Informe iv-produccion-de-hidrogeno-a-partir-de-biogas-editado[1]

OBTENCION DE HIDROGENOA PARTIRDE BIOGAS
Córdova Sheyla/ Ordinola Anni/ Huamanchumo Jany/ Vidaurre Patricia. 1
Universidad Nacional “Pedro Ruiz Gallo”
Facultad de Ingeniería Química e Industrias Alimentarias
Proyecto de Obtención de Hidrogeno a partir de Biogás
Autores:CórdovaDelgadoSheyla/HuamanchumoUcedaJany/Ordinola
CuevaAnni/VidaurreVasquez Patricia
Curso: Diseño de Plantas Industriales I - Informe N°2
Profesor: Juan C. Díaz Visitación

CAPITULO IV
SELECCIÓN Y DISEÑO
DEL REACTOR

INTRODUCCION
El presente capítulo tiene como objetivo establecer la selección del reactor para luego
diseñarlo de acuerdo a las especificaciones del proyecto aplicando los criterios técnicos
de Ingeniería.
Todos los procesos químicos giran en torno al reactor por lo cual representa uno de los
factores más importantes para determinar la economía del proceso. Lo cual nos induce
dar a conocer una explicación de las características del sistema de reacción, a la vez
justificar las condiciones de operación del reactor, mediante un análisis de las variables
del sistema de reacción.
El diseño de reactores es un problema que el ingeniero químico enfrentará, al trabajar
con reacciones químicas para ello, consideramos la selección del tipo de reactor que
se va a utilizar así también como su diseño, mediante el uso de diferentes fórmulas,
tablas y los cálculos adecuados, se alcanzó el objetivo, para lo cual fue necesario la
elaboración de unos planos, para tener una idea mucho más clara y concisa de cómo
están conformados los equipos, tan importantes en nuestro proceso.

4.1 Análisis del sistema de reacción
4.1.1 Estequiometria de la reacción.
a. Estequiometria de la reacción en el Desulfurador.
 Esta es una reacción de eliminación de compuestos sulfurosos que
se encuentre en el gas para no envenenar los catalizadores de los
reactores. No es un reactor catalítico solo se produce una reacción
estereoquímica.
 Presión y temperatura son a condiciones atmosféricas
 Conversión del 95%
 Las concentraciones que se dan en las diferentes corrientes son:
CORRIENTE DE ENTRADA AL DESULFURIZADOR:
 Reactivo limitante: (H2S)

 ZnO REQUERIDO EN LA DESHULFURIZACIÓN:
 CORRIENTE DE SALIDA DEL DESULFURIZADOR:
 ZnS CONVERTIDO EN LA ADSORCIÓN:
b. Estequiometria de la reacción en el reformado de vapor.
 La carga ya desulfurada en la sección anterior, continúa su paso a
través de la unidad hacia la sección de reformado. Como su propio
nombre indica, en esta sección es donde se produce la reacción del
gas natural con el vapor de agua para producir el H2. Esta reacción
se da con un exceso importante de vapor de agua y con un control
muy estricto de la temperatura.
 Presión a 20atm
 Conversión del 95%
 Catalizada entre CH4 y H2O
 Temperatura de 900ºC

 La reacción es endotérmica:
La mezcla gaseosa así obtenida es difícil de separar ya sea física o químicamente (es
necesario enfriar hasta -205 ºC antes de que el monóxido pueda condensar)
 Reactivo limitante: (CH4)
 Alimentación de vapor requerido:

 Corriente de salida del reformador:
c. Estequiometria de la reacción en el convertidor de CO.
Para aumentar el rendimiento y facilitar también la separación posterior, el
monóxido se oxida a dióxido. Para ello, la mezcla es enfriada y se le inyecta
vapor de agua de nuevo, esta vez sobre un catalizador de óxido de hierro III
(Fe2O3).
El problema de separar el dióxido del H. es más sencillo. Hay varias formas de abordar la
separación:
a. Medios físicos Una opción es enfriar la mezcla por debajo de la temperatura de
condensación del CO2 (-78 ºC) muy diferente a la del H2 (-253 ºC).
Económicamente viable mediante un servicio de frío en planta.
b. Medios químicos El CO2 es un oxido ácido que reacciona con una disolución de
carbonato potásico para dar el carbonato ácido de potasio. Calentando este se
puede regenerar el carbonato:

 Presión 20atm
 Temperatura 400ºC
 Reacción 3:
 Reacción 4:
 Alimentación de vapor requerido
 Corriente de salida de convertidor.

d. Estequiometria de la reacción en el metanizador.
Las cantidades de gases de CO Y CO2 que salen del absolvedor pueden
envenenar el medio ambiente, por lo tanto se debe reducir o eliminar la
mayor parte de acuerdo a las normas del medio ambiente. El proceso más
habitual es la conversión de CH4 y H2O mediante la hidrogenación en el
metanizador.
 Esta reacción se producen a una temperatura de 300º C
 Utiliza un catalizador a base de níquel
 La concentración residual de esto óxidos de carbono no suele
alcanzarlos 10ppmv.
4.1.2 Análisis de la termodinámica y equilibrio de reacción

La reacción global es exotérmica así que por encima de todo es un proceso que
genera calor. La composición gaseosa del producto depende de la proporción
C/H alimentada y del vapor amaleado, así pues la presión no tiene efecto
significativo sobre esta composición. El proceso es habitualmente conducido de
2 a 4 MPa usando equipos compactos que reducen costes de compresión. Una
composición típica en la salida para una alimentación de fuel oil es la mostrada
en el cuadro.
Este gas tiene una relación óxidos de carbón/hidrogeno mucho mas alta que el
reformado con vapor.
Para obtener una producción de 100 metros cúbicos de hidrogeno y monóxido
de carbono se emplean 26 metros de oxígeno al 95 – 99%. La mezcla producto
es enfriada directamente en contacto con agua y filtrada de tal forma que se
elimina del flujo gas el carbono no reaccionado. A su vez estos restos de
carbono se eliminan del agua por filtración para un posterior uso o simplemente
se desecha dicha agua.
El resto de etapas del proceso son las mismas que en el proceso de reformado:
Shift de alta temperatura (mezcla con vapor y mezcla fluidizada a través de
óxido de hierro, catalizador, para convertir el monóxido en dióxido, 90 a 95% de
conversión), enfriado de nuevo antes de entrar en el Shift de baja temperatura.

Enfriado a 38 ºC con agua antes de entrar al absorbedor de CO2 (usa MEA).
Los gases purificados, no en su totalidad o aceptable al menos, se recalientan
con los producidos en etapas anteriores antes de pasar al metanador que con
Ni catalítico convertirá los gases carbónicos en metano. Este podría ser ya el
producto final según especificaciones.
4.1.3 Cinética y mecanismo de reacción.
a. Desulfurador
𝑘 𝑒 =
𝑘𝑖𝑑𝑎
𝑘 𝑣𝑢𝑒𝑙𝑡𝑎
=
𝐶𝐶
𝑝
𝐶 𝐷
𝑞
𝐶𝐴
𝑛
𝐶 𝐵
𝑚

 Esta es una reacción de eliminación de compuestos sulfurosos que
se encuentre en el gas para no envenenar los catalizadores de los
reactores.
 No es un reactor catalítico solo se produce una reacción
estereoquímica.
b. Reformador:
 El estudio del equilibrio químico de los componentes del gas a
menudo proporciona información útil del funcionamiento del
generador. Sin embargo, los productos de la reformación varían de
sus valores de equilibrio, pero en cualquier caso daban unos buenos
valores de partida. El equilibrio químico requiere para cada
temperatura una constante de equilibrio, y dándole el suficiente
tiempo los gases alcanzarían la concentración de equilibrio. Por
ejemplo para el caso de la reducción del vapor de agua mediante
monóxido de carbono la constante de equilibrio se escribe:
 Donde las concentraciones de equilibrio para el (CO2), (H2), (CO) y
(H2O) expresadas en sus respectivas presiones parciales.

c. Convertidor.
Para aumentar el rendimiento y facilitar también la separación posterior, el
monóxido se oxida a dióxido. Para ello, la mezcla es enfriada y se le inyecta
vapor de agua de nuevo, esta vez sobre un catalizador de óxido de hierro III
(Fe2O3).
Así pues la reacción global será:
d. Metanizador.
 El proceso más habitual es la conversión de CO y CO2 en CH4 y H2O
mediante la hidrogenación en el metanizador para poder eliminar la
mayor parte de los gases contaminantes y poder recircular el CH4 en
la alimentación del proceso.

4.1.4 Transporte de masa y energía.
a) DESULFURADOR.
A’
A B
B’
 TRANSPORTE DEL MASA DE DESULFURADOR.
LA ENTRADADEL DESULFURADOR.
A
Total 494.2 Kg/Hr
CO2 79.07 Kg/Hr
CH4 400.30 Kg/Hr
H2S 14.83 Kg/Hr
Reactivo limitante
H2S 14.83 Kg/Hr
ZnO 33.55 Kg/Hr
ZnS 40.18 Kg/Hr
H2O 7.46 Kg/Hr
A'
(requerido)
ZnO 33.55 Kg/Hr
LA SALIDA DEL DESULFURADOR.
B
Total 487.57 Kg/Hr
CO2 79.072 Kg/Hr
CH4 400.30 Kg/Hr
H2S 0.74 Kg/Hr
H2O(v) 7.46 Kg/Hr
B' ZnS 40.18 Kg/Hr
FUENTE: Autores del Proyecto.
S - 1

 BALANCE DE ENERGIA DEL DESULFURADOR
b) REFORMADOR.
B D
C
 TRANSPORTE DE MASA REFORMADOR.
LA ENTRADADEL REFORMADOR.
B
Total 487.57 Kg/Hr
CO2 79.072 Kg/Hr
CH4 400.30 Kg/Hr
H2S 0.74 Kg/Hr
H2O(v) 7.46 Kg/Hr
Reactivo limitante
H2 112.58 Kg/Hr
CH4 300.23 Kg/Hr
CO 525.40 Kg/Hr
H2O(v) 337.75 Kg/Hr
C
(Vapor requerido)
H2O(v) 337.75 Kg/Hr
LA SALIDA DEL REFORMADOR.
D
Total 825.33 Kg/Hr
CO2 79.07 Kg/Hr
CH4 100.08 Kg/Hr
H2S 0.74 Kg/Hr
H2O(v) 7.46 Kg/Hr
CO 525.40 Kg/Hr
H2 112.58 Kg/Hr
EQUIPOS CORRIENTES MASA(KG/Hr) Tªinicial(ºC) Tºfinal(ºC) cp(KJ/KgºC) Q(KJ/Hr)
S-1 A (alimentación) 494.2 Kg/Hr 25 25
A'(ZnO) 33.55 Kg/Hr 25 25
R - 1

 BALANCE DE ENERGIA DEL REFORMADOR.
R-1 B 487.57 360 700
C vapor de agua 337.75 110 700
c) CONVERTIDOR.
D F
E
 TRANSPORTE DE MASA CONVERTIDOR.
LA ENTRADADEL CONVERTIDOR.
D
Total 825.33 Kg/Hr
CO2 79.07 Kg/Hr
CH4 100.08 Kg/Hr
H2S 0.74 Kg/Hr
H2O(v) 7.46 Kg/Hr
CO 525.40 Kg/Hr
H2 112.58 Kg/Hr
E
(vapor requerido) H2O(v) 555.47 Kg/Hr
Reacción 3
CO 525.40 Kg/Hr
H2O(v) 337.75 Kg/Hr
CO2: 825.62 Kg/Hr
H2 37.53 Kg/Hr
Reacción 4
CH4: 100.08 Kg/Hr
H2O: 225.17 Kg/Hr
CO2: 275.21 Kg/Hr
H2: 50.04 Kg/Hr
C - 1

LA SALIDA DEL CONVERTIDOR.
F
Total 1380.79 Kg/Hr
CO2 1179.90 Kg/Hr
H2 200.15 Kg/Hr
H2S 0.74 Kg/Hr
 BALANCE DE ENERGIA DEL CONVERTIDOR.
C-1 D 825.33 360
E vapor de agua 555.47 360
d) Metanizador.
P
N
Q
 TRANSPORTE DE MASA METANIZADOR.
LA ENTRADADEL METANIZADOR.
N
Total 1230Kg/Hr
CO2 1180Kg/Hr
aire 50Kg/Hr
LA SALIDA DEL METANIZADOR.
P
Q
Total 1230Kg/Hr
CH4 738Kg/Hr
H2O 492Kg/Hr
M - 1

 BALANCE DE ENERGIA DEL METANIZADOR.
4.2 Selección y Diseño del reactor
4.2.1 Selección del tipo de reactor.
Se debe tener mucho cuidado al seleccionar el tipo de reactor a utilizar, ya que es un
factor clave para optimizarel proceso,es decir, para obtener las mayores conversiones.
Los reactores de flujo continuo tipo CSTR son el tipo más importante de reactor para la
síntesis a gran escala de productos químicos básicos e intermedios.
4.2.2 Diseño del reactor.
 Desulfurador.
a. Determinación de la forma geométrica.
 Forma: cilíndrica
 Posición: Vertical
 Cabezal: torisferico
 Fondo: torisferico
b. Calculo del volumen del reactor y dimensiones
El volumen de desulfurador es de m3
c. Cálculo del diámetro óptimo de los acoplamientos.
El diámetro de desulfurador del es de m
d. Selección del material de construcción.
Se seleccionó el material de SA202 TIPO A.
M-1 N (alimentación) 1180 Kg/Hr
P 738Kg/Hr

 Reformador.
b. Calculo del volumen del reactor y dimensiones.
El volumen de reformador es de m3
El diámetro de reformador es de m
 Conversión:
b. Calculo del volumen del reactor y dimensiones.
El volumen de conversor es de m3
El diámetro de conversor del es de m

4.2.3 Diseño gráfico. Planos del reactor (vistas: frontal, superior, lateral y
Cortes.)
 El diseño gráfico fue realizado en el programa AUTOCAD 2017.
 Los planos del reactor, también se encuentran adjuntos con vistas en 2D y 3D.
 Desulfurador.

 Reformador
 Conversión de CO

 Metanizador
4.2.4 Hoja de especificaciones.
ESPECIFICACIONES DE DISEÑO REACTOR

DESULFURADOR.
Planta: Obtención de hidrógeno Diseñistas: Autores del proyecto
Fecha: 2017-II Tipo de Reactor: Tipo torre
Nombre y detalle: Desulfurador. Operación: Continua.
Función: Remover el S2H del biogás
Unid. Requeridas: Sistema internacional ingles
Uso regular: Reserva: 0
MATERIAL MANIPULADO
Carga: CH4, CO2, S2H, IMPUREZAS.
Descarga: CH4, CO2 IMPUREZAS.
5 DATOS DE DISEÑO
Capacidad, pie3: Tiempo de reacción: s
Temperatura de operación: 77ºF Presión de Operación: 14.5psi
Temperatura d diseño: 77ºF Presión de diseño: 14.5 psi
Diámetro: 0.44 m Altura: 8 m
Espesor: pulg Soldadura: Traslape
Posición: Vertical Tipo de cabezal: Torisferico
Material de construcción: SA202 TIPO A Tipo de fondo: Torisferico
ACOPLAMIENTOS
Detalles Ubicación Diámetro nominal,
Entrada de biogás pulg
Salida de gas de síntesis pulg
REFORMADOR.

Nombre y detalle: reactor de reformador. Operación: Continua.
Función: Producción gas de síntesis para la obtención de hidrogeno.
MATERIAL MANIPULADO
Carga: CH4, H2O (v), IMPUREZAS.
Descarga: CO, H2, IMPUREZAS.
DATOS DE DISEÑO
Capacidad, pie3: …………………………. Tiempo de reacción: 5 s
Temperatura de operación: 800ºF Presión de Operación: 400psi
Temperatura d diseño: 1300ºF Presión de diseño: 450pis
Diámetro: 1.2 m Altura: 2.4m
Espesor: 4pulg Soldadura: Traslape
ACOPLAMIENTOS
Entrada de gas 7pulg
Entrada de vapor 6pulg
Salida de gas de síntesis 10pulg
CONVERTIDOR CO.

Nombre y detalle: reactor de convertidor. Operación: Continua.
Función: Aumentar la concentración del gas de síntesis.
MATERIAL MANIPULADO
Carga: CH4, H2O (v), IMPUREZAS.
Descarga: CO2, H2, IMPUREZAS.
DATOS DE DISEÑO
Temperatura de operación: 700ºF Presión de Operación: 350psi
Temperatura d diseño: 1300ºF Presión de diseño: 400pis
Diámetro: 1.52 m Altura: 3.65 m
Espesor: 3 pulg Soldadura: Traslape
ACOPLAMIENTOS
Entrada de vapor 7pulg
Salida de gas de sintesis 13pulg

METANIZADOR.
Nombre y detalle: reactor de metanizador. Operación: Continua.
Función: Recuperar mayor parte CH4 mediante el CO2.
MATERIAL MANIPULADO
Carga: CO2, (v), IMPUREZAS.
Descarga: CO, H2, IMPUREZAS.
DATOS DE DISEÑO
Temperatura de operación: 5ºF Presión de Operación: 14.7psi
Temperatura d diseño: 1300ºF Presión de diseño: 14.7 psi
Diámetro: 1.5m Altura: 3.61m
Espesor: 1 pulg Soldadura: Traslape
ACOPLAMIENTOS
Entrada de vapor 1 ½ pulg
Salida de gas de síntesis 6pulg

Apéndice
Y
Anexos

1. DESULFURADOR.
 CALCULO DEL VOLUMEN
Reactivos flujomasico( Tn/hr ) ƍ ( tn/m3) Q (m3/h) Vtotal de entrada V.reactor(m3) μ
A 0.49420 0.014882
ZnO 0,03355
V=π * D^2/4*h
V=π * D^3/4
Di(m)= Altura=
 CALCULO DEL ESPESOR.
 P diseño (bar) = psi
 Tº diseño (ºF) =
 R radio (m) = -------> pulg
 E =
 C (pulg) =
 S( psi) =
 e= = e nominal = pulgadas
C
xPSxE
PxR
e 


6.0

 CALCULO DE ACOMPLAMIENTOS (ENTRADA).
 Acoplamiento 1
Q (m3/h) Q (Pie3/s) ƍ (tn/m3) Μ(Cp)
A
ZnO
Di = 3,9*Q^0,45*p^0,1
Di(m) = Di(nominal)= pulg
V=Q/A A= (πDi^2)/4 Nre= (ѵ*ρ*Di)/μ
V= A= pie2
Nre=(Turbulento)
 Acoplamiento 2
Di = 3,9*Q^0,45*p^0,13
Di (m) = Di(nominal)= pulg
V=Q/A A= (πDi^2)/4 Nre= (ѵ*ρ*Di)/μ
V= A=pie2
Nre= (Turbuluento)
 CALCULO DE ACOMPLAMIENTOS(SALIDA)
 Acoplamiento 3
Reactivos flujomasico( Tn/hr ) Q (m3/h) Q (pie3/s) ƍ ( tn/m3) ƍ ( lb/pie3) μ
B 0.82533 92.5672948 9.08085162 0.008916 0.5566 2.98 E-02
Di = 3,9*Q^0,45*p^0,13

V=Q/A A= (πDi^2)/4 Nre=(ѵ*ρ*Di)/μ
V=0.92175417 A=0.92175417pie2
Nre=4.96E+05 (Turbulento).
 Acoplamiento 4
Di = 3,9*Q^0,45*p^0,13
V= A=pie2
Nre= (Turbuluento)
2. REFORMADOR.
 CALCULO DEL VOLUMEN
Reactivos flujomasico( Tn/hr ) ƍ ( tn/m3) Q (m3/h) Vtotal de entrada V.reactor(m3) μ
B 0.48557 0.014882 32.628007 53.77174056 76.81677222 2.73 E-02
VAPOR DE AGUA 0.33775 0.015974 21.143734 3.00E-02
V=π * D^2/4*h
V=π * D^3/4
Di (m)= 4.0909207 Altura= 5.8441725
 P diseño (bar) = 400psi
C
xPSxE
PxR
e 


6.0

 Tº diseño (ºF) = 1292
 R radio (m) = 2.04546037 -------> 80.5299794pulg
 E = 0.85
 C (pulg) = 0.0625
 S( psi) = 12300
 e= 3.21590105 = e nominal = 4 pulgadas
 Acoplamiento 1
Q (m3/h) Q (Pie3/s) ƍ (tn/m3) Μ(Cp)
B 32.628007 3.19754468 0.84282272 2.73E-02
Vapor de agua 21.1437336 2.07420026 0.90466672 3.00E-02
Di = 3,9*Q^0,45*p^0,1
Di(m) = 6.43543336 Di(nominal)= 7pulg
V=11.9644334 A= 0.26725417 pie2
3.20E-02 (Turbuluento)
 Acoplamiento 2
Di = 3,9*Q^0,45*p^0,13
V=10.5637905 A=0.19635 pie2
Nre=2.37E+05 (Turbuluento)

 Acoplamiento 3
C 0.82533 92.5672948 9.08085162 0.008916 0.5566 2.98 E-02
Di = 3,9*Q^0,45*p^0,13
V=16.6493842 A=0.54541667pie2
3. CONVERTIDOR CO.
 CALCULO DEL VOLUMEN.
V=π * D^2/4*h
V=π * D^3/4
Di(m)= 4.86134011 Altura= 6.94477159
Reactivos flujomasico( Tn/hr ) ƍ ( tn/m3) Q (m3/h) Vtotal de entrada V.reactor(m3) μ (cp)
C 0.82533 0.014882 55.4582717 90.23165348 128.9023621 2.73 E-02
VAPOR DE AGUA 0.55547 0.015974 34.7733817 - - 3.00E-02

 P diseño (bar) = 293.919psi
 Tº diseño (ºF) = 1292psi
 R radio (m) = 2.43067005m -------> 95.6957231pulg
 E = 0.85
 C (pulg) = 0.0625
 S( psi) = 12300
 e= 3.21590105 = e nominal = 3 pulgadas
 Acoplamiento 1
Q (m3/h) Q (Pie3/s) ƍ (lb/pie3
) μ (cp)
C 55.4582717 5.43491063 0.84282272 2.73E-02
Vapor de agua 34.7733817 3.41126875 0.90466672 3.00E-02
Di = 3,9*Q^0,45*p^0,13
Di(m) = 8.17046739m Di(nominal)= 8pulg
V=Q/A A= (πDi^2)/4 Nre = (ѵ*ρ*Di)/μ
V= 15.5698356 A=0.34906667 pie2
Nre =4.77E+05 (Turbulento)
 Acoplamiento 2
Di = 3,9*Q^0,45*p^0,13
Di(m) =6.68683025 Di(nominal)= 7pulg
C
xPSxE
PxR
e 


6.0

V=12.7641368 A=0.19635 pie2
Nre=3.35E+05 (Turbulento)
 Acoplamiento 3
C 1.38 154.777927 15.18371467 0.008916 0.5566 2.98 E-02
Di = 3,9*Q^0,45*p^0,13
Di(m) =12.2915128 Di(nominal)= 13pulg
V=0.92175417 A=0.92175417pie2
4. METANIZADOR
 CALCULO DEL VOLUMEN DEL REACTOR METANADOR
 Densidad del Syngas (D): 380Kg/m3
 Flujo masico del Syngas (D): 1179.84Kg/h
 Flujo volumetrico de Syngas: 310.48m3/h
 Flujo masico de hidrogeno (E): 200 Kg/h
 Densidad del Agua (360°C) (E): 133.70kg/m3
 Flujo volumerico de vapor de agua: 0.00m3/h
 Flujo Volumetrico total: 3.10m3/h
 Velocidad espacial del catalizador: 100h-1
 Tiempo de reacción en el reactor: 0.09s
 Volumen de reacción: 3.10m3
 Volumen de lecho catalítico: 4.44m3
 Volumen del reactor: 5.34m3

 REACTOR:
Si: 2 Diámetro = Altura
5.34m3
Entonces:
 Diámetrodel ReactorWGS: 1.50m
 Altura del Reactor: 3.01m
 Altura del Reactor WGS (+20%): 3.61m
 CALCULO DEL ESPESOR DE LAS PAREDES DEL REACTOR WGS
(CILINDRICO).
 Presión (Bar) : 20bar
 Presión ope.: 294psi
 Presión dis: 353psi
 Temperatura (°C): 360ºC
 Temp. ope.: 680ºF
 Factor a Psi : 14.5Psi
 Factor a P.de diseño:1.2
 Diámetro: 59.2pulg S: 13187 (Tabla 18.4 b walas (SA240 - 410)
 Radio interno: 29.6pulg E: 0.85 (Soldadura tralapado)
1.0 Pulg
Se tomara un espesor de 1"
 CALCULO DE LOS ACOPLAMIENTOS DE ENTRADA Y SALIDA DEL
REACTOR WGS.
'CALCULO DEL ACOPLAMIENTO DE ALIMENTACION - SYNGAS - CORRIENTE (D)
 Flujo masico de Syngas: 1179.84Kg/h
 Flujo masico de Syngas: 2601.10lb/h
 Densidad del Syngas: 3.80Kg/m3
 Densidad del Syngas: 0.24lb/pie3
 Caudal 3.05pie3/s
5.34
Diámetro: 6" (Diámetro nominal).
𝟐∅ = h
𝐕𝐨𝐥 𝑹 =
𝝅
𝟒
𝒙∅ 𝟐
𝒙𝟐∅ =
𝒆 =
𝑷 𝒙 𝑹
𝑺𝒙𝑬 − 𝟎. 𝟔𝑷
=
𝑫𝒊 = 𝟑. 𝟗𝒙 𝑸 𝟎.𝟒𝟓
𝒙𝝆 𝟎.𝟏𝟑
=

CALCULO DEL ACOPLAMIENTO DE ALIMENTACION - H2O(v) - CORRIENTE (E).
 Flujo masico de H2O(v ): 0.00Kg/h
 Flujo masico de H2O(v ): 0.00lb/h
 Densidad del H2O(v ): 133.70Kg/m3
 Densidad del H2O(v ): 8.35lb/pie3
0.00
Diámetro: 1 1/2" (Diámetro nominal).
'CALCULO DEL ACOPLAMIENTO DE LA SALIDA - SYNGAS - CORRIENTE (F)
 Flujo masico de Syngas: 1380.79Kg/h
 Flujo masico de Syngas: 3044.13lb/h
 Densidad del Syngas: 4.20Kg/m3
 Densidad del Syngas: 0.26lb/pie3
 Caudal 3.23pie3/s
5.55
MAN HOLE
 Largo: 50cm
 Ancho: 50cm
 Altura 30cm
𝑫𝒊 = 𝟑. 𝟗𝒙 𝑸 𝟎.𝟒𝟓
𝒙𝝆 𝟎.𝟏𝟑
=
𝑫𝒊 = 𝟑. 𝟗𝒙 𝑸 𝟎.𝟒𝟓
𝒙𝝆 𝟎.𝟏𝟑
=

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