Modelo 3D de reactor multitubular para ODH de buteno a butadieno

Desarrollo de modelo de reactor multitubular tridimensional
para la deshidrogenación oxidativa de buteno a
1,3butadieno
Resumen: La deshidrogenación oxidativa (ODH) de buteno se ha desarrollado recientemente como una
alternativa viable para la síntesis de 1,3butadieno debido a sus ventajas sobre otros métodos convencionales.
Dela Quarme Gbadago y Sungwon Hwang
(ODH); diseño de reactores; butadieno; modelado multiescala
Artículo
luna jiyoung
www.mdpi.com/journal/chemengineering
ingeniería química
Palabras clave: dinámica de fluidos computacional (CFD); reactor multitubular; deshidrogenación oxidativa
,
1. Introducción
*
Escuela de Posgrado en Química e Ingeniería Química, Universidad de Inha, 100 Inharo, Michuholgu, Incheon 22212,
Corea; jiyoung.moon@inha.edu (JM); delaquarme@inha.edu (DQG)
* Correspondencia: sungwon.hwang@inha.ac.kr; Teléfono: +82328607461
Recibido: 29 de abril de 2020; Aceptado: 16 de julio de 2020; Publicado: 21 julio 2020
Los hidrocarburos como el buteno y el 1,3butadieno (butadieno) son componentes químicos importantes [ 1].
Por ejemplo, el butadieno es un producto importante de la industria petroquímica, utilizado en gran medida en la
producción de cauchos sintéticos como el caucho de estirenobutadieno (SBR) y el caucho de polibutadieno (PBR),
que son productos intermedios utilizados para producir neumáticos y materiales plásticos. La mayor parte del
butadieno, que representa más del 95 % de la producción mundial, se ha obtenido como subproducto del craqueo al
vapor de hidrocarburos como la nafta [2,3]. Hasta la fecha, los crackers a vapor son las principales unidades de
proceso para producir butadieno. En este proceso, la mezcla de vapor e hidrocarburo se utiliza como materia prima
y se calienta a temperaturas extremadamente altas [1]. Luego, la nafta, que está compuesta por hidrocarburos más
pesados (C5C12), se descompone en hidrocarburos más ligeros como etileno, propileno y otras olefinas ligeras [4].
Posteriormente, se requiere un proceso de separación después del craqueo al vapor, y el butadieno se extrae
mediante un solvente polar aprótico de los refinados C4 crudos [5]. Sin embargo, esta ruta convencional no solo es
un proceso que consume energía porque la reacción es altamente endotérmica, sino que también requiere energía
adicional para activar el reactivo [6]. La reacción a alta temperatura también conduce a la deposición de coque
formado por la pirólisis de hidrocarburos con altas emisiones de CO2 [7].
En los últimos años ha aumentado el uso de gas natural y gas de refinería como materia prima y también ha
disminuido la producción de etileno a base de nafta debido a la revolución del gas de esquisto. Como resultado, sólo un
Varios reactores catalíticos para este proceso se han estudiado previamente, aunque con un enfoque en el diseño
a escala de laboratorio. En este estudio, se desarrolló un modelo de reactor multitubular para la síntesis de
butadieno a través de ODH de buteno utilizando dinámica de fluidos computacional (CFD). Para ello, se generó
utilizando OpenFOAM® el modelo multitubular 3D, que combina una cinética de reacción compleja con un fluido
refrigerante del lado de la carcasa sobre una serie de tubos de reactor individuales. Luego se validó el modelo
desarrollado y se analizó con los resultados experimentales, los cuales arrojaron un error máximo de 7.5%.
Finalmente, se realizaron estudios paramétricos para evaluar el efecto de las condiciones termodinámicas
(isotérmicas, no isotérmicas y adiabáticas), la temperatura de alimentación y la velocidad del gas en el rendimiento
del reactor. Los resultados mostraron la formación de un punto caliente a la salida del reactor, lo que requiere un
control de temperatura eficiente en esa sección del reactor. También se encontró que a medida que aumentaba la
temperatura, la conversión y el rendimiento aumentaban mientras que la selectividad disminuía. Se encontró lo contrario para velocidad
ChemEngineering 2020, 4, 46; doi:10.3390/ingeniería química4030046
Machine Translated by Google

2 de 21
Ingeniería Química 2020, 4, 46
Con el desarrollo de modelos cinéticos, se han realizado esfuerzos para diseñar reactores óptimos para la
reacción de ODH [25]. Se han propuesto varios tipos de reactores para esta reacción y el reactor adiabático de lecho
fijo es conocido por su diseño más simple y buen rendimiento y selectividad del producto [26].
Para ello, los investigadores han desarrollado catalizadores novedosos y eficientes para el proceso ODH. Los
catalizadores que consisten en óxidos metálicos sin soporte que contienen dos o más componentes de metales de
transición, como molibdatos de bismuto (BiMo) o BiMo combinados con V, Fe, Zr y ferritas, se han utilizado
ampliamente para la reacción de ODH. También se utilizan compuestos de V/MgO y catalizadores de Cr2O3/Al2O3
[14,15]. Por el contrario, Park et al. [11] sugirieron el uso de nanomateriales de carbono libres de metales como
catalizadores potenciales debido a su benignidad ambiental y características superficiales únicas. En particular, los
catalizadores de ferrita y BiMo se han utilizado ampliamente debido a su alta actividad catalítica y selectividad [7,16].
Por lo general, los mecanismos de reacción y la cinética se identifican antes de modelar el sistema de reacción para el diseño del reactor [1
Además, estas severas condiciones de reacción provocan reacciones secundarias como el craqueo térmico y la
rápida formación de coque en los catalizadores, lo que conduce a la desactivación del catalizador [12]. Para superar
tales limitaciones, se ha propuesto la deshidrogenación oxidativa (ODH) del nbuteno y se ha estudiado ampliamente
en los últimos años [911]. La ODH es una reacción exotérmica a temperatura relativamente baja (p. ej., 300 a 400
◦C), que tiene lugar en presencia de oxígeno en la superficie de los catalizadores, produciendo olefina C4. Por lo tanto,
la reacción exotérmica a una temperatura más baja puede reducir una cantidad sustancial de energía en comparación
con el proceso de deshidrogenación directa [7]. Además, la presencia de oxígeno evita fácilmente la deposición de
coque sobre la superficie del catalizador al promover la combustión del coque. Sin embargo, aún se presentan algunos
problemas desafiantes, ya que la selectividad del producto depende en gran medida de las condiciones de reacción
utilizadas [7,13]. La reacción de ODH produce múltiples subproductos, y el oxígeno en fase gaseosa en la red y el
buteno (o butano) también pueden formar productos de combustión como dióxido de carbono y agua.
La operación adiabática es importante en términos de comercialización debido a su uso convencional [18]. Sin
embargo, estos sistemas no pueden controlar la temperatura dentro del reactor, lo que genera más productos
secundarios [25]. Por otro lado, en un reactor fluidizado, se logra una mezcla uniforme de partículas y se puede
mantener la temperatura y el producto de manera uniforme en todo el reactor. Por lo tanto, se ha recomendado para
reacciones altamente exotérmicas y sensibles a la temperatura. Sin embargo, el comportamiento complejo del lecho
fluido y el alto costo de capital inicial debido a la expansión y circulación
Se puede obtener una pequeña cantidad de butadieno para satisfacer la creciente demanda mundial, lo que
conduce a una escasez del suministro de butadieno [5,8]. Por lo tanto, se requiere un proceso de producción de
butadieno más eficiente en términos de perspectivas tanto económicas como ambientales. En consecuencia, se
han estudiado ampliamente procesos alternativos como la deshidrogenación directa de nbutano y la
deshidrogenación oxidativa de nbuteno [6,9]. Las reacciones de deshidrogenación directa o catalítica ocurren en
superficies metálicas y sitios ácidos donde el alqueno (o alcano) se descompone en olefina e hidrógeno [7,8].
Aunque existen varios procesos comerciales de deshidrogenación catalítica, incluidos Catofin y UOP Oleflex [10],
se han encontrado algunos problemas que inhiben la comercialización de la deshidrogenación directa. En primer
lugar, el proceso es altamente endotérmico, por lo que la reacción ocurre a una temperatura relativamente alta (por ejemplo, de 500 a 6
Por lo tanto, se han realizado estudios previos extensivos para mejorar la selectividad y el rendimiento del butadieno
en condiciones de reacción suaves para permitir que el proceso ODH compita con la tecnología de craqueo al
vapor [7].
Se han sugerido varios mecanismos para esta reacción catalítica. Sterrett y Mcllvried [18] derivaron ecuaciones
cinéticas semiempíricas para la ODH de butenos a butadieno sobre un catalizador de zinccromoferrita en un
reactor de lecho fijo, que parece ser un proceso continuo atractivo y flexible para producir butadieno. Ding et al.
[19] también investigó la cinética de ODH sobre catalizadores de ferrita basados en el mecanismo MarsVan
Krevelen y propuso ecuaciones de tasa de modelo redox. Téllez et al. [20] llevaron a cabo un estudio cinético de
la ODH del butano sobre catalizadores V/MgO y analizaron estáticamente varios modelos cinéticos en competencia,
como el tipo LangmuirHinshelwood o MarsVan Krevelen mediante un extenso trabajo experimental. El estudio
mostró que el mecanismo MarsVan Krevelen se ajusta mejor a los datos de la reacción. Recientemente, también
se han desarrollado modelos cinéticos para nuevos catalizadores como VOx/Al2O3, CrOxVOx/MCM41 y (Ni, Fe,
Co)–Bi–O/γAl2O3 [21–24].

El modelo desarrollado representa la aplicación industrial de la síntesis de butadieno para proporcionar información
sobre el comportamiento de este proceso mediante el análisis de la influencia de las condiciones operativas clave,
como los caudales y la temperatura, en el rendimiento del reactor, que no se consideró en ninguna de las
publicaciones de revisión. Además, debido a la alta exotermia del proceso de reacción, se implementó el control
de la temperatura utilizando agua como refrigerante del lado de la carcasa. La formulación matemática del modelo
en términos de continuidad de masa, transporte de cantidad de movimiento y cinética de reacción se presenta en la Sección 2.
Particularmente en el modelado de sistemas de reacción para el diseño de reactores, la dinámica de fluidos
computacional (CFD) es una herramienta bien establecida para predecir patrones de fluidos precisos y comprender
los fenómenos de transporte y sus influencias en las reacciones en ingeniería química. También ha demostrado
grandes ventajas en la evaluación y validación del rendimiento de los reactores antes de su fabricación real y su
ampliación a planta piloto [25,28]. Por lo tanto, se han construido muchos modelos para el diseño y optimización
de varios tipos y configuraciones de reactores utilizando CFD. Por ejemplo, Huang et al. [29] desarrollaron un
modelo multiescala bidimensional para la ODH del buteno en el reactor de lecho fijo.
Por lo tanto, este estudio tuvo como objetivo desarrollar el modelo de reactor multitubular 3D para describir
con precisión el flujo de fluido y predecir el rendimiento del reactor mediante el uso de simulación CFD. Debido a
la capacidad multifísica de los modelos CFD, los problemas complejos de ingeniería geométrica se pueden
modelar y simular fácilmente. Por lo tanto, para proporcionar información útil sobre el funcionamiento de los
reactores industriales de carcasa y tubos , se ejecutó la simulación CFD. Se consideró un modelo matemático
riguroso de la cinética de reacción real sobre un catalizador en polvo de ZnCrFe como se informa en Sterrett y Mcllvried [18] .
La sección 3 comprende los métodos de simulación CFD, como el desarrollo de geometría y malla, los
parámetros operativos y de diseño, y la estrategia de solución. La validación y análisis de los resultados se
presenta en la sesión de resultados y discusión (Sección 4). El estudio finalmente concluye con los hallazgos
en la Sección 5.
2. Desarrollo de modelos
Además, se asumió que la cinética de la reacción era una cinética simple de pseudo primer orden derivada de las
ecuaciones de Ding et al. [19], que mostró discrepancias hacia los datos experimentales.
Una descripción más realista del flujo dentro de un reactor de lecho fijo fue investigada por Dixon et al. [30] y
Chen et al. también sugirieron un modelo 2D completo para simular el comportamiento del flujo y la reacción. [31].
Con respecto al modelado de reactores multitubulares, se investigó el modelado CFD junto con un modelo de
reacción para predecir el efecto del caudal de refrigerante y las configuraciones de los deflectores en la conversión
de oxileno [28]. Además, Fattahi et al. [32] examinó una variedad de parámetros que afectan el rendimiento de
un sistema multitubular para la ODH del etano. Además, en el trabajo previo de Mendoza et al. [25], se desarrolló
un reactor isotérmico multitubular de lecho fijo para la reacción de ODH; sin embargo, se encontró que había
algunas limitaciones. Teniendo en cuenta que el modelo se redujo a un solo reactor tubular por simplificación, la
descripción del modelo, como el patrón de flujo del refrigerante del lado de la carcasa y los fenómenos de
transferencia reales en el reactor, no pudieron representarse suficientemente.
de materiales sólidos en el reactor se conocen como los principales inconvenientes [27]. Un reactor multitubular,
que se usa comúnmente para varios procesos industriales, ha demostrado un buen control de temperatura para
reacciones altamente exotérmicas mediante la eliminación de calor con un refrigerante del lado de la carcasa. El
refrigerante fluye a favor o en contracorriente para lograr la condición isotérmica en el reactor porque es esencial
evitar un aumento rápido de la temperatura para mantener el rendimiento y la selectividad del producto [25].
Xingan et al. [16] compararon los tres reactores mencionados anteriormente a escala de laboratorio y piloto para
la ODH de buteno a butadieno e indicaron que el reactor multitubular mostró la mayor eficiencia. Si bien la
regeneración o el reemplazo de los catalizadores después de la desactivación presentó desafíos para este reactor,
el oxígeno en el gas de alimentación promovió la combustión del coque en la reacción de ODH, lo que resultó en
una baja desactivación del catalizador. Por esta razón, se encontró que el reactor multitubular con refrigerante en
el lado de la carcasa es apropiado para la reacción ODH.
Ingeniería Química 2020, 4, 46 3 de 21
El presente estudio representó la reacción exotérmica en fase gaseosa de la síntesis de butadieno a través de la reacción
de ODH sobre catalizadores de ZnFeCr donde el refrigerante del lado de la carcasa fluye a contracorriente para mantener el

.
→
→
→
→
→
→
→
Y = 1
→
→ → .
→
norte
→
→
→
→ →
uYi) − ∙(Di Yi) = mi + Ri
(1)
La ecuación de cantidad de movimiento se describe como:
S =
La ecuación para la conservación de la masa, o ecuación de continuidad, se puede escribir de la siguiente manera:
∂
tu
1 tu + C ρ|
2
tu|
α
g +
calculado en 2428 en la región laminar. Como tal, los tubos se modelaron como un flujo laminar.
+
∙( ∂t
tu) = R
∂
u) = ∙(µ ρ
g es el vector de aceleración gravitacional; y m es el
Modelado turbulento
∂
(Yi) + ∙( ∂t
(ρ∂t
µ
2.2. Conservación del impulso
(5)
2.1. Conservación masiva
escribirse como:
(3)
(4)
S tu
+ m
S en el
S, compuesta por dos términos: el viscoso y el inercial en ese orden, donde α es la permeabilidad del medio
poroso y C es la resistencia inercial.
tu
(2)
u) − p + ρ
donde µ es la viscosidad; p es la presión; contribución
de la transferencia de masa. El medio poroso se aplica para determinar la pérdida de presión en el flujo a través de los lechos
empaquetados catalíticos, y se modela mediante la adición de una ecuación de flujo del término fuente de impulso
(ecuación (4)). La resistencia al flujo definida por la Ecuación (5) se escribe como:
yo=1
u) + ∙(ρ
Con respecto al refrigerante del lado de la carcasa, se supuso que el flujo era turbulento debido a la
densidad, la velocidad y la viscosidad del refrigerante. Por lo tanto, para este estudio se adoptó el modelo
turbulento képsilon estándar de Launder y Spalding [33] . Este modelo ha ganado popularidad debido a su
robustez y precisión razonable para una amplia gama de flujos turbulentos y válido para flujos completamente
turbulentos. Es un modelo semiempírico que consta de ecuaciones de modelo de transporte para la energía
cinética de turbulencia (k) y su tasa de disipación (ε). La viscosidad turbulenta se escribe como:
El término fuente
Con una porosidad de 0,35, la densidad del catalizador se calculó en 4806,05 kg/m3 . [18]. Las condiciones de la zona
porosa se especificaron para reflejar la caída de presión debida a la resistencia porosa a lo largo del lecho del catalizador.
La ecuación (1) es válida tanto para flujos incompresibles como compresibles y el término fuente, R, se define como el
término fuente de masa debido a la reacción química.
En este sistema, ocurrieron tres reacciones en fase gaseosa y la ecuación general de transporte de especies puede
condición isotérmica de los tubos. El catalizador utilizado en este estudio tenía una proporción en masa de zinc,
cromo y hierro de aproximadamente 1:1:1, por lo tanto, la densidad aparente del catalizador se estimó en 7393,92 kg/m3 .
Debido al diámetro de los tubos y la densidad de los gases, el número de Reynolds del lado del tubo fue
donde Yi es la fracción de masa de la especie i, y Di es el coeficiente de difusión de masa de la especie i en
la mezcla. La ecuación (2) se resuelve para N − 1 especies donde N es el número total de especies químicas
presentes en el sistema con la fracción de masa total de especies en la mezcla igual a la unidad (Ecuación (3)).

5 de 21
O2 → 4CO2 + 3H2O 2
Las reacciones de deshidrogenación oxidativa de buteno a butadieno ocurren en la fase gaseosa con butadieno,
dióxido de carbono y agua como los únicos productos del reactor; según el estudio experimental de [18] utilizando un
catalizador de zinccromoferrita. Las ecuaciones de reacción (ecuaciones (9)–(11)) son las siguientes:
(12)
11
(18)
(ρk) = ∙ ρ ∂t
∂
(rCO2 − 4rBD2) −
donde Cµ es el coeficiente de viscosidad de Eddy y la tasa de disipación de k se obtiene de la Ecuación (8).
(10)
−
(15)
6 rO2 = −0,5rBD1 −
(7)
+ Sε
k
∂
O2 → C4H6 + H2O2 _
2
(11)
1
4
(6)
2.3. Cinética de reacción
C1Gkε
µt
(ρε) = ∙ ρ ε + ∂tk
C4H6 +
3
C4H8 + 6O2 → 4CO2 + 4H2O
(dieciséis)
ρ( ∙→ u)k − ρε + Sk
2 ε
(17)
(14)
11
rBD2
2
ε
(8)
(9)
C4H8 +
Sterrett et al. [18] desarrollaron la tasa de formación de butadieno y dióxido de carbono en el rango de condiciones
exploradas en las corridas cinéticas. Los datos de producción de dióxido de carbono se ajustaron bien a la cinética de
orden cero, aunque se encontró que el modelo de tasa que mejor se ajustaba era el modelo semiempírico y de dos sitios.
La ecuación (12) indica la formación de butadieno a partir de buteno y el consumo de butadieno por combustión se
representa en la ecuación (13). La ecuación (14) es la tasa de formación de dióxido de carbono resultante de la combustión
de buteno y butadieno. A partir de las Ecuaciones (12)–(14), la velocidad de las reacciones de todas las especies se puede
expresar considerando los coeficientes estequiométricos de cada ecuación de reacción (Ecuaciones (15)–(18)). Los
parámetros cinéticos utilizados aquí se presentan en la Tabla 1 a continuación.
(13)
1
3
rB = −rBD1 − 4 (rCO2 − 4rBD2)
k
2 µt= Cµ
C1, C2 y σε son constantes empíricas y los valores de las constantes utilizadas en este estudio se determinaron de la siguiente
manera [ 33]: Cµ = 0,09, σk = 1,0, σε = 1,3, C1 = 1,44, C2 = 1,92.
µt
(1 + KO2 pO2 )(pBD + pB)
A2e −E2/RTpO2 pBD
A1e −E1/RTpB npO2
En la Ecuación (6), Gk es la energía cinética de turbulencia generada por los gradientes medios de velocidad; σk es una
constante empírica; Sk es el término fuente; y µt es la viscosidad turbulenta definida por la Ecuación (7) como sigue:
1 + KO2 pO2
rBD = rBD1 − rBD2
rH2O = rBD1 + (rCO2 − 4rBD2) + 3rBD2
σε
A2e −E2/RTpO2
2 k + Gk +
σk
C1ρ( ∙→ u)ε − C2ρ
(1 + KO2 pO2 )(1 + KBpB + KBDpBD)
rBD1 =
rBD2 =
rCO2 =

(19)
gramo∙
3.1.1. Descripción Geométrica del Reactor Multitubular
3.1. Geometría y Generación de Mallas
∂t
tu +
Las dimensiones del reactor multitubular se muestran en la Tabla 2.
3. Métodos de simulación de dinámica de fluidos computacional (CFD)
QR
+ρ
lado de la carcasa en contracorriente.
a la aplicación industrial real para investigar con precisión el rendimiento del reactor. El reactor tiene
∂p
paso de 3,18 cm, un diámetro lateral de concha y una longitud de 21,33 cm y 81,28 cm, respectivamente. Los deflectores eran
QR es la tasa de cambio de calor debido a las reacciones.
La ecuación de conservación de la energía se describe como:
y
2.4. Ecuaciones de energía
∂
donde H es la entalpía de especie; K es la energía cinética; α
∂t
y se analizaron los tipos de refrigerantes. Sin embargo, este estudio presenta un reactor tipo coraza y tubos cerca
El modelo es un reactor de carcasa y tubos de un solo paso tanto en el lado de los tubos como en el de la carcasa. el tubular
un software CAD de código abierto, como se muestra en la Figura 1. En el trabajo anterior de Mendoza et al. [25],
es la difusividad térmica efectiva;
y un diámetro interior de 2,54 cm (1 pulgada) lleno del catalizador en polvo sólido ZnFeCr [18], con un
En este estudio, SALOME® diseñó un reactor multitubular tipo coraza y tubo 3D,
introducido para aumentar la tasa de transferencia de calor para un control eficiente de la temperatura. Estos son convencionales
KBD
A2
KB
A1
KO2
E2
KO2
E1
un reactor de 14 tubulares de paso triangular. Se adoptó un patrón triangular porque es posible
−eff
→
→
.
.
→
139745.6
kmol/kgcats
kmol/kgcats
0.142
6,69 × 103
1800
1,66 × 109
415
Valor
285
Unidad
0
Parámetro
87027.2
Tabla 1. Parámetros cinéticos de las velocidades de reacción para la producción de butadieno y dióxido de carbono.
J/mol
atm−1
atm−1
atm−1
atm−1
J/mol

norte
tanto en el lado de la carcasa como en el de los tubos, y la reacción tiene lugar en los lados de los tubos mientras el refrigerante fluye a lo largo del
Los estándares de Exchanger Manufacturers Association (TEMA) [34] se utilizaron como enfoque de diseño para
para organizar más tubos y mejorar la eficiencia de transferencia de calor. El tubo tiene una longitud de 81,28 cm (32 in)
u(H + K)) − ∙(α −eff H) =
(ρ(H + K)) + (ρ
deflectores segmentados con un corte de deflector del 42 % y una separación de deflectores de 20,32 cm. Estos y otros geométricos
6 de 21
un modelo de reactor multitubular se redujo a un solo reactor tubular y el efecto del diámetro del reactor

Figura 1. Modelo de reactor multitubular en 3D.
Longitud de
boquilla
Separación de deflectores Tabla 2. Dimensiones geométricas del reactor multitubular.
Valor
cm
3
Unidad
paso de tubo cm
cm
20.32
Número de deflectores
3.18
cm
2.54
7.33
Las dimensiones del reactor multitubular se muestran en la Tabla 2.
cm 21.33
un reactor de 14 tubulares de paso triangular. Se adoptó un patrón triangular porque es posible
patrón de tubo
El modelo es un reactor de carcasa y tubos de un solo paso tanto en el lado de los tubos como en el de la carcasa. el tubular
deflectores segmentados con un corte de deflector del 42 % y una separación de deflectores de 20,32 cm. Estos y otros geométricos
cm
cm
0.37
introducido para aumentar la tasa de transferencia de calor para un control eficiente de la temperatura. Estos son convencionales
El lado de la
longitud del tubo constaba solo de mallas hexaédricas para mejorar la estabilidad de la simulación numérica mientras
81.28
14
cm
paso de 3,18 cm, un diámetro lateral de concha y una longitud de 21,33 cm y 81,28 cm, respectivamente. Los deflectores eran
5.6
cm
Longitud de boquilla
Separación de
deflectores Espesor de deflectores
81.28
Longitud de la
carcasa Diámetro
del tubo Se generaron mallas dominantes hexaédricas no conformes para la simulación CFD. El tubo
y un diámetro interior de 2,54 cm (1 pulgada) lleno del catalizador en polvo sólido ZnFeCr [18], con un
triangular de 30°
Número de tubos
Diámetro de la carcasa
3.1.2. Generación de malla
el lado de la cubierta comprendía mallas tetraédricas, como se muestra en la Figura 2.
las fracciones molares, la densidad y el perfil de velocidad (Sección 4.1).
Diámetro de la boquilla
cm
21.33
cm
20.32
Los
estándares de la Asociación de Fabricantes de Intercambiadores de Unidades (TEMA) [34] se utilizaron como enfoque de diseño para
cm
cm
Diámetro de la
carcasa
Longitud de la carcasa para disponer más tubos y mejorar la eficiencia de la transferencia de calor. El tubo tiene una longitud de 81,28 cm (32 in)
Número de tubos 14
3

cm
7.33

Grosor del deflector
Número de deflectores
Parámetros
cm
2.54
Valor
Longitud del tubo 81,28
cm
5.6
Diametro del tubo
cm

0.37
Tabla 2. Dimensiones geométricas del reactor multitubular.
Parámetros
Patrón de tubo 30◦ triangular
81.28
cm
Paso de tubo 3.18
Figura 1. Modelo 3D de reactor multitubular.
de 1.387.210 (Malla A), 757.921 (Malla B) y 532.192 (Malla C) se generaron e investigaron utilizando
Ingeniería química Ingeniería química 2020, 4, 46 7 de 21
Se realizaron diámetros
de boquilla de diferentes tamaños de malla para encontrar el tamaño de malla óptimo para el modelo CFD. Números de malla
2020, 4, 46 7 de 22
es necesario llegar a un compromiso entre el tamaño de la malla y la precisión. Un estudio preliminar con tres
Las geometrías complejas vienen con un alto costo computacional y recursos y como tal, una buena

La malla del lado del tubo se generó con la herramienta de utilidad integrada SnappyHexMesh de
OpenFOAM con una calidad ortogonal máxima de 27,99 y un sesgo de 0,64 y una relación de aspecto de
3,38. El lado de la
concha 3.1.2. Generación de mallas La malla, por otro lado, se generó con el software SALOME® CADsd.
Las dos mallas se generaron luego mallas dominantes hexaédricas no conformes para la simulación
CFD. El tubo se fusionó usando la utilidad OpenFOAM® mergeMesh. Esta técnica de generar dos lados
independientes constaba solo de mallas hexaédricas para mejorar la estabilidad de la simulación numérica,
mientras que las mallas antes de fusionarlas permiten una reducción en el dominio computacional (número
del lado de la cubierta compuesto por mallas tetraédricas, como se
muestra en la Figura 2. mallas) sin comprometer la precisión y la convergencia de los métodos numéricos.
3.2. Parámetros del modelo utilizados en el modelo de dinámica de fluidos computacional (CFD)
Figura 2. Malla de reactor multitubular generada para la simulación CFD. (a) Vista exterior del reactor;
Figura 2. Malla de reactor multitubular generada para la simulación CFD. (a) Vista externa de la (b)
Vista de malla no conforme; (c) Vista transversal detallada; (d) Vista inferior y superior que muestra el
reactor; (b) Vista de malla no conforme; (c) Vista transversal detallada; (d) Vista superior e inferior de
14 tubos.
mostrando los 14 tubos.
Las geometrías complejas vienen con un alto costo computacional y recursos y, como tal, se debe
realizar un buen diseño y parámetros del modelo, como las condiciones operativas, las propiedades
del catalizador y el compromiso límite entre el tamaño de la malla y la precisión. En la Tabla 3 se
proporciona un estudio preliminar utilizando tres condiciones . Se obtuvieron las condiciones de
operación y los parámetros de diseño con diferentes tamaños de malla para encontrar el tamaño de
malla óptimo para el modelo CFD. Los números de malla del trabajo experimental de Sterrett et al. [18].
Para validar el modelo CFD desarrollado, se generó un conjunto de 1 387 210 (Mesh A), 757 921 (Mesh
B) y 532 192 (Mesh C) y se investigó utilizando datos experimentales para comparar. En el estudio
experimental, el gas de entrada consta de las fracciones molares,
la densidad y el perfil de velocidad (Sección 4.1.). Se alimentó buteno mezclado con nitrógeno, agua y
oxígeno al reactor de lecho fijo a 633 K, donde se midió la malla lateral del tubo con la herramienta
de utilidad integrada SnappyHexMesh de OpenFOAM con valores de presión parcial de salida para cinco
velocidades espaciales horarias de peso diferentes ( WHSV). la máxima calidad ortogonal de 27,99 y
sesgo de 0,64 y una relación de aspecto de 3,38. La malla lateral de la carcasa, por otro lado, se generó
con el software SALOME® CADsd. Luego, las dos mallas se fusionaron utilizando la utilidad OpenFOAM®
mergeMesh . Esta técnica de generar dos mallas independientes antes de fusionarlas permite reducir el tiempo computaci
8 de 21

9 de 21
La estrategia de solución general realizada en el presente estudio se muestra en la Figura 3. El desarrollado
de RAM. Para cada simulación, el tiempo computacional fue de 23 h, lo que supuso un total de 230 h para la
ecuaciones En consecuencia, los resultados obtenidos por simulación fueron postprocesados con Paraview®,
la simulación de flujos con grandes pasos de tiempo en geometrías complejas como reactores multitubulares.
modelo fue simulado por una computadora con un procesador Intel Xeon® (2.10 GHz, 16 núcleos) y 64 GB
recorrido de información a través de las celdas en el dominio de la malla y se recomienda que sea menor que 1.
Se aplicó un algoritmo, un solucionador dinámico, para resolver el acoplamiento presiónvelocidad. Esto permite
La simulación CFD se ejecutó con OpenFOAM®, una herramienta de código abierto para computación
Como las reacciones son exotérmicas, se alimentó vapor y nitrógeno en el reactor como disipadores de calor para el propósito.
medios porosos continuos para incluir el efecto de la caída de presión y la transferencia de calor. Por lo tanto, el poroso
dinámica de fluidos. Para incluir el efecto de las fuentes de masa y cantidad de movimiento, la ecuación de continuidad y
de mantener las condiciones isotérmicas. La velocidad del gas utilizada en la simulación CFD se calculó
Se modificó el impulso en el solucionador OpenFOAM® adoptado (chtMultiRegionFoam). El GRANO
Para la estabilidad, convergencia y precisión de la solución numérica, el paso de tiempo se ajustó después de
basado en WHSV. Se seleccionó agua como refrigerante del lado de la carcasa debido a su alta capacidad calorífica específica
adoptado de nuestro estudio anterior [35] se dan en las Tablas 4 y 5. El lecho lleno se asumió como un
cada ciclo de iteración completo fijando el número de Courant en 1. El número de Courant mide la
e inyectado a temperatura ambiente (300 K) para mejorar el control de temperatura y asegurar la isotermalidad de
los flujos medios se pueden incorporar agregando términos de resistencia viscosa e inercial en el impulso
diez casos.
los tubos del reactor.
3.3. Estrategia de solución
un kit de herramientas de virtualización gráfica (VTK) de código abierto.
Se ejecutó una simulación de una reacción catalítica en fase gaseosa a través de un reactor de lecho fijo lleno de partículas.
Butadieno (C4H6 )
0.047
1
Temperatura de entrada del refrigerante
Densidad aparente del catalizador
0.186

m2 /s
Unidad
Parámetros
Vapor (H2O)
k
Temperatura de entrada de gases
EM

0.00375

kg/m3
m2 /s
Tabla 3. Condiciones del proceso y parámetros del modelo.
Oxígeno (O2 )
1
k
kg/m3
Composiciones molares de entrada
Densidad real del catalizador
k
0
variante
Valor
Velocidad del gas
Dióxido de carbono (CO2 )
0.35
ε
0.717

0.012
Cajero automático
Presión operacional
Nitrógeno (N2 )
EM
0.05

300
Buteno (C4H8 )

4806.05
633
Porosidad
Velocidad del refrigerante
0
7393.92
La descripción detallada de las técnicas de discretización numérica y las condiciones de contorno en este trabajo
2
3

Salida de refrigerante
Entrada de refrigerante Salida de gas
Entrada de Gas Muro
Tabla 4. Condiciones de contorno computacionales.
campo límite
Figura 3. Resumen de la estrategia de solución de dinámica de fluidos computacional (CFD).
∂t 2
∂
2
∂ 2
modelo de reactor fue validado con los resultados experimentales de Sterrett et al. [18] y evaluado bajo
Las palabras en cursiva indican nombres de condiciones de contorno predeterminados o estándar en OpenFOAM.
ChemEngineering Las palabras en cursiva indican nombres de esquemas numéricos predeterminados o estándar en OpenFOAM.
4. Resultados y discusión
El rendimiento se llevó a cabo en diferentes condiciones termodinámicas y variando la velocidad del gas.
lineal
cara de celular
Esquema
Tabla 5. Esquemas de discretización numérica.
Derivada del tiempo
Interpolaciones de celda a cara
Otros
Discretizando el laplaciano, Gauss lineal ortogonal
∂t ,
Palabra clave
Euler
Degradado
Discretizando la divergencia, Gauss limitadaLineal V 1
snGradSchemes
Tabla 4. Condiciones de contorno computacionales.
Figura 3. Resumen de la estrategia de solución de dinámica de fluidos computacional (CFD).
Término
Convección
Esquemas ddt
Difusión
Componente de gradiente normal a
derivados de término,
Discretizando el gradiente, Gauss lineal 1
ortogonal
Descripción
divSchemes
gradSchemes
laplacianSchemes
en este trabajo adoptado de nuestro estudio anterior [35] se dan en las Tablas 4 y 5. El lecho lleno fue
ejecutado. La descripción detallada de las técnicas de discretización numérica y las condiciones de contorno.
asumido como un medio poroso continuo para incluir el efecto de la caída de presión y la transferencia de calor.
términos en las ecuaciones de cantidad de movimiento. En consecuencia, los resultados obtenidos por simulación fueron post
procesado con Paraview®, un kit de herramientas de virtualización (VTK) gráfico de código abierto.
Se realizó una simulación de una reacción catalítica en fase gaseosa a través de un reactor de lecho fijo lleno de partículas.
Por lo tanto, los flujos del medio poroso se pueden incorporar agregando resistencia viscosa e inercial.
esquemas de interpolación
Presión
gradiente cero
Entrada de Gas
Presión
Presión
presión total
Valor fijo
Entrada de refrigerante
Gradiente
ceroGradiente cero
kqRpared
Muro
sin deslizamiento
épsilon
gradiente cero
Velocidad del refrigerante
Función
Gradiente
ceroGradiente cero
entradasalida
entradasalida gradiente cero
Concentración de especies
Valor fijo
campo límite
valor fijo
valor fijo
flujo fijo flujo fijo
valor fijo
valor fijo
flujo fijo presión total
gradiente cero
Salida de gas
sin deslizamiento
Función
entradasalida
entradasalida
k
Velocidad del gas
Presión
valor fijo
valor fijo
épsilonMuro
Valor fijo gradiente cero
valor fijo
valor fijo
gradiente cero
Temperatura
Salida de refrigerante
Valor fijo
Este capítulo comprende dos secciones. En la primera sección, el multitubular 3D desarrollado
condiciones adiabáticas e isotérmicas. En la segunda sección se realiza un estudio paramétrico del reactor
2020, 4, 46 10 de 22
Discretización de primer y segundo orden

11 de 21
4.2. Validación y análisis de modelos 3D
Este capítulo comprende dos secciones. En la primera sección, el modelo de reactor multitubular 3D desarrollado fue validado con los
resultados experimentales de Sterrett et al. [18] y evaluado en condiciones adiabáticas e isotérmicas de ChemEngineering 2020, 4, 46 . En la segunda
sección, se realizó un estudio
paramétrico del comportamiento del reactor bajo diferentes condiciones termodinámicas y variando la velocidad y temperatura del gas. En cada
estudio, la velocidad del gas se varió de 3,25 m/s a 35,31 m/s y la temperatura. En cada estudio, la velocidad del gas se varió de 3,25 m/s a 35,31 m/
s y la temperatura de temperatura de 610 K a 690 K. de 610 K a 690 K.
(b)
La Figura 4 muestra los resultados de la prueba de independencia de malla para tres tamaños de malla diferentes en términos de moles. La
Figura 4 muestra los resultados de la prueba de independencia de malla para tres tamaños de malla diferentes en términos de fracciones,
densidad y velocidad del gas. Las mallas A y B predijeron las variables en la misma medida con fracciones molares, densidad y velocidad del gas. Las
mallas A y B predijeron las variables en la misma medida solo con una pequeña desviación en las predicciones de densidad. Sin embargo, la malla C
sobrepredijo todas las variables y con solo una pequeña desviación en las predicciones de densidad. Sin embargo, la malla C sobrepredijo toda la
velocidad subestimada debido a la falta de resolución de malla suficiente. El tiempo computacional para las variables y subestimaron la velocidad
debido a la falta de resolución de malla suficiente. Las tres mallas fueron 42,5 h (malla A), 23 h (malla B) y 17 h (malla C). Por lo tanto, los resultados
indican que el tiempo computacional para las tres mallas fue de 42,5 h (Malla A), 23 h (Malla B) y 17 h (Malla C). que el tamaño de malla de 757 921
(Mesh B) proporcionó un buen compromiso entre el costo computacional y Por lo tanto, los resultados indican que el tamaño de malla de 757 921
(Mesh B) proporcionó una buena precisión de compromiso y se utilizó para todas las simulaciones posteriores. entre el costo computacional y la
precisión y se utilizó para todas las simulaciones posteriores.
4. Resultados y discusión
(a)
4.1. Prueba de Independencia de Malla
4.1. Prueba de independencia de malla
(d)
(C)
Figura 4. Resultados de la prueba de independencia de malla: (a) fracción molar de buteno; (b) fracción molar de butadieno;
Figura 4. Resultados de la prueba de independencia de malla: (a) fracción molar de buteno; (b) fracción molar de butadieno; (c)
densidad del gas; (d) velocidad del gas.
(c) densidad del gas; (d) velocidad del gas.
La Figura 5 indica la comparación entre los resultados de la simulación CFD y los datos experimentales en
términos de fracciones molares. Tanto la simulación CFD como los estudios experimentales se llevaron a cabo
a 633 K en condiciones isotérmicas logradas mediante un control de temperatura adecuado. Se realizaron cinco
corridas diferentes variando el espacio tiempo (tiempo de residencia) de 0.069 h a 0.398 h. Durante las
reacciones, el buteno y el oxígeno se consumieron mientras se producía butadieno, dióxido de carbono y agua.
Para validar con precisión la idoneidad del modelo CFD, se emplearon las ecuaciones fundamentales de
conservación y las ecuaciones cinéticas de reacción derivadas de los resultados experimentales. Además,
también se utilizaron las condiciones del proceso y los parámetros del modelo utilizados en el experimento
(Tabla 3). Se supuso que el efecto gravitacional era insignificante y que las condiciones isotérmicas se mantenían dentro de cada tu

12 de 21
Figura 5. Comparación de los resultados de la simulación CFD con datos experimentales en términos de fracciones molares
Figura 5. Comparación de los resultados de la simulación CFD con datos experimentales en términos de fracciones molares
(EXP: experimento).
(EXP: experimento).
En los procesos industriales, los reactores cilíndricos de lecho fijo con un diámetro relativamente grande
llenos de En los procesos industriales, los reactores cilíndricos de lecho fijo con un diámetro relativamente
grande llenos de catalizadores sólidos se utilizan normalmente para reacciones exotérmicas o endotérmicas
suaves debido a que normalmente se utilizan catalizadores sólidos simples para reacciones exotérmicas o
endotérmicas leves debido a su diseño simple y construcción sencilla. Mientras tanto, si las reacciones
requieren una gran eliminación de calor, diseño y construcción sencillos. Mientras tanto, si las reacciones
requieren una gran eliminación de calor, los reactores de tipo tubular son apropiados para el control de la
temperatura [36]. Se sabe que las ODH de los reactores de tubo de buteno son apropiadas para el control de
temperatura [36]. Se sabe que la ODH de buteno a butadieno es una reacción altamente exotérmica en la que
debe eliminarse una cantidad sustancial de calor a butadieno es una reacción altamente exotérmica en la que
debe eliminarse una
cantidad sustancial de
calor durante las reacciones. durante las reacciones. Por lo tanto, Sterrett et al. [18] realizaron una
operación de reactor adiabático con oxígeno completo. Por lo tanto, Sterrett et al. [18] realizó una
operación de reactor adiabático con consumo total de oxígeno para investigar el grado de exotermia y el
aumento de temperatura en el tubo del reactor. consumo para investigar el grado de exotermia y el aumento de temperatura en e
y varing e space me resence me rom . . Durante la reacción, el eueno y el oxígeno se consumían mientras
se producía butadieno, dióxido de carbono y agua. Para validar con precisión la idoneidad del modelo CFD,
se emplearon las ecuaciones fundamentales de conservación y las ecuaciones cinéticas de reacción
derivadas de los resultados experimentales. Además, también se utilizaron las condiciones del proceso y
los parámetros del modelo utilizados en el experimento (Tabla 3). Se asumió en ChemEngineering 2020,
4, 46 que el efecto
gravitatorio era insignificante y que las condiciones isotérmicas se mantuvieron dentro de cada tubo tal
como se usó en el experimento. Además, el lecho del catalizador se modeló como una zona porosa. Como
se usó en el experimento. Además, el lecho del catalizador se modeló como una zona porosa. Como
resultado, fue un resultado, se observó que los datos de la simulación CFD se ajustaban bien a los
experimentales se observó que los datos de la simulación CFD se ajustaban bien a los resultados
experimentales, dando un resultado con un
error máximo del 7,5 %. . error máximo del 7,5%.
Aquí, no se implementó ningún control de temperatura de los tubos del reactor. La Figura 6 muestra una
comparativa Aquí, no se implementó control de temperatura de los tubos del reactor. La figura 6 muestra un
gráfico comparativo entre la ejecución adiabática experimental y la simulación CFD. De la figura, el gráfico de
entrada entre la corrida adiabática experimental y la simulación CFD. A partir de la figura, la temperatura de
entrada especificada a 560 K aumentó gradualmente a lo largo del tubo hasta que alcanzó un valor máximo La
temperatura especificada a 560 K aumentó gradualmente a lo largo del tubo hasta que alcanzó un valor máximo
de 763 K (experimento), y luego disminuyó gradualmente a 727 K como resultado de las inevitables pérdidas
de calor en el de 763 K (experimento), y luego disminuyó gradualmente a 727 K como resultado de las
inevitables pérdidas de calor en la configuración experimental. En consecuencia, el mismo grupo de investigación
llevó a cabo una simulación por ordenador del montaje experimental. En consecuencia, se realizó una simulación
computacional por parte de la misma investigación bajo las mismas condiciones adiabáticas de la cual se obtuvo
un error de 2.53%. En comparación con el grupo en las mismas condiciones adiabáticas del cual se obtuvo un
error del 2,53%. En comparación con la simulación adiabática CFD, se observó un error mayor del 5,72 %. Esto
se debe en parte a la falta de simulación adiabática CFD, se logró un error mayor del 5,72 %. Esto se debe en
parte a la falta de información adecuada sobre las condiciones experimentales adiabáticas, como el caudal, y
las diferencias en la información adecuada sobre las condiciones experimentales adiabáticas, como el caudal y
las diferencias en las propiedades termofísicas, como la capacidad calorífica específica
del catalizador y los gases. en propiedades termofísicas como la capacidad calorífica específica del catalizador y los gases.
o.
Los resultados de este estudio también mostraron una tendencia ascendente similar con los datos
experimentales, lo que resultó en una temperatura final de 720,06 K. La selectividad, según se obtuvo del estudio
experimental, fue del 92 %, mientras que la simulación por computadora de Sterrett et al. [18] predijo el valor como
96%. En este estudio, se calculó que la selectividad era del 92,21 % según la Ecuación (20), lo que muestra una
fuerte concordancia entre los resultados experimentales y la simulación CFD.
(20)
Selectividad = 100 ×
moles de buteno reaccionado
moles de butadieno producidos

Tras una validación satisfactoria del modelo CFD, se examinaron simulaciones en diferentes condiciones
térmicas, como isotérmicas, no isotérmicas y adiabáticas. En consecuencia, al variar la temperatura de
entrada y la velocidad del gas de alimentación, los efectos de estos parámetros en el rendimiento del reactor,
como la conversión (Ecuación (21)), la selectividad (Ecuación (20)) y el rendimiento (Ecuación (22)) fueron evaluado.
13 de 21
Rendimiento =
100 × moles de butadieno que podrían formarse
moles de buteno reaccionados
(21)
4.3.1. Efecto de las condiciones térmicas
Conversión = 100 ×
A pesar de los valores más altos de conversión y rendimiento en este caso, la selectividad del
butadieno se estimó en un 94,40%, inferior a la obtenida en la simulación isotérmica. Esto presupone que
(a)
Rendimiento =
100 × moles de butadieno podrían formarse
(b)
Con base en la validación previa del modelo del reactor con los resultados experimentales, la Figura 7 muestra los
resultados obtenidos por simulación CFD bajo condiciones isotérmicas donde los perfiles de concentración de los
reactivos y productos bajo diferentes condiciones térmicas se mantuvo la temperatura del reactor a 633 K. Se puede ver
que las fracciones molares de los reactivos predichas por el modelo CFD. y los productos disminuyeron y aumentaron
gradualmente a lo largo de la
longitud del reactor. Esto se debe a que la Figura 7 isotérmica muestra los resultados obtenidos por simulación CFD bajo
condiciones isotérmicas donde las condiciones inhiben la formación de puntos calientes en el reactor, reduciendo
así la velocidad de reacción y manteniendo la temperatura del reactor a 633 K. Puede ser visto que las fracciones molares
de los reactivos dan como resultado la formación de productos secundarios. La conversión de buteno, el rendimiento y la
selectividad del butadieno y los productos disminuyeron y aumentaron gradualmente a lo largo de la longitud del reactor.
Esto se debe a que se estimaron en valores del 25,68 %, 24,35 % y 94,82 %, respectivamente, de los dos tubos que yacen
sobre las condiciones isotérmicas que inhiben la formación de puntos calientes en el reactor, reduciendo así la tasa de
corte del plano longitudinal. transversal. reacción y la consiguiente formación de productos secundarios. La conversión de
buteno, el rendimiento y la selectividad de Por el contrario,
se llevó a cabo otra simulación en condiciones no isotérmicas donde el butadieno se estimó en valores de 25,68 %, 24,35
% y 94,82 %, respectivamente, de los dos tubos por los que fluía refrigerante del lado de la carcasa. alrededor de
los tubos para eliminar el calor generado por las reacciones. El agua yacía en el plano de sección de la sección transversal
longitudinal.
(20)
En base a la validación previa del modelo de reactor con los resultados experimentales, concentración 4.3.1. Los
perfiles de efecto de las condiciones
térmicas de los reactivos y productos bajo diferentes condiciones térmicas fueron predichos por el modelo CFD.
Selectividad = 100 ×
moles de buteno reaccionado
Conversión = 100 ×
moles de butadieno producido
moles de buteno alimentado
moles de buteno
alimentados moles de buteno reaccionados
(22)
En esta sección se analiza el estudio paramétrico que involucra la variación de parámetros operacionales. Tras una
validación satisfactoria del modelo CFD, se examinaron simulaciones en diferentes condiciones térmicas, como isotérmicas,
no isotérmicas y adiabáticas. En consecuencia, al variar la temperatura de entrada y la velocidad del gas de alimentación,
los efectos de estos parámetros en el rendimiento del reactor, como la conversión (Ecuación (21)), la selectividad (Ecuación
(20)) y el rendimiento (Ecuación (22)) fueron evaluado.
(21)
(22)
4.3. Estudio Paramétrico
4.3. Estudio paramétrico
Esta sección trata sobre el estudio paramétrico que implica la variación de parámetros operativos.
resultando en una temperatura final de 720,06 K. La selectividad, según se obtuvo del estudio experimental, fue del 92%,
mientras que la simulación por computadora de Sterrett et al. [18] predijo el valor como 96%. En este estudio, se calculó
que la selectividad era del 92,21 % según la Ecuación (20), lo que muestra una fuerte concordancia entre los resultados
experimentales y la simulación CFD.
Se utilizó 300 K como refrigerante del lado de la carcasa. En comparación con la operación isotérmica donde se
mantuvo una temperatura constante dentro de los tubos del reactor, la temperatura en este caso varió a lo largo
de las direcciones axial y radial de los tubos, lo que resultó en un perfil de concentración diferente (Figura 8b).
De la Figura 8a, se obtuvieron gradientes de concentración más pronunciados en la simulación no isotérmica.
Los valores de conversión de buteno y rendimiento de butadieno se calcularon en 93,63 % y 88,38 %, respectivamente.
Figura 6. Validación del modelo CFD en condiciones adiabáticas: (a) comparación de temperatura
entre Figura 6. Validación del modelo CFD en condiciones adiabáticas: (a) comparación de
temperatura Simulación CFD, datos experimentales y simulación informada por Sterrett et al. [18];
(b) concentración entre simulación CFD, datos experimentales y simulación informada por Sterrett et
al. [18]; (b) perfiles de la
simulación CFD. perfiles de concentración de la simulación CFD.

14 de 22
15 de 22
Figura 7. Distribución de fracción molar y gráfico de contorno de fracción molar en condiciones isotérmicas: así como se
llevó a cabo una investigación adicional del rendimiento del reactor a varias temperaturas. distribuciones de fracciones
molares de cada especie; (b) diagrama de contorno de la fracción molar de butadieno. (a)
distribuciones de fracciones molares de cada especie; (b) diagrama de contorno de la fracción molar de butadieno.
(a)
(a)
(C)
(b)
Por el contrario, se llevó a cabo otra simulación en condiciones no isotérmicas en las que el refrigerante del lado de la
carcasa fluía alrededor de los tubos para eliminar el calor generado por las reacciones. Se usó agua a 300 K como refrigerante
del lado de la carcasa. En comparación con la operación isotérmica donde se mantuvo una temperatura constante dentro de los
tubos del reactor, la temperatura en este caso varió a lo largo de las direcciones axial y radial de los tubos, lo que resultó en un
perfil de concentración diferente (Figura 8b). De la Figura 8a, se obtuvieron gradientes de concentración más pronunciados en la
simulación no isotérmica. Los valores de conversión de buteno y rendimiento de butadieno se calcularon en 93,63 % y 88,38 %,
respectivamente.
(b)
(a)
A pesar de los valores más altos de conversión y rendimiento en este caso, la selectividad del butadieno se estimó en un 94,40%,
inferior a la obtenida en la simulación isotérmica. Esto presupone que temperaturas más altas darían como resultado una mayor
generación de productos secundarios; de ahí la necesidad de un (b) control de temperatura eficiente dentro de los tubos del
reactor. Para reafirmar esta afirmación, una simulación adiabática como la Figura 7. Distribución de fracción molar y gráfico de
contorno de fracción molar en condiciones isotérmicas: (a)
(a)
La figura 9 muestra los resultados de la operación adiabática en términos de fracciones molares de especies. La simulación
empleó las condiciones operativas utilizadas en los estudios isotérmicos y no isotérmicos anteriores, en los que la temperatura
de entrada se fijó en 633 K y las fracciones molares de entrada de buteno, oxígeno y agua fueron 0,0563, 0,0367 y 0,717,
respectivamente. Durante las reacciones, las fracciones molares de los reactivos disminuyeron considerablemente hasta que el
buteno y el oxígeno se consumieron por completo, produciendo cantidades muy altas de butadieno y dióxido de carbono. Después
de que se agota el oxígeno,
A pesar de los valores más altos de conversión y rendimiento en este caso, la selectividad del butadieno se estimó en un 94,40%,
inferior a la obtenida en la simulación isotérmica. Esto presupone que temperaturas más altas darían como resultado una mayor
generación de productos secundarios; de ahí la necesidad de un control eficiente de la temperatura dentro de los tubos del
reactor. Para reafirmar esta afirmación, se ejecutó una simulación adiabática, así como una mayor investigación del rendimiento
del reactor a varias temperaturas.
(b)
Por el contrario, se llevó a cabo otra simulación en condiciones no isotérmicas en las que el refrigerante del lado de la
carcasa fluía alrededor de los tubos para eliminar el calor generado por las reacciones. Se usó agua a 300 K como refrigerante
del lado de la carcasa. En comparación con la operación isotérmica donde se mantuvo una temperatura constante dentro de los
tubos del reactor, la temperatura en este caso varió a lo largo de las direcciones axial y radial de los tubos, lo que resultó en un
perfil de concentración diferente (Figura 8b). De la Figura 8a, se obtuvieron gradientes de concentración más pronunciados en la
simulación no isotérmica. Los valores de conversión de buteno y rendimiento de butadieno se calcularon en 93,63 % y 88,38 %,
respectivamente.
temperaturas más altas darían como resultado una mayor generación de productos secundarios; de ahí la necesidad
de un control eficiente de la temperatura dentro de los tubos del reactor. Para reafirmar esta afirmación, se ejecutó una
simulación adiabática, así como una mayor investigación del rendimiento del reactor a varias temperaturas.
Figura 7. Distribución de fracción molar y diagrama de contorno de fracción molar en condiciones isotérmicas: (a)
distribuciones de fracción molar de cada especie; (b) diagrama de contorno de la fracción molar de butadieno.
Figura 8. Distribución de fracción molar y gráfico de contorno de fracción molar en condiciones no isotérmicas: Figura 8.
Distribución de fracción molar y gráfico de contorno de fracción molar en condiciones no isotérmicas: (a) distribuciones de fracción
molar de cada especie; (b) diagrama de contorno de la fracción molar de butadieno; (c) 3D (a) distribuciones de
fracciones molares de cada especie; (b) diagrama de contorno de la fracción molar de butadieno; (c) perfil de velocidad 3D . perfil
de velocidad

Figura 9. Distribución de fracciones molares y gráfico de contorno de fracción molar en condiciones adiabáticas: Figura 9.
Distribución de fracciones molares y gráfico de contorno de fracción molar en condiciones adiabáticas: (a) (a) distribuciones
de fracción molar de cada especie; (b) diagrama de contorno de la fracción molar de butadieno; (c) distribuciones de
fracciones molares en 3D de cada especie; (b) diagrama de contorno de la fracción molar de butadieno; (c) Perfil de
velocidad de
velocidad 3D . perfil.
Figura 8. Distribución de fracción molar y diagrama de contorno de fracción molar en condiciones no isotérmicas: (a)
distribuciones de fracción molar de cada especie; (b) diagrama de contorno de la fracción molar de butadieno; (c) Perfil
de velocidad 3D
ChemEngineering 2020, 4, 46 .
(a)
(C)
La Figura 10a,b muestra el contorno de temperatura de los tubos del reactor en condiciones adiabáticas y no isotérmicas.
La Figura 10a,b muestra el contorno de temperatura de los tubos del reactor en condiciones adiabáticas y no isotérmicas
con su gráfico cartesiano adjunto que se muestra en la Figura 10c. Se observó que en condiciones isotérmicas con su gráfico
cartesiano adjunto que se muestra en la Figura 10c. Se observó que en condiciones adiabáticas (sin enfriamiento), la temperatura
de reacción aumentó a 862 K hasta el límite de que en condiciones adiabáticas (sin enfriamiento), la temperatura de reacción
aumentó a 862 K hasta que todo el reactivo se agotó por completo. Esto confirma el grado de exotermia de la reacción de ODH:
el reactivo limitante se agotó por completo. Esto confirma el alcance de la exotermia de la ODH y exige un control de la
temperatura efectivo y eficaz. Como se muestra en la Figura 10a,b, una reacción de temperatura y requiere un control de
temperatura efectivo y eficaz. Como se muestra en la Figura 10a,b, se formó un punto crítico cerca de la salida del reactor y, por
lo tanto, brinda una nueva perspectiva para seleccionar la temperatura. transferencia de calor) para controlar la temperatura de
reacción. De manera similar, al seleccionar los mejores métodos (transferencia de calor a contracorriente o en paralelo) para
controlar la reacción, la Figura 10c muestra un aumento gradual de la temperatura a lo largo de la longitud del tubo del reactor (0
a 0,6 m) y aumenta la temperatura. De manera similar, la Figura 10c muestra un aumento gradual de la temperatura a lo largo de
la longitud del tubo del reactor (0 a 0,6 m) y luego aumenta bruscamente (0,6 a 0,8128 m), lo que reitera la necesidad de
investigar los mejores métodos para controlar la temperatura de reacción (no se muestra en este documento). estudiar).
(C)
(b)
La figura 9 muestra los resultados de la operación adiabática en términos de fracciones molares de especies. La Figura 9
muestra los resultados de la operación adiabática en términos de fracciones molares de especies. La simulación empleó
las condiciones de operación utilizadas en los estudios isotérmicos y no isotérmicos La simulación empleó las condiciones de
operación utilizadas en los estudios anteriores tanto isotérmicos como no isotérmicos , en los que la temperatura de entrada se
fijó en 633 K y las fracciones molares de entrada de buteno, estudios anteriores, en los que la temperatura de entrada se fijó en
633 K y las fracciones molares de entrada de buteno, oxígeno y agua fueron 0,0563, 0,0367 y 0,717, respectivamente. Durante
las reacciones, los moles de oxígeno y agua fueron 0,0563, 0,0367 y 0,717, respectivamente. Durante las reacciones, las
fracciones molares de los reactivos disminuyeron considerablemente hasta que el buteno y el oxígeno se eliminaron por completo
de los reactivos y disminuyeron considerablemente hasta que el buteno y el oxígeno se consumieron por completo, produciendo
cantidades muy altas de butadieno y dióxido de carbono. Después se agota el oxígeno, produciendo cantidades muy altas de
butadieno y dióxido de carbono. Después de que se agota el oxígeno, las fracciones molares molares de las especies permanecen
constantes ya que el oxígeno actúa como un reactivo limitante. Las fracciones de conversión de las especies permanecen
constantes ya que el oxígeno actúa como reactivo limitante. La conversión de buteno de buteno y el rendimiento de butadieno en
este caso se calcularon en 98,41% y 92,81%, respectivamente. y el rendimiento de butadieno en este caso se calculó en 98,41%
y 92,81%, respectivamente. La selectividad La selectividad del butadieno también se calculó como 94,31%. de butadieno también
se calculó como 94,31%.
15 de 21

Figura 10. Contorno de temperatura y perfiles de un reactor multitubular bajo diferentes
condiciones térmicas : (a) contorno de temperatura bajo condiciones adiabáticas; (b) contorno
de temperatura en condiciones no isotérmicas : (a) contorno de temperatura en condiciones
adiabáticas; (b) no condiciones del contorno de temperatura (c) perfiles de temperatura en
condiciones isotérmicas, no isotérmicas y adiabáticas. condiciones isotérmicas (c)
perfiles de temperatura en condiciones isotérmicas, no isotérmicas y adiabáticas.
16 de 21
4.3.2. Efecto de la temperatura
A pesar de los diferentes estudios sobre el rendimiento del reactor en diversas condiciones térmicas
(isotérmicas, no isotérmicas y adiabáticas), es importante investigar el efecto de las temperaturas variables en la
generación y el consumo de las especies para proporcionar información suficiente sobre el modelado, la
optimización, la y ampliación de reactores multitubulares. Aunque la suposición de condiciones isotérmicas como
se usó en este estudio paramétrico se desvió levemente de la aplicación industrial, proporciona en gran medida
información adecuada sobre el rendimiento del reactor para su posible adopción e implementación.
La conversión de buteno y el rendimiento de butadieno muestran un aumento de valor (gradientes positivos) con valores
máximos de 86,02 % y 81,26 % a 690 K. En la Figura 12b, se puede ver que los gradientes de rendimiento y conversión
aumentaron gradualmente de 610 a 633 K, ligeramente bruscamente de 640 K a 670 K, y muy bruscamente de 670 K a
690 K. Sin embargo, en un análisis separado (no se muestran los resultados), se observó que el gradiente comenzó a
disminuir a 700 K, aunque la conversión y los valores nominales de rendimiento aumentaron. Esta revelación proporciona
una idea de la posible optimización del reactor a estas temperaturas (670 K a 690 K). La selectividad del butadieno, sin
embargo, aumentó ligeramente de 610 K a 633 K y luego disminuyó abruptamente. Esto se puede explicar por el cambio
repentino en el carbono.
Para ello se realizó el efecto de la temperatura del gas sobre el rendimiento del reactor variando la temperatura
del reactor de 610 a 690 K a una velocidad constante del gas de 35,31 m/s. La figura 11 muestra la distribución de
fracciones molares para las diversas especies a lo largo de la longitud del reactor. De la figura, el buteno y el oxígeno
se consumieron gradualmente con pendientes decrecientes. Del lado del producto, también se generaron butadieno y
dióxido de carbono con pendientes crecientes. Se puede observar que la producción de dióxido de carbono aumenta
linealmente con la temperatura. Esto significa que la cantidad relativa de dióxido de carbono producido en comparación
con el butadieno aumenta a medida que aumenta la temperatura. Como era de esperar, se puede ver que la extensión
de la reacción aumenta a medida que aumenta la temperatura. Esto puede explicarse en parte por la teoría cinética de
los gases, donde las temperaturas más altas dan lugar a colisiones más rápidas entre moléculas para que se produzcan
reacciones más rápidas, y en parte por la dependencia de la temperatura de la ecuación de Arrhenius.
Sin embargo, vale la pena saber que es probable que ocurran reacciones secundarias que dan como resultado
una menor selectividad cuando aumenta la temperatura. La figura 12 muestra las concentraciones de salida del reactor
y los índices de rendimiento del reactor (conversión, rendimiento y selectividad) como funciones de temperaturas variables.
(b)
(C)
que en condiciones adiabáticas (sin enfriamiento), la temperatura de reacción aumentó a 862 K hasta que todo el reactivo
limitante se agotó por completo. Esto confirma el alcance de la exotermia de la reacción de ODH y exige un control de la
temperatura efectivo y eficaz. Como se muestra en la Figura 10a,b, se formó un punto crítico de temperatura cerca de la salida
del reactor y, por lo tanto, proporciona una nueva perspectiva para seleccionar los mejores métodos (transferencia de calor a
contracorriente o en paralelo) para controlar la temperatura de la reacción. ChemEngineering 2020 , 4 , 46 De manera similar, la
Figura 10c muestra un
aumento gradual de la temperatura a lo largo de la longitud del tubo del reactor (0 a 0,6 m) y aumenta bruscamente después (0,6
a 0,8128 m), lo que reitera la necesidad de investigar lo mejor después (0,6 a 0,8128 m), reiterando la necesidad de investigar
los mejores métodos para controlar los métodos para controlar la temperatura de reacción (no se muestra en este estudio). la
temperatura de reacción (no mostrada en este estudio).
(a)

18 de 22
17 de 21
633 K y aumentó considerablemente a partir de entonces. Esto demuestra que la selectividad es inversamente
proporcional al rendimiento y la conversión. Como tal, se debe hacer un compromiso al seleccionar los valores
Figura 11. Distribución de la fracción molar a lo largo de la longitud del reactor en el rango de temperatura
entre 610 K Figura 11. Distribución de la fracción molar a lo largo del reactor en el rango de temperatura
entre 610 valores apropiados de estos rendimiento
índices. y 670 K: (a) buteno; (b) oxígeno; (c) butadieno; d) dióxido de carbono.
ChemEngineering 2020, 4,
46 la producción aumenta linealmente con la temperatura. Esto significa que la cantidad relativa de dióxido de carbono
producido en comparación con el butadieno aumenta a medida que aumenta la temperatura. Como era de esperar, se puede
ver que la extensión de la reacción aumenta a medida que aumenta la temperatura. Esto se puede explicar en parte por el
gradiente de concentración de dióxido de la Figura 12a, donde el gradiente permaneció bastante constante desde 610 K por
la teoría cinética de los gases, donde las temperaturas más altas dan lugar a colisiones más rápidas entre 633 K y aumentaron
bruscamente a partir de entonces. Esto muestra que la selectividad es inversamente proporcional a las moléculas para que
se produzcan reacciones más rápidas y en parte por la dependencia de la temperatura del rendimiento y la conversión. Como
tal, se debe llegar a un compromiso al seleccionar los valores apropiados de la ecuación de Arrhenius. de estos índices de
rendimiento.
(b)
(d)
Este fenómeno se puede elucidar mejor con el concepto de tiempo de residencia donde como la velocidad
(b)
la temperatura del reactor de 610 a 690 K a una velocidad constante del gas de 35,31 m/s. La figura 11 muestra la distribución
de fracciones molares para las diversas especies a lo largo de la longitud del reactor. De la figura, el buteno y el oxígeno se
consumieron gradualmente con pendientes decrecientes. Del lado del producto, también se generaron butadieno y dióxido de
carbono con pendientes crecientes. Cabe señalar que el dióxido de carbono
valor (gradientes positivos) con valores máximos de 86,02% y 81,26% a 690 K. En la Figura 12b, se puede ver que los
gradientes de rendimiento y conversión aumentaron gradualmente de 610 a 633 K, ligeramente bruscamente de 640 K
a 670 K, y muy bruscamente de 670 K a 690 K. Sin embargo, en un análisis separado (no se muestran los resultados),
se observó que el gradiente comenzó a disminuir a 700 K, aunque los valores nominales de conversión y rendimiento
aumentaron. Esta revelación proporciona una idea de la posible optimización del reactor a estas temperaturas (670 K a
690 K). La selectividad del butadieno, sin embargo, aumentó ligeramente de 610 K a 633 K y luego disminuyó
abruptamente. Esto puede explicarse por el cambio repentino en el gradiente de concentración de dióxido de carbono
en la Figura 12a, donde el gradiente permaneció bastante constante desde 610 K hasta (c)
La figura 13 ilustra la relación entre las fracciones molares y las velocidades del gas de 3,25 a 35,31 m/s. Se obtuvieron
altas velocidades de reacción a bajas velocidades y bajas velocidades de reacción a altas velocidades.
(a)
(a)
4.3.3. Efecto de la velocidad del gas
Sin embargo, vale la pena saber que es probable que ocurran reacciones secundarias que dan como resultado
una menor selectividad cuando aumenta la temperatura. La Figura 12 muestra las concentraciones de salida del reactor
y los índices de rendimiento del reactor (conversión, rendimiento y selectividad) como funciones de temperaturas
variables. La conversión de buteno y el rendimiento de butadieno muestran un aumento ascendente en
Figura 12. Fracciones molares y perfiles de rendimiento del reactor en función de la temperatura: (a) mol
Figura 12. Fracciones molares y perfiles de rendimiento del reactor en función de la temperatura: (a) fracciones
molares ; (b) conversión, rendimiento y selectividad.
fracciones; (b) conversión, rendimiento y selectividad.
K y 670 K: (a) buteno; (b) oxígeno; (c) butadieno; d) dióxido de carbono.

(a)
(C) (d)
(b)
4.3.3. Efecto de la velocidad del gas
Figura 13. Distribución de la fracción molar a lo largo de la longitud del reactor en el rango de temperatura entre
3,25 m/s Figura 13. Distribución de la fracción molar a lo largo de la longitud del reactor en el rango de
temperatura entre 3,25 y 35,31 m/s: (a) buteno; (b) oxígeno; (c) butadieno; d)
dióxido de carbono. m/sy 35,31 m/s: (a) buteno; (b) oxígeno; (c) butadieno; d) dióxido de carbono.
18 de 21
La figura 13 ilustra la relación entre las fracciones molares y las velocidades del gas de 3,25 a 35,31 m/s. Se
obtuvieron altas velocidades de reacción a bajas velocidades y bajas velocidades de reacción a altas velocidades.
Este fenómeno se puede dilucidar mejor con el concepto de tiempo de residencia, donde, a medida que aumenta la
velocidad del gas, el tiempo de residencia (espaciotiempo) disminuye, reduciendo así el tiempo disponible para la
interacción entre las partículas del catalizador y las especies reactivas. Además, como se muestra en la Figura 10c,
la velocidad de reacción aumentó gradualmente a lo largo del reactor y, por lo tanto, requiere un tiempo de residencia
más largo para una conversión eficiente de los reactivos en productos. Esto se demuestra aún más en la Figura
14a , donde los gradientes de concentración permanecieron casi lineales de 35,31 a 10,92 m/s y cambiaron
exponencialmente de 8,04 a 3,25 m/s. En la misma Figura 14b, los índices de rendimiento del reactor (conversión,
rendimiento y selectividad) se representaron frente a las velocidades del gas. Se puede ver claramente que a medida
que aumenta la velocidad del gas, también aumenta la selectividad, mientras que se observó lo contrario para el
rendimiento y la conversión. Esta observación se debe a que un aumento en el tiempo de residencia (baja velocidad)
aumenta la velocidad de reacción y, en consecuencia, la conversión y el rendimiento. En la Figura 13d, se observó
que la producción de dióxido de carbono (un producto secundario) aumentaba linealmente con la disminución de las velocidades del gas.
Por lo tanto, a medida que aumenta la velocidad del gas (reducción del tiempo de residencia), la producción de dióxido de carbono disminuye,
lo que resulta en un aumento de la selectividad (producción relativamente alta de butadieno). Por lo tanto, se requiere una buena optimización
de estos índices de rendimiento del reactor para elegir adecuadamente las mejores condiciones de proceso ChemEngineering 2020, 4, 46
rendimiento. 19 de 22

En los estudios paramétricos segundo y tercero, se investigó el efecto de variar los caudales y la temperatura en
condiciones isotérmicas. A partir de los resultados, se vio claramente que la temperatura afecta significativamente la
velocidad de las reacciones así como el rendimiento del reactor. A medida que aumentaba la temperatura, también
aumentaba la conversión y el rendimiento (del 15,35 % al 86,02 % y del 14,61 % al 81,26 %), pero con la consiguiente
reducción de la selectividad (del 95,08 % al 94,13 %). Adicionalmente, un incremento en la velocidad favoreció la
producción relativa de butadieno con una selectividad máxima de 95.12% obtenida a 35.31 m/s. Sin embargo, la
generación de productos secundarios (CO2) se vio favorecida a bajas velocidades debido al aumento del tiempo de
residencia, ya que la cinética del CO2 es de orden cero con respecto al buteno y
Se observó y se puede concluir a partir de este estudio que la temperatura aumenta lentamente a través del
reactor (0 a 0,6 m), pero aumenta bruscamente, formando posteriormente un punto caliente. Por lo tanto, para controlar
eficientemente la temperatura del reactor, se debe considerar un diseño cuidadoso del lado de la carcasa para la
máxima eliminación de calor cerca de la salida . Se recomienda que, en lugar del agua de enfriamiento, se use un
refrigerante más eficiente para un control efectivo de la temperatura.
Los resultados del modelo CFD desarrollado coincidieron bien con los datos experimentales, dando un error
máximo del 7,5 %. Se llevaron a cabo tres estudios paramétricos para investigar el efecto de las condiciones
termodinámicas, la temperatura y el caudal en los índices clave de rendimiento del reactor, como la conversión, el
rendimiento y la selectividad. En el primer estudio paramétrico, se ejecutó una simulación CFD para tres condiciones
termodinámicas del reactor (isotérmica, no isotérmica y adiabática). La condición isotérmica dio la menor conversión y
rendimiento (25,68 % y 24,35 %), pero también la mayor selectividad de 94,82 %. En condiciones no isotérmicas, se
formó un punto caliente en la parte superior de los tubos del reactor (0,7 a 0,8128 m) con un aumento considerable en
el rendimiento y la conversión (93,63 % y 88,38 %), pero una disminución en la selectividad del 94,40 %. . Similar al
estado no isotérmico, se encontró que la temperatura adiabática aumentaba de 633 K a 860 K hasta que todo el
reactivo limitante (O2) se consumía por completo. La selectividad disminuyó aún más en este caso mientras que tanto
el rendimiento como la conversión aumentaron hasta un máximo (98,41% y 92,81%).
Figura 14. Fracciones molares y perfiles de rendimiento del reactor en función de la velocidad del gas: (a) mol
Figura 14. Fracciones molares y perfiles de rendimiento del reactor en función de la velocidad del gas: (a)
fracciones molares ; (b) conversión, rendimiento y
selectividad. fracciones; (b) conversión, rendimiento y selectividad.
Figura 13. Distribución de fracción molar a lo largo de la longitud del reactor en el rango de temperatura entre 3,25
ChemEngineering 2020, 4,
46 m/s y 35,31 m/s: (a) buteno; (b) oxígeno; (c) butadieno; d) dióxido de carbono.
(C)
(b)
(d)
(a)
5. Conclusiones 5.
Conclusiones En
este estudio, la deshidrogenación oxidativa de buteno a 1,3butadieno sobre un catalizador ZnCrFe En este estudio, la
deshidrogenación oxidativa de buteno a 1,3butadieno sobre un catalizador ZnCr Se investigó Fe en un reactor
tridimensional multitubular tipo tubo y carcasa. Se investigó un catalizador matemático riguroso en un reactor tipo tubo y carcasa
multitubular tridimensional. Modelado riguroso de la cinética de reacción del trabajo experimental de Sterrett et al. [17] fue
implementado. modelado matemático de la cinética de reacción del trabajo experimental de Sterrett et al. [17] fue El catalizador
fue modelado como una zona porosa para incluir los efectos de la caída de presión, la masa y el calor implementado. El
catalizador se modeló como una zona porosa para incluir los efectos de la caída de presión y la transferencia. El flujo del lado de
la carcasa se modeló con el modelo turbulento kε estándar , mientras que la masa del lado de los tubos y la transferencia de
calor. El flujo del lado de la coraza se modeló con el modelo turbulento kε estándar y se supuso que era laminar. Para garantizar
una refrigeración eficaz de los tubos del reactor, se inyectó agua a 300 K como refrigerante del lado de la carcasa en
contracorriente.
19 de 21

Rischard, J.; Antinori, C.; Maier, L.; Deutschmann, O. Deshidrogenación oxidativa de nbutano a butadieno con catalizadores
de MoVMgO en un reactor de lecho fluidizado de dos zonas. aplicación Catal. A Gen. 2016, 511, 23–30. [Referencia cruzada]
butadieno. Por lo tanto, a medida que disminuía la velocidad, aumentaba la tasa de producción de CO2 , disminuyendo
así la selectividad de la producción de butadieno.
Referencias
2. Descripción general del proceso de producción de butadieno blanco, WC. química Biol. Interactuar. 2007, 166, 10–14. [Referencia cruzada]
[PubMed]
[Referencia cruzada]
6. Ren, T.; Patel, M.; Blok, K. Olefinas de materias primas convencionales y pesadas: uso de energía en el craqueo al vapor
12. Callejas, C.; Soler, J.; Herguido, J.; Menéndez, M.; Santamaría, J. Deshidrogenación catalítica de nbutano en un reactor de lecho fluidizado con
zonas separadas de coquización y regeneración. Semental. Navegar. ciencia Catal. 2000, 130, 2717–2722. [Referencia cruzada]
1,3butadieno utilizando CO2 . Catal. común 2014, 46, 208–212. [Referencia cruzada]
5. Yan, W.; Kouk, QY; Luo, J.; Liu, Y.; Borgna, A. Deshidrogenación oxidativa catalítica de 1buteno a
11. Parque, S.; Lee, Y.; Kim, G.; Hwang, S. Producción de buteno y butadieno por deshidrogenación oxidativa de butano sobre catalizadores de
nanomateriales de carbono. Coreano J. Chem. Ing. 2016, 33, 3417–3424. [Referencia cruzada]
10. Schäfer, R.; Noack, M.; Kolsch, P.; Stohr, M.; Caro, J. Comparación de diferentes catalizadores en la deshidrogenación de propano con soporte
de membrana. Catal. Hoy 2003, 82, 15–23. [Referencia cruzada]
3.
Conflictos de interés: Los autores declaran no tener ningún conflicto de interés. Los financiadores no tuvieron ningún papel en el diseño del estudio;
en la recopilación, análisis o interpretación de datos; en la redacción del manuscrito, o en la decisión de publicar los resultados.
16. Xingan, W.; Huiqin, L. Comparación de la tecnología de deshidrogenación oxidativa en un reactor de lecho fluidizado con las de otros reactores
para butadieno. Ing. Ind. química Res. 1996, 35, 2570–2575. [Referencia cruzada]
1.
Financiamiento: Esta investigación fue financiada por una subvención de la Fundación Nacional de Investigación de Corea (NRF) financiada por el
gobierno de Corea (MSIT) (No. 6216301). Esta investigación también fue apoyada por la subvención del Instituto Coreano para el Avance de la
Tecnología (KIAT) financiada por el Gobierno de Corea (MOTIE, P0008475, Programa de Desarrollo para Especialista en Ingeniería Digital
Inteligente ).
Reactor de lecho fluidizado. Ing. Ind. química Res. 1999, 38, 90–97. [Referencia cruzada]
9. Herguido, J.; Menéndez, M.; Santamaría, J. Deshidrogenación Oxidativa de n Butano en una Bizona
Contribuciones de los autores: Conceptualización, JM, DQG y SH; Metodología, JM y DQG Software, JM y DQG; Validación, JM, DQG y SH; Análisis
formal, JM, DQG y SH; Investigación, JM y DQG; Recursos, JM, DQG y SH; Curaduría de datos, JM y DQG; Redacción—preparación del borrador
original, JM y DQG; Redacción: revisión y edición, JM, DQG y SH; visualización, JM y DQG; Supervisión, SH; administración de proyectos, SH;
Adquisición de fondos, SH Todos los autores han leído y están de acuerdo con la versión publicada del manuscrito.
Árabe. J. Chem. 2018, 11, 1154–1159. [Referencia cruzada]
8. Bhasin, MM; McCain, JH; Vora, BV; Imai, T.; Pujadó, PR Deshidrogenación y oxideshidrogenación de parafinas a olefinas. aplicación Catal. A
Gen. 2001, 221, 397–419. [Referencia cruzada]
4. Yoshimura, Y.; Kijima, N.; Hayakawa, T.; Murata, K.; Suzuki, K.; Mizukami, F.; Matano, K.; Konishi, T.; Oikawa, T.; Saito, M.; et al. Craqueo
catalítico de nafta a olefinas ligeras. Catal. sobrev. Japón 2001, 4, 157–167.
15. Elkhalifa, EA; Friedrich, HB Óxido de magnesio como catalizador para la deshidrogenación de noctano.
14. Rischard, J.; Franz, R.; Antinori, C.; Deutschmann, O. Deshidrogenación oxidativa de butenos sobre catalizadores basados en BiMo y MoV en
un reactor de lecho fluidizado de dos zonas. AIChE J. 2017, 63, 43–50. [Referencia cruzada]
Qi, Y.; Liu, Z.; Liu, S.; Cui, L.; Dai, Q.; Él, J.; Dong, W.; Bai, C. Síntesis de 1,3butadieno y sus monómeros sustituidos en 2 para cauchos
sintéticos. Catalizadores 2019, 9, 97. [Referencia cruzada]
7. Hong, E.; Parque, JH; Shin, CH Deshidrogenación oxidativa de nbutenos a 1,3butadieno sobre catalizadores de molibdato de bismuto y ferrita:
una revisión. Catal. sobrev. Asia 2016, 20, 23–33. [Referencia cruzada]
y procesos alternativos. Energía 2006, 31, 425–451. [Referencia cruzada]
13. Vajda, S.; Pellin, MJ; Greeley, JP; Marshall, CL; Curtiss, LA; Ballentine, GA; Elam, JW; CatillonMucherie, S.; Redfern, PC; Mehmood, F.; et al.
Clústeres de platino subnanómetros como catalizadores altamente activos y selectivos para la deshidrogenación oxidativa de propano. Nat.
Mate. 2009, 8, 213–216.

catalizadores. J. Catal. 1999, 183, 210–221. [Referencia cruzada]
28. Hukkanen, EJ; Rangitsch, MJ; Witt, PM Modelo de reactor catalítico de lecho fijo multitubular no adiabático acoplado con modelo CFD de refrigerante
del lado de la carcasa. Ing. Ind. química Res. 2013, 52, 15437–15446. [Referencia cruzada]
34. Byrne, RC TEMA Normas del intercambiador tubular, 9ª ed.; Asociación de Fabricantes de Intercambiadores Tubulares, INC.: Nueva York, NY, EE. UU.,
2007; págs. 298–300.
27. Soler, J.; Téllez, C.; Herguido, J.; Menéndez, M.; Santamaría, J. Modelización de un reactor de lecho fluidizado de dos zonas para la deshidrogenación
oxidativa de nbutano. Tecnología en polvo. 2001, 120, 88–96. [Referencia cruzada]
26. De Smet, CRH; De Croon, MHJM; Berger, RJ; Marín, GB; Schouten, JC Diseño de reactores adiabáticos de lecho fijo para la oxidación parcial de
metano a gas de síntesis. Aplicación a la producción de metanol e hidrógeno para pilas de combustible. química Ing. ciencia 2001, 56, 4849–4861.
19. Ding, XJ; Xiao, DL; Wang, XL; Liu, SL El modelo redox de la cinética de la deshidrogenación oxidativa sobre el catalizador de ferrita. J. Mol. Catal. 1988,
2, 25–30.
mecánico Ing. 1974, 3, 269–289. [Referencia cruzada]
33. Lavado, BE; Spalding, DB El cálculo numérico de flujos turbulentos. computar Aplicación de métodos
Catalizador. Ing. Ind. química Proceso. Des. desarrollo 1974, 13, 54–59. [Referencia cruzada]
25. Mendoza, JA; Hwang, S. Diseño de reactor tubular para la deshidrogenación oxidativa de buteno utilizando modelos de dinámica de fluidos
computacional (CFD). Coreano J. Chem. Ing. 2018, 35, 2157–2163. [Referencia cruzada]
24. Tanimú, G.; Abussaud, BA; Asaoka, S.; Alasiri, H. Estudio cinético sobre la deshidrogenación oxidativa de nbutano sobre el catalizador (Ni, Fe, Co)Bi
O/ÎAl2O3 . Ing. Ind. química Res. 2020, 59, 2773–2780. [Referencia cruzada]
18. Sterrett, JS; Mcllvried, HG Cinética de la Deshidrogenación Oxidativa de Buteno a Butadieno sobre una Ferrita
32. Fattahi, M.; Kazemeini, M.; Khorasheh, F.; Darvishi, A.; Rashidi, AM Reactores multitubulares de lecho fijo para deshidrogenación oxidativa en procesos
de etileno. química Ing. Tecnología 2013, 36, 1691–1700. [Referencia cruzada]
reacciones de gas de síntesis en un reactor de lecho fijo. Particuología 2013, 11, 703–714. [Referencia cruzada]
de métodos y aplicaciones. química Ing. J. 2017, 327, 792–821. [Referencia cruzada]
31. Chen, X.; Dai, J.; Luo, Z. Modelado CFD utilizando cinética de reacción heterogénea para deshidrogenación catalítica
23. Tanimú, A.; Jaenicke, S.; Alhooshani, K. Catálisis heterogénea en microrreactores de flujo continuo: una revisión
(CC BY) licencia (http://creativecommons.org/licenses/by/4.0/).
© 2020 por los autores. Licenciatario MDPI, Basilea, Suiza. Este artículo es un artículo de acceso abierto distribuido bajo
los términos y condiciones de Creative Commons Attribution
22. Madaan, N.; Haufe, R.; Shiju, NR; Rothenberg, G. Deshidrogenación oxidativa de nbutano: actividad y cinética sobre catalizadores VOx/Al2O3 . Arriba.
Catal. 2014, 57, 1400–1406. [Referencia cruzada]
30. Dixon, AG; Nijemeisland, M. CFD como herramienta de diseño para reactores de lecho fijo. Ing. Ind. química Res. 2001, 40, 5246–5254. [Referencia
cruzada]
29. Huang, K.; Lin, S.; Wang, J.; Luo, Z. Evaluación numérica de la transferencia intrapartícula en un reactor de lecho fijo de deshidrogenación oxidativa de
butileno sobre catalizadores de ferrita. J. Ind. Ing. química 2015, 29, 172–184. [Referencia cruzada]
21. Ajayi, BP; Abussaud, B.; Jeremy, R.; Al Khattaf, S. Modelado cinético de la deshidrogenación de nbutano sobre catalizador CrOxVOx/MCM41 en un
reactor de lecho fijo. prog. Reaccionar. Kinet. mecánico 2014, 39, 341–353. [Referencia cruzada]
36. Worstell, J. Reactores de lecho fijo adiabáticos: guías prácticas en ingeniería química; ButterworthHeinemann: Texas, TX, EE. UU., 2014.
35. Gbadago, DQ; Oh, HT; Oh, DH; Lee, CH; Oh, simulación M. CFD de un absorbedor industrial de lecho empacado con distribuidores de líquido
intercalados. En t. J. Greenh. Gas. Control. 2020. [Referencia cruzada]
21 de 21
17. Hiwale, R.; Smith, R.; Hwang, S. Una metodología novedosa para el modelado de la absorción de CO2 en
monoetanolamina (MEA) mediante la discriminación de cinéticas rivales. J. Ind. Ing. química 2015, 25, 78–88.
20. Tellez, C.; Menéndez, M.; Santamaría, J. Estudio cinético de la deshidrogenación oxidativa del butano sobre V/MgO

Modelo 3D de reactor multitubular para ODH de buteno a butadieno

Recomendados

Recomendados

Más contenido relacionado

Similar a Modelo 3D de reactor multitubular para ODH de buteno a butadieno

Similar a Modelo 3D de reactor multitubular para ODH de buteno a butadieno (20)

Último

Último (20)

Modelo 3D de reactor multitubular para ODH de buteno a butadieno