Ontwerp van een fluid-bed reactor voor productie van ftaalzuuranhydride

adres:

datum:

augustus

1967

Delft

1 f I

r.

Ontwer

p

van een Fluid Bed Reactor.

1

.

Inleiding over het fluid bed

2

.

Th

e

oretische vo

orbeschouwine

A.

Th

e

rmodynamica

B.

Kinetiek

C.

Katalysator

D.

Reactorkundi

ge aspecten

E

.

Explosie

grenzen

3

.

Rea

ct

orbe

r

ekening

en

A.

Massabalans

B.

Warmtebalans

c.

Reactordimensies

D.

War

mte overdracht

a)

be

r

ekenin

g

overdrac

h

tscoëff

.

b) meest gunsti

g

e afvoer

.

stoomontw

i

kkeling (L

.

D

.

stoom)

E.

distribut

i

e plaat probleem

F

.

Filters

~

n1"'

111rv8.1 -~

po:np (luChtpomp)

H.

Eoe

v

c

e

:_heid

ka

~alysator

Resum

é

:1"

i

I I

1

.. ,. ~"~----.

-1.

Inleiding

Economische

voorbeschouwing

De vraar,

naar ftaalzuur anhydride

is sinds

de

bouw

van de

eerste

fluid-bed

r

eacto

r

in 1944 (2) sterk gestegen

,

zie

fir

.

(1),

liti. (3,4)

.

De laatste jaren is de produktie

van

FZA zelfs

sterker

gestegen

dan

de produktie

van de

g

rondstof naftaleen

.

Dit is de

reden, dat naar

een andere grondstof is

f,ezocht

.

O-xyleen blijkt goed

bruikbaar te

zijn

.

Lan

g

zamerhand

vindt

dus

een

geleidelijke

omschakeling plaats

van naftaleen

naar

o-xyleen. Alhoewel

natuurlijk de

naftaleen,

die

nog

vrijkomt bij

de Hoogovens zeker

f,eb

ruikt

zal blijven

worden

.

FZA wordt toe

g

epast

bij de fabrikage

van

alkyd

-

harsen,

ftalaat

p~~~8rs,

verfstoffen en

polyesther

harsen

(4a)

.

De

prijzen van de

g

ro

ndstoffen

naftaleen en

a-xyleen lopen

niet zo ver

meer uiteen

.

In"Eu"'o

pa

is

de prijs ongeveer

fl.

~40 ,--

tot

ri

.

250

,

--

per

ton

(5

)

.

In de literatuur

blijkt

,

dat verschillende katalysatoren

zijn ontwikkeld, èn voor de oxidatie

van

o-xyleen,

èn

van naftaleen

.

De B

.

A

.

S

.

F

.

heeft

hierin een aantal patenten

op zijn naam

staan

.

Aan

de

fabrieksontwikkeling

(bouw) is veel

gedaan

door het

inGenieursbure~u

Badger

.

I

~

f

l

r

t

Keuze fluid-bed reactor.

,

Voor de bereiding van FZA is reeds veel onderzoek verricht,

o.a. door Battachary.a(6

)

.

Kerkhoff en Ruemkes hebben hun

ontwerp

van

een fluid bed reactor hierop geheel gebaseerd (7).

De fouten, die hierbij gemaa

k

t zijn, komen hoofdzakelijk neer

op onjuiste aannamen en het niet rekening

houden met

schaal-vergroting. Veelal werd aangenomen, dat de verblijf ti

j

d in

de reactor ook direkt betekende reactietijd. Met behulp van

kinet

i

sche gegevens is veel te ze

g

gen over de reactietijd.

Pas door het invoeren van bijvoorbeeld het tweefase te

genstroom

model van Van Deemter (

8)

kunnen gegevens verkre

gen worden

over de verblijf tijd in de

reactor.Y-,~ \JCIL.S~

""'-t.oh.c

~~4k

"7":i~

Bij het onderstaande ontwerp

w

e

rd,wat de verb

l

i

j

f tijd betreft,

,

i

r

I

~

I

r

I I I

2.

Theoretische

voorbeschouwing

.

I

.

Voor de oxidatie van naftaleen

zijn

in

de literatuur enkele

mechanismen ontwikkeld n

.

l

.

Van Joffe en

She

rrnan

(9)

P

----.

~.-

.

J ' ~ . .,_. {~ .r\, . N/

~

'~

"

~

-"

...

.

~

~

J V'ln

AlessanJriJ

:'rl

Park

as

(10)

va~

PeterGon (11)

N --

na,

f

taleen

p

_-

_{ftèlé1.lL:uur}

~ - "

naft'tchinon

M2A =

m

ale

inezuur

( '

v -:

gasprodukten

X

-

0-:':y

1

een

T

:::

toluidine

Het laatste rJechanisme (van

Pete

rs

orl)

Z.:l_L

voor

ont~e

berekeninG gebruikt worden

.

De

vorTninl;swarmten

t..

G

0

f van de produkten

worden

berekenà

via de benaderingsmet

11

_{()de van}

_(;heY'min

_en

_van

:Krevt~len (1~); .

T;;et deze vorrningswarmten wordt_ de reactiewar;;-,te

van

de

verschillende

reacties berekend.

Dit levert het

volcende

op

:

De

reactiewarmte van

de

versc

hillende

reacties

(zie

1

i

i

I

I

i

~

r

I

1

voor

300

-

600

0

K

600-1500

0

K

(nHO)1

_-

_445,86

kcal/mol

44

2

,

47 kcal/mal

(6

HO)"

c..

-

439

,

25

"

441

,

95

"

(6

H

ç ) ~

120,71

"

119

,4

3

11 ") "6 qç \

\

-~

)

4

-

1

()

~~ ij ,

g:)

"

-

10

92

,

02

"

( '.! 0 \

₎₂₅

_,1

₅

"

323

,

05

_"

/:, :, )~-

-) (

_{::,

'

_:,

.I 0 )

₆

_-

_121O

_,

₆₆

"

1211

,

45

"

( 1

3

)

11

.

Voor de oxidatie van ortho-xyleen

zijn

eveneens een

aantal

mechanisme

n

ontwikkeld

.

Bijv

.

X

/

T

~

G

~

MZA

~

14

,

15

Door

geb

ruik te

maken

van

een

ge

schikte

katalysator

-

het~een

tot doel

heeft de

vorming

van

~. l .~ .

te

verm

ijden -

kan

.

bovenstaand

sc

hema

alsv

olgt

vereenvoudi

Gd

worden

:

16

Ook hie

r

zijn

via

de benaderingsmethode van

Chermin

en

van

Krevelen

de

r

eactiewarr.1ten

via de

vorr.1i

ng

swarmten ber'

e

kend

.

met

als

resultaat:

300

-

600

0

K

600

o

_

1500

o

K

r;..

HO)

1

76

,

41 kcal

/

mol

76

,

98

kcal

/m

ol

o

H

O

)2

-

201

,

43

_"

19')

,

03

_"

(6

HO)

3

764

,

8

"

-

768,98

(6

o~

H

14

966

:00

_"

968

,

0

_"

(IJ.

HO) 5

-104

2

,

6

_"

-

1044

,0

_"

(7 )

i 1 I I

I

~

!

I

,

I I

i

I-I ,

~

I

I

t

Ten a

a

nzien van de kinetiek van

de

naftaleen oxidatie is

aanzienlijk meer bekend

dan

t

.

a

.

v

.

de oxidatie van

ortho-xyleen

.

3ij elke

bescho'J.Ylin;~

over

de

kinetier:

van

een

reactie

,

dient

altijd de katalysator in

ilet ver~liJ.al

betrokken

te zijn

;

:tieron

is reeds

in

het

kort ge'/'Iezen

m

.

b

.

t

.

bet

mechanisme

van de

a

-

xyleen

oyida

t

ie

.

Dit

I~elcit

voor het

microgebeuren

aan de katalysator

.

Geheel

108 da~rvan st~at

het macro

-gebeuren

-

de,

fluïdisatie

-

hetgeen

besc'~rjreven

W

O

rl.lt via

modellen

als

van

Van Deemter

(q)

.

I

.

:~[1ftalee!1.

Hier is

in

zijn geheel zebruik

~emaakt v~n

de gegevens

1 d

·

h

t

F

'

/

.

t b '

H

J

(

"

' f ' I 1 '<: '

verme

ln

e

.

,',

.

'

.

on

I;Jero oeK

van

.

'

.

.J1J ...

cr

\

J) ,

uitcu

&n

de van

het model en

de

gegevens

van

}eterso~.

Met de

reactiec

onstanten

bij

de

verschillende

temperaturen

werden m

.

b

.

V

.

de analoge

tekenmachine de

cünversie~rafieken

berekend

,

zie fiC

.

(

De

optimale conversie

blijkt te liggen

tussen

540

0

en

370°

.

~at

wil ze

gg

en de selectivite

i

t

(80%) en de

reactietijd

(0

,

6sec)

zijn daar

optimaal

.

~ier

is dus de reactietijd

,

de

contacttijd aan

de

katalys~tar

en

niet de verblijf tijd in

de fluid bed reactur

.

Je

conv~rsiegrafieken

)

zijn berekend

uitga~rrde

van

propstromin~ ~oor

de

reactor

.

Indien uitgegaan

was

van

een ideale

mengar

reactor zou de contacttijd als

v

olgt

berekend

kunnen

w

o

rden

~et

het schema

van

Feterson

.

C

_.,

_J '

ln

-;::: "C

(k

1

+ k G

+

k '5

)

eN,

Ulv +

c.

~

"

~

Cuit

contacttijd

I

!

I

I

I

~

I

J

-

c~

=

P

_Ul

' t

-

C~'ZA

_{.. ~1 .}

_t

UI

-

C~

=

'J_{u .}. i t ( 1 \ ... \ - K₂ I '-'~~Z ' H.

'

''

ui

~

(

k

'

\

('

,

-

.

4

-

K

6

,I '-,

G .

Uit

dit le

v

ert op voor

l' ::0 ..

-0 )

_,

_.

0

,

4

O,6

(j

,

0 1 • ,

"

1

,

L

,'

"

k

₁

:=:

6

,

05

k

₂

:=:

0

,

097

k7;

:=:

3

,

84

-'

k4

=

0

,

C)84

k5

:=:

6

,

70

k6

=-

0

,

844

(bij

350°C)

CD =

0

,

505

'ui

t

0

,

625

0

,

678

0

,

693

0

,

702

0

,

685

(zie

g

r

afiek)

Uit

bovenstannde berekeninc vol~t

,

dat bij

350°0

de contact

-tijd

1

sec

.

moet

zi~n .

Ook

deze berekenings

w

ijze le

v

e

r

t echt

er

n

og niet

s

op aangaande de werkelijke verblijf tijd

.

II

.

o

r

tLo

-

xy1een

.

Ten aanzien

v

an ortho

-

xyle

en

is weini€; bekend voor de be

-rekenin~

van een

comerci~le

reactor

.

~egcvens

over de

kinetiek

v

inden

we

in

1G

,

1Q

,

20

,

21

(6

,

7 en A uit

Ke

r

kho

f

f en

Rue~kes) .

Voor o

r

tho

-

xyleen

~eldt

hetzelfde als voo

r

naftaleen bij de

berekenin~

v

an de ve

r

blijf t

i

jd uit

d

e

~

I

I I I I

I

I I 1

i

-I

!

!

I

~

I I i

~

!

r

I

Voor

het

verkrij

g

en

van de

meer

praktische gegevens

verwijzen we

wederom

naar een B.A

.

S

.

F

.

patent (22)

.

Hier

wordt

gewerkt met eenzelfde katalysator als bij de

naftaleen oxid

atie

;

er

is

dan een

verbli

jf

tijd van 31

sec.

vereist, daarbij wor

dt

een selectiviteit

van

70

mol%

bereikt

.

Met deze gegevens is een reactor berekend

.

Het

moet

evenwel mogelijk zijn een katalysator te ont

-wikkelen, waarbi

j

een

kortere

ver

bl

ijf

tijd in de reactor

nodig is

.

Een patent van

H

.

Ruch

(

2

3)

wi

j

st

re

eds

in

die

ricbtin~.

Naar

a!Lnleiding van

een

dan aan

te

nemen verblijf tijd van

15

s

ec.,

met selectiviteit

70%

is eveneens een

react

o

r

o

'\

~

I

I

I

I

I

I

\..

I

i

Uit het veronderstelde mecnanisme van

~eterson

blijkt

,

dat

de katalysator

een sterk

selectief karakter

moet

hebben

.

Verdere eisen voor een fluid bed katalysator zijn

1)

grote

mechanische

sterkte

2) een

g

rote

én blijvende activiteit

In het

alr;emeen

wordt

1

"

205

aLs

katalys

at

or

geb

ruikt

,

met

een aantal

toevoegin~en,

die de

selectiviteit

verho

g

en

.

Wat

betreft de samenstelling zijn

voornameli

jk 2

typen

katalysatoren

in gebruik

.

1) 10% V

₂

0

5

op

Si0

2

of

puimsteen

als

dra~er.

Indien de drager

verontreinigd is met

alkali

-

oxyden

,

vermindert dit de

activiteit

.

Geheel

alkalivrij silica

g

el

is echter te

actief

,

waardoor veel

dooroxidatie

tot

CO

₂

en H

₂

0 o

pt

reedt

.

Door

de "te" actieve

katalysator

deels te vergifti

ê

:en mp.t

alkali, ontstaat

de

tweede

katalysator

.

2)

10%

V

₂

0

5

op

silicagel

(70

-60%)

en

K

2

S0

4

(30-40%)

,

ook

K2S207

wordt wel

~ebruikt .

1)

heeft

een

lagere

oobren~s:

dan

2)

,

maar een hogere

reactiesnelheid

,

zodat

er meer produkt per tijdseenheid

per

katalysatorgewicht geprodUCBp.rd

kan

worden

.

Vooral is dat

belangrijk bij een

relatief

goedkope

g

rondstof

.

2) geeft

een

hoger

rende

ment

,

wat belanGrijk

is

bij

rel

atie

f

hoge

g

rondstofprijzen

.

Vanwe

ge

zijn lange

reactietijd wordt

2) toegepast

in

het fluide bed

.

1)

is in

het

fluide

bed niet

te

getrui~e~,

omdat dan een

,

r

I

i I

i

I

I

l

i

De invloed van deeltjesgrootte van de katalysator op

fluIdisatie

en

benuttingsgraad

.

Voor de fluldisatie

wordt

een breed deeltjespatroon

vereist,

dit geeft minder aanleidin

g

tot

"

channellin

g".

Ten

aanzien van

de

benuttin~s~raad

merken

wij

op

,

dat bij

een bepa

a

lde deelt

je

s

g

rootte

(afhankelijk

van de poriestra

a

l)

de benuttin

F

sgraad

~

kleiner dan

1

wordt.

De

g

rens

ligt bij

deeltjes,~rootte

bij 300

-

1000fl en de

poriestraal

25

-

50Ä

(2~)

.

Na

ftalee

n

-

oxidatie

.

Voor de

ber~kening

van de reactor

werd

uit

G

e

g

aan van de

B

.

A

.

G

.

F

.

katalysat

o

r

(17).

~arnenstelling:

1S% V

₂

0

5

en

82%

alkali pyrosulfaten

(1Na op

3 K)

op

silicagelbasis

.

5~%

silica

g

el en

45~

V

₂

0

5

+

pyrosulfaten

.

Genoe~ade

katalysator levert een selectiviteit van on

g

eveer

82~

bij een temperatuur van 350°C

.

11

.

Ort~o-xyleenoxidatie .

Voor

de berekenin

ff

van een ortno-xyleen reactor wordt uitge

-gaan

van

2

katalysatoren

.

1) de naftaleen katalysator

(

litt

.

17 en

22)

met als voordeel

,

dat er bij omschakeling van naftaleen op oxyleen

ge

en

katalysator

v~rwisseld

dient

te

worden.

2) Een

denkbeeldi

ge

katalysator

,

die

een

ver

blijf

tijd van

•

r

, I

,.

..

.

I

.

Een

juiste beschrijvingswijze voor de berekening van de

verblijf tijd

krijGen

we met

het

model van Van Deemter

.

Uit

reeds

verrichte

epxerlmenten door de B

.

A

.

S

.

F

.

blijkt

,

dat de verblijf tijd-met

een V205/K2S207

op silicagelbasis

katalysator is de

verhlijftijd

on~eveer

10

sec

.

(17)

.

De reeds

bestaande fabrieken beschreven door Badger

werken

met

een

verblijf

tijd

van

10-20

sec

(18) .

~e

zien

duidelijk

,

dat

de

verblijf tijd veel

groter

is dan

de berekende

contacttijd; de verklaring

is,

dat het fysisch

gebeuren (diffusie)

meer tijd in beslae neemt

dan

het

cheGisch gebeuren

.

!I~t

reeds enkele

malen eerder

g

enoemde

theoretisch

model van

Van .Jeemter

bescllri,ift

de

fluïdisatie

als

vol

g

t

(8) :

upf{ 0 W

phase

I

I

V

_Vs

I

F

F

_s

9as

I

so id

5

k

v

f

Igas

x

=

vertical co5rdinaat

t

=

tijd

Cc

=

plaatselijke

vol

.

fractie in

C

vaste

stof (downflow phase)

C

₂

=

plaatselijke

vol

.

fractie (upflow

phase

fs

=

vol.fractie

be~et

door downflow

phase,

vaste

stof

F

_s

=

vol

.

fractie

door

upflow phase

,

vaste stof

V

s

=

lineaire snelheid downflow

_{vaste stof}

phase

V

_s

=

lineaire snelheid

upflow pha

s

e,

vaste stof

u

=

superficiële gassnelheid

,

"

vaste stof snelheid

k

=

gas

overdrachtscoëffioitint

i

o

-I

,

\ 1

I

Het zou interessant zijn met dit model berekeningen uit te

gaan

voeren, zij

het

dat hier de moeilijkheid ligt van het

onbekend zijn van

de gasoverdra

chtscoëffic

iënt k

en de

vaste

stof

overdrachtscoëfficiënt kso

II.De

fluIdisatlesnelheid

wordt begrensd door een

maximale

en

een minimale

fluIdisatiesnelheid

.

De maximale

snelheid

is

van

belang in

verband

me~

de

uittreesnelheid van de deeltjes.

De deeltjes

mo

g

en

in

principe niet de reactor

uit, dus is

de snelheid (afhankelijk

van

de deeltjesgrootte)

aan een

bepaald

maximum

gebonden

.

De maximum

fluïd

isati

esnelheid

is

te berekenen met

:::

_{4d k (p}

_{s -}

P

f)1

3Cw

.

_

Pf

Cw

is

te

bepalen via trial en error

methode

o

I

d

k

~

diameter kleinsie

deeltje

ile

minimale fluIdisatiesnelheid

-

de

gassnelheid (supe

rficieel)

die minimaal nodi

g

is

om

fluïdisatie

te

veroorzaken

-

kan

berekend

wordt

met de

formule van

Ergun

(26).

150(1-c)

.Tj.v

f

3 2

(

dp

+

E:::

porositeit bij min

.

fluïdisatie :::

0,5

(

-2.u.

ri'J

Jfl:L

t'J

')

::: 31

,

5

x1

0-

6

~'vs

/ri

I

')

T) :::

dijn

.

viscoL

oi

tel

t

v

_f

:::

superficiële snelheid

d

_p

₌

g

em.

deeltje:Jcrootte

P

s

:::

schijnbare dicht.heid

P f

--

dichtheid

fluïdum

t~

.3 ;'-0"( 1l_

\Q.~

kat.

::: m

/

sec

:::

m

:::

1500

kt;/m

3

_

~kg/m3

( ' I 'i ';)

---~~---

---\

I

[

) ,

~

I

r

i

I

Voor deeltjes van verschillende

grootte is de max. en min.

fluïdisatiesnelheid hieronder berekend.

d

p

m

dk m

10-3

8x10

- 4

8x10- 4

6x10- 4

6x10

- 4

4:-:1

0- 4

4x10- 4

2x1

0- 4

2x10

- 4

1x1

r

)

-4

1x1

0- 4

°

, c; ~ v 1\0. 1 l.

cl

-4

v

f

min

m

/

sec

0

,

795

0

,

5

1

0

,

287

0

,1

272

0

,

03H30

0

,

00795

V f

max

m

/

sec

,

I

J

-'

; I

,

, i

r

! I I

>,

I

I

I

I

- -- - -- - - ---

-In laboratorium reactoren wordt

gew

erkt

met een molaire

verhoudin

g

zuurstof/naftaleen van 100!1.

In de praktijk

is gebleken

,

dat, wanneer de temperatuur

goed

beheerst kan worden,

zoals

dat bij een fluid

bed

reactor

het geval is, er een veel

groter percentage

aan naftaleen

ingevoerd kan worden.

De

molaire verhouding, die

zonder

al te veel risico's nog

wel

gebruikt

kan worden, is ongev

e

er

10 mol

zuurstof!1 col

naftaleen. In de

literatuur

betreffende praktische toestanden

wordt daar ook op

gewezen (1

8

)

.

Bij de invoer van naftaleen moet

gezorgd

worden voor een

goede

inspuiting, anders

bestaat

daar

gevaar

voor optreden

van te hoge concentraties.

Hierbij

is

~edacht

aan invoer

met

behulp

van een

mengejecteur

;

de kans is echter

groot

,

dat de

m~nging

hier toch nog niet

I

r

r

r

Alvo

r

ens tot de

ei~enlijke

reacto

r

berekening ove

r

t

e

gaan

,

d

i

enen

we

ee

r

st

een inzicht

te

krijgen

in

de

massa

-

en

warmte hoeveelheden

,

die

in

de

react

o

r

worden

doorgevoerd

.

Ge~ist

wordt

een

react

o

r

met produktie

van

5000

ton F

.

Z

.

A

.

per jaar

,

terwijl

8000

werkuren

nodi

g

zijn

.

A

.

~:;assabaléins

1)

Naftaleenoxidatie

.

Er

word

t

ge

w

erkt

met een molaire 02/nafataleenverhouding

van

12/1

•

1

mol

naftaleen

(128)

+

12

m~]

02

(32)

+

4

8

mol

N

₂

(28)

d

.

w

.

z

.

195

5

kg

voedin

c Ikmo

l naftaleen

80%

wordt

omgezet

via F

.

Z

.

A

.

1 kmol naftaleen

geeft 0

,

9 kmol

F

.

Z

.

A

.

=

11

S

,

2

kG

F

.

Z

.

A

.

gevraagd wordt een nroduktie van 5000

ton

/BOOO

uur

=

0

,

174k

6,

sec

Er is

dan

nodi;

~4!7~

x

128

=

0

,

1

88

kg/sec

~aftaleen

I " (.

d.w

.

z

.

?~~

~R

x 1855

=

2

,

72

k

g

voeding/sec

.

De dichtheid

van

het

inst~omende

g

as is bij

350°C

en 1

atm

.

0

,

55

kg/m3

•

De

volumestroom wordt

dan

~

_v

=

8

,

_,

7

_5')

t

bij

1

atm

.

bij

P

atm

.

ri.

2

,

7

2

4

,

95

m3/

'

sec.

~v

=

O

'

55

.

P

=

P

2)

ortho

-

xyleen oxidatie

.

Ook

hier

wordt

ge

wer

kt

met een 02/naftaleen

ve

r

houdinr;

van

12/1

.

Samenstelling

voedin~:

1 mol o-xyleen

+

12

mol

6

₂

+

48

mol

N

2

r

I _....

De conversie van o-

xyleen

in

F. Z .~ .

is

70%

.

1 kmol o-

xyleen

-~

0

,

7

kmol F

.

l

.

A

.

=

0

,

7

x

148

=

104

kg F

.

Z

.

A

.

een

produkt

ie van

5000

ton

F

.

l

.

/\

•

/8

000 uur of

0

t

174

kg/

s

e c

.

o

174

vereist een

hoeveelheid

o-

xyleen

:

i

04

x

106

=

0

,

177

kg/s

ec

.

of

wel

°

l

~~7

x

1834

kg

voedin~;sec

.

=

3

,

07 kg

v

oeding /

scc

.

~é

dichthei

d

is

ook

van

d

it

S·,s

bij 350

0

en

1

atm.

-

0

5~'

k,"'

3

p -

,

)

",jm

d .v/. ~~. _~v r.{ b" .

3

,

~7 ~

I j

P

atm

1S O ,~~ . r

=

5

,

57

p

m

3

/sec

B

.

i

/ar

mteba

lans

1)

Je warmte

,

die

vrijko~t

bij de naftaleen

-

oxidatie kan als

volft uit de

verschillende reactie

warcte~

berekend worden

.

i~r

verbrand

t

0

,

1

CjF;

kg

naftnleen

/se

c

.

of

'wel

0

,

1 ~R X ₁₂₈ 1000

_{mol na}

f

_tal~en/2ec

'

₌

1

_,

_10.'1

_mol/

'

_sec

_.

e

daaruit ontstaat

Tö

.

1

,

47

mol

F. ~ .A.

en

0,2

deel van de r).aftaleen

verbrandt

tot

CO

.

,

en

"[1.,0.

L L

v-d

.

w

• z •

_~

4

/r:

1

~

r7

1:1

()

Q 1

4

r.

44

c:; 0

52

t:" 1

I

/ .). , '+ i'10 r == J,> . " ( . ..J ,o - j

Kca

1

,

4

7

~

N

(1

»/5

•

1

,

4 7

:no

1

CO

2

r)

7

'

.::

- - ' \

11')

_,-,':J

/-

_.

1

_,

47

_mol.

' H

_'")

U

=

0

,

<-

.

1

,

41

.

1

210

,

1

=

356

kcal

L

=

sn1

kcal/sec

.

2)

De

warmte

,

ontwikkeld

bij de ortho

-

xyleen oxidatie

wordt op

analoge wijze

berekend

.

invoer

aan ortho

-

xyleen is

0

,

1

TI

kg/sec

.

d

.

w.

z

.

°i

₀₆

177

_x

1000

-

_-

1 _,b

,r7

mol ortho

-

xyleen

70%

wordt om

gez

et

in

F

•

~.:

• ;'

.

•

r

_.

-'7

Î-/'fr~.

t

~

,

., I

;I

7

_---:--...

m

1

,

67

U1.Q.f...

o

-

x

~

en

..

x

1

,

67

mol P

= 0

,

7 x

1,67

x 277

,

84=325k

cal

= 0

,

3 x 1

,

67 x

1092

=522kcal

totaal

:

847

k~alj

Sec.

I

Dit is de totale hoeveelheid warmte

,

die ontstaat

tijpens

de

i

reactie

en die moet worden afgevoerd

in

het fluid be1

'

I

daartoe staan ons een aantal middelen

ten doel, welk

t

nog

aan de orde zullen komen

.

I

i

I , , I)

, lO

l~

'JO

/

!

---~~---~--~---~--- ---~--~=_---~.7 __ ~.~ .. ~_~,---=

,

I"

~

r

_I

I

I

i

I

I

I

I

i

i

i

I

i

~

I

1

--I

In

he

t

onderstaande

zullen

een

aantal

reactoren

berekend

worden,

waarbij we

3 soor

ten re

ac

toren

onderscheiden.

1

)

de reactor

v

oor naftaleen

~et B.A .=.F~

katalysato

r

2)

de reactor voor

a

-xyleen

met fictieve katalysator

3)

de

als

meest optima

a

l

berekende reactor voor

naf

t

aleen

moet wo

r

den geb

r

uikt

voor

o-xyleen oxidatie;

de

vraag

is

wat

de produktie van a-xyleen zal zijn.

Bij

de

berekeningen

1)

en

2)

z

ullen

we nagaan voor welke

L/D

verhouding en

v

oor

welke

deel

tjes

Grootte de

reactor

het

Deest

optimaal werkt.

De

berekeningen

worden

gedaan

voor

L

I

D

=

2

en

LIJ

=

3 en

v

oor

d

_p

(gem. deeltjes

g

rootte)

200

,

400

en

60ü~ .

1) De

verblijf tijd in

de

re

acto

r

is voor

de te

g

ebruiken

katalysator 10 sec

.

de

bl

O 0

ft

0 0 d

volurr.e

re

acto

r

x €:

ver

lJ

lJ

=

_va

1

_umeSvroor.1

+

We nemen evenwel aan

,

dat de

verblijftljd

niet

g

elijk

i

2

,

wann

e

er we

bij

een an

d

ere druk

,

of bij een andere deelt jes

-gr

ootte

werken.

~e

v

e

r

blijf

tijd van

1

0

sec

is

g

ebaseerd op

deeltjes van

ongeveer 200

~L

groot en een druk

van

on

G

e

veer

1,7

atm

.

(I&)

We

krijgen

dan

alsvol

g

t

een

meer algemene formulerine

voor

de verblijf tijd

(1

/

space

-ve

locity

)

.

n.l.

₂₀₀

10.x.P

_.1,7

x

=

deeltjesGrootte

P

=

gem. druk in de reactor

We

ne~en

verder

aan

,

dat

we

bouwen aan een

cilindervormige

rea

cto

r,

d

.

w.

z

.

het

v

o

lume kan als

v

olgt

worden

voorgesteld

:

1

2

V

=

'4

nD

•

L.

-

'

I

~

I

I

I I

I

I

I

I

I

I

I

I

I

..-j

---~

De porositeit van

het bed

bij fluidisatie

is

ongeveer

0

,6.

de

volumestroom

is

(zi

e

4A)

4

z~

5

m

3

/

sec.

dus

bij

LID

=

3

krij~en

we dan

10.

x

•

P

=

1/4

n::l

.

~

.

0

,

6

-

6

I

200

.1,

7x10

4,g5 P

voor

x=

200~

n

3

=

20

,

6

D

=

2

,

72

m

L

=

8

,1

6

m

De

fluIdisatie

snelheid

i~

nu

ook

te berekenen

nl

v

volumestroom

4

,

95/p -

0

,

R

5!P m/sec

• f

=

react6rdoorsned

e

=

1

/4

_x

n2

-v

o

or

x=

40

8

1-!

en

x=

6001-!

zie

verder

onderstaand

tabelletje.

ook

_LID

₌

2

en x=

200

,

400 en

600

~

LID

=

3

x

I-!

D

m

L m

v

_f

m

/see

v

_f

min mlsee

v

_f

_max

m

/

see

200

2

,

72

R

,

1

6

0

,

'35/r

0

,

032

0

,

55

40

0

3

,

45

1

J

,

35

0

,

53/P

0

,

1

27

1

,

-35

600

3,

']""

11

,

85

0

,

,~:J/p

0

,

287

2

,

6

L/D

=

~ D T

_rn

_/

_sec

I

m/sec

x

I-!

rn

m

v

v

f

m/sec

v

f .u f

min

max

200

3

,

14

6

,

28

O

,

64/?

0

,

032

0

,

55

400

3

,

95

7

,

90

0

,

40

/P

0

,

1

27

1

,

3S

600

4

,

51

9

,

02

0

,

31/P

0

,

287

2

,

6

-

--

-

-

- - - -- - - -

-We st

r

even naar

een

zo

klein

mogelijke reactor

,

dat betekent

dat we kunnen volstaan

met deeltjes

van

200~.

Een reactor

met

LI

D

=

3 en dimensies

D

=

2

,

72

m

en L

=

8

,

16

m

,

zou dan voldoen

,

wanneer

we

werken bij

een gem

.

druk

in

de

reactor van on

Ge

veer

1,7

atm

.

(v

_f

is

dan

0

,

5

en

li

g

t tussen

v

en

v . \

f

max

f

mln)

De werkelijke

hoogte zal ongeveer

10

meter

zijn

.

2)

Sen reactor voor o-xyleen

met

een fictieve

katalysator

,

bij

een deeltjescrootte van 200

en

een

druk

van 1,7

atm.

hiervoor

is

een

verbli

jf

tijd nodig

van

15

sec

.

De meer

alge~ene

geld

ende verblijf

tijd is dan

15

.

x

.

P

200.1,7

wederon

geldt

:

ver

blijftLjd

₌

volumereactor

_volume:

_-

₃

_troom

x

volum

estroom

=

5

_p

57

m3/sec v0edin

'

::.

Een analoge berekeningswijze

als

voor

de naftaleenreactor

levert ons

de verei

ste

reactordimen

sies

,

oij

de

ver

schillen

de

aan te ne8en

L

/D

verhoudincen en deeltjesgrootte

.

LID

=

3

200

400

60

(

)

L/D

=

2

200

400

600

D

m

3

,

?6

4

,

12

4,7

D m

3,74

4,7

5

,

"33

L

m

v

_f

m/sec

9

,

79

0,67/P

12

,

36

0

,

42/P

14,1

0,3?3/P

L

m

v

_f

m/see

7,48

0

,

5Û7/P

9

,4

0,3?/P

1

0

,

'I (,

°

,

2

44/ P

Vl~

_mln

.

m/sec

0

,

032

0

,

127

0

,

287

V

_f

min

m/sec

0

,

032

0

,

127

0

,

287

v

_f

_max

m/sec

0

,

55

1

,

35

Vi'

_max

m/see

0

,

55

1

,

35

2

,

6

Ook llier

geldt

,

dat we een reactor

m

oe

ten

bouwen

,

waarin

kat-d

ee

ltjes

van

200

~

gem

.

gro

otte

ge

bracht worden.

Bij

L/D

=

3

wil dat

zeggen

:

\

r

.

...

3)

De derde reactor, die

be

re

kend

wordt, is

een

ortho-xyleen

r

eactor

.

Naeegaan

wordt

,

wat

de

produkti

e

aan

F

.

l

.

,A

.

kan zijn

in

r

eactor

1

)

met dimensiés

L

=8

,1

6m

D=2

,

72m

x~200~

De

ver

blijf

tijd

van

de ortho

-

xyleen

voedin

g

wordt nu 31 sec

(22).

(zie

3B

11

kinetiek o

-?cy

le

en

)

.

We

gaa

n na wat de

v

olumest

r

oom

in een dergelijke

react

or

kan

zijn

.

31

.

x

.

P

1

,

7

~

v

=

O

,

785

.

(2

r

72)2j?

r1

6

.

0

r

6

.

1

,

7

~3/sec

(bij

1 at

m

.)

=

1

,

56

m

3

/sec

=

0,55 x 1,56 kg/sec

=

0

,

86 kg/sec

O

n

der

4A

2)

za

ge

n

we

,

dat

3

,

07kg

v

oe

din

g/

se

c

e

en

produktie

van

5000

ton

F. ~ .~ .

ople

v

erde per

jaar

.

Dus

0

,

86

kg/sec

gee

ft

een produktie

va

n

14

00

ton F

.

Z

.

A

.

per

j

aa

r.

Het

is

dus niet ere

Gu

nsti

g

om met

de katalysator

,

waarmee

naftaleen

ge

oxideert wordt

tevens grote

hoeveelheden

ortho-xylee~

te

oxide

re

n

.

Er

is dan een duidelijk

actie

v

ere katalysator

nodig

.

Pas

wanne

e

r

om

één

of andere

r

eden kleine hoeveelheden or

t

ho

-xyl

een

t.o

.

v

.

g

r

ote

~oeveelheden

naftaleen

pe

r

jaa

r

verwerkt

moeten worden

,

loont het de moeite

om

zonde

r omsc

hakel

in van

k

ataly

sato

r

-

een

ondernemin~ ,

die overigens

sle

ht

s

8

uur in

besla:

neemt

-

beide

g

rondstoffen achtereenvolgens

de reakt

or

in

te voeren

.

\

1

I

~

I

I

_I

..

- - - ---~

De temperatuur in een fluid

bed

mag

als

uniform aangenomen

worden; deze temperatuur

wordt

al bereikt enkele centimete

r

s

boven de

distributieplaat

.

Dit is

het

ge

vol

g

van de

g

oede

menging in

het

fluid

bed (28)

.

D

e warmte

,

die

vri

j kom

t

bij de

r

e

aktie wordt voor

het

merendeel afGevoerd

met

behulp

van

koelpijpen

in d

e

re

akto

r

.

~en

kl

ein deel wordt evenwel

ge

bruikt voor

het

opwa

r

men

van

de

voeding

.

De

voeding (vnl

.

lucht) komt de r

0

a

k

t

a

r

binnen

m

e

t

een

°

temperatuur van 1

80 C

.

Voor

de

naftaleenreaktor is

d

e voedin

G

sstro

om

2

,

7

kg/sec

.

cp

=

1

,

1

8

kJ/kgOC

.

De

de

De

~w

=

2

,7

x

1

,

1

8

x (

350

-

180 )

-;/p.'

=

22

4

kJ

//

sec \1-d1

=

~

kca

l

/sec

totale war

mtep

r

oduktie

was

881

k

cal

/se

c

.

3

r

moet dus

via

!}f)

koelpijpen

881-~=~

kcal

/s

ec

afgevoerd

worden

.

i-1ál .

/

trr

. .

warmteoverd+ac

ht

kan

cim

beschreven worden

,

als bestaande

uit

de

vol

g

ende

stappen

.

a) warmteoverdracht

katalysatordeeltjes

-

ga

s

door gedwonGen

en vrije convectie

,

b)

gas

-

k

oel

p

j

jpe

n

,

door convectie

,

c) do

or

de

p~jpNand;

geleid

~

r:ë

,

d

) pi j

~-koe

lmedium

,

dour eotl

vee t

ie

.

. r- .-" ,,~jv~

ad

a) de cr vo

o

r

de

overdrac~. t

v

an

he

t

ga

s

naar de

(;

e

e

l t

J

es is

,20

(

,

2

0)

.

1-..

uitwi3sele~d

oppervlak erg

g

root

is

,

is

de warmteweerstand

hier

verwaarloosbaar

.

b) in eenfluid bed

is

deze

overdracht

er~

belan

g

rijk

;

van

b

elang

is no

g

of de

ga

sstro

m

in

g

loodrec

h

t of evenwijdig aan

de

-pijpbetere

ov

e

tdré1c

h

t

gee

ft

.

c

)

V

oo

r

de

koelpi

jn

en wordt

~ewoon

c

on

strucli

es

traal

g

e

b

rui

k

t,

met

eer:

er

f;

coede

gelei

din

,

'

.

a

on

ge

veer

20

.

000

W

/

m

2o

'

J

.

d

) De

z

e

is

afhankelijk

van

de

te

~ebruiken

warmtedrager

.

de a is

h

ier

al ti

j

d

w

e

l

in de

orde

van

g

roott

e

van

4-000

-20

.

0

00

W/m

2

oS

.

~us

ook

is

hie

r

g

een

belangrijke weerstand

aanwe~ig.

D

e reactorwanJ

w~rdt

co

ed

g~Isoleerd,

met

als doel zo

weini

g

mogelijk

warmte

verlor

en

te laten

gaan

.

Dan doet zich de vraa

g

voor

,

hoe

de koel

0

ij

p

en

geplaatst dienen

te worden in

het

fluid

bed

.

Er zijn dan

3

uitgesproken

mogelijkheden

:

1) verticaal

2)

horizontaal

3)

spiraalsgewi~s,

wat neerko

mt

op bijna

horizontaal

.

57 ,;., tI -,

Metingen

g

edaan

door

H

.

;"

.

Vreedenberg

(~3-

0

,

;)r

)

tonen aan

,

1Jtf1

!

dat vertikaal

geplaatste

~oor

een iets

betere

war

I:;

te

---

overd rach t zor

g

dragen

dan

~lori

zon taal

g

e pla:.l t

s

te

pi

j

pen

in

het

bed

.

Bo

ven

g

enoeude resultaten hebben ons de keus laten

vallen op pijpen

,

die op verticale wijze in

de

reactor

geïnst~lleerd

worden

.

Ook

dient oD

seD

er

v.

t

te

worden

,

dat het

niet

aan te

bevelen

is

koelribben aan te

br

rc:

n

/en

op

de

pijpen

;

zij zullen de

I

~

..

Voor de

berekening

van het

aantal pijpen

,

dienen we na te

gaan

,

wat

het

benodi~de

uitwisselend oppervlak is

.

Er

moet worden afgevoerd

:

~ _w

=

829 kcal/sec

=

U. ~.

7

.

i~

=

ui tv:isselend

O'p~}ervlak

u

-

tot::l1e

warmt

e

overJrachtscoë:ficiër,t

.

U

wordt

,

zoals

we reeds

za{':en

,

ho

o

fdzakelij

'

k

bepaald door de

stap

gas

-~

koelpijpen

De

a

kan

op velerlei

wiJze berekend

/

worden

.

Bijvoorbeeld

:

D

v

P

p f _

f'(

Tl

f

-

~ aD

--2

f..

_f

•

_{1- E}

litt.

32

CR

is een factor

,

die

de plaats

aanGeeft

v

an de pijp t

.

o

.

v

.

het midden

van

de

r~actor.

Het zal duidelijk zijn

,

dat hier

een

moe

i

lijkheid

li

g

t t

.

o

.

v

.

een

berekenin

B

van

de gemiddelde

a

per pijp

.

~eer

praktische

;

egevens zijn o

.

q

.

te vinden in

de

metingen

,

gedaan

door

Vreedenbere

,

zie

O

.

Q

.

bijlage

.

Daar blijken

a'

s

van 400

-

500 bij

I ,

I

I

IJ

zij

r. •

!JE

;11,A-(Y .'

'-<-

t.'./'/

o

250 C ceen

uitzonderin

g

te

/

/

I

: r; ')

j,~/

d4.(

'.

<1(~/-v1

/

'

/

Co~bin0ren

we dit met

de

praktische

G

egevens van

de

S~jnres

wa

:i

r

een

van

450

~/m2oC

ceconstateerd

wordt

,

dan is het

reëel om in onze

re

r

ek

e~lingen

een

a

aan te nemen van 450 W/m

2

°C

.

Het tempe

r

atuur

v

erschil 6T tussen bed en het inwendi

g

e van

de pijpen is 350

-

200°C

=

1JO°C

.

'lle

ne:?1en aan een temperatuur van

200°C

in

de pijpen

,

dat

is

de

ver

/

adigingstemperatuur v!J.n stoom van 15 atm

.

Door de

pijpen wordt water

gepompt

onder 1

5

atm

.

druk

.

Het

benodigde

oppervlak

word~

nu

:

1

-•

..

- - - - -- - - - ---~

We zullen 3inch pijpen

gebruiken

in de reaktor

,

de

wand-dikte

van

zo

'

n pijp zal

zijn

3,5mm

;

totale buitendiameter

75+2x3,5=82mlî1

.

Omt

rek van

een pijp

n

xO,082re

2

per meter

pijp

een oppervlak van

0

,

258m

•

In de naftaleen reactor

k~n

een

pijp

van on

6e

veer 7 meter

gebruikt

worden.

(Tussen de

verdeli

ngsplaat

en de

war

mtewisselaa

r

pijpen

moet een

ruimte van onccveer

ROc~

zeker

bestaan)

.

~otaal

is nodi

g

51

,

5m

2

dus

61

~

5

meter

=

200

meter

. , L

58

! '1« <.J,' ,

TJ

t t t

l

t I

'

.

.

d

t I l 2ÖO 220

..

l

le

0 aa~

aQn

a

PlJpen ln

e

reac

or

za

(

an

~= ~

zlJn

.

(

Cl)

Het

plaatsen van

29

pijpen

zal

~ecn

probleem

opleveren~

We

~rencen

de pijpen

aan

in een

U

-

vorm

,

en een meervoudige U

vorm

c

LfU

).

I\:

.

a

.

'd

.

de

aanvoer en de afvoer

vindt

plaats

boven

in de reactor.

i';:

et

b

ehulp

van ringleidingen bui ten

de

reactor

0;;:.

.sr bevinde!1

ZiC!1

dan

bv

.

de

v

olcende

in de

reactor

geplaa

tse

koelpijpen

:

enkele: U

2

dubbele:

2

3-voudi Ge

:

4-voudi

g

e

:

De warmtewisselaar wordt dan

verd

er

als volgt berekend

:

'

1

c} .

•

~w

=

828x4

,

2

=

3460Kw

.

Het water

in

de

koelpijpen

wordt opgewarmd van 100°C

w

ate

r

naar

200

°C

stoom

,

d

.

w

.

z

.

6I-I=2417k{.T/tg

.

Want het suppletie water bezit een

temper~tuur

van ongeveer

10

0

°C

Een

massabalans over de stoomketel levert op

,

dat deze