líquido; si el líquido está en condiciones discontinuas, entonces \nu = U_{t}.

Definiendo la velocidad de sedimentación U_{s} según la ecuación (E.1), el documento EP-A-520.860 describe el funcionamiento con un sistema en el que la ley de Stokes es válida.

En el ejemplo 8 del documento EP-A-520.860, U_{s} se determina para un sistema líquido-sólido en el que el sólido consiste en un catalizador de Co/Re sobre titania, y el líquido consiste en ceras. En este ejemplo se afirma que el número de Reynolds de partículas es "pequeño", y por lo tanto U_{s} se puede determinar mediante la ley de Stokes multiplicada por la función f(C_{p}).

El ejemplo 8 del documento EP-A-520.860 da las propiedades del sólido y del líquido útiles para determinar U_{s}, que son:

-: densidad de la cera, \rho_{l} = 0,7 g/cm^{3},

-: viscosidad de la cera, \mu = 0,01 g/cm/s,

-: densidad de la partícula del catalizador, \rho_{s} = 2,7 g/cm^{3}.

Usando estos datos, resulta que Re_{p} < 0,1 cuando d_{p} < 51 \mum.

Esto significa que, cuando se opera en un sistema similar al descrito en el ejemplo 8 del documento EP'806, a fin de ser capaz de respetar la condición (E.1), es decir, la ley de Stokes, contenida en la reivindicación principal de la patente, es necesario usar dimensiones medias de las partículas menores que 51 \mum, es decir, 5 \mum < d_{p} < 51 \mum.

Ejemplo 2 Determinación del valor del diámetro máximo de partículas con variaciones en las propiedades del sistema líquido-sólido de forma que la ley de Stokes sea válida

En el ejemplo 1 se determinó el valor límite del diámetro d_{p} de partículas, a fin de respetar la ley de Stokes, en el caso del sistema catalizador/ceras descrito en el ejemplo 8 del documento EP-A-520.860.

Usando partículas catalíticas de diferentes densidades, el valor límite de d_{p} cambia, es decir, al aumentar la densidad de la partícula disminuye la dimensión media de las partículas a la que Re_{p} es menor que 0,1.

La figura 1 muestra el efecto de la densidad de las partículas sobre el valor límite de d_{p} de forma que la ley de Stokes sea válida, cuando las propiedades del líquido son las mismas que las descritas en el ejemplo 1, mientras que \rho_{s} varía de 1 a 3 g/cm^{3}. La curva indicada en la figura 1 representa los valores de d_{p} con los que Re_{p} = 0,1; además, la curva separa la gráfica d_{p} frente a \rho_{s} en dos regiones: en la región por debajo de la curva la ley de Stokes es válida (Re_{p} < 0,1), mientras que, en la región superior, Re_{p} > 0,1, y por lo tanto la ley de Stokes ya no es válida.

Por ejemplo, si el reactor de columna en suspensión opera con partículas sólidas que tienen una densidad igual a 1,9 g/cm^{3}, las dimensiones medias de las partículas sólidas deben permanecer por debajo de 60 \mum para que la ley de Stokes sea aplicable. En este caso, para operar dentro del alcance de la patente de Exxon EP-A-520.860, es necesario que se cumpla 5 \mum < d_{p} < 60 \mum.

Si el líquido tiene propiedades diferentes de las indicadas en el documento EP-A-520.860, por ejemplo si \mu = 0,005 g/cm/s, entonces, a fin de que Re_{p} < 0,1, las partículas deben tener dimensiones medias d_{p} < 38 \mum.

Como se puede observar, no sólo la densidad del sólido sino también la viscosidad del líquido (que depende de las condiciones de reacción consideradas) influye el límite de d_{p} para permitir que se respete la ley de Stokes: al reducir la viscosidad del líquido, disminuye el valor límite de d_{p}.

Ejemplo 3 Determinación de la velocidad de sedimentación terminal de las partículas sólidas

La velocidad de sedimentación terminal de la partícula, U_{t}, se define generalmente según lo siguiente (Perry's Chemical Engineers' Handbook, 6ª Ed.):

\vskip1.000000\baselineskip

(E.2)U_{t} = \sqrt{\frac{2gm_{p}(\rho_{s} - \rho_{l})}{\rho_{l}\rho_{s}A_{p}C}}

Suponiendo que se opera con partículas que tienen una forma predominantemente esférica, la Ec. (E.2) se transforma en lo siguiente:

\vskip1.000000\baselineskip

(E.3)U_{t} = \sqrt{\frac{4gd_{p}(\rho_{s} - \rho_{l})}{3\rho_{l}C}}

El coeficiente de arrastre C, que aparece en la Ec. (E.3), es una función del número de Reynolds, Re_{p}, de las partículas. Si Re_{p} es menor que 0,1, entonces C = 24/Re_{p}, y la Ec. (E.3) se convierte en:

(E.4)U_{t} = \frac{1}{18} \cdot d_{p}{}^{2} \ \frac{\rho_{s} - \rho_{l}}{\mu} \cdot g

que corresponde a la velocidad de sedimentación terminal según la ley de Stokes.

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Para valores de Re_{p} mayores que 0,1, la relación entre C y Re_{p} cambia (Perry):

- cuando 0,1 < Re_{p} < 1000 (región intermedia):

: C = (24/Re_{p})\cdot(1 + 0,14 \cdot Re_{p}^{0,7});

- cuando 1000 < Re_{p} < 350000 (región de Newton):

: C \cong 0,045;

- cuando Re_{p} > 10^{6}:

: C = 0,19 - (8\cdot10^{4}/Re_{p}).

Considerando por ejemplo el caso del funcionamiento con un reactor de columna de burbujas en suspensión en régimen intermedio (0,1 < Re_{p} < 1000), y deseando determinar el valor de la velocidad de sedimentación terminal, U_{t}, puesto que Re_{p} es una función de U_{t}, no es posible conocer "a priori" el valor de Re_{p} para calcular C, y en consecuencia el de U_{t} según la Ec. (E.3).

Sustituyendo en la fórmula el coeficiente de resistencia C = (24/Re_{p})\cdot(1+0,14\cdotRe_{p}^{0,7}), que se relaciona con el régimen considerado, en la Ec. (E.3), se obtiene una función implícita de U_{t}:

(E.5)U_{t} = \sqrt{\frac{g \cdot d_{p} \cdot (\rho_{s} - \rho_{l}) \cdot Re_{p}}{18 \cdot \rho_{l} \cdot (1+0\text{.}14 \cdot Re_{p}{}^{0.7})}}

que se puede resolver numéricamente conociendo las propiedades del sistema líquido-sólido y la dimensión media de las partículas.

La figura 2 indica el valor de U_{t} como función de d_{p} (dentro del intervalo 5 \mum < d_{p} < 1000 \mum) cuando lo siguiente es válido para el sistema:

- densidad de la cera, \rho_{l} = 0,7 g/cm^{3},

- viscosidad de la cera, \mu = 0,005 g/cm/s,

- densidad de las partículas catalíticas, \rho_{s} = 1,9 g/cm^{3}.

La figura 2 también muestra el valor correspondiente de Re_{p}; como se puede observar, para las partículas con un diámetro medio mayor que 38 \mum, el número de Reynolds Re_{p} es mayor que 0,1, y U_{t} se determina mediante la Ec. (E.5).

Ejemplo 4 Determinación de la función f(C_{p})

La función f(C_{p}), que representa el efecto de impedimento de la concentración del sólido sobre la velocidad de sedimentación, se puede describir generalmente como:

(E.6)f(C_{p}) = (1-C_{p})^{n}

y es prácticamente igual a 1 para sistemas en suspensión (líquido-sólido) muy diluidos (C_{p} \rightarrow 0), mientras que disminuye monótonamente al aumentar C_{p}, hasta que tiende hacia valores próximos a 0 para sistemas en suspensión muy concentrados (empaquetamiento máximo).

El exponente n de la Ec. (E.6) depende del número de Reynolds de partículas (Perry):

n = 4,65 para Re_{p} < 0,3, mientras que n = 2,33 para Re_{p} > 1000.

En la región intermedia, n es una función decreciente de Re_{p}. A partir de la gráfica indicada en Perry, es posible aproximar el exponente n mediante la siguiente correlación:

(E.7)n = 4,1721.Re_{p}{}^{-0,0658}

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Ejemplo 5 Determinación del coeficiente de dispersión del sólido

El coeficiente de dispersión del sólido, D_{ax,s}, a lo largo de la coordenada axial del reactor de columna de tres fases, es un parámetro que es difícil de determinar. Las correlaciones en la bibliografía (L.S. Fan, Gas-Liquid-Solid Fluidisation Engineering, 1989) se refieren predominantemente a sistemas de aire-agua-cuarzo (\rho_{s} = 2,5 g/cm^{3}) con concentraciones diluidas de sólido en columnas de tamaño pequeño y sin dispositivos internos (tales como, por ejemplo, un intercambiador de calor de haz de tubos), que pueden influir en el grado de mezclamiento de las fases presentes en la columna.

Puesto que, cuando se planea un reactor de columna de burbujas en suspensión, es necesario estimar el coeficiente D_{ax,s} antes de construir la columna, se han de realizar algunas suposiciones, a fin de identificar una (o más) correlación capaz de predecir D_{ax,s} con la mayor aproximación posible:

1.: Operar en la columna con caudales de gas tales que se establezcan condiciones de flujo heterogéneo o turbulento agitado (presencia de una distribución amplia de las dimensiones de las burbujas de gas en la columna, que oscilan de alrededor de 3 mm hasta alrededor de 80 mm); el efecto de mezclamiento deriva predominantemente de la fracción de gas que pasa a través de la columna en forma de grandes burbujas (20-80 mm), y que arrastra, en su movimiento ascendente, a una velocidad del orden de 1-2 m/s, tanto al líquido como al sólido suspendido en el líquido. Por lo tanto, el gas provoca macrorremolinos de la fase continua (el líquido) en la que está suspendido el sólido, aumentando el grado de mezclamiento, con respecto a cuando se usa un régimen de flujo homogéneo (caudales bajos de gas, burbujas de gas distribuidas uniformemente y con dimensiones pequeñas, 3-6 mm). En el régimen de flujo turbulento es posible comparar el grado de mezclamiento de la fase sólida con el grado de mezclamiento de la fase líquida: D_{ax,s} \equiv D_{ax,L} (Kato et al., de L.S. Fan, Gas-Liquid-Solid Fluidisation Engineering, 1989).

2.: Las correlaciones en la bibliografía que describen D_{ax,L} generalmente muestran una dependencia de la velocidad superficial del gas, U_{g}, proporcional al exponente 0,3-0,5, y una dependencia del diámetro de la columna, D_{c}, proporcional al exponente 1,25-1,5, al menos para columnas de hasta 1 m de diámetro (Fan, Gas-Liquid-Solid Fluidisation Engineering, 1989): D_{ax,L} \propto U_{g}^{0,3+0,5}.D_{c}^{1,25+1,5}. Al aumentar el diámetro de la columna, se puede suponer que disminuye el efecto de D_{c} sobre D_{ax,L}. Es recomendable sustituir una correlación lineal de D_{c} cuando se opera con columnas que tienen un diámetro de más de un metro: D_{ax,L} \propto U_{g}^{0,3+0,5}.D_{c}. Por ejemplo, si se desea usar la correlación de Baird y Rice (Fan, 1989): D_{ax,L} = 0,35.(g.U_{g})^{1/3}.D_{c}^{3/4}, para diámetros de columna mayores que 1, es preferible modificar la correlación anterior según lo siguiente: D_{ax,L} = 0,35.(g.U_{g})^{1/3}.D_{c}, para ser más cauteloso sobre el efecto del diámetro de la columna en el grado de mezclamiento de la suspensión líquido-sólido. La correlación de Baird y Rice se expresa en unidades SI.

Ejemplo 6 Determinación del perfil de concentración del sólido

El perfil de concentración del sólido se estima mediante el modelo de dispersión-sedimentación, que, en condiciones de estado estacionario, es:

(E.8)\frac{d}{dx} \left(\frac{1}{Pe_{s}} \cdot \frac{dC_{p}}{dx}\right) + \frac{d}{dx} [(U_{s} - U_{L}) \cdot C_{p}] = 0

en la que

x = coordenada axial adimensional,

Pe_{s} = número de Peclet del sólido, definido como Pes = U_{g}.H/D_{ax,s}.

La solución analítica de la Ec. (E.8) es la siguiente:

(E.9)C_{p}(x) = \overline{C}_{p} \frac{Bo_{s} \cdot exp(-Bo_{s} \cdot x)}{1 -exp(-Bo_{s})}

en la que Bo_{s} = número de Bodenstein, definido como Bo_{s} = Pe_{s}.(U_{s}-U_{L})/U_{g} = (U_{s}-U_{L}).H/D_{ax,s}.

La figura 3 muestra el perfil de concentración normalizado (C_{p}(x)/\overline{C}_{p}) para diversos valores del parámetro Bo_{s}.

Como se puede observar de la figura 3, cuando Bo_{s} tiende a cero, el perfil de concentración se hace homogéneo. Para asegurar un perfil de concentración del sólido que sea tal que C_{p}(x) varíe en \pm20% \overline{C}_{p}, la columna se debe operar en condiciones tales que Bo_{s} \leq 0,4.

Ejemplo 7 Efecto de la geometría del reactor de columna de burbujas sobre el grado de dispersión de la fase sólida

Se sabe que un incremento del diámetro de la columna, D_{c}, y de la velocidad superficial del gas, U_{g}, aumenta el grado de mezclamiento tanto de la fase líquida como de la fase sólida. A fin de tener un grado suficiente de dispersión del sólido en el interior del reactor de columna de burbujas trifásico, por ejemplo estimando una variación máxima en la concentración del sólido en la columna igual a \pm 20% de la concentración media del sólido, se ha de respetar la siguiente restricción:

(E.10)Bo_{s} = \frac{(U_{s} - U_{L}) \cdot H}{D_{ax,s}} \leq 0.4

Si la restricción (E.10) se satisface cuando el líquido es discontinuo (U_{L} = 0), también lo hará cuando U_{L} \neq 0. A fin de ser más prudentes, la Ec. (E.10) se modifica así según lo siguiente:

(E.11)Bo_{s} = \frac{U_{s} \cdot H}{D_{ax,s}} \leq 0.4

La restricción descrita mediante (E.11) depende de la altura de la dispersión (gas-líquido-sólido), H, del diámetro de la columna y de la velocidad superficial del gas (de la que es función D_{ax,s}), así como de las propiedades del sistema, tales como la densidad, la dimensión y concentración de las partículas del sólido (de las que es función U_{s}).

Por lo tanto, es posible estudiar cuál es el diámetro mínimo de la columna para satisfacer la restricción (E.11) con variaciones en la altura de la dispersión y en la velocidad superficial del gas, dependiendo del tipo y de la concentración del catalizador.

Sustituyendo la correlación de Baird y Rice, por ejemplo, en la Ec. (E.11), para determinar D_{ax,s}, y reordenando adecuadamente la fórmula, se obtienen:

(E.12)D_{c}{}^{4/3} \geq \frac{2,5 \cdot U_{g} \cdot H}{0,35 \cdot (g \cdot U_{g})^{1/3}} \hskip1cm para \ D_{c} \leq 1 m

\vskip1.000000\baselineskip

(E.13)D_{c} \geq \frac{2,5 \cdot U_{g} \cdot H}{0,35 \cdot (g \cdot U_{g})^{1/3}} \hskip1cm para \ D_{c} > 1 m

Una vez se han definido H, U_{g} y C_{p} para obtener cierta velocidad espacial (GHSV = U_{g}/H) y cierta conversión de los reactivos gaseosos (que depende de la actividad específica del catalizador seleccionado y de las condiciones de reacción, tales como la temperatura y la presión), es posible, mediante la Ec. (E.12) y la Ec. (E.13), determinar el valor mínimo del diámetro de la columna, mientras se cambia d_{p} y la densidad de las partículas \rho_{p}, a fin de satisfacer la restricción (E.11). La velocidad de sedimentación del sólido, U_{s}, se da mediante la ecuación:

U_{s} = U_{t} \cdot f(C_{p})

en la que U_{t} y f(C_{p}) se definen en los ejemplos 3 y 4, respectivamente.

La figura 4 indica el ejemplo que se refiere al siguiente sistema:

- altura de la dispersión (gas-líquido-sólido), H = 30 m;

- velocidad superficial del gas a la entrada del reactor, U_{g} = 0,08 m/s;

- densidad del líquido (cera), \rho_{l} = 0,7 g/cm^{3};

- viscosidad del líquido (cera), \mu = 0,5 cP;

- densidad de las partículas, \rho_{s} = 1,9 g/cm^{3}.

Las curvas, paramétricas en la concentración volumétrica media del sólido, \overline{C}_{p} (o C_{p,media}), indican el diámetro de columna para satisfacer la restricción (E.11) como función del diámetro medio de las partículas.

La concentración volumétrica del sólido varía de 5 a 30% v/v.

Como se puede observar en la figura 4, el aumento en d_{p} provoca un aumento en el diámetro mínimo de la columna, satisfaciendo de este modo la restricción (E.11); mientras que, un aumento de la concentración del sólido en la columna, C_{p}, disminuye el valor mínimo de D_{c}.

Se pueden dibujar curvas análogas a las de la figura 4 para diferentes densidades de partículas, variando H y U_{g}. La selección de U_{g} = 0,08 m/s, realizada en este ejemplo, se refiere a una velocidad mínima de gas para obtener un régimen de flujo turbulento agitado completamente desarrollado. Al aumentar la velocidad de gas, aumenta la dispersión del sólido y, por lo tanto, se reduce el diámetro mínimo para satisfacer la restricción (E.11); lo mismo ocurre cuando se reduce la altura de la dispersión.

Al diseñar un reactor industrial, suponiendo las siguientes condiciones:

- altura de la dispersión (gas-líquido-sólido), H = 30 m;

- velocidad superficial del gas a la entrada del reactor, U_{g} = 0,08 m/s,

- densidad del líquido (cera), \rho_{l} = 0,7 g/cm^{3},

- viscosidad del líquido (cera), \mu = 0,5 cP,

- densidad de las partículas, \rho_{s} = 1,9 g/cm^{3},

- concentración media del sólido, \overline{C}_{p} = 20% v/v,

para obtener una conversión de reactivos y una productividad de hidrocarburos definidas, y deseando operar con partículas que sean suficientemente grandes para permitir una separación fácil, pero suficientemente pequeñas para minimizar el efecto difusivo intrapartículas, por ejemplo d_{p} = 200 \mum, se debe estimar el diámetro mínimo del reactor para respetar el límite (E.11), es decir, para obtener una excelente distribución del perfil de concentración en la columna.

A partir de los valores indicados en la figura 4, el resultado por lo tanto es que D_{c} debe ser mayor o igual a 330 cm.

Por ejemplo, en el caso de un reactor comercial de 5 m de diámetro, el valor relativo de Bo_{s} es igual a 0,26 < 0,4, de este modo se respeta la restricción (E.11), y se demuestra que el perfil de concentración del sólido, expresado mediante la Ec. (E.9), está en el intervalo de \pm 13% de la concentración media del sólido, \overline{C}_{p}, que, en este ejemplo, es igual a 20% v/v.

Este ejemplo muestra que, incluso operando con partículas que tienen dimensiones más grandes, en las que la ecuación de Stokes ya no es válida (Re_{p} = 8,9 >> 0,1), es posible obtener una buena dispersión en la fase sólida, dimensionando de forma adecuada el reactor.

Ejemplo 8 Efecto de la dimensión de las partículas del catalizador sobre la separación líquido-sólido

Se sabe que al aumentar el diámetro de partículas es más fácil y menos caro separar un sólido de un líquido.

La figura 5 (tomada de W. Leung, Industrial Centrifugation Technology, McGraw-Hill Inc., Marzo 1998) muestra una clasificación del equipo de separación sólido-líquido, del tipo de pared sólida, como función del tamaño de partículas. El equipo se clasifica según dos principios de funcionamiento diferentes: para la decantación dinámica (en la que es importante la aceleración inducida en las partículas), y para la decantación estática (en la que es importante la característica de la superficie del decantador). A partir de la figura 5 se puede observar que, al aumentar la dimensión de las partículas, disminuye la aceleración gravitacional requerida (número G) o la superficie deseada, respectivamente. Reducir el número G significa disminuir la velocidad de giro, y por lo tanto ahorrar energía. Reducir la superficie significa reducir el tamaño del equipo.

La figura 6 (tomada de W. Leung, Industrial Centrifugation Technology, McGraw-Hill Inc., Marzo 1998) muestra una clasificación del equipo de separación sólido-líquido, del tipo filtración, como función del tamaño de partículas. El equipo se clasifica según dos principios de funcionamiento diferentes: para filtración a presión (en la que es importante la diferencia en la presión ejercida entre aguas arriba y aguas abajo del filtro), y para la centrifugación filtrante (en la que es importante la aceleración inducida en las partículas). Se puede observar a partir de la figura 6 que, al aumentar el tamaño de partículas, disminuye la presión o la aceleración gravitacional requerida (número G), respectivamente. Reducir la presión, o el número G, significa reducir el trabajo requerido, y por lo tanto ahorrar energía.

La figura 7 (tomada de la publicación comercial a cargo de Dorr-Oliver, The DorrClone Hydrocyclone, Bulletin DC-2, 1989) muestra los campos de utilización de hidrociclones comerciales de diversos tamaños, como función de la capacidad en GPM, de la pérdida de presión de operación y del tamaño de partículas.

Un hidrociclón es un aparato estático que explota la diferencia de densidad entre el sólido y el líquido y la fuerza centrífuga inducida, para separar las partículas del sólido del fluido en el que están suspendidas. Por ejemplo, suponiendo una capacidad de 680 m^{3}/h de suspensión líquido-sólido a tratar, igual a alrededor de 3000 GPM (densidad específica del sólido 2,7, concentración del sólido de 25% en peso, y eficacia de separación de 95%), se puede observar que, al aumentar la granulometría de las partículas sólidas, es posible usar un número más pequeño de hidrociclones, pero con un diámetro más grande, según la siguiente tabla:

1

A partir de la tabla anterior se puede observar claramente que, al pasar de partículas sólidas de 5 \mum a partículas de 150 \mum, el número de hidrociclones pasa de 3000 a 1. Esto permite una enorme reducción de los costes por dos razones: la primera es que se reduce el número de hidrociclones requerido; la segunda es que se reduce la dificultad constructiva, que aumenta al disminuir el diámetro del hidrociclón.

Consideraciones sobre los ejemplos anteriores

El objetivo de los ejemplos descritos anteriormente fue demostrar que:

-: al operar con el régimen de validez de la ley de Stokes, es decir Re_{p} < 0,1 (como se describe mediante la patente EP-A-520.860 de Exxon), es necesario limitar el diámetro medio de las partículas con las que opera el reactor en suspensión.

-: El número de Reynolds de las partículas, Re_{p}, depende de las propiedades del sistema y de la densidad del sólido, y por lo tanto el límite de d_{p} para permitir que la ley de Stokes sea válida también depende de las propiedades del sistema.

-: Puesto que es preferible operar con partículas sólidas que tengan un diámetro medio más grande (compatible con una disminución insignificante de la eficacia del catalizador), por ejemplo 100-200 \mum, a fin de favorecer la unidad de separación líquido-sólido, ya no es posible operar con el régimen de validez de la ley de Stokes. Para determinar la velocidad de sedimentación de la partícula, es necesario usar correlaciones diferentes de la ley de Stokes según se describe en los ejemplos anteriores.

-: Aumentar las dimensiones de las partículas sólidas significa aumentar la velocidad de sedimentación del sólido, manteniendo sin cambios todos los otros parámetros de los sistemas. A fin de obtener una distribución óptima del sólido en el interior del reactor de columna de burbujas, es preferible dimensionar el reactor (y en particular el diámetro de la columna) para que sea tal que respete el límite de Bo_{s} \leq 1, preferiblemente Bo_{s} \leq 0,4.

-: Para un reactor de tamaño comercial y para un sistema representativo de la reacción de síntesis de Fischer-Tropsch, el valor de Bo_{s} es menor que 0,4, es decir, existe una dispersión óptima de la fase sólida incluso cuando se opera con diámetros de partículas tales que Re_{p} >> 0,1 (fuera de los límites de validez de la ley de Stokes), al mismo tiempo que se favorece la separación líquido-sólido. De hecho, al aumentar el diámetro de las partículas, disminuye el volumen requerido por la etapa de separación, y también la dificultad constructiva, con la misma concentración de sólido.

Los ejemplos también describen un posible enfoque para estimar "a priori" el coeficiente de dispersión axial del sólido, D_{ax,s}, para un reactor fluidizado de gas-líquido-sólido de tamaño comercial (diámetro > 1 m).

Claims

1. Procedimiento para optimizar la producción de hidrocarburos pesados según el procedimiento de Fischer-
Tropsch y la separación relativa de los hidrocarburos anteriores, partiendo de mezclas de gases reactivos, que están compuestos esencialmente de CO y H_{2}, opcionalmente diluidos con CO_{2}, en presencia de catalizadores soportados, que comprende:

(a): alimentar los gases reactivos a un reactor, preferiblemente desde la parte inferior, para obtener una buena dispersión del sólido en la fase líquida, transformando de este modo, al menos parcialmente, los gases reactivos en hidrocarburos pesados, siendo los caudales de los gases tales que se opera en condiciones de flujo heterogéneo o turbulento agitado;

(b): recuperar al menos parcialmente los hidrocarburos pesados formados en la etapa (a) mediante su separación externa o interna de las partículas catalíticas;

estando dicho procedimiento caracterizado porque, en la etapa (a), la reacción tiene lugar:

(1): en presencia de partículas sólidas de forma que el número de Reynolds (Re_{p}) de las partículas es mayor que 0,1, en el que Re_{p} = \frac{d_{p} \cdot \nu \cdot \rho_{l}}{\mu}, en el que d_{p} es el diámetro medio de las partículas, \nu es la velocidad relativa entre la partícula y el líquido, \rho_{l} es la densidad del líquido, \mu es la viscosidad del líquido;

(2): manteniendo las partículas sólidas suspendidas a una altura H, con valores U_{s}, U_{l} y U_{g} tales que se obtenga un número de Bodenstein Bo_{s} \leq 1.

2. Procedimiento según la reivindicación 1, en el que Re_{p} está comprendido entre 0,11 y 50.

3. Procedimiento según la reivindicación 2, en el que Re_{p} está comprendido entre 0,2 y 25.

4. Procedimiento según la reivindicación 1, en el que Bo_{s} \leq 0,4.

5. Procedimiento según la reivindicación 1, caracterizado porque las partículas catalíticas sólidas consisten en cobalto soportado sobre alúmina.