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Diseño, construcción y operación de una planta piloto para la obtención de carbones activados. Ignacio Martín Gullón

Tesis doctoral de la Universidad de Alicante. Tesi doctoral de la Universitat d'Alacant. 1995

TINTVERS

DEPARTAMENT(

TESIS DOCTORAL

DISENO, CONSTRUCCION Y OPERACION DE UNA PLANTAPILOTO PARA LA OBTENCION DE CARBONES ACTIVADOS

Memoria para optar al grado de Doctor

en Ingenieria Química que presenta

IGNACIO MARTIN GULLON

Alicante, Julio 1995



CAPITULO V.

DISEÑO DE LA PLANTA PILOTO



l.INTRODUCCION

Después de haber realizado el estudio hidrodinámico con los reactoresde lecho fluidizado con tubos de bajada de sólidos construidos en metacrilato,de desarrollar el modelo capaz de predecir el intervalo de estabilidad y de haberanalizado y estudiado la bibliografia encontrada respecto a reactores de lechofluidizado multietapas, se afrontó el diseño del reactor paru la obtención decarbones activados a partir de carbón bituminoso de la Mna IW Isabel dePuertollano.

En este capítulo se detalla como se realizó el diseño del reactor. Una vezdecididas las bases de diseño, se realizó un programa en BASIC que consideralos balances de materia y energía globales del proceso. Posteriormerite sedecidió el diagrama de flujo a seguir para poder acometer el diseño. Finalmentese decidió diseñar un reactor de lecho fluidizado de tres etapas, con un únicotabique deflector por cada una.

La planta piloto fue construida por construcciones electromecánicasTELLSA en aproximadamente 6 meses. Debido a sus dimensiones, fue instaladaen la nave de plantas piloto de la Universidad de Alicante.

Antes de poner en marcha en caliente la planta piloto, se determinó elintervalo de velocidades de gas de operación estable experimentalmente atemperatura ambiente, paÍa comprobar la validez del modelo hidrodinámicodesarrollado en el capítulo IV con otro sistema distinto. Posteriormente, sedeterminó la distribución de tiempos de residencia de los sólidos a temperaturaambiente a una velocidad de gas correspondiente a la mitad del intervalo deoperación y a una alimentación de sólidos igual a la del proceso de activación.



2. Bases de diseño

2. BASES DE DISEÑO

Como base de diseño se tomaron los siguientes valores:

- Alimentación de carbón: F:40 kg/día- Tamaño de partículai dp: 1.13 mm;- Densidad carbón 1190 kg/m3; densidad carbonizado 1100 kg/m3.- Tiempo medio de residencia: t: 1.5 h- Temperatura de reacción, T:850oC- Reactivo: vapor de agua- u :4 umf :0 .6 m/s- Grado de quemado del carbono fijo: CrQ:50 7- Pirólisis del carbón: rápida, AH despreciable- Sección aproximada reactor: S : 150 cm2

Como se mencionó en la introducción, la distribución de tiempos deresidencia de los sólidos en un reactor de lecho fluidizado que opere encontinuo es tipo mezcla perfecta, lo que hace que este reactor no sea adecuadoparala obtención de un producto sólido homogéneo. Con reactores multietapase puede resolver este problema.La distribución de tiempos de residencia de unreactor con N lechos fluidizados se puede representar por el modelo de tanquesen serie (i.40), y segun este modelo la distribución de tiempos de residencia deun reactor con infinitos lechos fluidizados en serie corresponde a la delta deDirac o flujo de pistón. En la figura v.l se representan las distribuciones detiempos de residenciaB para un reactor de 1,2,3,4, 5 y 6 etapas frente altiempo adimensional según el modelo de tanques en serie. Dado que realmentelas diferencias entre las distribuciones de 3 a 6 etapas no son muy amplias, sedecidió elegir 3 etapas parala planta piloto, ya que un mayor número de etapaspodía representar problemas de espacio en el edificio disponible. Con objeto de

r82



1.2

0.8

intentar estrechar la distribución de tiempos de residencia, se decidió que cadaetapa incluyera un tabique deflector.

0.6

0.4

0.2

2.50

Figura v.l. Modelo de tanques en serie para I, 2, 3, 4, 5 y 6 etapas.

En la figura v.2 puede observarse el diagrama de flujo propuesto para laplanta piloto de lecho fluidizado de tres etapas para la obtención de carbonesactivos. La materia prima se alimenta a la parte superior del reactor (corrienteCC), atraviesa el reactor descendentemente para salir en la corriente sólida decarbón activado (CCs). Por otro lado, el vapor generado en una caldera $rE)se insufla por la parte inferior del reactor, lo atraüesa en contracorriente a lossólidos, saliendo la corriente de gaseosa de productos por la parte superior, ypreüo paso por un ciclón para eliminar los finos generados sale al exterior(QGS). El calor necesario para alcanzar y mantener la temperatura del procesoes suministrado por hornos eléctricos.

0.5 1.50



2. Bases de diseño

Figura v.2. Diagrama de flujo de la planta piloto con el reactor de lecho

fluidizado"

Como se ha comentado anteriormente, se ha realizado un programa enBASIC para determinar los balances de materia y energía del diagrama de flujoanterior, utilizando como datos el grado de quemado, temperatura, densidad ytamaño de partícula y la relación,r/u*r. En primer lugar, el programa calcula lavelocidad mínima de fluidización mediante la ecuación de Wen y Yu [87],determinando preüamente la viscosidad del gas (que puede ser mezcla de H20,CO, CO2 yEz) mediante ecuaciones propuestas en la bibliografiaf167).

Posteriormente, el programa calcula los balances de materia y energía deacuerdo a la siguiente reacción química [32]:

c + aH2o ----+ (?)"" . ,(T)co2 + .,n2



V Díseño de la planta píloto.

siendo ü:2.95 - 0.0019 T CC). La reacción anterior es la media ponderada dela reacción heterogéneay la reacción homogénea. El parámetro de ponderaciór¡c¿, que debe estar entre I y 2 se ha estimado por la relación adjuntada, que es laobtenida por Matsui y col. [32] en un trabajo de gasificación de carbón convapor de agua a alta temperatura.La entalpía de reacción se calcula como:

Ano = [?)rr

t o.r(+)eo +ur'or (v-l)

Los resultados del balance para las bases de diseño escogidas(suponiendo un l0olo de pérdidas de calor) son:

De los resultados puede observarse que, en principio, la composición degases de salida tiene un 17 % de monóxido de carbono e hidrógeno, quesumado a los volátiles y alquitranes de la carbonizacióq hace que dichacorriente sea combustible, por lo que a la salida de la corriente QGS se colocaráun quemador. El consumo de vapor de agua requerido es del orden de 7.5 kg/h,mientras que el calor neto a aportar al sistema es de 12.75 kW.

Corriente Caudal Entalpía

kwFracciones molares

HnO CO Ht COrCC

(kg/día)

CCS

(kg/día)

QGS(kmoVdía)

WE(kmol/día)

40

t6

I1 .53

10.47

0

0.428

9.272

12.75

0

0

0.79

I

0

0

0.06

0

0

0

0 .1 I

0

0

0

0.03

0

185



2. Bases de diseño

Así, una vez conocidos los sistemas fluidizados multietapas y el procesoque va a tener lugar en el interior de la plant4 se procedió arealizu el diseño.

3. DISEÑO DE LA PLANTA PILOTO DE LECHO FLUIDIZADO.

En este apartado se describen los distintos elementos que formaran laplanta, que ha sido diseñada paru trabajar en las condiciones de las bases dediseño. Un problema que surge es que dependiendo de la etapa en la que seencuentre el carbón, sus propiedades son diferentes, debido al distinto grado dequemado que tengan las partículas. Por este motivo, la densidad, velocidadmínima de fluidización, velocidad del gas, porosidad, etc. serán distintas deetapa a etapa, por lo que para el diseño se adoptarán en cada caso lascondiciones más desfavorables.

3.1. Dimensiones de cada etapa.

Para construir esta planta piloto se han utilizado materiales de acerorefractario AISI 310 disponibles en el mercado. Por este motivo, los cálculosrealizados en esta sección no coincidirán con las medidas finales del reactor altomarse como medidas el tamaño standard más parecido al obtenido por loscálculos mostrados a continuación.

Como se ha mencionado anteriormente, la sección aproximada de cadaetapa era de alrededor de 150 cm2. Suponiendo una desvolatilizacióninstantánea, el caudal carbontzado es de 2S kgldía (al suponer desvolatilizacióninstantánea se considera que se alimenta sólo carbonizado) y de acuerdo con eldato de 1.5 h de tiempo de residencia, la masa en el interior del reactor debe seralrededor de 1.75 kg, y por tanto alrededor de 600 g por cada una de las tresetapas.



Tomando los siguientes valores: diámetro del reactor, dt : 13.9 cm,

densidad del sólidos, Ps : 1100 kg/m3, velocidad mínima de fluidización ur¡ =

0.19 m/s, porosidad, a¡ : 0.73, disminución de altura de lecho fluidizado

respecto al rebose, Ah (ecuación iv.l) : 0.024 m. La altura entonces de cada

lecho fluidizado h* se calcula por la expresión:

hw = ̂ h+ s;#r)s(v.2)

donde m es la masa por etapa, S la secciór\ Ps la densidad media del

carboruzado en el proceso, e¡ la porosidad a 3 uo,f y 850oC y Ah la diferencia

entre la altura de sólidos y la altura de rebose. La altura del rebose (o del tubo

de bajada de sólidos por encima del distribuidor ) en cada lecho resulta ser de

15.7 cm. Se ha decidido que la distancia de tubo de bajada de sólidos sumergido

en el lecho fluidizado inferior, h6, s€a de 10 cm, con objeto de asegurar que

dicho tubo este sumergido en el seno del lecho fluidizado inferior. De esta

forma, la distancia entre el extremo inferior del tubo de bajada de sólidos y el

distribuidor será de 5 cm.

Por otro lado, el diámetro de los tubos de bajada de sólidos, Ds, se h&

decidido que sea de 2.1 cm (diámetro exterior 2.6 cm), con objeto de asegurar

la no formación de puentes de partículas. Como por cada etapa hay un tubo que

atraüesa el distribuidor, éste resta sección a los 150 cm2. Por este motivo, el

diámetro del reactor se incrementará ligeramente por exceso, para un total de

14 cm. En resumen:

Dimensiones de cada etaPa:

: 14 cm; hto = h* = 15 cm; Dst = 2.1 cm; Dst cf2.6 cm.



3, Díseño de la planta piloto

3.2. Distribuidores.

Se ha decidido diseñar parala planta piloto platos perforados de acerorefractario como distribuidores, descartándose otros tipos ya que al ser loslechos únicamente de 15 cm el gas podría atravesar el lecho en forma deburbujas y no crear una buena homogeneidad. El diámetro de los orificios se hafijado en I mm.

Segun el criterio de Zuiderweg [95], un distribuidor debe crear unpérdida de carga del l0 al 40 % de la correspondiente al lecho de partículaspara que el gas esté bien distribuido por la sección. Para el reactor, se handiseñado dos tipos de distribuidores. Debido a la existencia de los tubos debajada de sólidos, la pérdida de carga que creen los distribuidores ha de serpequeña, ya que en caso contrario el tubo debajada de sólidos $r en cada etapa)tendría que ser muy largo para asegurar una operación estable. Sin embargo,para el distribuidor del lecho inferior, al no existir a su través tubos de bajada desólidos no existe este problema, y se ha decidido construir un distribuidor queorigine una mayor pérdida de carga para asegurar una buena distribución de gas

en el primer lecho que debe atravesar el gas.

Distribuidor lecho inferior. Se ha diseñado para que origine vn 35Yo de lapérdida de carga correspondiente al lecho de partículas en las condicionescorrespondientes a las bases de diseño.

La pérdida de carga a través del lecho se calcula como:

(v.3)

y teniendo en cuenta gue APno: 0.35 APt y la relación (iv.9) se calcula el árealibre:

^Pr =T= 392Pa



V. Diseño de Ia planta piloto.

(v.a)

Por simplicidad, y por motivos geométricos, se toma un area libre en losque se incluyen 3 orificios de I mm de diámetro/cm2, lo que finalmenteproporcionaun área libre de distribuidor de 2.36Yu

Distribuidor lechos medio y superior. Como se mencionó anteriormente, la

pérdida de carga que provoquen estos distribuidores será del orden del loo/ola

del lecho. Para las bases de diseño, aplicando el modelo hidrodinámico

desarrollado en el capítulo anterior que predice la altura de sólidos en un tubo

de bajada de sólidos (en régimen de grandes burbujas) que transfiere sólidos de

un lecho fluidizado superior a otro inferior (iv.10), la altura de sólidos en dicho

tubo suponiendo una pérdida de carga del distribuidor nula vendría dada por:

f-

H-* =[(hr-u+hr-ruXt-rr) *0.5(AL c¿)-2pru2ll u-u*- *r] ru.r,DL

L (l-e-r) psg(l-enr) l[o.rs{sorr)ut ) '

donde hs-1u y hr-61 son las alturas de sólidos en los lechos fluidizados calculados

según la ecuación (iv.l) tomando hp: 15 cm y h16 =10 cm, (l-er) calculado apartir de la correlación de Hsiung y Thodes [05], tmf :0.55, pr: 1100 kg/tf ,umf :0.19 m/s, u:3 un¡ ' , Dg:2 cmy q: 100 %.Laal tura de sól idos, en

estas condiciones de base de diseño es de 47 cm. Con objeto de que la

influencia del distribuidor no incremente sensiblemente dicha altura, se decidió

que la pérdida de presión que origine sea del l0 Yo de la pérdida de carga del

lecho. De esta forma el ánea libre calculada según las ecuaciones (v.3 y 4) es del

8 o/o. Nuevamente por simplicidad geométrica, se tomará un distribuidor de 10

orificios de 1 mm/cm2, que equivale a AL : 7.9 %. Con este distribuidor, la

189



3. Díseño de la plonta piloto

altura de sólidos en el tubo de bajada de sólidos se incrementa según la ecuación

(v.5) hasta 48.6 cm.

En la figura v.3 se muestra la variación de las pérdidas de presión

esperadas frente a la velocidad del gas en la planta piloto cuando h6 : 15 cm,

h16 = 10 cm, Ds = 2.1 cm, T = 850oC y AL = 7.9 0/o, siendo el resto de los

parámetros los especificados en las bases de diseño y mencionados con

anterioridad. En el segundo ejeY2, se ha representado la altura de sólidos en el

tubo bajante. Puede observarse que en el rango de velocidades representado,

que es el intervalo de trabajo, la variación de la pérdida de presión en el tubo

bajante es siempre descendente, debido a que al crear el distribuidor únicamente

una pérdida de carga 10oA a 3 u6¡, no influye prácticamente y predomina el

efecto de la disminución en la pérdida de presión en el lecho debido a la mayor

porosidad del lecho al aumentar la velocidad. Por otro lado la aitura de sólidos

en el tubo bajante, que están en régimen de grandes burbujas, es de alrededor de

55 cm.

En resumen:

Características de los platos perforados de orificios 1 mm.

Lecho inferior: 3 orificios/cm2 ; AL = 2.4 %o

Lechos medio : 10 orificios/cm2 ; AL=7.9 Vo



V. Díseño de laplantapiloto.

1400

1200

1000

800

600

400

200

0

A P (Pa)

0.2 0.4 0.6u (m/s)

X'igura v.3. Variación de Ia pérdida de presión y altura de sólidos en el tabo

bajante con la velocidad superficial.

3.3. TDH y altura de cada cámara.

Para calcular la altura de cada etapa del reactor, hay que considerar dos

condiciones distintas:

- La longitud total de tubo bajante necesario.

- La altura TDH o distancia mínima de mínimo arrastre de sólidos.

tomándose como altura de etapa la mayor obtenida en función de las

condiciones anteriores.

Como se ha calculado en el punto anterior, la altura de sólidos en el tubo

bajante en las bases de diseño es alrededor de 50 cm. Con objeto de diseñar elreactor de forma que se asegure la estabilidad hidrodiná¡ntca en el intervalo de

0.8 1

l 9 l



trabajo, se utilizarán tubos de bajada de sólidos con una longitud mínima del

75oA xryenor a la necesaria, es decir, 85 cm. Segun este criterio, la altura de

cada etapa será:

L = Lrt - h6 +(h6 - hm) = 0.75 m (v.6)

donde Ls la altura total del tubo bajante (85 cm), h6la altura del tubo bajante

por encima del distribuidor (15 cm) y h6 la distancia de tubo sumergida en el

seno del lecho fluidizado inferior (10 cm).

Por otro lado, la altura TDH necesaria en las condiciones especificadas

en las bases de diseño, y por tanto la altura por etapa será de acuerdo con

Sorocco y col [09]:

TDH= l2oo hs *"ltt Ar-1'1 =0.26 m

L=TDH*hh =0.41 m

(v 7)

(".8)

En función de los cálculos obtenidos, la altura de etapa mayor de las

obtenidas es la correspondiente a la obtenida debido a la longitud de los tu-bos

bajantes & : 75 cm), que supera la altura obtenida en función de la TDH

necesaria (41 cm).

En resumen:

Altura de cada etapa L = 75 cm

de tubo de baiada de sóIidos L"1= 85 cm



V Diseño de laplaúapiloto.

3.4. Elementos del reactor.

Una vez calculadas las dimensiones que debe tener el reactor, se van adescribir las distintas piezas que lo forman:

- Tres bloques de reactor (apéndice planos I y 2).cilíndricos, de acerorefractario, de diámetro interno 14 cm y 75 cm de longitud, con dos bridascirculares en ambos extremos de 14 cm de diámetro interno y 34 cm de externoy 1.5 cm de espesor con 6 perforaciones para la colocación de loscorrespondientes tornillos. Cada etapa dispone de su propio tabique deflector,de 1l cm de anchura y 30 cm de altura. En las piezas correspondientes al plano

2, está colocada una anilla de 30 cm de diámetro que sirve de guía para lostubos de bajada de sólidos. En cada uno de estos bloques se han colocado dosfubos laterales: uno horizontal cerrado, para la colocación de los termopares; y

uno inclinado y abierto, que permite las lecturas de presión y también cargarinicialmente el reactor con carbonizado.

- Tres platos perforados (apéndice planos 3 y 4) circulares, de 34 cm dediámetro y 2 mm de espesor, siendo la zona perforada el circulo central de 14cm de diámetro. Cada uno de ellos tiene un orificio de 2.6 cm para que pase eltubo de bajada de sólidos. Uno de los platos tiene 3 orificios de I mm/cm2(plano 3), mientras que los otros dos tienen 10 orificios/cm2 (plano 4). En lazona no perforada lleva 6 orificios para el paso de los tornillos de sujeción a losbloques de reactor, con la inclusión entre las zonas metálicas de unas juntas degrafito (grafito armado sobre níquel).

- Una tapa superior del reactor, circular (apéndice plano 5), colocada enla parte superior del tercer bloque, de 34 cm de diámetro y 1.5 cm de ancho,que incluye en su parte central dos tubos de una pulgada de diámetro, uno parala entrada de sólidos (a conectar con el alimentador) y otro para la salida degases (a conectar con el ciclón).



3. Diseño de la planta píloto

- Un bloque precalentador-distribuidor (apéndice plano 6), en la parte

inferior del reactoE cilíndrico de 14 cm de diámetro interno y 50 cm de largo,

cerrado por la parte inferior y abierto por la superior. En su extremo superior

lleva una brida circular igual a la de los bloques, pú& su unión con tuercas y

tornillos al plato perforado y bloque inferiores. En el fondo inferior hay dos

orificios: uno con una rejilla de entrada del gas fluidizante y otro en un lado para

que pase el tubo de salida de sólidos a un depósito. En el lateral de este bloque

están colocados, como en el caso de los bloques del reactor, un tubo cerrado y

otro abierto para la introducción de un termopar y lectura de presiones,

respectivamente. En el interior de este bloque se colocan bolas de cerámica con

objeto de precalentar el gas a la temperatura de reacción.

En el extremo inferior del tubo de salida de sólidos del reactor, que es

del mismo diámetro que los tubos de bajada de sólidos, fuera ya de la zona

caliente del reactor, se ha incorporado en la parte superior del depósito de

recogida de producto un sistemapara la obtención de muestras instantáneas del

carbón activado obtenido antes de que el producto caiga finalmente al depósito

de recogida de producto. Consta de una llave tipo pantalón (una pala que gira

por un eje) que conduce el flujo de sólidos procedente del lecho inferior del

ÍeactoÍ bien descendentemente al depósito de recogida de sólidos (flujo

descendente en la frgura v.4) o bien lateralmente a un tubo de pírex transparente

donde se puede recoger muestras instantáneas de alrededor de 20 g. Se decidió

utilizar una llave de este tipo para tomar muestras instantáneas con objeto deque los sólidos cugan directamente hasta el final de su recorrido (es decir, hasta

el depósito o hasta el tubo sin detenerse en su camino), ya que si hubiera alguna

parada en el flujo de sólidos (por ejemplo, con una llave de bola) se podrían

formar puentes y aglomeraciones de partículas en el sistema de descarga del

reactor. Entre lapala y el tubo de pírex está intercaladauna válvula de bola,para poder cerrar el sistema cuando se recojan las distintas cantidades de carbón

en el portamuestras. El tubo de pírex se une a la llave de bola por medio de una

t94



V Díseño de la plnnta piloto.

pieza de teflón que enrosca tanto a la válvula como al tubo de pírex. Por otrolado, el depósito tiene un total de 75 I de capacidad.

Figura v.4. Depósito y sistema de recogida de muestras instantáneas.

3.5. Alimentador sinfin

El alimentador continuo que introduce el carbón mineral por la cabeza

del reactor o por la tercera cámara es un tornillo sinfin. Para su diseño se

195



tomará una alimentación máxima de 50 kg/día, superior a la especificada en las

bases de diseño.

Para realizar el diseño de un sinfin macizo, pueden utilizarse las

siguientes expresiones [168], cuya nomenclatura puede observarse en la figura

v.5:

ev=vaxiarl;.rA-D3) #]vaxiat = Z¡lOro tg 0

(" e)

(v l0)

Después de distintos cálc¡.¡los realizados sobre las posibles dimensiones

del tomillo a las que les corresponda una velocidad angular razonable, se

decidió: Ib= 3 crq Ds = 1.4 crn' e: I crn" H : 0'8 cm" 0 : 30o y o : 0'383

r.p.m. Los detalles del alimentador y su estructura pueden observarse en el

plano 6 del apéndice de esta memoria. El alimentador está acoplado en su parte

superior a la tolva de alimentacióq que tiene una capacidad de 100 l'

L+->

ee

fo,D,

Figure v.5. Esquema de un sinfm alimentador-

196



V. Dkeño de la planta pilota

3.6. Cidón.

Con objeto de separar las partículas finas generadas en el interior delreactor que son arrastradas por la corriente de salida de gases al exterior, seutilizará un ciclón. Los ciclones realizan la separación centrífuga de laspartículas arrastradas por una coniente gaseosas. De entre los distintos ciclonese>ristentes, se decidió diseñar un ciclón de alta eficacia, cuyos detalles puedenobservarse en la figura v.6. El diseño de un ciclón de este tipo se realizn enfunción de la velocidad de entrada de gases, que debe estar comprendida entrel0 y 30 m/s, siendo l5 m/s el valor óptimo [09].

Inicialmente, este reactor iba a ser operado con tres tamaños de partícula

distintos, (tamaños medios de 2.42,1.75 y 1.13 mm) y por tanto, tres bases dediseño correspondientes a cada tamaño de partícula. El reactor es válido para

trabajar con los tres tamaños de partícula" pero a la hora de diseñar el ciclón" seoptó por diseñarlo en función del mayor tamaño de partícula (2.42 mm),equivalente a'una velocidad de gas en el interior de 2 m/s. El diámetrocaracterístico del ciclón será:

uS:0.2x0.5x15xDl ( v l l )

donde u es la velocidad del gas en el reactor, S la sección del reactor y D. eldiámetro característico. El ciclón diseñado tiene un diámetro D. de 14 cm.

t97



3. Diseño de It planta píloto

0.2x0,5D

l

1,5 D

2.5D

Figura v.6. Esquema y dimensiones de un ciclón de alta eficrcia.

3.7. Horno¡ déctricos.

Se ha decidido la utilización de hornos eléctricos, en lm total de cuatto,

uno para ca&. *apay otro para el precalentador del sistema- Dadas las grandes

dimensiones del reactor, y c,on objeto de poder realizar un rápido calentamiento

del sistema en la puesta en marchq se ha instalado una potmcia de l0 kW en

cada uno, p6ra una potencia total de 40 kW. Segun el balance de materia y



energía realizado en las bases de diseño el calor total a aportar al sistema seríadel orden de 13 kW.

Estos hornos, que se han construido en dos mitades, abrazan al cilindrode cada bloque, justo entre las bridas que unen los distintos bloques. Cada mitadreposa sobre unos rieles existentes en la estructur4 de forrna que si por algúnmotivo se tuüera que acceder al reactor, permite la flicil apertura del horno aldesplazarse cada mitad horizontalmente sobre los rieles. Ademáq con objeto deaumentar la eficacia del horno y que en posición de trabajo esté totalmentecerrado, justo en la parte de unión llevará la estructura del horno dos guías conobjeto de que salgan por el exterior tanto el tubo para la colocación deltermopar controlador del horno como el tubo por el que se mide la presión delinterior del sistema. cada uno de estos hornos es controladoindependientemente por un controlador EuROTIIERM 9l E. como objeto deaumentar la seguridad de los hornos ante una posible averí4 el horno llevacolocado en su interior otro termopar cuya señal es enüada a un lector dealarmas, que corta la corriente si por algún motivo el interior del horno úcanzauna temperatura que sea próxima al límite de funcionamienro.

4. DESCRIPCION GENERAL Y CONSTRUCCION.

En la figura v.7 se muestra un esquema general del reactor, en la quepueden distinguirse las distintas piezas descritas anteriormente, colocadas en laconfiguración espacial que Ie corresponde. Solamente el reactor tiene unalongitud de alrededor de tres metros, por lo que todo el montaje desde eldepósito de recogida de productos hasta el extremo superior de la tolva tieneuna alfura de alrededor de 6 metros.



4. Descripción general y confruccün

Figura v.7. Esquema de las distintas piezas de la planta piloto-



V. Diseño de la planta piloto.

La figura v.8 muestra una vista vertical con la disposición de los tubosde bajada de sólidos y el tabique deflector en cada etapa. De esta forma" lossólidos que lleguen de un lecho superior tendrán que rodear todo el tabique ypasar al otro lado donde se encuentra el tubo de bajada de sólidos al lechoinferior, como se esquematiza en la figura. Se han mantenido unas distanciasmínimas al tabique y las paredes con objeto de asegurar una buena distribucióndel gas y eütar los efectos pared.

1''140

Figura v.8. Disposición dc los tubos

distribuidor y tabique (distancias en mm).

4.1. Estructura.

35de bajada de sólidas respecto al

La planta piloto se ubico e instaló en el módulo 6 de la nave plantaspiloto de la Universidad de Alicante. La estructura principal donde se asientantanto el reactor como todos los hornos electricos (que están zuspendidos porunos rieles), el sistema sinfin alimentador + tolvq ciclón y todas las üas deconducción de gases tiene una superficie de 150x100 cr:2 y 6 metros de altura.



Con objeto de compensar las dilataciones y contracciones del reactor y que loshornos estén siempre abrazados a los distintos cuerpos, los hornos llevanincorporados unos muelles en los puntos de conexión a los rieles. También poreste motivo, la conedón entre la cabezz del reactor y el tornillo alimentador,por donde se alimentan los sólidos" 56 ¡saliz¿ por medio de un manguito defuelle, mpaz de compensar un reconido de20 cm de dilatación.

con objeto de poder acceder a las distintas paftes del montaje, se haconstruido una segunda estructura que rodea a la primera de 350x300 m2 y 4.5m de altura, que incluyen 2 pisos plataforma a 2 y 4 m der suelo,respectivamente. A estas plataformas se accede por unas escaleras conbarandilla-

4.2. Generador de vapor y conducciones al reactor.

El vapor de agua, utilizado para fluidizar el sistema y agente activante,se genera en una caldera industrial situada en la zona de infraestructuras de lanave plantas piloto. Se trata de una caldera Teyui capaz de generar 200 kgil devapor a 1200 kPa de presión, aunque se ha trabajado a una presión devaporización de 600 kPa. El vapor saturado generado en la caldera esconducido por unas tuberías de hierro de I pulgada aisladas con mantocerámico hasta la parte inferior de la planta piloto, recorriendo en total unos 50m. Con objeto de eliminar todas las gotas de agua arrastradas por este vapor(que estri saturado) se hace pasar el mismo por un separador de gota conpurgador (spirax Ha¡co sH TD42) y un desaireador (spiroc Harco AvIl4).Posteriormente pasa por un reductor de presión (Spira,x Harco G20), con lo queel vapor pasa de 600 kPa a l20 kP4 recalentandose. Después de esfe punto, ycon objeto se evitar una posible condensación de este vapor recalentado, se hancolocado 3 resistencias de I kw cada una reguladas por un termopar ycontrolador. Además se han aislado todas las vías con manto cerámico-

202



El flujo es controlado por una válvula de aguja y medido por undiafragma (Dconduc = 2.54 cm, Do, : 0.913 cm, C = 0.61) cuya presióndiferencial y absoluta son medidas con unos transmisores de presión Rosemountll5l -smart, que envían una señal 4-20 mA a un panel de señales donde seeno¡entra la pantalla de lectura.

Posteriormente, el vapor pasa por una válwla de tres vías, que conduceel fiujo de vapor bien a un condensador o al interior del reactor por su parteinferior. El motivo de esta válvula es que para hacer circular vapor por lastuberías mientras que se produce la puesta en marcha de la caldera, con objetode que este vapor alcance un régimen estacionario y esté totalmenterecalentado. Si se alimentara directamente el primer vapor producido al reactoqéste al llevar agua arrastrada al estar al principio las tuberías frías, no seobtendría un flujo uniformg pudiendo llegar a producirse una inestabilizacióndel sistema. Por ello, para la realización de un experimento con la planta piloto,previamente se pone en marcha la caldera de vapor y se hace circular a través delas tuberías y por válvula de tres üas se dirige al condensador. Cuando el flujode vapor esté circulando una determinada cantidad de tiempo y se hayaalcanzado un flujo seco (libre de gotas liquidas) estacionario, y el reactor seenq¡entre en las condiciones fijadas, se gira la válvula de tres vías y se introduceen estas condiciones el vapor al reactor, que preüamente se ha calentado a latemperatura deseada con nitrógeno.

En la figura v.9, se muestra en detalle todos los dispositivos instaladosen h conducción de vapor.



4. Desuipcüín garcral y consÚt¿ccün

Reoctor

DesoireodorReductor

Resistencios

Condensodor

furgodor DiofiogmoTronsmisorPresión

Figura v.9. Linea de vapor uttes de su intrducción al reactor.

Las conducciones de salida de gases a ciclór¡ y de éste al exterior(donde estii colocada una antorcha) también están aisladas con manto cerámico.

4.3. Sistemas de medida y panel de control

Tanto los hornos eléctricos como el sinfin alimentador son gobernadosdesde un armario de control, donde está toda la distribución eléctrica de laplanta piloto. Todo el cableado se ha conducido a través de canaletas.

Los controladores de temperaturas y sr¡s indicadores de alarma de hornose encuentran también en este panel.

El movimiento rotatorio del alimentador sinfin es producido por unmotor déctrico trifiísico y rm sistema de engranajes, cuya velocidad de giro semide con un tacómetro digital ONDq que se encuentra en el panel de control.Para poder variar la velocidad de giro se utiliza un variador ALTIVAR serie 15,sin¡ado en pand de controf desde donde se regula la velocidad de giro delmotova¡iador.

Voporprocedenfede cddero



4.4. Esquema fin¡I de la planta piloto.

En la figura v.l0 se muesúa un esquema final de lailustrada a color. En ella se encuentran todos los detallesincorporados a la misma comentados con anterioridad.

planta piloto

y accesorios

Las presiones manométricas existentes en cada etapa del reactor yprecalentador son medidas mediante tubos en u manométricos de 150 cm delongitud, usándose agua como fluido manométrico. con est¿s presiones,mediante sus diferencias en cada etapa, se üzueliza sn comportamientohidrodinámico del sistema, conociendo mediante estas si la circulación desólidos de etapa a etapa es correcta o se producen acumulaciones de sólidos einestabilizaciones.

Además, como puede observarse en la figura v.10, se introducen purgasde nitrógeno en dos puntos diferentes del sistema:

a) En el sinfin de alimentación: al ser una zona del sistema que trabaja atemperatura ambiente, se coloca una purga de nitrógeno para evitar la posibledifusión tanto de vapor como de volátiles procedentes de la etapa superior delreactor, que podría producir una obturación en el sistema de alimentación demateria prima.

b) En el depósito de recogida de sóridos. se introduce una pequeñapurga de nitrógeno con objeto de evita¡ la difusión de vapor de agua a estazona, y por tanto zu posible condensación.

205



4. Descripcün general I coní¡uccün

Figura v.E. Esquema general de la planta piloto de lechotluidizado.

206



5. ESTT]DIO HIDRODINAMICO

IJna vez diseñada y construida la planta piloto, se realizó un estudio

hidrodinámico a temperatura ambiente y usando aire como gas fluidizante sobre

la planta piloto con objeto de comprobar la validez del modelo hidrodinárnico

desarrollado en capítulo fV, de modo que se as€urase la extrapolación del

mismo, antes de realizar los experimentos a els¿adas temperaturas.

Así pues, se determinó en este estudio la velocidad de gas límite superior

de operación estable a temperatura ambiente, oon las mismas partículas y

alimentación que en los futuros experimentos de activación. Así mismo, se

analizo la descarga de sólidos en este reactor a lo largo del tiempo.

Por último, se determinó experimentalmente la distribución de tiempos

de residencia de los sólidos a una velocidad de gas y alimentación de solidos

semejante a las de operación en los experimentos de activación.

Como particulas se ha utilizads l¿ misna mderia prima que se utiliza en

el presente trabajo, carbón bituminoso de ta¡narlo de partícula l'13 Im\ cuyas

características se mostraron con anterioridad en el capítulo II.

5.1. Determinación experimental de la velocidad límite superior

Se han realizado 25 experimentos a t€mpelüura arnbiente con objeto de

determinar experimentalmente la velocidad límite srperior de operacion estable

y comparar los resultados experimentales con los esperados en fimción del

modelo desarrollado en el capitulo IV. Se han realizado experimedos a tres

alimentaciones diferentes, 23, 32 y 45 kg/díq con objeto de estudiar la

influencia de esta variable.

207



5. Eúudia hidrodínámico

Para llevar a cabo los distintos experimentos, s€ utilizó aire comprimido

como agente fluidizante, procedente de un compresor de aire de 25 kW. Cada

experimento se realizó con una alimentación de soüdos y velocidad de gas

constante. Un experimento se consideraba estable cuando la ciro¡lación y

transferencia de sólidos era correcta durante al menos dos veces el tiempo de

residencia. Si un experimento era estable, entonces se realizaba otro a rrna

velocidad de gas ligeramente superior hasta que se alcanzaba la inestabilización

del sistema.

A partir de las diferencias de presión existentes entre las distintas etapas,

la correlación experimental obtenida para las caídas de presión de los platos

perforados y la correlación de Hsiung y Thodes [05] de la porosidad se

conocía la cantidad de sólidos y altura de sólidos en cada lecho fluidizado en

cada instante. Para cada experimento, se tomaron lecfuras periódicas de los

manómetros, obteniendo a partir de estos datos una gráfica en la que se

representa la evolución de las alturas de lecho con el tiempo, presentando todos

los experimentos en los que la operación fue estable, alturas de lecho constantes

con el tiempo. Además, se pesaba la cantidad de sólidos recogida en el

tomamuestras en intervalos de l0 mir¡ con objeto de estudiar las fluctuaciones

en la descarga de sólidos (que son representadas en el segundo eje D.

A modo de ejemplo se muestra en la figura v.l I las alturas de cada lecho

fluidizado y el caudal D de descarga de sólidos del experimento realizado a u =

0.67 m/s y F = 32 kglüa observáurdose que el régimen estacionario s€ alcanza

rápidamente y el sistema op€ra establemente, al no variar estas alturas a lo largo

del tiempo, siendo las alturas obtenidas muy semejaÍtes y de alrededor de 13

cm. La dispersión entre las alturas de los disti.mos lechos se debe a la

acumulación de los distintos errores experimentales cometidos: calibrado

experimental de los platos perforados, error absoluto de lectura de presión (2

mm H2O), calibrado diafragma y correlación de Hsiung y Thodes. Respecto a la

208



descarga de sólidos, puede observarse como se mantiene estable con ligerasfluctuaciones en las distintas muestras obtenidas a lo largo del tiempo.

0.4h (m) D (kgidía)

-inferior --medio -.-superior -Descarga

4A

0.3 30

20

t (h)

Figura v.ll, variación de las alfuras de lechofluidizado con u : 6z an/s y F: 32 kg/día.

Por otro lado, en la figura v.12 se muestra la evolución de las ahuras delecho y de descarga para un experimento en que se supera el límite zuperior deestabilidad, corespondiente al experimento a u = 1.05 ds y F : 23 kglüa.Puede observarse como prácticamente al empezar el experimento se produceuna acumulación de sólidos en el lecho superior, mientras que el medio einferior se van descargando, poniendo de manifiesto Ia no correcta cirolaciónde soüdos. Finalmente, el valor de altura de lecho cero para el lecho inferior essignificativo de inestabilización" ya que al estar el tubo de bajada de solidos dellecho inferior al lecho medio inestabilizado y vacío, la presión en estos dosetapas es la misma, por lo que al ser su diferencia cero se obtiene el valor dealtura cero. Lógicarnente, esta inestabilización lleva a que no se produzcadescarga de sólidos, al estar su circulación intemrmpida.

0.2

100.1



5. Eú.dio hidrodin ámico

h (m) D ftgidíra)25

to)Figura v.12. Evolución dB alturas y &scarga en el experimeno a u : 1.05 m/s

y F: 23 kg/día

En la figura v.13, se ha representado las siguientes pérdidas de presión

frente a la velocidad zuperficial: a) k perdida de presión teóric¿ que tienen que

superiu los solidos en el interior del n¡bo de bajada de sóüdos para mantener el

balance de presiones (iv.6), b) la perdida de presión esperada del conjunto

&pp*APu (que es la presión que puede medirse e4perimentalmente en el

reactor), y c) las pérdidas de presón obtenidas experimentalmente de cada

experimento. Puede observarse que üchas pérdidas de carga experimentales y

calculadas son bastante parecidas a lo largo de todo el intervalo de velocidades

estudiado. En esta misma figrra se ba representado también en el segundo eje Y

la altura de sóüdos esperada en el 6o de bajada de sólidos según el modelo

hidrodinámico propuesto (ecuación iv.lO). Puede observarse que mientras la

pérdida de presión a soportar por lc solidos en dicho tubo bajante disminuye

con la velocidad en el rango repesentado, la altura de sólidos aumenta

continuamente. En el punto en que la altura de sólidos necesaria en el tubo

supera la longitud del mismo, se obtiene la velocidad límite superior de

operación estable, oryo valor en esÍe caso es 1.09 m/s, y a partir de ahí, si se

2t0

20

l5

10



incrementa la vdocidad del gas, el sistema se inestabilizaría. La velocidad límitesuperior de operación estable obtenida eryerimentalmente en los distintos casosestá comprendida entre 0.97 y L05 m/s. I-os experimentos realizados a distintasvelocidades de alimentación de sólidos han puesto de manifiesto la nodependencia el limite superior de estabilidad con el caudal de alimentación departículas en el rango considerado. Por tanto, se obtiene de nuevo una gransimilitud entre los valores experimental y calculado, por lo que de nuevo sepone de manifieso la validez del modelo hidrodinámico propuesto para predecirel intervalo de esabilidad de sistemas fluirlizados multietapas.

A P (Pa) Hst (m)1400

1200

1000-

800

600

400

200

I

estable inestable

0.6 0.8

u (m/s)

Figure v.13. ktermirncim teórica de Ia velocidad limite superiorplanta piloto a tanperatura anbiente. a) #st, b) APoo+Ap¡* dHsr

5.2. Distribución de tiempos de residencia

Finalmemg este estudio hid¡odinámico con la planta pilototemperatura arnbiente, se concluyó con la determinación experimental

1 .2

0.6

0.8

0.4

0.2

0 t _o.4 ,1.41.2

en Ia

ena

de la

2tl



5. Egtdio hidrodíndmico

distribución de tiempos de residencia @TR) de los sólidos, con prtículas decarbón de tamaño 1.13 mm y en unas condiciones de operación sem$antes a lasde operación futura de la planta (alrededor de 1.5 veces u.¡). Esta distribuciónexperimental de tiempos de residencia de los sólidos es necesaria psra llevar acabo la modelización cinética de la planta piloto, como se verá en el capítuloVII. Como se mencionó en la introducción, la DTR de sóüdos en r¡n sistemafluidizado mulüetapas con tubos de bajada de sólidos puede interprearse por elmodelo monoparámetro de tanques en serie la9l.

Wexp(-No) (v 12)

donde el número de etapas calculadas es prácticamente igual al nmmero deetapas reales. Sin embargo, cuando se utilizan tabiques deflectores, IGishnaiah ycol [47] obtuüeron que las DTR experimentales se ajustan corroct¡Lmente aeste modelo monoparámetro, pero en este caso, el número de etapas calculadases superior al número de etapas reales, siendo esta diferencia cuanto mayorreconido deban recorer las particulas en una etapa por la acción de dichostabiques.

La DTR se determinó a una velocidad de gas de u: 0.67 m/s (1.5 ur¡) yalimentación F : 32 kgldia. como trazador se utilizaron 180 g de carbónmineral impregnados con CoCl2 a|l.2l% en peso. Este se introdujo al reactorcomo señal impulso en la etapa superior del reactor de lecho fluidi"ado de tresetapas. Se recogieron muestras de los sólidos que salían del reactor por la parteinferior en intervalos de tiempo de l0 min, efirayendo el Co2+ de las muestrascon HCI 0.1 N (durante I h) y analizando la concentración de este catión porespectroscopía de absorción atómica en un equipo Perkin Elmer 373. Losparámetros estadísticos obtenidos de a partir de estos d¿tos experimentales sonlos siguientes.

2t2



Itic¡lt¡

1

o.8

o.6

o.4

o.2

0

t =icot = 2,h

Itfc¡r¡*2_ io6 =Étc,^, =o'27

i

considerando este tiempo de residencia, en la figura v.l4 se hanrepresentado los valores experimentales de la función Eg frente al tiempoadimensional0: t/t.

Eo

-Experimental

r Tanques en serie N=3.7

l .s 2 2s

eFigura v.14. DTR experimental y calculada según el modelo de tntques enyrie N: 3.7-

(v.13)

(v.la)

2t3



5. Eíudio hid¡ o din ómico

Segun este modelo de tanques en serie, el número de etapas calcrrladas

de corresponde con el inverso de la vanar.za del tiempo adimensional,

obteniendo un total de 3.7 etapas calculadas, próximo a las 3 etapas reales. Por

tanto, este sistema de tres etapas, por la acción de un tabique deflector por

etap4 incrementa su eficacia en casi una etapa adicional más, lo que es muy

satisfactorio ya que mejorará la homogeneidad del producto. En la figura v.l4

puede observarse como el modelo de tanques en serie para un número de etapas

teóricas de 3.7 ajusta correctamente los resultados obtenidos

experimentalmente.

6. CONCLUSIOI\IES

Las conclusiones obtenidas en un estudio hidrodiruímico realizado con los

equipos de metacrilato han permitido diseñar un reactor de lecho fluidizado

de tres etapas con tubos de bajada de sólidos, con tabiques deflectores, para

la producción en continuo de carbones activados con vapor de agua como

reactivo, utilizando como bases de diseño: F:40 kgldia, dp: l.13 mrn, u:

3 u6¡, S : 150 cm2, T:850oC y r : 1.5 h.

Los valores experimentales de la velocidad límite superior de operación a

temperatura ambiente con carbón $ = l.13 mnL aire como gas fluidizante y

una alimentación igual a la de la futura operación de la planta" están acordes

con los obtenidos por el modelo hidrodinámico.

Se ha determinado la distribución de tiempo de residencia de los sólidos a

temperatura ambiente. La acción de los tabiques deflectores hace que el

sistema de 3 etapas reales se comporte como un reactor de 3.7 etapas

teóricas.

2r4



CAPITULO Try.

ACTIVACION ET,I EL REACTOR DE LECHOFLUIDIZADO



W, Adivacün u el reador de lechoJbdúzedo

I. INTRODUCCION

Unavez diseñada y construida la planta piloto de lecho fluidizado, con la

instalación completa de todos los accesorios necesarios para su funcionamiento(caldera de vapor, transformador eléctrico), se realizó el estudio que es

realmente el objetivo principal de esta memoria: la obtención en continuo de

carbones activados en una planta piloto de lecho fluidizado de tres etapas apartir de un carbón bituminoso español (Mina lvf Isabel, TECSA Puertollano),

por el método de activación térmica utilizando vapor de agua como agente

activante.

En este estudio, se ha analizado el efecto de las siguientes variables:

. Efecto de la temperahra de activación (800 y 850oC).

. Efecto de la temperafura de carbonización (aaivación directa a 850 y

70fC, activación de un carbonizado a 500 y 850'C).

. Efecto de la velocidad del gas (1.5 y 3 umf).

. Efecto del tiempo de residencia.

En total, se han realizado un total de l2experimentos distintos con el fin

de analizar las distintas va¡iables expuestas. Finalmente, se realizo unexperimento de activación dkeci;a a 850"C pero estando el reactor instalado conuna sola etapa, con el objeto de analizar la diferencia existente entre las

características adsorbentes de los carbones activados en el reactor con una o

tres etapas.



2. Múeriales y Écnicu

2. MATERI{LES Y TECNICAS

2.1. Materia primr.

Como se ha mencionado, se ha rahzado un estudio sobre la influencia

de la carboúación Se han utilizado tres materias primas distintas para la

realización dE los experimentos, todas ellas a partir dd mismo carbón

bituminoso y cr¡yos tratamientos se descnlben a continuación:

. Carbón bfoumircso cuyo tamaño de partícula está comprenüdo entre 1.5 y

0.84 mrq para un tamaño medio de l l3 mn\ cuy¿ts composiciones

inmediata y elemental y zus características han sido descritas en el capítulo

tr.

. Carboniado rápido a 85fC del tamaño de partícula anterior, obtenido a

partt de h misma materia prima anterior en un reactor continuo de lecho

móvil UZ}EI analisis inmediato de este carbonizado, realizado por las

técnicas cindas en el capitulo II, indica que este carbonizado está übre de

volátiles y zu contenido en cenizas es de alrededor del ll.SYo, con una

dispersión del 0.5%.

. Carbonizado rápido a 50ffC, del mismo tamaño de partícul4 obtenido a

partir de h misma materia prima en esta misma planta piloto pero con una

etapa. E[ analisis inmediato muestra que esta muestra üene un llYo de

volátiles ywt8.9/o de cenizas.

Para h red,fuciín de estos experimentos, se supone que la velocidad

mínima de fl¡ddización de las partículas en el interior del reactor es la obtenida

por la ecuacián de Wen y Yu [87], con un valor entre 0.18 y 0.19 m/s cuando

las partículas están únicamente carbonizadas y valores inferiores hasta de 0.14

cuando las pmtículas están activadas.

220



W. Adívacíón en eI reador de lechofluidizado

2.2. An:ilisis de las muestras

2.2.L. Rendimientos

Al trat¡rse de experimentos que se realizan en operación continu4 el

varia¡ ligeramente la masa existente en el interior del reactor con el tiempo,

sumado a la alimentación de sólidos y a una continua producción de finos en el

interior del reactor, hace que no sea posible determinar el rendimiento o grado

de quemado por balance de masas. Por ello, aunque se hata de una materia

prima bastante beterogénea desde el punto de vista de su análisis inmediato, se

determinará el grado de quemado sobre carbono fijo, GQ, de las muestras

obtenidas mediante el análisis gravimétrico de las cenizas existentes en la

muestr4 mediaste la calcinación de unos 2 g de muestra a 850"C. Se supondrá

que en todos los experimentos el carbón pierde una cantidad de volátiles igual a

la obtenida en la determinación del analisis inmediato (30o/o), mientras que por

otro lado no perderá las cenizas (8% inicial). De este modo, para la obtención

del grado de querrado se aplica la siguiente formula:

GO= l- ceir"( l-cent)

- (l - ceno)cen,(vi.l)

donde cen es el tanto por uno del contenido en cenizas y los subíndices o y f

significan inicial y final, respectivamente.

2.2.2. Tiempos de residenci¡.

En un reactor en continuo como la planta piloto de lecho fluidizado,

donde se alimentan sóüdos al interior del reactor, y el producto obtenido se

descarga libremente (mediante un rebose), no es posible determinar el tiempo de

residencia real de las partículí¡¡¡ en su interior. Además, aunque se trate de

etapas iguales, el régimen de fluidización en cada una de las etapas será

221



diferente, al ser la velocidad del gas distinta en cada etapa (al incrementarse elcaudal volumétrico por la reacción química de gasificación) y la densidad de laspartículas diferente (y por tanto distinta expansión y velocidad mínima defluidización). Por ello, el tiempo de residencia por etapa no será necesariamenteel tiempo de residencia total diüdido por el número de etapas. por estosmotivos, se estimará un tiempo de residencia nominal, dividiendo las masas enel interior del reactor (obtenidas a partir de las diferencias de presión en cadaetapa) por el caudal de alimentación de sólidog suponiendo gue solo se alimentacarbonizado al interior, ya que se supone que el tiempo que tarda d proceso decarbonización es despreciable frente al tiempo de gasificación con vapor deagua. cabe decir que estos tiempos nominales pueden tener errores muygrandes al calcularse a partir de perdidas de presión.

En el capítulo VII, se presenta un modelo de simulación hidrodinárnico-cinético en el que se calculan los tiempos de residencia de las partículas poretapa, que serán más parecidos al tiempo de residencia real de las partículas.

2.2.3. Capacidad adsorbente

La capacidad adsorbente de los carbones acüvados obtenidos se hadeterminado mediante las siguientes técnicas:

- Isoterma de adsorción de nitrógeno a 77 y\ realiz¿das €n un equipoAutosorb 6 de Quantachome corp. La misma muestr¿ sobre la que se ledeterminó la isoterrr4 fue calcinada a 850oC con objeto de obtener los datos dela isoterma de adsorción por unidad de masa de carbón activado übre decenizas. A partir de los datos comprendidos en el intervalo de presionesrelativas de 0 a 0.4, se determinó mediante la apücación de la ecuación Dubinin-Izatova tanto los volúmenes de poros de dos distribuciones de tamaños dernicroporos, el volumen total de microporos y la superficie específica

222



W. Aaivacün en el reador de lechofluídizado

- Isoterrna de adsorción de dióxido de carbono a 273I( realizadas en elmismo equipo Autosorb 6. De nuwo, se calcinan las mismas muestras a las quese le determin¿ la isoterma con objeto de tener los datos experimentales en baselibre de cenizas. Con estos datos se determino el volumen de poros mediante laaplicación de la ecuación Dubinin Radushkierich.

3. PROCEDIMIENTO EXPERIMENTAL

3.1. Descripción de la realizacién de un erperimento.

El prinner experimento realizado en la planta piloto se realizó, porsimplicidad, alimeúando un carbonizado rápido a 850pC totalmentedesvolatilizado obtenido en un reactor continuo de lecho móül con objeto deeütar la etapa de cubonización y por tanto,la posibiüdad de tener problemas decondensación de alquitranes en las üas de evacuación de gases al exterior(tuberías y ciclón). A modo de ejemplo, se describe a continuación como serealizí este experimento, así como la variación de las presiones en las etapas alo largo del tiempo, el análisis de cenizas y de adsorción de las muestrasobtenidas a distintos tiempos etc. I¿s cmdiciones experimentales fueron:Temperatura de las tres etapas : 850oC, alimentación de carbontzado: 30.42kgldía (en base seca). u= 0.32 m/s: 1.5 ur¡.

En primer lugar, para poner en ma¡cha el reactor, tienen que estar tantolos lechos fluidizados como los tubos bajames llenos de sólidog ya que si seintentara arratrcar con el reactor en vacío se obtendría una inestabilidad, quecomo se ha mencionado, es irreversible. Pw tanto, inicialmente se üena elreactor con la sficieme cantidad de sóüdos por etapa como para que cuando sefluidizen los lechos tengan una altura igual a la de sus reboses. La materia primacon que se llenan debe ser carbonizado/cartón activado, ya que tiene que seruna materia prima totalmente desvolatilizada para eütar que en el calentamientodel reactor se produzca la pirólisis, en que los alquitranes generados puedan

223



3. hweümi¿nto qerimcntal

producir aglomeraciones de sólidos tanto en los lechos como en los tubosbajantes. Unavez llenado inicialmente el reactor, se ponen en marcha los hornoseléctricos para alcanzar la temperatura deseada y se introduce nitrógeno alsistema por las purgas del tornillo alimentador y del depósito de recogida deproducto.

Mientras que el reactor aleanlr;a la temperatura de reacción, que puede

tarda¡ unas 5 ó 6 horas, se pone en marcha la caldera de vapor con objeto deobtener un flujo de vapor estable, sobrecalentado y seco, como se comentó en elcapitulo anterior. Hasta que el reactor no alcance la temperatura de reacción" sehace sircular el vapor por la válvula de tres vías hacia el condensador.

Cuando el reactor ln alcanzado la temperatura de reaccióq para estecaso 850oC, se cierra la corriente de vapor, se acciona la vá{wla de tres víashacia el reactor y se alimenta poco a poco el caudal de vapor deseado al reactor,y un¿ vez alcanzado este, se comienza a alimentar (en este caso 33.85 kg/día)Por el tubo de pírex del sistema de toma de muestras se puede observarsecuado empiezan a fluidizar las partículas y por tanto, cuando comienza laciro¡lación de sóüdos.

A lo largo de todo el experimento, se tomaron periódicamente losvalores de la presión diferencial y absoluta inicial del diafragma (medidas por untransnrisor de presión Rosemount) y las presiones absolutas en cada etapa, asícorno la temperatura de cada etapa. Estos datos se tratan en una hoja de cálculode un ordenador, obteniendó a partir de estos valores experimentales y lasecrüriones correspondientes, el flujo de vapor introducido, su velocidad, laperdida de presión debida a cada lecho fluidizado, masa en el interior delreactor, etc. Cabe decir que estas medidas llevan acumuladas muchos erroresexperimentales, como l¿ ulilización de una ecuación teórica para determinar lapérdiü de carga de los platos perforados, los errores de lectura de lostermopares, erores en las lecturas de presión debida a posibles fugas, etc. Por

224



W. Actívucün en d reactor de lecho

ello, estos datos se tomaran únicamente desde un punto de üsta semicuantitativo, para anahza¡ la tendencia de la variación de las presiones absolutasde cada etapa a lo largo de un experimento. En la tabla ri.1 puede observarse lavariación de estos parámetros a lo largo del tiempo en este experimento, quetuvo una duración total de 4 horas, tiempo en el que s€ supone que, en estascondiciones, el carbón que se descarga del sistema es ya el homogéneo que haatravesado todo el reactor.

Table vi.l. variación de las presiones en el precalentador (pp), etapa inferior,medio y saperior (P¡, P* P), caudal de vapor y tiempo de residencia a IoIarga del experimento.

como se observa en la tabla ü.1, para cada tiempo se calcula la tiempode residencia nominal de las partículas. Puede observarse en la tabla como amedida que transcurre el experimento, las presiones absolutas sobreatmosfericas en el precalentador y etapa inferior van disminuyendo, indicativode que la masa en esa etapq y por ello la densidad de las partículas es cada vezmenor. Las partículas de ca¡bór¡ inicialmente correspondiente a un carbonizado,

tiempo

min

Pp

mm H"'O

Pi

mm H"O

Pm

mm HrO

Ps

mm H"O

WEksih

Tnominal

h20

36

48

75

v2109

t26

145

t62

t86

2t0

207

200

187

182

176

t70

166

164

l6 l

130

130

r2'7t20rt7l l 6

n3i l l

l l l

109

70

66

65

65

64

63

62

62

62

64

t5

t2

l3

l3

t2

l3

12

13

l3

t4

3.62

3.71

3.84

3.82

3.72

3.86

3.69

3.67

3.67

3.74

2.312.302. t82.021.971.87t .821.75t.73t.67



3. h ocedimi"ento experimental

van reaccionando y siendo sustituidas por partículas de los pisos superiores que

ya han reaccionado. Por otro lado, las presiones en las etapas media y superiorno disminuyen tanto, al no ser tan grande el grado de qüemado de las partículas

en esas etapas. El flujo de vapor que se introduce en el reactor es bastanteestable, con unas ligeras oscilaciones inferiores a I cm/s, alcanzandose por tantoel objetivo de disponer de una fuente de vapor estable, sobrecalentada y seca.Finalmente, se muestra la evolución del tiempo de residencia nominal para cada

tiempo obtenido a partir de las presiones experimentaleq y el caudal de

alimentación de sólidos. Por la variación de presiones comentad4 se observa

como debido fundamentalmente al cambio de partículas existente en la última

etapa, el tiempo de residencia disminuye al principio para luego llegarprácticamente a estabilizarse, llegando al régimen estacionario. Como tiempo deresidencia global se toma la media de la zona en que la variación de éste esmenor, es decir, desde las dos horas, para obtener un tiempo medio de

residencia de alrededor de 1.73 h. En el resto de los experimentos realizados, al

haberse arrancado el reactor con carbón ya activado por experimentos

anteriores, no es tan grande la variación de masas en el interior del reactor,

como en este experimento. En todos los experimentos se alcanzo el régimen

estacionario, por lo que no se mencionarán posteriormente las tablas con la

variación de estos parámetros.

Una vez alcanzado el tiempo de residencia nominal, se comienzan a

recoger periódicamente muestras instantáneas del carbón activado que salen delreactoq hasta el final del experimento. Una vez alcanz-ado el tiempo estimado derealtzaqón del experimento, se procede a parar el reactor. En primer lugar separa el sinfin de alimentación de soüdos, luego el flujo de vapor se cambia hacia

el condensador (por la válvula de tres üas) y se desconectan los hornos

eléctricos, dejando enfriar el reactor en presencia de las purgas de nitrógeno. Elreactor tarda en enfriar alrededor de 18 horas. Finalmente se p€sa todo el

carbón activado obtenido a lo largo del experimento.

226



W. Activación en d reador de lccholluidizedo

En la tabla ü.2 se muestran los resultados obtenidos de grado de

quemado y las superficies específicas (obtenidas a partir de la aplicación de la

ecuación DI a la isoterma de adsorción de nitrógeno) de las distintas muestras

analizadas.

Tabla vi.2. Aruilisis de las muestas obtenidas en el eryerimento I.

Muestra % GQ Sm (m2le)

I

2J

4

)

6

39.4

34.6

37.3

38.0

30.85

35.6

1033

1009

1053

996

Media+o 36 .4x2.3 t022 ! 20

Puede observarse a la üsta de la tabla que se han obtenido unos

carbones activados de características adsorbentes notables, con una superficie

superior a los 1000 m4g para t¿n sólo un 360A de grado de quemado. Pese a

tratarse de una materia prima heterogénea, los valores del grado de quemado

obtenido son bastante uniformes. Por otro lado, los valores de las zuperficies

específicas son bastante más uniformes que los obtenidos en el grado de

quemado, con una desviación típica de solo ZO m2lg. Este hecho vuelve a poner

de manifiesto que se trata de una materia prima bastante heterogéne4 al haberse

obtenido grados de quemado de m intervalo del 30 al40 o/o (obtenido por las

cenizas residuales), mientras que la superficie es prácticamente la misma. A

modo de ejemplo, se muestra en la figura vi.l la isoterma de adsorcióq de una

de las muestras obtenidas en este primer experimento, en concreto la muestra l.

Puede observarse que corresponde a un carbón activo principalmente

microporoso.



3. hoceümiento experímental

n (mmol/g)

o r q o t

¡ c r : o l

r Adsorcióno Desorción

P/Po

Figura vi.l. Isoterma de adsorción del carbón activado obtenido en el

experimento I.

Por tanto, dado que las distintas muestras obtenidas a distintos tiempos

son bastante parecidas, indicativo de la homogeneidad del proúrcto obtenido en

el reactor, para el resto de los experimentos se determinaá el grado dequemado por la media aritmética de los correspondientes a las 4 últimas

muestras instantáneas recogidas, mientras que respecto a, la capacidad

adsorbente, se realizarán por duplicado las isotermas de adsorción de N2 y CO2

a la muestra recogida a tiempo final.

3.2. Experimentos realizados.

Se han realizado un total de 12 experimentos de acür¿ación en continuo

con la planta piloto de lecho fluidizado de tres etapas (mas uno con sólo unaetapa) con objeto de estudiar las variables de operación nombradasanteriormente: Efecto de la temperatura de activaciór¡ carbonizaciór¡ grado dequemado y velocidad del gas. En la tabla ü.3 se muestran las los valores de las

variables de operación de los distintos experimentos realizados.

14

12

10

00.60.4o.2 0.8

228



W. Aúivación en el reador de lechoflaidizado

Tabla vi.3. Eryerimentos realizados y sus condiciones dc operación

N" Carbonización TsOC

Trr,,i Duraciónoch

Fukeldía m/s

I preüa 850

2 directa

3 directa

4 directa

5 directa

6 directa

7 directa

8 directa

9 directa

l0 directa

16 directa

24 preüa 500"C

850 850

810 850

800 850

820 850

835 850

800 800

800 800

800 800

850 850

800 800

700 850

850 850

30.4 0.32

30.4 0.32

35.1 0 .32

25"6 0.32

18.3 0.32

36.8 0.32

t5.2 032

8.26 0.32

23.4 0.54

10.0 0.54

2s.6 0.32

26.6 0.32

4.0

4 .5

6

6

6

5

6

t2

5

8

5.5

)

Los experimentos realizados se pueden agrupar de la siguiente forma:

- Los experimentos 2, 3, 4 y 5, serie AD85, son experimentos de

activación directa a 850oC en los que se ha variado la alimentación (expresada

en base seca), y por tanto el tiempo de residencia nominal, con objeto de

obtener carbones activados a distintos grados de quemado a 1.5 u6. Puede

observarse como en estos experimentos la temperatura de la etapa zuperior no

alcanz.aba los 850oC. Esto era debido a que los hornos electricos no podían

superar una temperatura en su interior zuperior a 1000oC, ya que era el ümite

superior impuesto por el fabricante. Con el horno de la etapa superior a l000oC,

la temperatura alcanzada en la etapa superior era, en función de una mayor o

menor alimentación de sólidos, entre los 800 y 835oC. Sin embargo, tal como se

observó en el capítulo II, los carbonizados rápidos obtenidos en ese intervalo de

temperaturas no se espera que sean diferentes.

229



- Los experimentos 6, 7 y 8, serie AD80 han sido de activación di¡ecta a

800oC a 1.5 un¡'a tres g[ados de quemado diferente, en los que se obsenará el

efecto de la temperatura de activación respecto a la serie anterior'

- Los experimentos 9 y l0 se han realizado experimentos de actiración

directa a 850 (AD85-3) y 800oC (AD80-3), respectivamente, pero a 3 u*f', con

objeto de analizar la influencia del caudal de gas activante y condiciones de

fluidización.

- Finalmentg se quería realizar un estudio en el que, disminuyendo la

temperatura del lecho superior, se analizará la i¡fluencia de la carbonizaciór¡

siendo el proceso gtobal de activación directa a 850oC pero con la primera etapa

del reactor a 700, 600 y 500'C. Sin embargo, solo fue posible llevar a cabo el

primero, ya que en el resto no era posible disminuir la temp€f,atura

(manteniendo la configuración del reactor) al proceder la mezcla de gases de

reacción de dos etapas que están a 850oC. Por ello, se realizó este estudio con el

experimento de activación directa a 850oC, siendo la temperatura de la primera

etapa de 700oC, y se completó con el experimento I (activación a 850"C de un

carbonizado rápido a 850oC en un reactor de lecho móvil) y el experimwto 24

(activación a 850pC de un carbonizado rapido a 500oC obtenido en este mismo

reactor pero con una sola etaPa).

4. RESTILTADOS.

4.1. Reactividad,

En la tabla ü.4 se muestran los valores del tiempo medio de residencia

de cada experimento y el grado de quemado de los carbones activados

obtenidos en cada experimento. En la figura ü.2 se representan los grados de

quemado frente a los tiempos de residencia nominales obtenidos para los

230



W, Adivacün en el reactor de lccho

carbones activos en los experimentos de las series ADBO y ADgs. puede

observarse como para cada temperatura" hay un incremento lineal del grado dequemado frente al tiempo de residenci4 siendo la pendiente para la serie a850pc mucho mas pronunciada que para el proceso a 800oc. Mentras que parael proceso a 800"C para obtener el65Yo de quemado el tiempo de residencia esde 6.5 horas, para el proceso a 850"C para obtener del 40 aJ 65% de quernadohay un estrecho intervalo de 60 minutos (de 1.5 a 2.6 horas).

Tabla vi.4. Tiempo de residencia medio y grado de quemado para cadaeryerimento.

N"

I

2

3

4

5

6

7

I

9

10

l6

24

Nomen tnominal Ga

h%

c8sA85AD85

AD85

AD85

AD85

ADsOADSO

ADSO

ADSs-3

AD80-3

AD7-85

c50A85

1.69 36.0

1.56 48.4

2.01 42.5

2.23 55.0*

2.66 65.0

t .72 10.3

3.74 28.3

6.23 63.9

2.29 58.0

4.25 48.s

2.31 29.0

2.09 629

231



4 Raullados.

GO (%)

246

Tiempo de residencia (h)

Figura vi.2. Reactividad de los procesos de activación directa a 800 y 850T.

Por otro lado, si se comparan las reactiüdades obtenidas en los mismos

proc€sos pero a 3 urr (figuras ü.3 y vi-a) puede observa¡se que mientras que

para el proceso a 850oC no parece tener influencia el efecto de introducir el

doble de caudal de vapor, en el proceso a 800oC si tiene un efecto muy acusado,

aumentando la reactiüdad como se observa en la figura. Este aumento de

reactiüdad en el proceso a 800oC, con tiempos de residencia nominales altoq

con el incremento de la velocidad del gas está justificado, ya que al diluir los

productos generados con un mayor caudal de vapor, aumenta la velocidad de

reacción al ser la concentración de productos, que inhiben la reaccióq menor.

Sin embargo, al tener el proceso de activación a 850'C un tiempo de residencia

mr¡r inferior, en la etapa zuperior (donde la inhibición es más acusada)

prácticamente solo se produce la carbonización del m¿terial (debido a que d

tiempo de residencia en la etapa superior es mucho menor que a 800oC),

mientras que la activación prácticamente sólo se produce en las €tapas

inferiores. El efecto de la inhibición es en las etapas inferiores más pequeño, y

por ello, el flujo de vapor no afecta a la reactiüdad del proceso a 850oC.

70

50

40

20

10

232



W. Activación en el reador de lechoJluüizado

30

N

1 0

0

GO (%) GO (%)

0 2 4 6 8fempode rsidencia (h)

2 1 6 8

Tlxnpo d6 ru;lderria (h)

Figuras vi.3 y 4. Variación de las reactividndes de los procesos de activación

directa a 850 y 800T, con la velxidqd del gas (1.5 y 3 u"rt).

En la figura vi.5 se han ¡gp¡esentado los grados de quemado y los

tiempos de residencia de los procesos de activación a 850oC incluyendo aquellos

en los que el proceso de carbonización ha sido distinto: Carbonización rápida a

700oC (dentro del proceso Slobal de activación directa a 850oC), ca¡bonización

rápida en un reactor de lecho rnovil a 850oC y carbonización rápida a 500oC en

un reactor de lecho fluidizado de una etapa (siendo estas dos últimas realizadas

preüamente). E.l carbonizado rápido a 500oC obtenido en un reactor de lecho

fluidizado, al volver a ser someido a una nueva carbouzación rápida a 850oC

en lecho fluidizado, y ser la cantidad de volátiles a desprender inferior al del

carbón mineral, presenta una reactiüdad ligeramente superior del proceso que la

serie de activación directa a 850oC, debido a ser tanto el tiempo de

carbonización como la cantidad de gases inhibidores desprendidos en las misma

muy inferiores al del proceso de activación directa de un carbón sin pirolizar,

existiendo pues en la etapa s¡perior gasificación de la materia prima. Esta

diferencia de reactiüdad presentada en el proceso global no implica que r¡n

carbonizado sea más reactivo que otro, ya que en proceso AD85 la gasificación

en la etapa superior es muy pequeña. Sin embargo, en los otros dos procesos,

disminuye la reactiüdad respecto a la serie AD85, ya que en este caso los

carbonizados producidos son distintos: la velocidad de calefacción del proceso

de carbonización a 850oC en el reactor de lecho móvil es muv inferior a la

233



4 Resubados

producida en un reactor de lecho fluidizado. Por otro lado, en el proceso de

activación directa (experimento 16) en que la temperatura del horno superior es

de 700oC, se produce una carbonizaciínrápida en lecho fluidizado a 700oC del

material, pasando a la etapa media del reactor a 850oC, con una velocidad de

calefacción muy inferior, generándose un carbonizado distinto, menos reactivo

que el generado en la serie AD85. Además, cabe resaltaf que en este último

caso puede asegurarse que en la etapa superior no hay gasificaciór¡ por lo que

sólo se produce la activación en las dos etapas inferiores.

70GO (%)

60

50

30

20

10

0

"/

{

/r" rP.-l/ hulTiempo de residencia (h)

Figura vi.s. Reactividades de los pracesos de activacién a 850T.

Como se mencionó en el capítulo I, Serrano [8a] realizó el estudio

previo a este trabajo a escala de laboratorio. En la figura vi.6 se han

representado el grado de quemado frente al tiempo de residencia de los

ca¡bones activados obtenidos por activación a 800oC con vapor de agua en un

reactor discontinuo de lecho fluidizado de laboratorio a partir de distintos

carbonizados lentos (500, 700 y S50"C) obtenidos a partir de la misma materia

prima inicial. Además, se han representado los resultados obtenidos en la planta

piloto correspondientes a los procesos de activación directa a 800oC a l'5 y 3

ur¡. En general las reactiüdades obtenidas en ambos sistemas son diferentes,

234



W. Activacün en el reador de lccho

siendo las reactiüdades de los carbones obtenidos en la planta piloto

ligeramente inferiores las reactiüdades de los obtenidos en el reactor de

laboratorio, p€se a ser carbonizados más reactivos. Este fenómeno se debe a

que en la planta piloto, al tener tres etapas (con la carbonización incluida) la

velocidad de reacción en las tres etapas está inhibida por la presencia de

productos (tanto de gasificación como de pirólisis, situación que no se presenta

en el pequeño reactor de laboratorio. Como puede observarse, esta situación es

menos acusada para el caso del experimento a 3 ur¡¡', donde la reactiüdad está

muy próxima a los valores obtenidos por Serrano.

3 4

üempo residencia (h)

.,Fs85O -r-S700 -+-5500 €-AD8O + AD8S3u

Figura vi.l Grada de quemado frente al tiempo de residencia pta los

distintos cubnes activados obtenidos por Senano y en este trabaio a 800T'.

70

60

50

40

30

20

1 0

235



I Resubados.

4.2. Capacidad adsorbente.

En las figuras u.7 y 8 se muestran las isotermas de adsorción de

nitrógeno realizadas a los carbones activados obtenidos en los experimentos de

activación directa a 850 y 800oC, respectivamente. en estas figuras se le ha

añadido a la nomenclatura utilizada una ba¡ra de diüsión / más dos números que

indican el grado de quemado. Puede observarse como las muestras activadas a

800'C son más microporosas que las de 850oC, al tener las isotermas un codo

más cerrado a b{as presiones relativas. Es significativo también señalar como

en la figura vi.8 la muestra activada a 3 uro¡ con un grado de quemado del48oA,

tiene una capacidad adsorbente parecida a la del 28Yo obtemda a 1.5 ur¡. Como

se mencionó, el flujo de vapor influye bastante en la reactiüdad en el proceso a

800oC, y parece ser que esta mayor reactiüdad va en detrimento de la porosidad

desarrollada. En ambas figuras puede observarse como a grados de quemado

elevados tanto los codos como las mesetas de las isotermas son más abiertos e

inclinados que a grados de quemado inferiores, indicativo de que el agente

activante desarroüa primeramente la microporosidad (más acusada a 800oC),

para luego ensanchar la porosidad desarrollada.

En las figuras ü.9 y l0 se muestran las isotermas de adsorción de CO2 a

273 K para las muestras anteriores. A la vista de estas isotermas, pueden

observarse fenómenos distintos en función de la temperatura del proceso:

mientras que a 800oC parece que la capacidad adsorbente de los microporosmás estrechos es muy semejante para todas las muestras, a 850oC se produce un

pequeño incremento de la capacidad adsorbente con un aumento del grado dequemado.

Finalmente en la figura ü.1I se muestran las isotermas de adsorción de

N2 para los carbones activados en los experimentos l, l6 y 24.



W. Adivacün m el reac'tor de lecholluidüado

n (mmol/g)

t Y

t t v v ^ ' o ^ o

^opg g a^ I : ; r

fi i i i *t ¡ t -r ¡

* AD85/48 r AD85/42 ¡ AD85/55v AD85/65 0 AD85€/58

15

10

o o.2 0.4 0.6 0.8 1

P/PO

Figura vi.1. Isotermas de dsorción fu NZ a 77 K de los cubones activados

obtenidos por activación directa a 850T.

25

n

15

10

5

0

n (mmol/g)

V V VY

V

- A 6 O

^ o o -t t3;¡r

# * # t # t

o.? . " ¡

) r * r r " * # '

# AD80/10 r AD80/28 v AD80/&t o AD80-3/48

0 0.2 0.4 0,6 0.8 1

PlPo

Figura vi.t.Isotermas de adsorcién de Nz a 77 K de los cubones activados

obtenidos pu activación directa a 800T.

237



4 Resuüados.

3.5

3

2.5

2

1.5

1

0.5

00 0.G 0.01 0.015 0.02 0.025 0.03

P¡Po

Figura vi.9. Isoterma de CO2 a 273K de las muestras de las series ADBS.

3.5

3

2.5

2

1.5

1

0.5

00 0.üt5 0.01 0.015 0.02 0.@5 0.03

P/Po

Figura vi.lO. Isotermre de Co2 a 273K de las muestras de las series AD80.

n (mmol/g)

6V

t

l

^9^9

^Cr r^ i i a

á * r rL ,

A U ¡^ o # I

r * 9 - I

r . 5 -

Ir ' l

l E l

5 rI

r AD85/¡18 r AD&5/42 v AD85/5S o AD85i6S r AD8$US8

n (mmol/g)

* r3ú5rü

óo* l c t

+ t o¡ r o

# 1 9, * f ?¡ i

# a¡ V

r 4D80ry10 r AD80E v AD80/64 0 AD8Sí48

238



W. Aaivación en el reador de leúoflaidizado

15

n (mmof/g)

r c85A85F6 v AD7€529 0 C50A85/62

^n o u

f l l l "

VI

vI

Yt

VI

V

¡

P/Po

Figura vi.11. Isoterttus de adsorción de NZ d, las muestras con distintas

cottdicione s de csbonimción

En la tabla vi.5 se muestran, los valores de los volúmenes de poros de

las dos distribuciones de tamaños de microporos, Vr,,5r¡cro-N2 Y Vsrryermicro-N2,

y la superficie específicq S¡0 obtenida a partL de suma de los volúmenes de

estas contribuciones, todo ello obtenido por la aplicación de la ecuación

Dubinin-Izatova a los prntos experimentales de las isotermas de adsorción de

N2 a 77 K en el intervalo de presiones relativas entre 0 y 0.4.Además, se

muestra el volumen de poros, VCOZ obtenido a partir de la ecuación Dubinin-

Radushkieüch a los puúos de las isotermas de adsorción de CO2 a273 K.

0.6

239



4 Rstttados

Tebl¡ vi.5. volúmenes de poros y superfcie esrycífica de los carbonesactiwdos obtenidos.

En la figura ü.12 se ha representado las superficies específicas de losca¡üones activados obtenidos en los experimentos de activación direaa a 800 y850pc frente al grado de quemado. Puede observarse como la serie ADg0presenta una capacidad adsorbente muy superior a la de la serie a g50oC. A 1.5ud a 800"c, se obtienen carbones activados desde 800 m2lg al l0% dequemado hast¿ los 1700 al 69 % de quemado, observándose un aumento linealde la srperficie específica frente al grado de quemado. Sin embargo, a g50oc alser la reactiüdad mucho mayor, se produce un desarrollo inferior de lamicroporosidad, con un ar¡mento curvo desde los 1000 m4g al 4ú/o alos 1600al 650/0, indicativo de que a esta temperatura el quemado externo de la partículaes zuperior al ser la velocidad de reacción muy rapidq pudiendo existirproblemas de diftsión del reactivo al interior de la partícula.

M,.t':"e1\

o.'Ls'r 9hq5I qiqS

¿r,".É5

Vsupermicro- Vsubmicro-N2

N2

Vcoz

cm3/s

AD85/42

AD85/48

ADss/ssAD85/65

AD85-3/58

AD8oil0

AD80/28

AD80/69

AD8&3/48

AD7-85t29

c8sA85/36

c50A8s/62

0.024

0.034

0.036

0.075

0.038

0.012

0.026

0.090

0.043

0.031

0.071

0.076

0.211

0.2t3

0.240

0.293

o7s?0.r77 )4.235

0.307

0.247

0.236

0.169

0.300

0 209

0.222

0.251

0.251

0.246

0.242

0.255

0.262

0.2M

N/R

NA.

MR

240



W. Aúivación en el reactor de lechofluidizado

Por otro lado, y como ocurría anteriormente con la reactiüdad, la

velocidad del gas sólo parece afectar al proceso a 800oC, donde mientras seproducía un incremento importante de la reactiüdad al duplicar el flujo de vapor(debido a una mayor dilución de los productos generados), se produce una

disminución en la superficie específic4 de alrededor de 200 Ñlg al 5A oA dequemado. Sin embargo, en el proceso a 850oC, al igual que ocurría en la

reactividad, no parece haber influencia del incremento del caudal de vapor al

haber obtenido una superficie específica semejante a 3 ur¡que a 1.5 un¡'. Por

tanto, puede concluirse que cuanto menor sea la velocidad de quemado en elproceso, mayor capacidad adsorbente tendrán los carbones activos, debido aque este incremento en la velocidad de reacción es consecuencia de un quemado

externo de la partícula.

,*o g/n)

1500

1000

500

0010203040506070

co (%)Figura vi.f2. Superficies específicas en los experimentos de activación directa

a 800 y 850T.

En la figura ü.13 se han representado las superficies específicas frente a

los grados de quemado de aquellas muestras activadas a 850oC pero con

distintas condiciones de carbonización, junto a las muestras de la serie AD85.

24r



4 Resulfsdos

De nuevo puede observarse que cuanto mayor es la reactiüdad, menof es la

capacidad adsorbente: el carbonizado rápido a 500'C se comporta igual que los

carbonizados directos a 850oC, el ca¡bonizado rápido a 850oC obtenido en el

reactor de lecho móül tiene una sup€rficie superior (al ser menos reactivo),

mientras que d carbonizado más lento en reactiüdad, el directo a 700oC, es el

que presenta nayor superficie desarrollada de los representados en la figura

vi .13.

1m1dn14m1m1mmm4mm

0

s(#/s)

010? f ' - 304yu^5060co (a

Figura vi.13. Superficiesfrente al grdo de quemado para los experimentos de

di stinta carboni zaci ón.

Respecto a los volúmenes de poros obtenidos a partir de la isotermas de

adsorciór¡ se anatiz-ará su efecto en las series de activación directa a 800 y

850'C con un ftujo de vapor de 1.5 u6. Como se comentó en el capítulo II, no

son comparages los valores de los volúmenes de poros obtenidos a partir de la

ecuación Dubfoin-Izatova al varia¡ de muestra a muestra el valor de la energía

característiaa! por lo que se analiza el desarrollo poroso en fi¡nción del grado de

quemado mediante el método utiüzado anteriormente en el capítulo II.

Para dlo, se utilizarán unas ecuaciones (una para la serie AD85 y otra

par.a la serie ADS0) del tipo Dubinin-Izatova para ajustar los valores

242

/,/

. --/

-r,-ADgs .CgSAgS +AD7-BS EC5OA85



W. Aaivocün en el reado¡ dc lecho

experimentales de las isotermas de adsorción de N2 a 77 K para presionesrelativas entre 0 y 0.4, con 8 parámetros de ajuste, de la forma:

n(p) = (a¡ +a2Ge",lr*n[-u.(ffrtr" rrr'].(i.2)

+(a5 + a6Gea' pol-*(Tr,r" / p))']

donde n(p) es la cantidad de gas adsorbida a la presión p, po/p la presíónrelativ4 GQ el grado de quemado, R la constante de los gases perfectoq T Iatemperatura y p el factor de afinidad. ai son los parámetros de ajustq que seráncalculados mediante el método simplex flodble, de la misma manera a como seprocedió en el capítulo tr. I¿ función objetivo utilizada en el método simplex esla suma de los cuadrados de las diferencias entre los valores de n(p)experimentales y los calculados por la ecuación (ü.2). De esta forma se calculanlos valores de los volúmenes de poros de las dos distribuciones, cuando Iaenergía característica de adsorción es la misma para todas las muestras.

Los valores de los parámetros de ajuste obtenidos para las series AD85y 4D80, así como los valores de la función objetivo, se muestran en la tablaü.6, mientras que los valores de los volúmenes de poros de las dosdistribuciones se han representado en las figuras v.l4 y vi.15 frente al grado dequemado, junto con los valores de los volúmenes de poros obtenidos mediantela apücación de las ecuaciones de DI y DR a cadaisoterma individual de N2 yCo2, respectivamente. cabe decir que mientras que para la serie ADg5 se hanutilizado en su ajuste las 4 isotermas de adsorción correspondientes a cadaexperimento, para la serie AD80 no se ha ajustado la isoterma correspondiente ala muestra del l0% de quemado por que, como se puso de manifiesto en elcapítulo I, a bajos quemados la porosidad de los carbones es muy estrecha" y el



4 Resuhados

N2 tiene problemas de diñ¡sión para penetrar en la estructura, por lo que solo se

ajustaran dos isotermas prira la serie AD80. Este último aspecto se pone de

manifiesto al observar los valores de los volúmenes de submicroporos (a partir

de las isotermas de adsorción de N2) y de submicroporos (obtenidos a partir delas isotermas de CO) en la tabla ü.5. Mentras que para casi todas las muestras

las dos parejas de valores son muy semejantes, para la muestra AD80/10 d

valor de V*6*¡oo es inferior al de VgO2, indicativo de que a este quemado el

N2 no difunde totalmente al interior de la estructura microporosa.

Tabla vi.6. Parómetros de ajuste de la ecuación (vi.2) yfuneión objetiw para

Ias series AD85 y 4D80.

Serie 8r d,¡ or tr a{ aA a,, &c F.O.

mmoUs mmoVs (noUIP mmoVs mmoUs (moVIF

AD85 l.3l t64 9.49 0.052 8.38 20.5 4.r7 0.0025 0.25

AD80 0.t2 9.65 t.76 0.062 0.05 14.2 0.25 0.0029 0.9

En las figuras vi.l4 y 15 se representan los valores de los volúmenes de

poros de las distribuciones, obtenidos por la aplicación de las ecuaciones DI y

DR a las isotermas de N2 y COZ, respectivamente, y los valores obtenidos por el

método de 8 parámetros frente al grado de quemado para las series ADEO y AD

85, respectivamente. En la figura ü.15 se observa que prira la activación directa

a 80OoC, el volumen de poros obtenido por la isoterma de CO2 (miooporos

más estrechos) prácticam€nte no varía con el grado de quemado, la variación de

los microporos más estrechos en la isoterma de N2 muestra una tendenci¿

similar, teniendo valores absolutos comparables a los obtenidos con C02. Sin

embargo, los volúmenes correspondientes a Vr,e*r-ioo presentan un

incremento con el grado de quemado, por lo que parece que la microporosidad

total aumenta con el grado de quemado a costa de ensanchar la microporosidad

estrecha existente, conclusión también que puede ser obtenida a partir de los

datos de la isoterma de CO2.

244



W. Adivoción en el reactor dc ldo lluidízado

Respecto al proceso a 850oC, se observa un comportamiento muysimilar: los microporos más estrechos con constantes o aumentan ligeramentecon el grado de quemado (con valores de volúmenes muy coincidentes),mientras que los microporos más anchos se desarrollan continuam€nte con elgrado de quemado, siendo este desarrollo mas acusado a grados de quemado

zuperiores al 55%. Por tanto, puede concluirse que la microporosidad másestrecha se crea principalmente en la pirólisis, permaneciendo esta constante oaumentando ligeramente a medida que aumenta el grado de quemado (con

concordancia de los valores de volúmenes de poros obtenídos a partir de lasisotermas de N2 y COzy método de 8 parámetros). Por otro lado, p¿rece que elvapor de agua desa¡rolla la microporosidad ensanchando los zubmicroporos asupermicroporos. El método de 8 parámetros ha resultado de nuwo adecuadopara interpretar como se produce el desa¡rollo poroso en los caóones activadosa medida que aumenta el grado de quemado.

v (cm3/g)

l-luPer€P -sub-8p ¡ sup€rOl v sub"Dl o COe I

0.4 0.5

GO (%)

Figura vi.14. Vohúmenes de poros de la serie AD80.

0.15

o.1

0.6o r.-a.2



I Resuhados.

V (crns/g)

-super€p -sub-8p r super-Dl v sub.Ol o CO2

0.4 0.5 0.6GO (%)

Figura vi.15. Volúmenes de poros de Ia serie ADBS.

En la figura vll6 se representan las superficies específicas de loscarbones activados obtenidos en el proceso de activación directa a 800oC en laplanta piloto, junto con los obtenidos por Serrano [84], en el estudio preüo delaboratorio, de los que se han representado los carbones activados a 800"C convapor de agua obtenidos a partir del carbonizado lento ¿ 850pC. Se hancalculado las superficies específicas por masa libre de cenizas por la ecuación DIa partir de los datos de las isotermas de adsorción realizadas por estainvestigadora y pubücadas en su Tesis Doctoral. puede observarse que loscarbones activados obtenidos en la planta piloto presentan un¿q superficiesespecíficas ligeramente s.rperiores a los obtenidos en escala de laboratorio,coincidiendo con que la re¿ctiüdad en la planta piloto también es ügerarnenteinferior. Por tanto puede concluirse que el proceso de obtención de carbonesactivados en una planta piloto de operación continua de lecho fluidizado de tresetapas es satisfactorio, reproduciéndose perfectamente los rezultados obtenidosen la etapa preüa de laboratorio.

216

0.35

0.3

4.25

0.2

0.15

0.1

0.o5

20 lo. o.7



W. Aúivacün en eI ¡eador de techofluidi¿ado

2000

1500

1000

s (m2lg)

-tsS85 r-4D80 ".AD8G3

500

10

co (%)Figura vi.16. Superficies especírtcas obtenidos a 800T en Ia plonta piloto y

en laboratorio [84J.

4.3. Efecto del número de etapas.

Como se mencionó anteriormente, se realizí un único experimento deactivación directa con la planta piloto de lecho fluidizado pero con solo unaetapa. Se realizó con objeto de comparar la capacidad adsorbente de los

carbones activados obtenidog y para comprobar si efeotivamente laheterogeneidad del producto de salida producía una disminución de suspropiedades. El experimento se reallrzó a 850oC, aliment¿ndo I I kg/día (en baseseca) para un tiempo de residencia nominal de 1.74 h. Respecto al grado dequemado obtenido, se obtuüeron carbones activados al 47 % de grado dequemado, reactiüdad parecida a la obtenida en el reactor coü tres etapas,

aunque la dispersión fue mayor (de 6 muestras analizadas, valores del 43 al 567o). Respecto a la capacidad adsorbente, la superficie especifica obtenida apartir de la aplicación de la ecuación DI a la isoterma de adsorción de N2 aTTK

247



4 Rqultados.

era de 900 m4g übre de cenizas. En la ñgura ü.17 se muestra las zuperficies

obtenidas en los experimentos de activación directa a 850'C con tres etapas y d

obtenido en las mismas condiciones con una etapa" observándose claramente la

disminución en la capacidad adsorbente al realizarse el proceso en una sola

etapa. Esto pone de mmifiesto la eficacia de utilizar un reactor multietapas.

1800

16m

1400

1m

1000

800

600

400

200

0

s 1m'/o)

-+ArES e I

56

co (%)

Figura vi.l7. Superftcie específica frente al grdo de quemado pua

experimentos de actitwión ürecta a 850oC con I y tes etapas con Ia planta

piloto.

5. CONCLUSIONES

La planta piloto de operación continua de lecho ftuidizado de tres etapas es

várlida para llevar a cabo el proceso de obtención de carbones activados con

vapor de agu¿ a alta temperatura. Se ha trabajado en condiciones

hidrodinámicas esables de acuerdo con lo predicho con el modelo

hidrodinámico de operación estable.

248



W. Aaivación en el ¡cadn de lechofluidizedo

. Se han obtenido carbones activados de características adsorbentes notables,de hasta 1400 m4g para el 50oA de quemado. Cua¡to menor sea lareactiüdad, mayor capacidad adsorbente microporosa se desarrolla.

. En el proceso de activación direct4 a 850"C el tiempo de residencia nominalpara alcanzar el50Yo de quemado es de alrededor de 2 horas, y la superficiedesarrollada es de 1200 #lg y no pÍuece afectar la velocidad de flujo devapor. A 800oC, el tiempo de residencia necesario depende de la velocidad

de vapor, siendo 5 horas a 1.5 u,o¡ y 4 horas s umf. Este efecto produce una

disminución de la superficie específica (de 1400 a 1250 r*le)

. Respecto al efecto de la carbonización en el posterior desarrollo poroso delas carbones activados res¡.iltantes tras el proceso de activación a 850"C,

cuando menor sea su reactividad, mayor es la superficie desarrollada.

. Finalmente, se han reproducido muy satisfactoriamerte los resultados

obtenidos en el estudio previo de laboratorio, obteniendo resultados

similares pese a la dispersión de la distribución de tiempos de residencia. Por

tanto, se ha cumplido con el objetivo principal de este trabajo: Obtener

carbones activados en u a planta piloto de operación continua de

características similares a los obtenidos a escala de laboratorio.

. El método de ajuste de las isotermas de adsorción de N2 a 77 K a una

expresión tipo Dubinin-Izatova" donde los volúmenes de poros de las

disnibuciones son función del grado de quemado y la energía caracteristica

constante, ha resultado ser válido para interpretar el desarrollo poroso delvapor de agua como agede activante, obteniendo volúmenes de poros muyparecidos a los obtenidos mediante isoterrnas de CO2. Puede concluirse que

el vapor de agua desarrolla la porosidad ensanchando la porosidad masestrecha (submicroporos), sin aumentar dicha submicroposidad a medidaque aumenta el grado de quernado.

249



CAPITULO WI

SIMULACION CIT{ETICADE LA PLANTA PILOTO



WI. Símulacün cíndtu & Ia

I. INTRODUCCION

Una vez realizados los e_rperimentos de activación, en los que se hanobtenido unos resultados muy satisfactorios desde el punto de vista de lacapacidad adsorbente de los carbones activados producidos, en este capítulo serealiza una simulación cinética dd proceso, con objeto de modelar el reactor.

Pua reahzar esta simulaciórq se van a utüzar los siguientes datos delproceso: temperaturas de cada etapa, alimentación de materia prima (y lacomposición inmediata de la mism¡). Además se utilizará la ecuación cinética degasificación de este carbón con vapor de agua obtenida en capitulo III, validacuando la presión total es I atm:

(1-x) (üi t)

donde X es la fracción de ca¡bono fijo reaccionado a un tiempo t, X¡ lasfracciones molares, R la constante de los gases perfectos (g.31 r/mol K) y T latemperatura (K), y donde se tiene en cuenta la inhibición por H2. Además, seutilizará la distribución de tiempos de residencia determinada en el capítulo V.

Matsui y col [19] utilizaron una ecuación cinética simila¡ a la (vri.l) paramodelar una gasificador continuo de lecho fluidizado en el que se alimentaba unca¡bón japonés de características similares a las del presente trabajo. EI objetode esta investigación no era la obtención de carbones activados, sino laobtención de gases combustibles mediante la reacción, por lo que en su montajeexperiment¿l ss analizaban en línea continuamente los gases de salida. Matsui ycol., para modelar y reproducir los resultados tanto de conversión de carbón

dx- =dr 93510



I. Introduccün

como de producción de gases utilizaron el modelo de tres fases de Kunü-

Levenspiel para inteqpretar los resultados experimentales, obteniendo resultados

satisfactorios. Posteriormente, estos mismos autores [169] aplicaron el mismo

modelo y el mismo reacfor para la gasificación con dióxido de carbono,

obteniendo también res¡ltado s satisfactorio s.

Le Bolay y col. (1989) í20, 124) calcularon los parámetros cinéticos de

la reacción de gasificación del carbón con vapor de agua en lecho ftuidizado

utilizando dos modelos: un modelo simplificado, suponiendo una sola fase, y el

modelo de Daüdson de dos fases, suponiendo una fase burbuja (donde el gas

circula con flujo de pistón) y una fase emulsión (donde la DTR del gas es la

correspondiente a mezcla perfecta). Obtuvieron parárnetros cinéticos

semejantes, y concluyeron que, aunque la utilización del modelo de dos fases

describía ligeramente mejor los resultados, la complicación y complejidad de

este hacía que fuera más operativo la utilización del modelo de una fasg ya que

se obtenían resultados muy similares.

Otros autores [70-171] utiüzan el modelo de Daüdson (o ligeras

modificaciones) para interpretar los resultados cinéticos obtenidos tanto en

combustores como en gasificadores de carbón de lecho fluidizads, diqponiendo

para ello además de la conversión del carbón, de la composición de los gases de

salida de cada experimento.

2. MODELO

2.1. Suposiciones dd modelo.

Dado que el objetivo principal de este trabajo es la obtención dd residuo

carbonoso de la gasificaciór¡ que es el carbón activado, y no la gasificación en

sí, no se analizaron los gases de salida del reactor ni los existentes en cada etapa

intermedia. Además, el objetivo de este capítulo es la simulación cináica del

254



WI. Simalacúin cináica de la

reactor, intentando reproducir el grado de quemado final de los carbonesactivados, así como amlizar el comportamiento hidrodinámico del reactor.

2.1.1. Reacción química

La reacción tra¡scurre según la reacción:

c + aH2o ------+ e)""

. ,(#)co2 + q¡1,

donde c¿: 2.95 - 0.0019T('C).Una forma de simplificar el desarrollo del sistemaes suponer una única reacción global. Se ha admitido la variación de a con latemperatura deducida por Matsui y col. [32], que fue determinada encondiciones experimemales próximas a las de este trabajo.

2.1.2. Características del lecho fluidizado.

Los datos referentes a las partículas utilizadas y condiciones deoperación para cualquiera de los tres lechos pueden ser próximas a lassiguientes:

Diiímetro de partícula de carbórq do: +0.84 -1.13 mmDensid¿d meÁia carboruzado, ps = 1000 kg/m3Temperatura de operacióq T = 850.CPresión absolrra, P: I atmVelocidad mínima de fluidizaciórq uror:0.18 m/sPorosidad en estado mínima fluidizaciór¡, e,o¡:0.55Velocidad de gas de operación" u = 0.32 mlsAltura de lecho fluidizado. h : 0.14 m

255



2. Model.o

Razón volumen de la estela respecto a volumen de burbuja, f*, : 0.1(aunque no hay datos sobre este parámetro, se ha considerado un valorpegueño, en comp¿ración con otros propuestos en la bibliografia).

l. Diámetro de burbuja a la altura media. Teniendo en cuenta que las partículasutilizadas son del tipo D, tomando la ecuación de Cranfield y Geldart tl00lel tama¡io de burbuja a la mitad de altura de lecho será:

du = 0.0326(u-ur¡)l ' l lh0'81 =2.95 cm = 0.0295 m (üi.2)

2' Velocidad de ascenso de las burbujas a Ia ala¡ra media. Utilizando laecuación propuesta por Kunii y Levenspiel [94]:

ub = u-u-¡ +O.7ll(gdu)0'5 = 0.52 m/s (vii.3)

3. Fracción de burbujas en el lecho a la altura media. Dado que la relaciónu-1e*f : 0-327 m/s, y por tanto entre I y 5 veces er varor de u6, la fraociónde burbuja a la mitad de altura de lecho será:

En base a estos datos, se pueden hacer algunashidrodinámica del reactor:

D=u,ud=0 .28Ut-ur¡

sobre la

(vii.4)

4. caudal de gas por cada fase. El caudal total de gas que pasa a través ddlecho fluidizado, así como los caudales que pasan a través de las burbujas yde la emulsión están relacionados por siguiente expresión del modelo deKunii-Levenspiel:

256



WI. Simulacün cinética de la

uA = uu'(l-6)A+u;6A (rü.s)

donde ui .r la velocidad del gas que pasa a través de las burbujas, teniendo

el resto de los parámetros el significado habitual. El valor de ui obtenido es

de 0.68 m/s. De esta fom4 los caudales de gas a través de la emulsión y laburbuja son:

Burbuja: uiea =3.23 x lo-3 m3/sEmulsión: uo,r(l-6)A =2.2x l0-3 m3/s

(üi.6)

(üi 7)

5. Caudales de subida y bajada de sóüdos a la mitad de lecho. Corno semencionó en el capítulo I, los sólidos en un lecho fluidizado se mueven

ascendentemente (en la estela) a la velocidad de las burbujas. Por tanto, el

caudal total de sólidos que se mueven ascendentemente a través del lecio

es:

F"r" = u6A6f* (l - erf )p, = 0. I I kgls = 400 kg/h (rü.8)

Una vez calculados estos parámetros, que serán semejantes a los reales

de la planta piloto en funcionanriento, se analizan las posibles suposiciones aconsiderar en el modelo. El caudal másico de sólidos a alimentar an la aryasuperior de la planta piloto, en las bases de diseño, es de 40 kgldia, es decir 1.66kg/lr" mientras que en la agitación de sólidos existente en el interior del lechofluidizado, el caudal con que circulan los soüdos en su seno es de 400 kglh- Portanto, las partículas de ca¡bón circulan ascendente y descendentemente unnúmero de veces muy elevado dentro del lecho antes de salir del mismo, por Ioque se podría considerar que la atmósfera de gases que les rodea tendrá unaconcentración media en la fase emulsión entre el gas que entra al lecho por lafase emulsión" y el gas que sale del lecho por la fase emulsión. Si se hubiera



2. Múelo

considerado un valor mas alto de fi¡¡, el caudal de ascenso y descenso de sólidoshubiera sido mayor.

Además, otro aspecto a considerar es el intercambio másico existenteentre la fase burbuja y la fase emulsiór¡ teniendo en cuenta que la velocidad deascenso de la fase burbuja es próximo, aunque superior, a ur¡/er¡. De acuerdocon el modelo de Kunii-Levenspiel, la fase nube ocuparía en estas condicionestoda la fase emulsión. Con objeto de analizar la intensidad del intercambio degas entre Ia fase burbuja y la fase emulsión en estas condiciones. se haconsiderado el siguiente caso hipotético:

En un lecho fluidizado como el esquematizado en la figura vii.l, seinyecta en el fondo del mismo en la fase emulsión un componente, de tal formaque haga que, inicialmente, la concentración del gas en la fase emulsión sea Cso,mientras que la concentración del mismo gas en la fase burbujq C6s, s€a cero.Se desea conoc€r la concentración de la fase burbuja a la salida del lecho.

En cualquier elemento dz de la figuraconduce a la expresión:

Qudcu --Q.dc"

Integrando entre la entrada y la salida se deduce que:

QCu = Qe(Ceo -C.); ce=ceo +

un balance de materia

(vii.e)

(vii.l0)

258



WI. Símulación cilr,{rca de laplanta piloto

Z=h

burbujo emulsiÓn

z=O

Figura vii.l. Esquema de un lechofluidindo en el que a Ia parte inferior de la

fase emtlsiot se le introútce una especie C.

Por otra parte, el intercambio de gas que tiene lugar en un elemento dV

puede expresarse como:

edcr = K(ce -cb)dvb = *[.* -*O]^" (vü.1 l )

donde K es d coeficiente volumétrico de transferencia de materia y dV6 el

diferencial de volumen de las burbujas, estando el resto de la notación descrito

con anteriorid¿d. La ecuación anterior (vii.I l) puede expresarse de la forma:

dz

Ceo

8e

259



2. Modelo

*o.o = *[.* -"[*.')]r" =uio¿c¡ (üi.12)

El ooeficiente de transferencia volumétrico K coincide con el deducido

considerando el intercambio de gas nube-burbuja de acuerdo con el modelo de

Daüdson, y recogido en el modelo de Kunii-Levenspiel, Por tanto,

K = 4.5Pdd5

(üi.13)

Combinando las ecuaciones vii. 12 y 13, y sustituyendo las magnitudes

por su valor, al integrar la ecuación rezultante con el límite superior a distintas

alturas, se obtienen los valores de las concentraciones del componente

introducido. En la tabla üi.1. se muestran los valores obtenidos a distintas

alturas.

Tabla vii.l. Valores de C6/Crol C/Cro a distintas alturas de lecho.

z (m) 0 0.02 0.05 0.07 0.10

CJC* 0 0.350 0.4024 0.4048 0.4052

cJc" I 0.486 0.4091 0.4056 .4052

Puede observarse que el intercambio de gas es muy intenso, y que la fase

emulsión y la fase burbuja prácticanente uniformizan sr composiciórU y a una

altura de 2 cm las composiciones son ya próximas.

En consecuencia con todo lo expuesto hasta ahora en este apartado, una

forma de considerar la reacción en el lecho fluidizado es admitir que la

constante de velocidad de primer orden para la gasificación del carbón es la

correspondiente a la concentración media aritmética de vapor de agua y sus



WI. Simalacün cin¿tica de ln planta piloto

productos entre la composición de entrada y salida de cada lecho. Por tanto, enfunción de estos cáJculos preliminares y dado que no se tienen datosexperimentales de las composiciones de gas en el interior del reactor, se va aconsiderar un modelo de una única fase, homogénea, donde la composición deIos gases en el seno de cada lecho fluidizado es uniforme, e igual a la mediaaritmética de las composiciones de gas que entran y salen del lecho, que secalculan como se verá posteriormente mediante un balance de materia a cadalecho.

2.1.3. Carbonización

Se estima que en experimentos de activación directa, el tiempo necesariopara que transcurra la carbonización es muy pequeño comparado con el tiempo

de gasificación o activación, por lo que no se considerará en los cálculos,

aunque en determinados experimentos se ha puesto de manifiesto la influencia

de esta etapa en el desarrollo del proceso global. Sin embargo, también se

considera que los gases de pirólisis incrementan el caudal volumétrico total del

reactor, con la consiguiente expansión del lecho, así como se considera que

parte de estos volátiles son hidrógeno y, por tanto, inhiben la reacción degasificación en la etapa superior. Para cuantifica¡ este efecto, se han tomadocomo referencia un uabajo realizado por Tyler y col. f1731, en el que cuantificóla composición de los gases de pirólisis obtenidos por la carbonización rapida en

un reactor de lecho fluidizado de un carbón subbituminoso de composicióninmediata semejante a la del carbón utilizado en el presente trabajo. El peso

molecular medio de los volátiles obtenido en este trabajo de Tyler y col. es de23, siendo el hidrógenoun2.38Yo másico del total de los mismos. Para simular

los gases de carbonización en la etapa superior de la planta piloto de lechofluidizado, se utilizarán estos valores.



2. Modelo

2.1.4. Densidad del sólido

También se ha considerado que la densidad de las partículas disminuye a

medida que aumenta el grado de quemado. Se ha determinado

experimentalmente la densidad con Hg de un carbonizado rápido (F85 del

capitulo tr), así como de varios carbones activados obtenidos en la planta piloto,

cuyos valores se muestran en la tabla vii.2. Fueron determinados con la unidad

de llenado Carlo Erba Macropore de preparación de dilatómetros de

porosimetría de Hg.

Tabla vii.2. Densidades de los carbones activados.

Para correlacionar estos datos con el grado de quemado, se han ajustado

estos valores de densidad a un polinomio de grado 2, siendo GQ (en tanto por

l) la variable:

p. = 1099 - 3337GQ+ l8l97GQ2 (vü.la)

2.f.5. Distribución de tiempos de residencia por etapa.

En el capitulo V, se realtzo un experimento a temperatura ambiente en la

planta piloto de lecho fluidizado para determina¡ la distribución de tiempos de

residencia de los solidos, utilizando carbón mineral del mismo tamaño de

partícula que el que fue utilizado para la obtención de los carbones activados, y

aire como gas fluidizante. El experimento fue realizado en unas condiciones de

alimentación de sóüdos del mismo orden que se alimentó en los experimentos de

GQ %) 0 l0 29 42 62

Pugftelm3)

1098 903 8r0 764 694

262



WI. Simulocün cinética de la planta piloto

activación, y a una v'elocidad de gas de 1.5 ur¡. Debido a la acción de los

tabiques deflectores, se obtuvo por el modelo de tanques en serie que el reactor

con tres etapas reales eqüvale un reactor de 3.7 etapas teóricas. Para el modelo

de simulación de la planta piloto de lecho fluidizado en las condiciones delproceso de activacióq se va a considerar que los sólidos van a tener unadistribución de tiempos de residencia igual a la preüamente determinada" y que

cada una de las etapas equivale a un tercio del total del número de etapas

teóricas, es decir, 1.23 etapas. De esta formq la distribución de tiempos deresidencia de cada etapa viene dado por la expresión:

¡ r.z:t \0.23r = l - l\ r )

I t.z¡t)e*P[-;J (vii ls)r.23

tI-(1.23)

donde E es la función norrralizada, t el tiempo y t el tiempo de residencia en la

etapa. Se considera esta ecuación para todos los casos, independientemente de

la velocidad del gas.

2.1.6. Reacción en los tubos de bajada.

El volumen total de cada lecho fluidizado, zuponiendo que los sóüdos

alc,atu;an una altura 2 cm inferior a la del rebose, es de unos 2.1 litros, mientrasque el volumen que ocupan los sólidos en un tubos de bajada que este en sus

tres cuartas p¿rtes lleno es de 0.240 litros, diez veces inferior. Si se tiene en

cuenta que además las condiciones de contacto gas-soüdo en el tubo de bajada

de solidos son inferiores al existir un regimen de grandes burbujas y la densidad

de soüdos en su interior es inferior a la de un lecho fluidizado burbujeantg sepuede considerar que la reacción de gasificación en los tubos de bajada de

sólidos es mucho menor que en los lechos, por lo que se ha decidido no

considerarla explícitamente.

263



2, Modelo

u(2')yQ',)

yy( I ):Media(y(0),y(l ))

Figura v¡r[2. EsEtema de la circalación de I'ases en la plana piloto seguido

en el modelo de simulación.

264



WI. Shnulacün ckaim de la planta pilan

2.2. Dsarrollo del modelo.

Para desarrollar el modelo cinético de simulación con las suposicionesexpuestas, se sigue el esquema que se muestra en la figura vú.2. La circulacióndel sólido, que no se muestra en la figura, es descendente. de etapa a etapa.

Sin embargo, la circulación de gases transcurre de la siguiente forma: EIvapor de agua puro, con velocidad u(o) y fracción molar de agua unidad, entraen el lecho inferior, reaccion4 y sale rlna corriente con velocidad u(l) y unacomposición diferente y(l). Para calcular la conversióq se supone que lacomposición de los gases en el seno del reactor es la media de lo que entra y loque sale, yy(l) Para la etapa central se supone lo mismo que para la inferior.Sin embargo, en la etapa superior, en la que puede tener lugar la carbonizacióndel material (experimentos de activación directa), se supone que los gases

desprendidos en la piróüsis entran al sistem4 proporcionando una corriente net¿igual a su suma con la coniente gaseosa que üene de la etapa media, convelocidad u(2) y fracciones molares y(2), creando una corriente u(2') concomposición y(2').

El modelo cinético se desarrolla de la siguiente forma:

l. Con los datos experimentales de la alimentación (y composición del carbónalimentado), temperatura de cada etapa" cat¡dal de vapor introducido y grado dequemado final, y suponiendo los gndos de quemado intermedios por etapa secalculan primeramente los balances de materia en las etapas del reactor según lareacción química anterior, obteniendo las fracciones molares de todas lasespecies existentes que salen y entrari de cada lecho. Si el orperimento es deactivación directa, se tendrá en cuenta que el peso molecular medio de losvolátiles es 23, y w 2.38o/o másico de los mismos es hidrógeno. Para calcular las

265



2. Modelo

especies existentes en cada lecho, se calculan las medias aritméticas de lascorrientes gue etrtran y salen.

Los datos considerados son los siguientes: F : caudal de carbón-T(1,2,3) = temperatura en cada etap4 WE = caudal de vapor.

Con objeto de resolver el sistem4 se suponen Ge(l), Ge(2) y Ge(3),grados de quernado parciales en cada etapa. como grado de quemado de laúltima etapa se $¡pone inicialmente el valor experimental.

como resultados se obtienen las composiciones de las especies y elcaudal másico total en cada etapa.

2. Con estos datos, el programa calcula la üscosidad de la mezcla de gases encada etap4 peso molecular medio del gas e,n cada etap4 densidad media de laspartículas en cada etapa (calculada por la e4presión (vii.2) en función de los Gesupuestos), la velocidad mínima de fluidización de las partículas en cada etapa(por la ecuación wen y Yu [87]), velocidad del gas en cada etapa (a partir de lavelocidad de gas introducida y el incremento vohrmétrico de gases debido a laextensión de las reacciones de gasificación y carbonización). Finalmente, conestos parámetros calculados, se calcula la altura de cada lecho respecto alrebose por la expresión (iv.t) (en función de u-ur¡), la porosidad de cada lechofluidizado (por la expresión de Hsiung y Thodes tl05]) y finalmente la masa enel interior de cada etapa. Con esta masa en el interior del reactor y el caudal desolidos que sale de esa etapa hacia una etapa inferior (o depósito) se obtiene entiempo de residencia real de cada etapa. En la t¿bla vü.3 se muestran todos lospasos y expresione utilizados en las etapas de cálculo I y 2.

Tabla víi.3. Expresiones utilizadas en los pasos I y 2 del mdelo. Losmtmerales son 0 para el precalentador y l, 2 y 3 para las etapa inferior, mediay saperi or, re spectivamente.

266



lü. Símalacün cin&ica de Ia planta píloto

Calculo Expresión

Inicial Datos:F, vol, cen, Hu, u(0! T(1), T(2),T(3)

Suponer GO(l). CrO(z). C'ü3)

Balance de

Materia

moles de carbonofijo reactionado:

mc(iF(GQ(rlGQCil-1))*(l-vo1-cen-Hu)*F* I 000/l 2

moles de agua, CO, COz, H2 y gases totales por etqa:

wemol(i): wemol(i-l) - aO * mcr(i)

comol(i): comol(i-l) + (2-e(D)* mcr(i)

co2mol(i) = co2mol(rl) + (a(i)-1) * mc(i)

h2mol@: h2mol(i-l) + cxs) * mc(i)

Gr(iFcr(i-l) + mo$)Además en Ia etapa 3, e suma a los moles de H2 y GT,

respect.

h2piromol = F *vol *0. 023t* 1000 | 2

piromol : F*vol* I 000/23

Con estos valores, se calsulan las fracciones molares de cada

componente en cada etapq que son las composiciones de las

corriemtes de salida. Yli. cmro)

Fracciones

molares

en cada

lecho

A potir de Y(i,conp), se cslculqt las fracciones en cada

lecho por la media & Io qre entra y sale a cada lecho

YY(i,comp) :0.5*(Y(i-l,comp) + Y(i, comp))



2. Mdelo

Viscosidad

en cada lecho

Componentes polares:

p€ =(0.755-Ir -0.055)z"sta; E= f/6¡n-o5p-067

Componenfes apolares:

p = p:Tro 7r+o'29/Tt ' u't

Viscosidad de la mezcla:

, ,= T YYiPi7 ?I*,t¡

j

*.. - [l*(p,lp¡)o't(tnr¡ Itnr,)o'"]t .

" [r(l+(M¡ lrur¡)los '

Masa

molecular del

gas en cada

lecho

MWM(i) = f W1i,comp)*MW(comp)comp

A(i) = rcee - 3337cQ(i) + 18 le7GQ0)' -

urr(i) =fet.tz + 0.0408A¡(i))2 - ,, 4#

u( i )=GT(i)*RT(i) /S

h(i) = 0. l5-(0.066(u- unlf)3 - 0.148(u - rm)2 ++0.103(u-u.r)-0.003)

268



WI. Simulacün cinüca de la

Porosidad en

cada lecho,ril = ,",¡[Re(i) - 0.2l6Re1,2

mf + 0.35rR"*¡- 0.216Re};$+ 0.35

Masa en cada

lecho

w(i) = p.(iXl - e(i))h(i)s

Tiempo de

residencia real

en cada etaDa

t( i) = w(i)F(l - cen - vol - Hu)(l - GQ(i)) + F * cen

3. Con todos estos datos obtenidos en los pasos anteriores, se calcula el gradode quemado de las partículas por etapa en función de la expresión cinétic¿ y l¿distribución de tiempos de residencia reales de cada etapa:

ETAPA suPERIoR. Para cada partícula que está un tiempo t en la etapa,se le calcula su conversión:

l+6927 ex (3)Rr(3)

(vii.16)

y posteriormente se calcula la conversión media de las partículas que estánen cada etapa un tiempo t de residencia:

(I

IX(3, t r )= l -exd-

It

)I

,r)

X*"¿iu(3) = J

x1:,tr¡r(t3)dt30

(vii.l7)

269



2. Modelo

ETAPA MEDIA. Para calcular la corversión media de un conjunto departículas que salen de la etapa media y proceden de la etapa superior, seha de calcular para cada conjunto de particulas que ha estado en la etapasuperior un tiempo t3 la conversión media que tendría al salir de la etapamedia, que tiene un tiempo de residencia r. Primero se calcula el grado deconversión de la partícula que ha estado un tiempo t3 en la etapa superior

J t2 en la etapa central:

X(z, t ) = l - ( l -X(3,13))

i 3rx1oe",,d-ffi)xno(z) I"-t- "j(üi. r8)

Después se calcula la conversión media del conjunto de partículas que haestado un tiempo de residencia r en la etapa meüa y eshrvo un tiempo t3en la etapa superior:

X-"d¡"(2,t3 ¡ = txe,4)E(tüü.20

Finalmente, se calcula la conversión media total de las partículas que salende la segunda etapa:

? ? ?X*"u* (2) = J X.o.qZ, tr)E(tr)dt, = J J E(t3)E(tr)x(2, t, )dtrdt, (vii 20)

o o o

(vii.19)

270



WI. Símutocíón cinéríca de la

ETAPA INFERIOR. Para calcular la conversión media de las partículasque salen de la etapa inferior, y por tanto del reactor, que son las queprocedan de la segunda etapa" se realiza un cálculo realizado similar alcorrespondiente a la segunda etapa pero añadiendo una etapa más. L¿conversión media de las partículas que salen del reactor vendria dada por:

???X-.¿ia ( l) =

J J J E(tr )E(t2 ) E(t3)x(1, t3)dt útzútt0 0 0

(üi.21)

4. Una vez calculada la conversión de las partículas que salen del reactor enfunción de la distribución de tiempos de residencia y la expresión cinética (cuyavelocidad de reacción se calcula a partir de las fracciones molares obtenidas enun balance de materia en el que se zuponen las conversiones medias por etapa),se comparan los valores de conversión media calculada cinéticamente(xmedia0) y el supuesto inicialmente en la resolución de los balances (Ga(D).Si este valor es diferente, hay que regresar al punto I y suponer tres nuevosgrados de quemado intermedios hasta que la diferencia entre el calculadocinéticamente y supuesto para la resolución del balance sean iguales.

Para Ia resolución de este ciclo iterativo se ha utilizado en métodosimplex flexible [66]. Inicialmente utilizan unas suposiciones iniciales (ocondiciones iniciales) que son los grados de quemado iniciales. Se resuelven losbalances de materia por etapas (paso l), parámetros hidrodinámicos (paso 2) yla conversión media de las tres etapas a partir de la expresión cinética (paso 3),y finalmente el método simplex flexible optimiza y supone unos nuevos valorespara regresar al punto 1. La función objetivo utilizada es la siguiente:

271



2. Modelo

Fo=I(ce(i)-xm€dia(i)i

(vu.22)

donde Ga(i) son los grados de quemado y parrimetros de ajuste delmétodo simplex con los que se resolverán los balances de materia y Xmedia(i),la conversión obtenida por la cinética de la reacción. Como el metodo simplexse ha utilizaü para resolver un sistema de ecuaciones no lineales, la funciónobjetivo tiende a cero.

Para la resolución de estos cárlculos, se ha realizado un programa enlenguaje BASIC, y se ha ejecutado con el Borland Turbo Basic en uncompatible IBM PC. La parte correspondiente al método simplex flexible hasido ya utilizada con anterioridad en este trabajo, y se encuentra en el apéndice,mientras que la parte que calcula los balances de materia parciales, va¡iableshidrodinámies y la conversión de las partículas, constituyen una zubmltina delprograma anterior, y se muestra también en el apéndice. La resolución de lasintegrales (viilg, 20 y 2l) se ha realizado por el metodo de Euler. Para cadaexperimento se han considerado unos incrementos de tiempo y se ba estimado eltiempo infinito en función de las condiciones experimentales de cadae4perimento, ¿segurando un total de 20 intervalos por cada etapa y un tiempototal de 3 veces más el tiempo de residencia. Se ha comprobado que con estasconsideraciones la integración es correcta.

3. RESIILTADOS

La eryresión cinéüca de la velocidad de reacción de gasificación devapor de agua (vii.l), obtenida con anterioridad en el capítulo Itr entermobalanz4 fue determinada para un carbonizado rápido a 85fC. Por ello,este modelo solo es realmente aplicable a aquellos experimentos en el que elcarbonizado generado haya sido preparado en condiciones experimentalessimilares, es decir los de los experimentos AD85, AD80, AD85-3 y AD80-3. El

272



WI Símulacíón cínéfrca de la

carbonizado a 850oc obtenido en el reactor de lecho móvil, al haber sidopreparado en unas condiciones de calefacción más lentas, es de esperar (y dehecho así se ha observado en el capítulo anterior) que presente una cinéticadistinta a la de la expresión (vii.r). De ra misma forma, los carbonizadosgenerados en el experimento 16, a 700oc, es posible que no sigan la cinéticadeterminada, por lo que el resultado obtenido por el modelo de simulaciónpodría no coincidir con el experimentalmente obtenido. De todas maneras, elmodelo de simulación ha sido aplicado a todos los experimentos realizados, y enla discusión de resultados se tendrán en cuenta las salvedades indicadas.

En las tablas wi.4 y 5 se presentan los resultados obtenidos en el modelcrde simulación cinética e hidrodinámica de ra planta piloto para todos losexperimentos de activación. Puede observarse como, aunque se han obtenido enla simulación resultados coherentes, los valores de conversión para losexperimentos a 850oC son inferiores a los obtenidos experimentalmente,mientras que, por el contrario, para los experimentos de activación directa a800'C los grados de quemado obtenidos por la simulación son, en este caso,superiores a los obtenidos experimentalmente, siendo esta diferencia tantomenor cuanto mayor sea el grado de conversiín alcaruado. Esta diferenciaexistente, así como el hecho de que para los experimentos a temperatura g50.csea mayor el grado de quemado experimental que el calculado, mientras que a800"C sea al contrario, hace descartar la posibilidad, siempre razonable, dediferencias de temperatura entre la leída por el termopar y lared,del lecho.

2t3



o r - o - a + \ o - $ q q g+Ñ\oS . :ooo=+3ñ9

0 9 q c \ t - r - . o \ o o 9 p t s ¡ . )r.¡ c.¡ o c\¡ O ¡.r + -i \ c.; ¡'; ooÉ H C \ ¡ C A C O - - N C } \ C \ ¡ \ t C ñ

ca É C.t co oO f- c¡) co V É ¡- c\l\cj -i ct; oi o c.; oi -i oi Ñ oi F.CO Cr¡ S r¡.¡ l.) C.t CA \f rr !tr \O rr)

\ t | ' r ) O O O É O O \ \ O C i ¡ O \ I ño o c . i . d . r ; @ \ o o i Ñ o o o c r ; o o$ $ tr) \o ra) c.¡ cl \o - c{ \o s

l a ¡ r r ) r ñ l . ) \ ñ r ) r ñ l ¡ . ) o o o oo o @ o o 0 0 @ ú o o @ @ o o @ ú

v v v v v v v v v v- O C . ¡ c a l . ) ( ñ O r ó O O O OoO oO 0O oO oO oO tr- @ oO ú oO ú

A A A A A A , AH H s H H -r' H -/ H H ! H

r H \ o c a w l g q l e \ c r ¡ aO,r; d oo cd O \ñ cñ \o ra¡ -; ÉC.¡ C-t (\¡ É C.l Cñ N O¡ Ca -

co rñ t.) ra)r ñ r ñ r ñ \ ñ - r O O € O O O O O Oú o o @ o o t r ¡ 4 - i 4 ú @ o o úT1 ra / 1 A ú , ^ - c - - ¡ r a / a / a

n \ J \ \ J

c.¡ cc¡ S r.¡ o\ - I Ñ \O ¡- oo =

ca! ..o

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ós

X( ) \ o

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A - i - i v v O

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A - i - i - { - i ; - i , ^ , i , i - { , 1v v v v v v v

N u )É F

00 0\ F- \o \n F, c.l \o oo t*. \o \oH - H # - É ( \ . t É - É É -

A A A A A A A - i , ^ o

ca ú)É a-t

\O \O \O \O \O l.) \O \O ca cO cr¡ e.lc.l c1 c1 c1 ,¡? cl c1 c"l n c1 c1 v?v v v v v v v v v v v I

- ú 2

\1 tr

@ 0 O o o O O t \ F - t i 0 O f - S $ \ f ,n n cf| c1 v? e1 f .l c1 c"'! c1 ,¡1

v v v v

ñ<:1 tr

r r - - O C . l ú t r r O F t ñ ( n tR n n n \ ? c ñ c a . t r c a c f ) c a ( ñ

- i A - i - i - i - { - iv v v v

6'<Y t r

o O r . ) \ O \ f - É i . \ O # C l N t r -ca+ .no \+ca !á++=R9ca .=

EE

cñ O\ f- c..¡ O\ O * O O\ OO p \ñc . ¡ c a $ F - c a ñ + + c r o \ R =

(\ .=EE

\ O O \ O ( . . l S O \ c A ú # r ñ = y ?c ñ s s \ o c a c \ \ o c ñ t o \ = =

\o n ca \o o\ o\ É o\ o¡ Í ca ra¡,.? q cl 9 e\ \o cñ o F-. F* oI c..¡- j o t ñ ¡ c . i o ¡ - . i ñ ñ - i c " ; \ o +

ca .9itr

E É

P

XH

o t c o s r ñ o \ - 9 Ñ \ o ¡ - o o =



3. Resultados

Por otra parte, como se mencionó en el capítulo VI, el grado dequemado en los experimentos de activación en la planta piloto de lechofluidizado se determinaba por el análisis graümétrico de las cenizas residualesde los carbones activados. Como se puso de manifiesto en el capítulo anterior,la dispersión de resultados obtenidos respecto al grado de quemado era bastantegrande comparada con la existente en las superficies específicas obtenidas. Estadispersión de resultados en el grado de quemado es indicativo de que la materiaprima alimentada tiene una composición inmediata muy heterogénea, y seobtienen por tanto resultados que en ocasiones pueden ser engañosos.

Por ello, se va a considerar la siguiente forma de obtener el grado dequemado: en la figura ü.16, se mostraron los valores de las superficiesespecíficas frente al grado de quemado de los carbones activados obtenidos porSerrano [8a] a 800"C en un reactor de laboratorio discontinuo de lechofluidizado a partk de un carbontzado lento a 850oc, junto los carbonesactivados de la serie AD80 en la planta piloto. Los grados de quemado de loscarbones obtenidos por Serrano se determinaron por pesada (inicial y final), porlo que son valores que se consideran muy fiables. Así pues, se uhlizará lacorrelación del grado de quemado con la superficie específica obtenida porSerrano [84] para obtener el grado de quemado de las muestras obtenidas eneste trabajo a partir de las superificies específicas determinadas. Los valores delos grados de quemado (en base libre de humedad, cenizas y volátiles) y desuperficie específica @I en nülglibre de cenizas) se muestran en la tabla vii.6.

276



WI. Simulación cinética de la planta piloto

Tabla vii.6. Valores de grodos de quemado y superficies específicas de loscarbones activados obtenidos por Serrano [84J.

sNzñte

5.4

26.2

37.2

4s .7

404

898

1098

T435

Estos valores fueron representados con anterioridad en la figura vi.16,junto con los valores de los carbones activados obtenidos por activación directacon vapor de agua a 800'C en la planta piloto. Puede observarse que los tresprimeros valores de Serrano forman una linea recta, mientras que el valor delgrado correspondiente al grado de quemado del45Yo se desüa ligeramente.

Los valores de GQ. obtenidos a partir de la superficie se muestran en latablaii.T,junto con los grados de quemado obtenidos a partir de las cerizas,GQrrp, y el grado de quemado obtenido en la simulación cinética.

Puede observarse en los valores de la tabla :vlri.7 que para losexperimentos de activación directa a 850oC, donde había una discrepancia entrelos valores del grado de quemado obtenido por sus cenizas y por el modelo sesimulación cinética (siendo bastante mayor el experimental), los valoresobtenidos por la superficie, GQ", son bastante más acordes con los obtenidospor la simulación, GQ(l), que los obtenidos a partir de las cenizas.

GQ

%

277



3. Resuhados

Tabla vii.7. Valores de grqdos de quemado obtenido por cenizas, modelo, y

correlación (vii.23) junto con las superficies específicas.

Carbón activo s h*tADss/42ADss/48AD85/ssAD85/65AD85-3/s8c85A85/36AD7-8s129c50Ags/62AD80/10AD80/28AD80/64AD80-5/48

42.5

48.4

5s .0

65.0

58.0

36.1

29.0

62.9

10.6

28.2

63.9

48.5

3 l . l

J O . J

43.2

55.8

50.8

33.7

39.3

41.3

t9.4

42.1

69.7

57.2

33.6

35.9

41.7

60.2

44.6

33.9

39.9

61.4

24.4

38.6

65.8

44.5

1017

1067

Il92

1596

tzs51022

1 153

1622

816

t t26

t7 t7

1253

Por otro lado, parece que en los experimentos de activación directa a

800"C el valor de grado de quemado obtenido por el modelo es ahora más

parecido al valor del grado de quemado obtenido por su superficie específicaque al de sus cenizas, existiendo ahora desviaciones leves tanto por defecto

como por exceso. Parece, por tanto, bastante posible que el valor real del grado

de quemado sea más próximo al GQ. que a GQexp. Sin embargo, el GQ. del

experimento realizado a una velocidad tres veces la mínima de fluidización,

AD80-3, es muy inferior tanto al experimental (por sus cenizas) como al

obtenido por el modelo de simulación: en el capítulo anterior se concluyó que a

mayor velocidad del vapor se producía una mayor reactiüdad de la gasificación

y un desarrollo poroso más pobre. Así pues, esta forma de estimar el grado de

quemado hay que considerarla como orientativa, y en realidad, sólo podría

aplicarse a carbones obtenidos en las mismas condiciones de quemado, al ser el

efecto de esta muy importante en el desarrollo poroso.

278



WI. Simulación cínética de la planta piloto

Respecto a los experimentos de activación a 850oC en los que se haanalizado la influencia del efecto del tipo de carboniz aci6n, se observa que, en elexperimento de activación de un carbonizado a 850'C obtenido en un reactor delecho móvil y el correspondiente a activación directa con la primera etapa a700oC,los valores de GQ. y GQ(l) son muy similares. Sin embargo, para elexperimento con un carbonizado rátpido a 500oC, ambos valores experimentalesdel grado de quemado son similares, y difieren en un 20% del obtenido en elmodelo de simulación, por lo que se pone de manifiesto que, en este caso, elcarbonizado rápido de 500"C obtenido preüamente en un reactor de lechofluidizado es mucho más reactivo que un carbonizado ríryido a 850oC obtenidoen un reactor de lecho móvil.

En la figura üi.3 se representan el grado de quemado experimental(obtenido tanto por cenizas como por superficie) frente al grado de quemadoobtenido en la simulación cinética del reactor, donde se observa un mejor ajustea los grados de quemado obtenidos por la superficie que a los obtenidos por lascenizas. En resumen, se pone de manifiesto que la forma de obtener el grado dequemado mediante el anáLlisis de sus cenizas residuales es muy imprecisa por laheterogeneidad de la materia prima. Pueden haber partidas de carbón mineralcon un ljYo de cenizas o un SYo, lo que finalmente puede producir unasdiferencias muy importantes entre el grado de quemado real y el calculado enfunción de sus cenizas residuales, como ocurrió en el experimento 4, donde elgrado de quemado obtenido por las cenizas era del 28Yo, cuando era totalmenteimposible en comparación con otros experimentos tanto por el caudal demateria prima alimentada como por la superficie desarrollada. Este hecho ponede manifiesto que ante el desconocimiento de la composición inmediata de lamateria prima que se alimenta en todo momento, los valores así obtenidos nopueden ser fiables. La otra posibilidad de obtener los grados de quemado, apartir de la superficie específica desarrollada mediante una correlación decarbones activados con el grado de quemado correctamente determinado, puede

279



3. Resulfados

ser más adecuada siempre y cuando la velocidad de quemado sea similar en elmismo caso que en los utilizados en la correlación. En este caso, excepto en una

ocasión (experimento l0 de activación directa a 800oC a 3 urr¡,), los valores de

GQ. son semejantes a los valores obtenidos a partir del modelo de simulación

cinética e hidrodinámica GQ(l) Así pues, puede a"firmarse que el modelo

desarrollado es adecuado e interpreta adecuadamente los fenómenos que tienen

lugar en el interior del reactor.

co (%)

O

t

Ho

of f H

o

t

Eo

O 6

o Geexps GQc

40

GO(1) (.ó)

Figura vii.3. Grados de quemado experimentales frente a grados de quemado

GQ(I) obtenidos en el modelo de simulación.

Por otra parte, si se toman los valores experimentales de los grados de

quemado los obtenidos por la correlación de la superficie, las figuras ü.2, 3, 4 y

5 variarán ligeramente con respecto a la utilización de los grados de quemado a

partir de las cenizas. En la figura üi.4 se han representado los valores de los

grados de quemado GQ. frente al tiempo de residencia nominal. Puede

80

60

40

20



WI. Simulación cinefica de la

observarse como las diferencias existentes en reactiüdad entre las series AD80y AD85 se reduce considerablemente. A su vez, existe un agrupamiento depuntos para todos los experimentos realizados a 850oC, por lo que lasconclusiones que se deducieran podrían no ser las que se obtuüeronanteriormente.

GO ("/.)

T i l

Vt(i

. , ¡G


Figura víi.4. Grado de quemado calculado a partir de la superficie frente al

tiempo de residencia nominal.

En la figura vii.5 se han representado los grados de quemado de las

muestras obtenidas en la planta piloto mediante su superficie, GQr, frente al

tiempo de residencia "real" obtenido en el modelo de simulación. En esta figura

ya no se ha representado la pareja de valores correspondiente al experimento

24, al seguir claramente una cinética diferente. Se observa ahora un

comportamiento similar al mostrado en el conjunto de figuras vi.Z, 3, 4 y 5,

pero siendo en este caso los valores absolutos de ambos ejes diferentes. Puede

observarse de nuevo una tendencia lineal y una mayor diferencia entre las

reactiüdades de las series AD85 y AD80. Sobre todo para la serie AD80, los

tiempos de residencia obtenidos en la simulación son superiores a los tiempos de

residencia nominales, cuestión que parece bastante razonable considerando

50

40

30

20

':l0

281



3. Resuhados

todos los aspectos tenidos en cuenta en el proceso de cálculo. Respecto a lasconclusiones obtenidas en el capitulo anterior a partir de la representación

análoga, únicamente difieren en que parece ser que el experimento de activacióndirecta a 3 un¡ es más reactivo que a 1.5 u*¡, por lo que según estos datostambién influye a esta temperatura el flujo de gas reactivo. Sin embargo, conrespecto al experimento de activación directa a 3 un¡' sigue siendo más reactivoque la serie AD80 aunque en menor extensión.


Figura vii.S. Grados de quemado GQc frente a tiempos de residencia

obtenidos en el modelo de simulación.

Respecto al resto de los parámetros cinéticos, puede observarse en la

tablavii.4 que, en los experimentos de activación directa, la reacción en la etapa

superior apenas tiene lugar (una media de ll4 de la conversión que tiene lugar

en la etapa inferior), debido tanto a la inhibición del hidrógeno procedente de las

etapas inferiores como por la dilución e inhibición de los gases producidos en la

pirólisis. Unicamente en los experimentos en los que el tiempo de residencia en

Gac (7d

ó C85A85-*-AD85

-#-4D80

r AD85-3

+ AD80-3V AD7-85



WI. Simulación cinética de la planta piloto

esa etapa es elevado, como en el experimento 8 de l8l minutos, se produjo unaconversión del20oA.

Respecto al régimen de fluidización, dado que la partícula vareaccionando y disminuye su densidad, la velocidad mínima de fluidización amedida que los sólidos circulan descendentemente se hace inferior, siendo lavelocidad del gas en vez de 1.5 urr¡ alrededor de 2-2.5 veces la mínima,mientras que para los de 3 u*¡nominales la real era de 4 u*¡.

Respecto a los tiempos de residencia para cada etapa calculado por elmodelo de simulación, que se muestran en la tabla vii.5, puede observarse comodichos tiempos de residencia, para cada etapa en el mismo experimento, sonmuy parejos, aunque en ocasiones es ligeramente superior el tiempo de la etapasuperior. Esto es debido a que al ser la conversión de las partículas en esta etapamucho menor que para las otras, hace que aunque el volumen de partículas seasemejante, el tiempo se residencia sea mayor.

En resumen, se ha puesto de manifiesto que el modelo de simulacióncinético e hidrodinámico, teniendo en cuenta todas las consideraciones y

suposiciones adoptadas, ha resultado ser válido para interpretar elcomportamiento de la planta piloto de lecho fluidizado de tres etapas para laobtención de carbones activados.

Por otro lado, se ha comprobado la dificultad existente para determinaren un sistema continuo parárnetros como el tiempo de residencia y grado dequemado. La determinación del grado de quemado mediante el analisis decenizas residuales puede conducir a valores erróneos si la materia prima no eshomogénea (como así ocurre), mientras que si se determina por extrapolación através de la superficie desarrollada también pueden producirse errores si losexperimentos se has dessarrollado en distintas condiciones. Por otra parte, el

283



3. Resahados

tiempo de residencia nominal determinado no es válido, pudiendo estimarse másadecuadamente mediante el modelo.

4. CONCLUSIONES

Se ha desarrollado un modelo de simulación cinético e hidrodinámico de una

fase en el que únicamente a partir de la alimentación, temperatura, velocidad

del gas y expresión cinética interpreta correctamente los resultados

obtenidos en la planta piloto de lecho fluidizado de tres etapas.

La información obtenida en este modelo es muy valiosa, y ayudaenormemente a interpretar y completar los resultados de reactiüdad einfluencia de las condiciones de operación.

Se ha puesto de manifiesto que en los procesos de operación continua existeuna dificultad de determinar parámetros básicos como tiempo de residenciay grados de quemado, fácilmente obtenidos en sistemas discontinuos. Esnecesario un tratamiento cinético e hidrodinárnico riguroso para poder

obtener valores que sean próximos a los reales, Qüo, en ocasiones, son muy

diferentes a los nominales.

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APEI{DICE



r. LISTADO DE PROGRAMAS EN BASIC ATILIZ'ADOS.

En este trabajo se han utilizado muchos programas para realizar distintos

cálculos, en los capítulos II, Itr, V y VII. La mayoría de ellos utilizan el método

de optimización simplex flénble. En los programas que utilizan el simplex

flexible, buena parte del listado es comúr¡ ya que la parte de la función que

optimiza en cada easo se puede considerar una subm¡tina. Por este motivo, se

va a presentar por un lado el listado del símplex flexible, con la parte

correspondiente a la subm¡tina de ajuste únicafnente etiquetada.

Posteriormente, se mostraran únicamente las submrtinas de correspondientes a

cada cálculo específico.

1.T. LISTADO DEL SIMPLEX FLEXIBLE

CLS

oN KEY(9) GOSUB 2s7o

KEY(e) ON

ON KEY(I) GOSUB final

KEY(I) ON

REM! t *d . * * * * * : t *S IMPLEX*¡ t ¡ t *+** t * * * * r t ¡F ' t ( ¡ t * ¡F** ¡F t ( t t ¡ t ¡ t * ¡F¡1 . : t : l ¡ ¡ * * t r * * * * * * ¡ ¡ * * t t+

rf:*

NI : ??: REM NI = NUMERO DE PARAMETROS

FOR i: I TO Nl: READ p(1, i): NEXT i

FORi : I TONI + 1 :FORJ= I TONI :p ( i , I ) : p (1 , I ) :NEXTJ:NEXTi

FOR i: I TO Nl: p(i, i): t.l * p(1, i): PRINT p(i, i): NEXT i



Apéndice

N2: 1E-09

N8= l

N9: l : M l :2 : lú2 : .5

99 : \ l +2

GOSUB I2IO

340 REM busca la menor funcion objetivo:m3

350 m3 : s(1)

m4: I

FORi : l TONl + I

F s(i) > m3 THEN GOTO 410

m3 : s(i)

m4= i

4IO NEXT i

PRINT m3

IF ABS(M5 - m3) < N2 THEN GOTO 2570

440 REM busca la mayor funciln objetivo--m5

M5: s ( l )

m6= I

FORi : lTONl+ l

PRINT s(i), i

IF s(i) < Ms THEN GOTO s60

M5 : s(i)

m6= i

M7: i

FOR J: I TO Nl

p(S9, J): p(m6, I)

NEXT J

560 NEXT i

PRINT m4, m6, "EL MINIMO NO LO ENCIJENTROU, m3, M5

REM BUSCA LA SEGUNDA FUNCION OBJETTVO



IF m6 + I TFIEN GOTO 620

55 : s(2)

GOTO 640

620 55 : s(l)

56 : I

640 FOR IA: I TO Nl + I

IF IA: m6 TIIEN GOTO 680

IF s(IA) < 55 TI{EN GOTO 680

55: s(IA)

680 56 = IA

NEXT IA

R9:M5-m3

IF R9 < RI THEN GOTO 2570

GOSUB I28O

REM reflexiPn

FORNT: I TO Nl

p(m6, N7) = (l + N9) * c(1, N7) - N9 * p(m6, N7): p(m6, N7) = ABS(p(m6,

N7)

NEXT N7

PRINT"REFLEXION"

GOSUB I39O

IF s(m6) < m3 TIIEN GOTO 1040

IF s(m6) > 55 TI{EN GOTO 820

GOTO 440

820IF s(m6) > M5 THEN GOTO 840

GOTO 870

840 FOR i: I TO Nl

p(m6, i): p(S9, i)

NEXT i

870 REM contracciPn

FORNT: lTONI

305



p(m6, N7) : M2 * p(m6, N7) + (1 - M2) * c(1, N7): p(m6, N7) :

ABS(p(m6, N7))

NEXT N7

GOSUB I39O

IF s(m6) ): M5 THEN GOTO 950

PRINT -C O N T RAC C I O N", m3, M5, m4, m6

GOTO 340

950FORN6: I TONI + I

FORNT: I TONI

IF N6 : m4 TIIEN 1000

p(N6, N7): .5 * (p(N6, N7) + p(ma, N7))

].iEXT N7

IOOO NEXT N6

GOSUB I2IO

PRINT 'CAMBIO TODO'

GOTO 3s0

1040 REM extensiln

PRINT "S(m6)= ", s(m6), m3

FORNT= I TONI

p(m6, N7) : Ml * p(m6, N7) + (l - Ml) * c(1, N7): p(S9, N7) = (m6,

N7): p(m6, N7) = ABS(p(m6, N7))

}.IEXT N7

m3 = s(m6)

m4: m6

GOSUB I39O

IF s(m6) > m3 TIIEN GOTO 1150

m3: s(m6)

GOTO 440

l l50FORN7: I TONI

(m6, N7) : (p(S9, N7) - (l - Ml) * c(l, N7) / Ml

NEXT N7

306



PRINT m3, "ES AUN LA M E N O R,s(m6): m3

GOTO 440

I2l0 REM ajuste

FORN6: lTONl+1

m6=N6

GOSUB I39O

s(N6): s(m6)

NEXT N6

RETURN

1280 REM calculo del centroideFORi : lTONl

c (1 , i ) :0

NEXT i

FORQ2: lTONl

FORQI : I TONI + IIF Ql : m6 TFIEN 1360

c(1, Q2) : c(1, Q2) + ABS(p(Qt, Q2) / Nl)1360 NEXT Ql

NEXT Q2RETURN

I39O REM CALCULA LA FLINCION OBJETTVOCAMBIADO

SUBRRUTINA DEL CALCI.]LO ESPECÍFICO

RETURN

EN EL VERTICE

307



Apmóce

I.2. SI]BRRUTINA DEL METODO DE 12 PARAIVIETROS DEL

CAPITTILO tr, ECUACIOh¡:ES (ii.3, 4 Y 5).

REM INTRODUCCION DE DATOS

OPEN "a:n * A$(J, K) FOR INPUT AS #l

INPUT #1, b$(J, K)

INPUT #1, ND(J, K)

FOR I: I TO ND(J, K): INPUT #1, X(K, I, D, Y(K I, I): Y(K, I, I) : (Y(K, I,

D * (100 / (100 - cE[ K)) / (.082 * 2e8): AA2- AA? + Y(K, I, I):

F X(K L I) > .4 THEN 12

I INEXTI

REM rrpresion relativ4 y:volumen (mmoVg) daf

12 CLOSE : ND(J, K) = I: PRINT J, K I, X(K, L I), ND(J, K): ND : ND t

ND(J,K)

NEXT K

90 BETA = .33.T :77

100 N2: .00000001#

REM SUBRRUTINA EN EL SIMPLEX

1590 S(ss9):0

REM ww(3ft (ss9, I 5):ww(4)n(ss9, I 6)

1600 I : I

1605 FORK: 1 TO 3

1610 FOR I : I TO ND(J, K)

1620 aal: (8.310001E{3 * T * LOG(X(K, I, D) / BETA) ̂ 2

CrQ: GQ(J, K) / 100

1630 )O(Gq I, D: b(ss9, l) + p(ss9, 2) * GQ ̂ p(ss9, 3) * E)G(-(p(ss9, 4) +

p(ss9, 5) * GQ ̂ p(ss9, 6)) * aal)



Aphdice

pel : (p(ss9, 7) + p(ss9, 8) * GQ " p(ss9, 9))

pez: -(p(ss9, l0) - p(ss9, ll) * GQ ̂ p(ss9, l2))* aal

IF pel < lE-30 THEN 1640

)O(K, I, J): )C(K I, J) + pel t E)G(pe2)

1640 S(ss9): S(ss9) + (Y(K I, I) - )O((K I,I)) n 2

REM print y(lqij),>x(k,ij),ij, k

1650 NEXT I

NEXT K

2560 RETI,IRN

309



1.3. LISTADO DEL PRO,GRAMA QUE CALCUI,A EL BALANCE DE

MATERIA DE LA PI,ANTA PILOTO UTILIZADO EN NL CAPITULO

V PARA EL DISEÑO DE LA I\{ISMA.

l0 REM este programa calcula la um{ permite recirculacipn, tiene los datos

basicos en "data"

20 PRINT ngrado de quemado (%)":INPUT GQ:GQ:GQ/IO0

30 PRINT "cenizas y volatiles (%)":READ

CE,VOL : CE{E/ I OO:VOL:VOL/ I 00

40 PRINT *caudal de carbon (kg/dia)":READ CC

45 PRINT "temperatura (C)":READ T:T=T+273.15

46 ALFA:2.95-. 00 I 9* (T -21 3 .l 5)

s0 ccs{c*( 1 -cQ)*( I -CE-VOL)+CE*CC

60 MCR{6*6q*(l -cE-vol)/l 26 l WCOS:(2-

ALFA)*NÍCR*28 :WH2S:ALFA*MCR*2 :WAS:VOL*CC :WCO2S:(ALFA-

l)*MCR*44

70 Al :wcos/28+\lTI2S/2+WAS/200+WCO2S/ 44

80 PRlNT"fraccion molar de agra en el gas de salida (%)":INPUT

x(l):x(lFX(lYl00

90 MOLWS:AI *X(ly(l -X( I )100

X(2):WCOS/28(Al *MOLWS) :X(3):WH2S/2/(Al +MOLWS) :X(5)=WAS/20

0(Al +MOLWS) : X(aFWCO2S/44(AI +MOLWS)

I l0 PRINT ntamaoo de particula de carbon (cm)":INPUT DP

I 15 PRINT .Relaciln de recirculaciÉn REC|ü/E":INPIII RR:RREC:RR*I

120 REM calculo de la üscosidad media

I3O REM

I s 0 M( I F I 8 :M(2):28 :M(3):2 :M(5):200 :M(4):44

I 60 ZC( I F .229 :T C(rf647 .3 :P C(r):2r7 .0

17 0 ZC(?Y. 29 5 : TC(Z) : 132.9',P C(2):3 4 .S



Apéndice

I 80 ZC(3 ):. 3 05 : TC(3) :33 .2:P C(3):12.8

| 8 | ZC(4ts .27 a .T C@):3 M .2:P C(4):7 2.9

190 usc( l )< .7 s s*T n c( r )-. 0s s) *zc( l )^- l . 2s(TC( l )^( l /6) *M( l )^-.5*PC(l)"(-2/3))

200 FOR I:2 TO 4

2r0vrsc(r):3.5*M(r)^.s*Pc(D^(2/3)/TC(rX1/6)*(T/TC(r))^(.71+.2e*TC(r)/T)220 NEXT I

230 FOR I:l TO 4:FOR J:l TO 4

240

F(I,I):( I +(VISC(I)A/ISC(D)^. s *(M(I)/M(I)^. 2s)^2/ (8* (1 +M(Iy\d(D)^. 5

250 NEXT J:NEXT I

2 5 I PRINT " esfericidad, poro sidad " : READ FI,EMF

252 PRlNT"densidad del solido (g/cc)":READ ROS

253 PRINT "factor velocidad minima de fluidizacion":INPljT zuMF

254 PRINT "s@cion del reactor cm2":INPUT SR

255 PRINT "Cp carbon (kcal/kgC)":READ CPC:PRINT "calor latente de

v aponzao.gn del agua (kcaVmolkg) " : READ LANDA( 1 )256 PRINT "coeficientes cp/T agua,CO,H2 (4 coeficientes kcaVmolkg..).

257 FOR I:l TO 4

258 READ CP(I, I ),CP(I,2),CP(I,3),CP(I,4)259 NEXT I

260 PRlNT"perdidas del reactor (fraccion de calor de entrada)":INPUT PQ

261 PRINT"calor latente de vaporizaci(n de los volatiles (kcaVmolkg)":READ

LANDA(5):PRINT"cp volatiles (kcaUmolkgC)" :READ CPM(5)

262 PRINT"c¿lor de reaccipn l, calor de reaccion 2(kcaVmolg)":READ

HRl,HR2:g¡¡aHRl *(2-ALFAyALFA+(HR1+HR2)*2*(ALFA-

IyALFA)*looo

269 FOR I:1 TO 4

270 SUM(I):0

280 FOR J:l TO 4



Apéndice

290 S UM(I): StrM(I)+X(r) *F(I, D3OO NEXT J

3IO NEXT I

320 VISC:0

330 FOR I:l TO 4

3 40 Vr S C=X(D * VI SC0/S[rM(I)+VI SC

350 NEXT I

360 VISC:VISC*.000001

370 PRINT "üscosidad de la mezcla (poisse):",VlSC

380 MWM:0:M(5):200

390 FOR I:1 TO 5

400 MWM:MWM+X(D*M(I)

4IO NEXT I

420 ROG=MWI\,Í/. 082/T *. 00 I

4 5 0 A: 1 . 75IFI/EMF^3 :B: I 5 0 * ( I -EMFIFI^2/EVfiI^3' C:DP^3 *ROG* (RO S-

ROG)*981/VISC^2

460 RE:(-B+(B^2+4* Ai C)^. 5) 12/ A

47 0 UMF=RE * VISC/DP/ROG

480 PRINT "umf (cm/s|";IJltüi

490 REM

500 REM calculo de los balances de materia

5IO REM

540 Q:SR*UMF*FUM;550 QM=Q*1.053/T560 PRINT "caudal mola¡ entrada reactor (molkg/diaF";QM

561 WE:eN{/RREC

562 MOLWS:WE-ALFA*MCR

570 QGS:AI+MOLWS580 PRINT"caudal molar de salida de gases (molkg/dia):r''Qcs

590 PRINT "composicion molar del gas de salida'

599 X(1)=MOLWS/QGS



Apatdice

600 PRINT "Xagua:" ;X( l )609 X(2):WCOS/28/QGS

610 PRINT"¡g9:";X(2)

619 X(3)=WII2S/2/QGS

620 PRINT'XHz:";X(3)

624 X(4):WCO2S/44IQGS

625 PRINT"¡SO2=";X(4)

62e X(5):WAS/200IQGS

63 0 PRINT" Xalquitranes:' ;X(5)640 WE:QGS*X( I )+ALFA*MCR650 PRINT"moles de agua de agua entrada al sistema (molkg/dia):";WE

660 REC:eM_WE

670 IF REC<O THEN REC:0:QM:WE

680 PRINT"caudal molar de recirculacion (molkgidia):",REC

690 PRINT"caudal de ca¡bon de salida (kg/dia):";CCS

7OO REM

710 REM balance de calor

720 REM

820 HHR:HR*ALFA*MCR

830 FOR I=l TO 4

840 CPM(I):0

850 FOR J:l TO 4

860 CPM(I):CPM(I)+CP(I,I)*T"(J- I )870 NEXT J

880 NEXT I

890 ECCS{CS *CPC*(T-298)

900 S0:QGS+REC

910 ES0=0

920 FOR I:l TO 5

93 0 ES0=ESFS0 * X(I)+(T-298)* CPM(I)+LAI.{DA(I))

940 EQM:(ES0+ECCS+HHRy( I -PQ)

3 1 3



Apüdice

950 NEXT I

e60 Y( l )=(R.EC*X( I )+WEyQM970 PRINT "Xagua entrada reactor:",Y(l)

e8o Y(2FREC*X(2yQM990 PRINT"XCO entrada reactor:";Y(2)

lo00 Y(3):REC*X(3yQM

I 0 I 0 PRINT"*I2 entrada reactor=" ;Y(3)I 0 I 5 Y(4FREC *X(4yQM:PRINT'XCO2 entrada reactor:" ;Y(4)lo2o Y(s):RECiX(syQM1 03 0 PRINT " Xalquitranes entrada reactor:" ;Y(5 )1031 REM IF I9:3 THEN 1033

1032 REM FOR I:l TO 5:)C((I):X(I):X@:Y(I):NEXT

I:I9:IFI :UMFS:UMF :GOTO 269

1033 REM FOR I:l TO 5:X(I):)O((I):NEXT I

1040 TE:((ECCS+ES0+HHR)(I-PQ)-

QM* (LANDA( 1 )*y( 1)+LAlrDA(s)*Y(s))yQN{(Y(I )* CPM( I FY(2)*CPM(2

)+v(¡ )*cpM(3 )+Y(4) *CPM(4)+Y(5)* CPM(5)) : IF Ped TT{EN I 0s 0

1042 FOR I:l TO 4

1043 CPM(I)=A

1044 FOR J=l TO 4

I 045 CPM(I):CPM(I)+CP(I,¡ *(Te+z98¡1J- I )1046 NEXT J

1047 NEXT I

1048 PFP9+1:GOTO 1040

1050 PRINT "temperatura ala que tienen que entrar los gases al reactor para

compensar todas las perdidas y mantener lareacri'rtn (C|";TE+25

1060

QE:REC*((TE)*(X(r)*CPM(l )+X(2)*CPM(2)+X(3)*CPM(3FX(4)*CPM(4)+x(s) *cpM(s))+x( I )*LANDA( r )+X(s)*LANDA(5))-(ES0-ES0/S0*QGS)1070 PRINT"calor para calenta¡ recirculacion desde la temperatura del reactor

a la temperatura de entrada al reactor (kcaUdia):''QE

3t4



Apéndice

I 080 PRINT "QE 1kr'¡¡=",Q812413600*4. I 8

I 090 QN:@CC S+ES0+HHRy( r -PQ)-REC *ESo/S0-QE

I100 PRINT"calor para vaporizar el agua de entrada al siserra y calentarla a la

temperatura de entrada de los gases al reactor (kcaVdia):";QN

I I l0 PRINT'QEW (kwF',QN/24/3600*4.18

I I I 5 QNE19:1QN+QE!?413ñ0*4. I 8 :PRINT"calor total a aportar al reactor

(kW):";QNETO

ll20 PRINT "calor salida de g¿rses (kcaVdia):";QQS*ES0/S0:PRINT

QGS *ESo/So /24/3 600*4. I 8

I I 25 QCVG:(WCO S/28* I 24000 ! +WAS * 9000)*4. 83 8E-05

1130 PRINT ncalor de combustion de los gases y volatiles (h):",QCVG

I I 70 DATA I 0,30,50,850,.62,.5, 1.3,.67,107 l0

I 1 80 DATA 7 .7 01,4.595e4,2.521 e-6,-. 859e-9,7 .373 "-.307 e-2,6.662e-6,-

3.307e-9,6.483,2.215e-3,-3.298e-6,1.826e-9,4.728,1.754e-?,-1.338e-5,4.099e-

9

I l g0 DATA 10000, 10,32.53,-10

1200 PRINT"desea imprimir los resultados":INPUT A$:IF A$:"no" TFIEN

END

1209 LPRINT:LPRINT:LPRINT USING "Relacidn de recirculacidn :

#.##";RR

I 2 I 0 LPRINT : LPRINT :LPRINT USING " Yo cer.tzas4+t .ffi't' CE * I 00

l2l5 LPRINT USING "o/o voldiles#.ll##";Vol* 100

1220 LPRINT USING "caudal de carbon (kgldiaFfffi.p';CC

1230 LPRINT USING "grado de quemado (%)#.lW",Gq*tOO

I 240 LPRINT USING "t€rtp6'aúu r a (Cffi .l#" ;T'21 3 .15

1250 LPRINT USING "tamaoo de particula (cm)=#.fÉÉÉ#"DP

1260 LPRINT USING'Umf (cm/s):*Éf##.ffi't;UMF:LPRINT USING

" C audal volumetrico QM (m3/h)=####. ##" ;Q * . 003 6

1265 LPRINT USING nfactor Ut'ttr4.ffi";FUMF:LPRNT USING "seccion

del reactor (In2)#.##";sR:LPRINT "Viscosidad de la mezcla

(Poisse):"'y¡SC

3 1 5



Apéndice

1270 LPRINT usING "coeficiente de perdidas de calor:#.####";pe:LpRlNT1280 LPRINT "corriente caudal entalpia w co rr2 co2A T N

1285 LPRINT " kmoVdia kW,I29O LPRINT

1295 B$:"\ \ #.# #.ffi #.#tt#1t #.tth#t# #.## #.#tf#1fJl u-uAatltf -rf-titt-t'

I 3 00 C$:"CC kg/dia" :LPRINT USING B $;C$, CC, 0,0, 0,0, 0, 01310 c$="ccs kg/dia":LpRINT USING B$;c$,ccS,4.8388-o5*ECCS,0,0,0,0,0

1320 C$="S0':LPRINT USING B$;C$,S0,ES0*4.g38E_05,x( I ), x(2),x(3),X(4),X(5)1330 gg:"QGS":LPRINT USING B$;C$,eGS,ES0/S0*eGS*4.83SE_05,x( I ),x(2),x(3),x(4),X(5)1340 C$:"REC":LPRINT USING B$;C$,REC,4.g3SE_05 *(REC*ESO/S0+QE),x( I ),X(2),X(3),X(4),X(5)1350 QS:"QM'.LPRINT USINGB$;C$,QM(QN+REC*ES0/S0+QE)*4. 83 8E-05,y( I ),y(2),y(3),y(4),y(s)I 3 60 C$:"WE' :LPRINT USING B$;C$,WE, eN*4. 83 8E-05, 1,0,0,0,01365 LPRINT

1370 LPRINT USING "calor necesario para vaporizar wE y calentarlo a Treactor (kW}:#.ry' ;QN/24l3 600 *4. I 81380 LPRINT USING "calor necesario para mantener la reacci(n(klV)=## ###" ;Q8124R600*4. I 81390 LPRINT USING "calor neto a aportar al reactor(kW)=##. ###" ;(QE+Q¡ü*4. 83 8E-051400 LPRINT USING "calor de combustion de los volatiles(kut):#.ffi";QCVG

3 1 6



Apéndice

1.4. PROGRAMA DtrL MODELO DE SIMULACION CINETICA E

HIDRODINAMICA DE LA PI"ANTA PILOTO.

REM INTRODUCCION DE DATOS

DIM y(5, 5), YY(5, 5)

REM* ¡ t * ' | t ¡ F * ¡ 1 . * r t ¡ t * * * * * * * * * * * * ¡ t ¡ * * : F * * * * * * * * * t * * * * * * * * * r t * ' t ¡ f ¡ t * ¡ t ¡ f * * * * * * * * *

REM INTRODUCCION DATOS E)GERIMENTO RLF

REM* : f * * { . * : 1 . ¡ i * * * * * ¡ ¡ * * * * * * ¡ f * ¡ t ¡ k ¡ t : t * ¡ f * ¡ t * :F * * ¡ f * * * * { . r f ¡ t ¡F ¡ t * * * * * * * * * * * * * : t * r l . * ¡ l . r l r

c$: nsiml-24u.txt"

CC : 26.6: CC = CC I 24 /3600: MOIST: .0909: ASH = .0772: vol = .0909:

M(5) :23

PRNT "Indroduce Uo (m/s)": Uo(O) = .34

T(3): 850: T(2): 850: T( l ) :850

FORi : lTO3

T( i ) :T ( i )+273. rs

NEXT i

REM'¡ * * * * * * * ¡t * * * * * *'t'i * * ¡F * * * t t * * * * * * * * * * * * * * *'lr * rlr * * * * * * * * * * ¡t * :* * * * * * * *

¡t*

REM INCRE = INCREMENTO DE TIEMPO EN LA INTEGRACION DE

)GvfEDIA

REM LIMITE = LIMITE SUPEzuOR DE LA INTEGRAL

R E N { * * ¡ Í ' t * ¡ F , 1 . * * * * * , t * * ' f t k * * * * * * * * * * : t * * * * * * ! t , k * * * * ! t ! t * * * ! t * * * ¡ f r t * * * *

incre: 1000

limite: 16000



REM z.3}%MASICO DE H2 EN LOS VOLATILES,28.32O/O MOLAR

REM PESO MOLECULAR MEDIO DE VOLATILES 23

SUBRRUTINA SMPLEX

* * { . , 1 . * ¡ t * ! t ¡ t * * * * ! t + * * ¡ ¡ * * * * ¡ t * { ' t ' * * * : t ¡ ¡ * ! Í ¡ t ¡ i ! t * * * { ' * ¡ | ( ¡ t ( : * ! f { ' * ' F ' f * * * * * t t } * * t l r : | ( ¡ i ¡ t ¡ f

**REM BALANCE DE MATERIA IMCIAL POR ETAPAS¡ t ¡ f * ¡ t , t * r t : k ¡ t * * ¡ f ¡ F + ¡ ¡ * * * * r t * ¡ t ¡ i * , t * ¡ t * * * * * * * * * * * + * * * * * * * * * * * * * * * + * * * ' l ' ¡ l ' * * *

* t

REM SUBINCICES I-LECHO SIIPERIOR 2.LECHO MEDIO 3-LECHO

INFERIOR

1590 REM s(m6) = 0

R E M * ¡ ¡ , } * ! r * * * ¡ } * * * * * * * , * * * * * * * ' t * * * ¡ É ¡ i : f * : t ¡ t * ! t * ! i * : t ! F * * * * ¡ | . * * ! F * *

REM SUBINDICES DE COMPIIESTOS: I-AGUA z-CO 3-CO2 +IT2

REM*¡ r ¡ | . * ¡F** * * ' }+** : t * * * * * * ¡ r * * * !F** ' i * ¡ } ¡ } ¡ t * * * ¡ } *d . * * * * * * * : f ! t { . * ¡ }

WEKG(0): Uo(O) * .0161 | '0821 rr23 * l8

wemol(O) = WEKG(O) / 18 * 1000: vo(O) :wEKG(0) / l8 * 1000: y(0, l) : I

p(m6, 4) = 0

FOR ii: I TO 2

alfa(ii) =2.95 -.00195 * (T(ii) -273.15)

mcr(ii) : (p(m6, ii) - p(m6, ü + l)) * (l - ASH - vol - MOIST) * CC * 1000 /

t2

1592 wemol(ii) = wemol(ii - l) - alfa(ii) * mc(ii)

Vo(ii) : Vo(ii - 1) + mcr(ii): v(ii, l) : wemol(ii) / Vo(ii)

comol(ii): comol(ii - l) + (2 - alfa(ii)) * mcr(ü)

318



Apendice

co2mol(ii): co2mol(ii - l) + (alfa(iD - l) + mcr(ii)

h2mol(ü): Mmol(ii - l) + alfa(ii) * mcrG)

y(ii, 2): comol(ii) / Vo(ii)

y(ü, 3): co2mol(ii) / Vo(ii)

y(ii,4): h2mol(ii) / Vo(ii)

REM Comprobaci$,n de suma unidad de las fracciones mola¡es por etapa

suma(ii): y(ii, l) + y(ü, 2) + y(ii, 3) + y(ü, 4)

PRINT "suma y("; ii; ") : "; suma(ii)

NEXT ii

II2PIROMOL : CC * vol * .0238 I 2 * 1000

piromol: CC * vol / M(5) * 1000 - H2PIROMOL

PRINT "piromol, gas total,carbono reacc"

rem PRINT USING "#.#lllltlllll"; piromol; H2PIROMOL

HUMEMOL: CC * MOIST / l8 * 1000

h2mol(2):h1molQ)+h2piromol

wemol(2):wemol(2)+humemol

Vo(2):Vo(2)+Mpiromol+humemol+piromol

ü :3

atfa(ü):2.95 -.00195 * (T(it) -273.15)

mcr(ü) : (p(m6, ii) - p(m6, ii + l)) * (l - ASH - vol) * CC * l0ú | 12

wemol(ii): wemol(ii - l) - alfa(ü) * mc(ii)

Vo(ii): Vo(ii - 1) + mcr(ii): y(ii, l): wemol(ii) / Vo(ii)

3 1 9



Apénüce

comol(ii): comol6 - 1) + (2 - alfa(ii)) * mcr(ii)

co2mol(ii) = co2mol(ii - l) + (alfa(ii) - 1) * mc(ü)

Mmol(ii) : Mmolfti - l) + alfa(ii) * mcr(ii)

y(ii, 2): comol(ii) / Vo(ii): rem PRINT y(ii, 2)

y(ii, 3): co2mol(ii) / Vo(ii)

y(ii, a) : h2mol(ii) / Vo(ii):print "y(3,I-4¡:n;y(ii"l),y(ii,4)

y(ii, 5) : piromol / Vo(ii)

suma(ii): y(ii, l) + y(ii, 2) + y(ü, 3) + y(ii, 4) + y(ü, 5)

PRINT "y("; ii; "5) = ", y(ii, 5),SUMA(ii)

R E M ' F * ¡ i * : f ¡ ¡ ¡ t * ¡ i r t + * * * * * * ¡ t * * * : f * * r f f ( * ' f * * * * * * * * * * { . * * * * * * * * * * * * *

REM Calculo de las fracciones molares medias por lecho

REM * * * * * * * ¡1 . * : l r ; * r i * ¡ f ¡ | ¡F ¡ t * ! ¡ ! F ¡ i * * ¡F ¡ t * * ¡ $ rF ¡ t * * * * * * * * * * * * ¡ r * * * * * * * *

FORii: 1 TO 3FORi : lTO5

YY(ii, i): (yCI - I, i) + yQ1,i)) l2

NEXT iNE)ffii

R E M * * * * * * * * * * * * * t t * * : F * * * * * * * * * * * ¡ t * * ¡ t ! t : l * * * * ¡ t * ¡ i t f * * * ¡ ¡ ¡ ¡ * * ¡ * : ; * * * ! t

REM CALCULO DE LAS VELOCIDADES DE GAS EN CADA PISO, UMF,

RHO, ETC

R E M r f ¡ F * * * ¡ f * ¡ t * ! ¡ t t t * * * : t ( * ¡ f ¡ t * ¡ f * * * * * * * * * * * * t * * * : t * * , i : f * * t l * * * * * * * * *

320



Apéndice

REM calculo de la viscosidad media en cada piso

REM

M(l) : 18: M(2) : 28: M(4) :2: M(3):44

ZC(I): .229: TC(l) = 647 .3: PC(l) = 2r7 .6

ZC(z): .295'. TC(2) = 132.9: PC(2): 34.5

ZC(4): .305: TC(4) =33.2: PC(4) = 12.8

ZC(3) : .27 4: TC(3) = 304 ,2'. PC(3) : 72.8

FORi i : l ro3

usc(l) = (.75s * r(ij) / Tc(l) -.Oss) * ZC(r) ̂ -r.zs / (TC(l) " (1 / 6) *

M(l) ̂ -.s * PC(l) ̂ (-2 I 3))FOR i :2TO 4VISC(D = 3.5 * M(i) " .5 * Pc(i) n (2 I 3) / rc(i) ^ (1 / 6) * (TCI) / TC(i)) ̂

( .7r+.2e*rc(D/TCI)NEXT i

FORi : lTO4:FORJ: lTO4

F(r, I) : (l + (uSC(i)/ USC(D) ̂ .s * (M(D /M(D) n .2s) " 2 I (8 * (l + M(i)

/ M(I))) ^ .5

NEXT J: NEXT i

FORi : I TO4

SUM(i) :0

FORJ:1 TO4

SUM(i): SUM(i) + YY(ii, I) * F(i, DNEXT J

NEXT i

VISC: O

FORi : lTO4

VISC : YYfi, i) * USC(i) / SIM(i) + VISC

NEXT i

üsco$): VISC * .0000001



REM PRINT "viscosidad de la mezcla (deca-poissef"; üsco(ij)

NEXI jj

REM CALCULO DEL PESO MOLECULARMEDIO DEL GAS

FORij: I TO 3

mwm=0

FORi : I TO 5

mwm=mwm+YYCI ,D*M(D

NEXT i

mwme(ij): mwm

REM PRINT "mwm:ni mwme(j)

NEXI jj

REM CALCULO DE LA DENSIDAD MEDIA DEL SOLIDO POR ETAPA

FORij: l ro 3rhoff ) :1099.59 - 3337.58 * p(m6, j j ) + 18197 * (p(m6, f i )^2 - 51818.2 t

(p(m6,iD) " 3 + 68181.8 * (p(m6, jj) ^ 4 - 33333.3 * (p(m6, jj) ^ 5

REM 'RINT ,,RHO:'; rho(ii)

NE)r[i

REM CALCULO DE UMF POR ETAPA

FORii: r To 3thog(il: mwmefi) I .082 / T(ii)

ar(iD : (.001 13) ̂ 3 * rhog(ii) * rho(i) * 9.81 / (üsco(i)) ̂ 2

umffiD : (((33.7) ̂ 2 + .0408 * ar(ii)) ̂ .s - 33.7) * üsco(ii) / .001 13 / rhogfi)

REM PRINT "(ii):"; um(ii)¡tE)Cr jj

REM calculo de U en cada etapa



Apéndice

FOR¡=1TO3uCI): Vo(ii) * .082 * TCI) * .001 / .016rNEXIij

REM CALCULO DE LA ALTURA DE LECHO EN CADA ETAPAFOR jj: l ro 3AH(|D : .066 * (u(D - umt(¡-)) ^ 3 - .148 * (uCI) - umfti)) ̂ 2 + .103 * (u(ii) -

umf(i|) + .003h(ii): rs - AHCI)REM PRrNr AH(ii)NE)([ij

REM calculo de la porosidad en cada lecho

FORi j :1TO3

re(ii) = .001 13 * u(ii) * rhog(i) / üscofi)remf(ij): .00113 * umf(f) * rhogfj) / üsco(i)par(ii):((re(i) -.216 * (remf(ij)) ^ 1.2 + .3s) l(rem(ii) -.216 * (reffi)) ^

1.2 + .35)) ^.28

inveps(i) : I - .55 * pat(ii)

REM PRINT invepdif)NE)r[ jj

REM CALCULO DE LAS MASAS POR ETAPAFORii: l TO 3W(ii): rhoQ) * inveps(i) * h(iD * .0161NE)ffij

PRINT "'W, rho, inveps, u, umf, h)"FORi j : lTO3

PRINT USING n#+ffi.#llllll";W(j); rhoCI); invepsfi); uff);um(ij); hCI)NE)ilii



Apéndicc

REM stop

REM ¡f rt *,t,f * 'f * * *,t !t ¡F * * * * rt * * * * ,t rt rt rt ¡|< * * * ¡F * * ¡f * ,fr * * * * *:t * * * * ¡t * * * 'f !tr !t ¡t *:1.

REM CALCI]LO DE LOS TIEMPOS DE RESIDENCIA POR ETAPA

REM * + ¡t * * * * * ¡t ¡t * * t * i( ¡t ¡F * ¡1. * tl * :1. * * * * rt !t rt ¡F t ,t :i :t * ¡tr :t :fr 'f * * t * * ¡t :t 't :l * * ¡f * r¡ * *

FORij: I TO 3TAU(ij) =w(iD I (CC * (l - ASH - vol) * (l - p(m6, jj) + CC * ASFDNEXrii

REM Valores de las constantes cin,ticaskl = 3.5E+09: ea : 195447:k2= 6927: eb:372:k3 = 12.6. ec = 93510

REM* * * ,Í * !fi * * * * ,t * rl. * :F :f * * ¡* * * * ¡l. t ¡F ¡1. * * * * * r8 * * * ,1. ,1. ,1. ¡f ¡1. i. ,Í * * * ¡t ¡t * * * * * * * i. ¡f * * ¡F l. ¡lr * ¡1.

+

REM CALCIJLO DE LA CO}N/ERSION SEGLTN CINETICA

REM ETAPA SUPERIOR JJ:3

REM+ ! i r t r i t ( * * * * * * * * * r t : t * * { . * * * * * * ¡ t * * * * * * * ! t ¡ t * * ¡ i * , t ¡ f * * ' * ¡ F : t * ¡ } + * * * ¡ t * ¡ i * * * : F

l6 l0 t t = I

i :3: PRINTij1990 Xmedia(i):02000 RElvf Comienzo de bucle para integrar

a¿CI) * YY(ij, l) * E)G(-ea / 8.31 / T(ij))



bb(ii) : k2 * YYCI, l) * EXP(eb / 8.31 / TCI)

CC(ii) : k3 * YY(ii, 4) * E)(P(ec / 8.31 / TCI))

r(ij) : aa(¡) t(bb(j) + cC$)

x(i,) : 1 - E){P(-r(ii) * tt)

ee : (1 .23 * ttl TAU(ij)) ̂ .23 * 1.23 I TAU(ii) I .91075 * E)(P(-1.23 * tt I

rAU(iJ)Xmediafi) = XmediaCI) + X(ij) * ee * incre

REM PRINT EE, TT

t t= t t * i nc re

IF n > limite TFIEN 2550

GOTO 2000

25s0 REM s(m6) : (gqfii) - Xmedia(ii)) ^ 2: GOTO 25óe

REM * * * * * ¡f ¡f * fc,ft f( * * * * * * * SEGLfNDA ETAPA* * * * * * * * * * * !r * !r * ¡r *'f * * :r

i:2: PRINT ii

2551 XmediaQi):0t t : l

2552ee:(r.23 *tt lTAU(i + l))" .23* r.23 /TAUCI+ l)/.91075 *E)(P(-

r .23*n/TAU(i i + l )X(ii + l) : I - EXP(r(i + l) * tt)

A= l

2553 e2: (1.23 * t2 /TAU(|D ^ .23 * 1.23 ITAUQj) L91075 * E)G(-1.23 n

t2 / rAuCI)

aa(ii): kl * YYCI, l) * EXP(-ea / 8.31 / TCI))

bb(ii): k2 * YY(ii, 1) * EXP(eb / 8.31 / r(iD)

325



Apéndice

CCCI) : k3 * YYCI, 4) * E)G(ec / 8.31 / TCI)

rCI): ̂ a[i t(bbCI) + ccCI))

X(ii) : I - (l - x(ii + 1)) * E)G(-r(j) * t2))

Xmeüafi): Xmediaff) + ee * e2 * X(ij) * incre ̂ 2

t2: t2 * incre

IF t2 > limite TlmN 2554

GOTO 2ss3

ZSS4 tt: tt * incre

IF tt > limite GoTo 2555

GOTO 2552

2555 REM s(m6): (gqCI) - Xmediafi)) ̂ 2: GOTO 2s69

REM * t( * ¡¡ * * ¡¡ f ¡F * * {( * * * * * *tefCgf a ETAI}A* * * * {.,} * * * * * * * * * * * ¡t * ¡t *

i : l: PRINT jj

2556 Xmedia(i):0

t t : I

2557 ee:(r .23 * t t lTAU(i i+2))" .23* r .23 /TAU(i i +2)1.9r07s * E)G(-

r.23*rt lTAU(ii +2))XCI + 2) : l - EXP(r(i + 2) * tt)t2 : I2558

"2 : ( r .23* t2 /TAU( i i + l ) )^ .23* r .23 /TAU( i i + D 1 .91075 *

E>p(-I.23 * t2 /TAU(ii + l))

XCI + l) : I - (l - X(ii + 2)'r E)(P(-rCI + l) * t2)t 3 : l

2559 e3 : (r 23 * t3 /TAU(ii) ̂ .23 * r.23 /TAU(ij) I .9107s * EIG(-1.23 *

t3 / rAuCI)



Apéndice

aaCI) : kl t YY(ii, l) r' E)G(-ea / 8.31 / TCI)

bb(ii) :A + YY(ii, l) * E)G(eb / 8.31 / TCI)

CCCj) : k3 * YYCI, a) * E)(P(ec / 8.31 / T(ii)

(ii) : aa(y) /(bbCI) + cc(ii))

x(ij) : l - (1 - xCI + l)) * E)(P(-(iil * t3))XmediaQi) : Xmedi{i) + ee * e2 * ei * X(ii) * incre ̂ 3

t3 : t3 + incre: IF t3 > ümite GOTO ?560

GOTO 2s59

2560 t2: t2 * incre

re t2 > limite GoTo 2661

GOTO 2558

266l tt: tt * incre

IF tt > limire @To 2662

GOTO 2s57

2662 s(m6'):0

PRINT "Xmedia:"

FORj j : r ro3

s(m6) : s(m6) + (p(m6, ii) - Xmedia(D) " 2

PRINT USING n#ltlllt.ltllllll"; Xmedi¡{D; p(m6, ji); TAU$) I 60; r(ij)*1000

NEXriiPRINT NU

PRINT

PRINT'CALCULANDO RLFC I -T]'

PRINT

PRINT

2569 RETURN

32',7



Apéndice

2. PT,ANOS DE I,A PLANTA PILOTO

Plano 1. Bloque etapa inferior y medi4 con anilla de guía de tubo de bajada.



o

/ r [ \ l/ adl \

I rt-:I F--ü-tl t F t

l \ l / r| - . -

gt5 ^/

Plano 2. Bloque etapa superior.

Apéndia

330



Apéndice

PLANO 3. Distribuidor etapa inferior.

'lRepresento zonosonbreadc de to ftguroCodo cuodrodo est c¡,r4 4c¡r2 en tot¡l

I¡stntbucton 3 ortflcn2Dt¡¡netro orlflctos I

dlanetro ortftcb e4

Illonetros lliIllstanc¡a ettre

centros 120

o

o

o

o

o

o

o

o



PLANO 4. Distribuidor etapas media y superior.

o

Representa zono

so¡tbreado de to ftguro

Codo cuodrodo es

1 c¡.rZ. ortftctos/cnZ

D¡a¡letro ontftclos 1

332



PLANO 5. Tapa superior del reactor.

25.,t a5,/+

H

t r I



PLANO 6. Bloque Precalentador

/ - - ] r \

=,2=ll=v - ¡ t Y Y- | ¡

- l l¡ - l l_ . l t



PLANO 7. Tornillo alimentador sinfin.

F#r)o-t.foo_o

!o-t

=

,í'--\

\-jj,llt

t.l

¡10

super lor



I{OMENCI-,lTURA



Nomenclúura

NOMENCI,ATURA

ui : velocidad de ascenso del gas que circula a través de las burbujas.

A: Sección del reactor.

q: Parámetros de ajuste del simplex flexible en la ecuación (ii.3).

a*: Area que ocupa una molécula adsorbida.

Ar: Módulo de Arquímedes.

B: Grado de quemado respecto al carbono fijo.

C : Energía adimensional relacionada con la energía característica de adsorción.

C6: Concentración del gas en la fase burbuja.

Cbo: Concentración inicial del gas en la fase burbuja.

C¿: Coeficiente de descarga.

C.: Concentración del gas en la fase emulsión.

cen: Fracción másica de las cenizas.

c€n¡: Composición de cenizas final.

ceno: Composición de cenizas inicial.

C*: Concentración inicial del gas en la fase emulsión.

co2mol = Caudal molar de CO2.

comol: Caudal molar de CO.

d = Densidad de un adsorbato en es'tado líquido.

d6 : Diárnetro de una burbuja.

Dt: Diámetro del husillo (fig. v.5).

du,-o: Diámetro máximo de burbuja.

db,o: Diámetro inicial de burbuja en el distribuidor.

D": Diámetro característico del ciclón.

do: Diámetro de partícula.

D.: Diámetro del tornillo.

Dst: Diárnetro interno del tubo de bajada de sólidos.

339



Nommclúura

d¡: Diámetro Íansversal de un lecho fluidizado.

e : espesor de paso (fig. v.5).

E(e), Ile : Función de distribución de tiempos de residencia narmalizada con el

tiempo adimensional.

E.l = Energía característica de adsorción de la primera contribución en

Dubinin-Izatora.

E02 : Energía característica de adsorción de la primera contribución en

Dubinin-Izatova.

E": Energía de activación'

E¡: Energía de adsorción.

Eo: Energía c¿racterística de adsorción.

F : Caudal de alimentación de carbón al reactor.

F.O. : Función Objetivo de ajuste en el método simplex flexible.

F" : Caracter flaslq volátiles desprendidos en el proceso de carbonización

rápida por volátiles totales desprendidos.

fw : fracción volumetrica de estela respecto a la burbuja'

g: Aceleración de la gravedad.

GQ: Grado de quemado respecto al carbono fijo.

Ge(l): Grado de quemado de los carbones activados calculado en el modelo

de simulación.

6ec: Grado de quemado experimental de los carbones activados obtenido por

la correlación experimental de superficie (vii.23).

Ge."p: Grado de quemado experimental de los carbones activados obtenido

por análisis de zus cenizas.

GT = Caudal molar totales en el reactor.

h: altura en un lecho fluidizado.

H: Profundidad (fig. v.5).

Mmol: Caudal molar de H2.

h2piromol: Caudal molar de H2 procedente de la pirólisis'

h¡: Altura de un lecho fluidizado burbujeante.

hmf : Altura de un lecho en estado de mínima fluidización.



Nomenclúura

hp1: Distancia ex-tremo inferior del tubo de bajada de sólidos al disribuidor.

\-1": Altura de los sólidos en el lecho fluidizado de la etapa superior (fig iv 3)

\-ru : Altura de los sólidos en el lecho fluidizado de la etapa inferior (fig iv.3).

Hs: Altura de sólidos en un tubo bajante de sóüdos.

Hu: Fracción másica de la humedad.

h*: Altura de un rebose en un reactor de lecho fluidizado.

K: Coeficiente volumétrico de transferencia de materia.

K: Constante global de velocidad.

k¡: Constantes preexponenciales de Anhenius.

L: Altura total de una etapa del reactor multietapas.

I-¡: Altura de un lecho fluidizado de partículas.

Lnjo: AItura de un lecho fijo de partículas.

Ls: Longitud total del tubo de bajada de sólidos.

mcr: caudal molar de carbono fijo reaccionado.

MWM: Peso molecular medio de una corriente de gases.

N: Número de etapas teóricas en el modelo de tanques en serie.

n: Orden de reacción.

NA: Número de Avogadro.

P : Presión total.

P": Presión crítica.

P¡ : Presión parcial del componente i.

piromol : Caudal molar total procedente de la pirólisis.

Po: Presión de saturación de un gas.

Q6: Caudal de gas que circula por la fase burbuja.

Qs: Caudal de gas que circula por la fase emulsión.

Q.,: Caudal volumétrico de sólidos.

R: Constante de los gases perfectos.

r: Radio de poro,

R%: N{ódulo de Reynolds de partícula.

R%,*f = Módulo de Reynolds de partícula en esado de mínima fluidización.

S : Sección, superficie del reactor de lecho fluidizado.

341



l Nomencldura

S : Superficie específica.

SCO2 : Superficie específica obtenida a partir de la isoterma de CO2 a273 K.

51 : Superficie específica total, de la suma de las dos contribuciones de

Dubinin-Izatova.

T : Temperatura absoluta.

t: Tiempo.

Tc: Temperatura crítica

Te: Temperatura de ebullición.

T. : Temperatura reducida. Razón temperatura/temperatura critica.

u6: Velocidad de ascenso de las burbujas en un lecho fluidizado.

ubr: velocidad de ascenso de una burbuja aislada.

u": Velocidad del gas en la fase emulsión.

uls : Velocidad límite superior de operación de un sistema tuidizado

multietapas con tubos de bajada.

ur: velocidad relativa entre la velocidad del gas y la velocidad del solido en un

bajante.

ur: Velocidad superficial de los sólidos.

us,abajo = Velocidad de los sóüdos que circulan descendentemente en un lecho

fluidizado.

us,arriba : Velocidad de los sólidos que circulan ascendentemente eD un lecho

fluidizado.

ust: velocidad de ascenso de una gran buóuja (slug) aislada.

ug: Velocidad del gas en un tubo bajante de sólidos.

v: Velocidad de reacción.

V : Volumen de gas adsorbido a una presión dada.

Vcal: Volumen de gas adsorbido calculado por la ecuación (ii.4).

Ve*p = Volumen de gas adsorbido experimentalmente en la isoterma de

adsorción.

Vo: Volumen de gas adsorbido por los microporos.

Vol : Volumen de la primera contribución de tamaños de poro en la ecuación

Dubinin-Izatova.

342



Nomencldurq

!'c : Volumen de la segunda contribución de tamaños de poro en la ecuación

Dr¡binin-Izatova.

vcl: Fracción másica de los volátiles.

Vr : Volumen total de poros.

\{: Masa de sólido en el interior de cada etapoa del reactor.

!v(r) : Masa de carbonizado a un tiempo de reacción t.

w-cen: Masa correspondiente a las cenizas en el cabonizado de masa wo.

r¡'errol: Caudal molar de vapor de agua.

w¡: Masa incial de carbonizado.

X: Grado de quemado de [a partícula libre de cenizas y humedad.

Y¡: Fracción molar de la especie i.y!-¡: Fracción molar de la especie i en el seno del lecho fluidizado (cap. VI!.

I{OMENCLATURA GRIEGA

cr = Area libre de un distribuidor.

6 : Fracción volumétrica de burbujas en un lecho fluidizado.

AII: Entalpía de reacción.

AP: presión ejercida en porosimetría de mercurio.

Ap¡: Perdida de presión de un gas que circula a través de un lecho fluidizado.

&njo : Pérdida de presión de un gas que circula a través de un lecho fijo.

Ap¡" : Pérdida de presión que sufre el gas al atravesar el lecho fluidizado

s4erior.

App : Pérdida de presión que sufre el gas al atravesar el lecho fluidizado

inferior.

AP*: Pérdida de presión que sufre el gas al atravesar el distribuidor.

Ap51 : Pérdida de presión que sufre el gas al atravesar el tubo bajante de

soüdos.

q: Porosidad de un lecho fluidizado de partículas.

eqo: Porosidad de un lecho fijo de partículas.



Nomanclútra

tmf = Porosidad de un lecho en estado de mínima fluidización.

rslug = Porosidad de un lecho en regimen de grandes burbujas.

Or: Factor de esfericidad de las partículas.g

f(N) = Función gafirma para factoriales no enteros.

¡r : r'iscosidad de una gas o mezcla de gases.

v¿: Yelocidad intersticial del gas, u/e.

0 : A¡gulo de contacto en porosimetría de mercurio.

0 : Angulo respecto a la vertical.

0 = Tiempo adiemensional, t/t.

p : Densidad del gas.

pr: Densidad de las partículas sólidas.

o: Tensión superficial.

r : Tiempo medio de residencia.

r¡ : velocidad angular.

344



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