Statische stabiliteit van een F.Z.A. reactor

Verslag behorende bij het processchema

van

.

.

. ,

.

.

,

.

'

'

.

' SCHAAL 1-5 \ \ \ , , , '

..

' ,

'

.

' ,

...

.

' , ,

'.

' , , . , , , ...• '

...

.

, \ • • 111. • , • , . , \ • • • • 'l( : " - / ,

,

.

.

" '

..

_,\

1 " -

.

.';. " • ' ,' I • • • •

...

.

\

...

.

:

.

..

\

.

.. .

• • 'I I • • • \ • • " • • . ' 'of \ ',

,

.

"

...

\ "

•...

.

. .

\

.

,

.

. . .

.

I i / / .-. .-, .;:-.... .

'

.

' i / ;' ,

...

,\

...

,

...

.

'\., ",,',

..

• , • • • I • • ,....-,.-' ///1\'\'" - ' -.- / " ,'-

'

-... ---

",/,' / i \ '\

,

""""

--/ .",. // j' I' \ \ ... •

.

.. I • • • '- '. _{", I ' \.} ",. / 1 \ \ ,/ j I' \ '\ I , , \ I ,

.

'

'

.

' VASTSEDREACTOR FZA. met

koelin door stoomvormin via een zout oplossin g

• koelpijpen stoom 98 st. r6 koelpijpen inwendig 28,5 . en 0 katalysatorpijpen 5600 st 16 katalysatorpijpen 28,5 REACTOR 4000

-

,

AM.deJAGER FEBRUARI 1968

-..

;:-SAMENVATTING

Het verslag beschrijft het onderzoek naar de statische stabiliteit van een F.Z.A. fluid-bed

rea~tor, die zowel met naftaleen als met O-xyleen

gevoed kan worden.

In hoofdstu~ 3 wordt een vast-bed reactor onderzocht. De gevoeligheid van de reactor voor schommelingen in de procesvariabelen leidde tot andere condities voor de FZA productie.

- - - -" '. 2. INHOUD blz.

SAMENVATTING

,

..

Inhoud

₂

I. Inleiding

4

,

_1.1

Gebruikte ldnetiek

5

1.11

Naftaleen-oxidatie

5

I.I2 o-xyleen-oxidatie

5

1.121

React1esehema Novella

₅

1.122

Reaetieschema Froment

5

1.13

Opmerld.ng

6

1.2

De enegiebalans voor een chemische reactor

6

2.

Fluid - bed

7

2.1

Criterium statische stabiliteit

7

2.2

Reactorgegevens. etc. 7

2.3

Model van d.e berekening 8

~4 Vergelijkingen en berekeningen 9

2.41

Naftaleen-oxidatie 9

2.421

Novella 11

2.422

F'roment 11

'"

2.5

Nieuwe reactor

13

2.5I

Opmerldng

13

2.52

Invloed andere proces variabelen

14

2.6 Optimalisatie

14

2.7

Model voor een flu1d-bed reactor

₁₄

3.

Vast bed reactor

_I5

3.I

Model van de berekeninG

₁₆

3.2

CriteriUM statische stabiliteit

₁₇

3.3

Reactorgegevens, etc.

_I8

3.31

Opmerkingen _I9

3.4

Vergelijkingen en berokeningen

₂₀

3.41

Schema berekeiingen ₂₁

3.5

Resultaten

₂₂

3.6

Slotopmerkingen

₂₄

Symbolen

lijst

₂₅

L1tteratuuropgaven

₂₆

•

3.

( vervolg inhoud ) APPENDIX _{blz •} I

..

_{}3,1jlage I.} 27 Bijlage 2. 28

"

Bijlage

3.

29

Bijlage 4. 3t/ Bi.jlage

5.

37. figuur I

₃₃

Figuur 2. 34 Figuur

3

35

Figuur

4

36 Figuur 5

31

Figuur 6 38 Figuur 7

39

Figuur 8

40

Algoldemonstratie proGramma. No I

41

I~o 2

42

ïïo 3 ₄₄

43

..

..

_Ho

_4.

..

i' I

•

I • "

.

•

INLEIDI

N

G

De opdracht luidde ; Onderzoek of de ontworpen

ç:::

F.Z.A. !luid-bed reactor statisch $tabiel is. Gebruik daarvoor het model van de ideale con-tinue tankreaotor.

Probeer een beter model voor de fluid-bed reactor te vinden.

Bekijk de fixed-bed reactor.

De gegevens over deze reactoren stonden in: Voorontwerp van een ftaalzuuranhydride-reactor

Laboratoriur.l voor ChemiSche Technologie October 1967.

- - - -- - - -- - - -l.I., 1.11

.

•

•

Gebruikte _, kinetiek. naftaleenoxidatie

Peterson (lit 1.) geeft het vo1cende reactieschema:

1 ~ ~~Cli.

~ F.Z.A. .. .)i.Z.A. ~)6'.-1

N -+ 02

~

f.>

6 . Gtîs /

(}(/

~

!..

3

rA----;--,

De overmaat lucht wordt zodanig gekozen, dat alle zes reacties

van de Ie orde zijn. Voor de waarden van de frequentie factoren

activeringsenergieën en de reactienarmtes geldt.

kco sec -1 E Ll H k1 5.6106 71.300 -1.85106 \21014 r:. k2 1::'0.080 -1.85101." k3 1.410 5 5!~. 500 -0 .50~0 6 k4- 1.6104 ~().300 -4.58106 k5 Lf .3103 33.600 -1.3510 6 k6 7.8105 71.200 -5.07.10 6 • 1.12 0 - xyleen oxidatie.

1.121 NovelIa en Ben110ch (lit 2) geven als reactieschema:

/ " -:-<- -" ~ T 4 F ~ \..ct~'c ~ 3 ~~--,-,~-C'

~

M~

' Cr;, 1 , «.,,::,-~ ""'~ x >o ; .

.vs_

o koo '.101cn ''s. _E/R b. H kc.kat.s.atm. kl 1.51

4

.6

45

-3.210'" c:; k2 2.4710-1 2. 7é~0

-1.6

h

~06

C': -4.37.106 , k3 2.21107 11.556 k4 2.111~ 2 5.730 -8 .47~O 5 '.

_k

₅

_{1.365104 9. L!'JO -4.0510} 6 k6 3.L1-2105 12.600 -3.21.') 6

•

k7 1.145104 ).'')96 .. 1.35106

1.122 Froment (lit 3) geeft een vereenvoudigd 8chema:

~F

X

~G

2. • G •

1-- 1-- 1-- 1-- 1-- 1-- 1-- 1-- 1-- 1-- 1-- 1-- 1-- 1-- 1-- 1-- -~--I I • I •

..

..

1.13 1.21

6

.

~ krool E ,6 H kg.s. k.l 1.13105 113.000 -1.2fll0 6 h, k2 3.1710""" 1)1.1+00 -3.3810 6

k3

4.8:)10[+ 119.600 - Lf.56l06 OpmerkinG.

Deze kinetische gegevens gelden alleen voor de door de schrijvers

gebruikte katalysator. Deze 3 katalysatoren zijn niet dezelfde.

Toch zal voor de ontworpen reactoren, die zowel met naftaleen

als

°

-

xyleen gevoed moeten Vloràen, zonder verwisseling van

kata-lysator, met dEJze gegevens worden gerekend. Hèpenlijk geven de

uitkomsten een jUiste indruk van de orde van grootte •

De gegevens voor 0 - xyleen zijn I':el wat twij felachtig omdat de

conv~rsie\ betrokken op

r

.

3

.

A

.,

nogal laag zijn vergeleken met

o{..t{'oo~ _{pa~6R-t-gegevens van B.A.S.F.} (11.· t ) _{4 en H.} ... _:..:uch (1 _{it 5} ) di _{·e van} 70

%

conversie sprekeno

De energiebalans voor een chemische reactor.

De Vlet van 'uehoud van energie luidt in woorden: de verandering van

de enerCie inhoud van een systeem per tijdseenheid ~ toegevoerde

energiestroom - afgevoerde enerciestroom snelheid waar;l1e energie

wordt geproduceerd.

Voor systemen waa.rin chemische reacties plaatsvinden is de

ver-andering van im!enc.ii ge energie zeer vele malen groter dan bv. de

veranè.ering van potentiële a.f Y..1.nEJtische energie.

We kunnen dan zulke verVlaarlo ~incen toepassen \'!é,ardoor de energie

balans wordt (lit G) .

d (

<

u> m ) := - Á (h ,el-,-) + Q. -

'

1

(1) dt

wê,arin <: u

>

rn = totale im:enàige energie van het systc em

- 4 (h0m)

=

netto input aan enthalpie

.

~ : 0 opgenomen warmtestroom

;;;; verrichte arbeid op omgeving per tijdseenheid.

In stationaire toestand is d(

<u

_àt > m)_O

---•

•

Voor de enthalpie verandering kunnen we, de mengwarmte verwaar

-lozend, schrijven:

waarin:

1

dh = ; dp + Cl' dT ~ ( A hr ) J dx J (2)

( A hr )J - reactiewarmte per eenheid van

massa J omgezet

verandering convers1egraad betrokken

op component J .

Voor de laatste

twee

termen van (1) kunnen we schrijven:

dV

p

at

~ - - U .A. A T (l~) waarin A T het temperatuurver

-schil tussen de reactor en het koelmiddel aangeeft.

2. Fluid bed reactor.

2.1.

In

eerste instantie beschouwen we deze reactor als een ideale

tankreactor, nochtans zonder verblijftijdsspreidinso

Het bed zal als isotherm worden aangenomen •

~

Criterium statiche stabiliteit.

De reactor is zodanig ontworpen c~at bij de gekozen reactor

tempe-ratuur (350oC) de ,;!ar!l1teproductie snelheid IS gelijk'S aan de warm

te-afvoersnelheid. Westerterp (lit 7) formuleert dan als stabiliteits

criterium: bij verandering van de reactor temperatuur moet de warmte

productiesnelheid lan8zamer veranderen dan de warmteafvoer~;nelheid.

2.2. Reactorgegevens J fysische eigenGchappen van het re§ctiemengse1 (li t 8a)

T reactor 350°C

Reactordruk

1

.

7

atm.

Hoogte bed in werking Dia'":1et-Err reactor

Diameter katdeeltje Porositeit bed kat inhoud

T

voeding 180°C 6.53 m 3.15 m

-

3

1_1-.10 m 0.6 29.L~OO kg.

- - - -- - - -I I' I

..

..

f,assnelheid Verblijf tijd Koelendoppervlak T h:oelmiddel Warmteoverdrachtsco~fficient Druh:val Massastroom voeding: naftaleen oxidatie molenstroom naftaleen

o

-

xyleen oxidatie molenstroom 0 - xyleen

reactiemengsel

"

Model van de berekening.

0.38 m/sec. 10 sec. 'lO mé'. 200°C / 2

°

300 VI m C 0.7 atm. 2.72 kg/sec. k mol/ 1._4710-3 sec. 3.07 kg/sec. 1.67₁₀

-

3

K mol/ sec. 1.06 kJ/kg oe

8

.

0.935 bij 1.7 atm en 3500C

De fluid bed reactor waarvan hier de statis-che stabili tei t onder

-zocht wordt, werd ontvangen met de B.A.S.F. katalysator (lit 9).

Van deze katalysator zijn geen ldn~tische gegevens bekend. VIel weten we dat deze katalysator een F.Z.A. opbrengst levert van

~ncevcer

82

%

bij een reactortemperatuur van

350°C

en een ver

-blijf tijd van 10 sec. Het is echter op erond van deze gegevens

niet ~aoDelijk te voorspellen wat er zal gebeuren bij andere reactor

temperaturen.

Om er nu toch aan te kunnen re:;-enen, werd :::ct de ki _{netL'che ge}

-gevens van 1.1. de optimale contacttijd Gezocht bij 350°C.

Deze Vlas 1.1 sec. met een F. Z. A. opbrengst van 70 ;:, voor de nafta

-leen oxidatie. Voor de 0 - xyleen oxidatie ;çerd [evono.e::

Nn-d\'i.,.

2.0 sec. en een ~ .Z.A. opbrengst van 55.5

%

volgens 1.122 en

t'\'1hJ~

~.9 sec. en een opbrengst van 3~

S

volgens 1.121. Hierbij werd

aangenomen dat fysisch transport naar Het katalysator oppervlak

geen invloed had op de t0tale re2ctie8nelheid. Voor onze bereke -:dn,':'en zullen deze schijnbare contacttijden ( "C ) aaLgehouden

worden.

Bij de berekening zal verder l~Og ui t gegaa..'1 ',wrcicn van C:,e vol, ende

veronderstellin[cn:

a) het systeem bevindt zich telkent$ in de stationaire toestand

b) de fluid bed reactor is te bC:"c;:;r':.i.,j'-··, als ceel iG.eale continue

tankreactor

-.,

i

I ~

•

I

I

.

c) er treedt geen verblijftijdsspreiding op

d)het bed is isothenn

e) de schijnbare contacttijd is geen functie van de reactor -temperatuur (ondanl:s Peterson' S (li t I ) opmerking dat boven

3500C interne poriediffusi e limiteert) .

f) de soortgelijke war:nte en de reactiewarmte zijn onafhanke -lijk van samenstelling en temperatuur, de soortelijke massa

is onafhankelijk van de samenstelling van het reactiemengsel.

g) voor de enthalpieveranèering (vergelijking (2) ) wordt

I

..f dp verwaarloosd.

h) de warmteafvoer geschiedt alleen door koeling en door het op -gewarmde gasmengsel

i) de temperatuur afhankelijlmeid van de reactiesnelhedèn wordt

gegeven dOor de vergelijlting van Arrhenius

k _ k CD

e

-E/RT

Vaar de bestudering van de statische stabili tei t v!erd de

warmte-productie - en warmteafvoersnelheid berelcend bij verschillende

reactor temperaturen. De massa- en energiebalns moeten daarvoor

gelijktijdig ?lorden opgelo:-:t. Vergelijking (1) wordt voor de continue ideale tanlu-eactor:

o

=

_

/ T Cp dT

Ta

De isotherme materiaalbalans wordt:

o

=

~m (W

J6 - WJ t ) + rJ • V reactor Voor de warmte productie snelheid (kJ/sec) geldt:

J= n

( 6)

(7)

Z

(

fj

hr)J)

X

_J y1m (W

J - WJo) en dit is gelijk aan: J=o

J=n

(

,[1

Hr) J )

~ _XJ • molenstroom (naftaleen of 0 - xyleen) (8) J=o

met vergelijking ([3) zal gerel~end ·,::orden. 2.~ Vergelijkingen en berekenineen.

2.41 naftaleen oxydatie (zi e 1.11)

De concentratie- tijd vergelijkingen luiden na eliminatie van de

..

I

~

I -I I .

..

10 • 1 _ ?' 1 k2 ( kl + 1: kl ( k4 + k5)

1

CM -tï-+f{kI~-kb-;-k31J--[I-;~-K~J -(I-+;{K~--k;)J-1 '7: k6 [ 1 + L (kIt -I- k5)] + ? 2 k3 . k4 CG

=

-TI+-,-{KI-~-Kt-t-K3)J-CI~-i{k4-;-k5jJ----Warmtebalansen (kJ/sec) warmteproductie: -(LI Hl

C~

+ (ll Hl +

~

H2)C~

t.1

H

3

C~

+

Ä

H6

C~). ~N

warmteafvoer: voelbarewarmte: ~m Cp ( T -

453

)

koeling U .A. (T -

473

)

Deze vergelijkingen" werden op de TR l~ uitgerekend voor het temperatuur traject van

250

tot

500°C.

(zie Algol demonstratie programma no. 1). Daarbij werd ook de grootte van het koelend oppervlak gevarieerd

en wel omdat bleek dat de globale warrntebalans bereldmingen (lit

8

b)

-

uitgaande van

8

0

%

F.Z.A.

en

20

%

gasopbrengst bij

350°C

-uitkwamen op een warmte productie van

36

8

0

kJ/sec terwijl deze

berekeningen ongeveer 85 5~ hiervan,

3162

kJ/sec, opleverden. Het

koelend oppervlak was dus ook te groot. Er is nu

8

5

%

,

zijnde 59.J) m2, voor genomen om daardoor een kloppende warmtebalans te krijcen bij

350°C

.

(Zie

2.1).

In bijlage 1 zijn de resultaten in tabelvorm weergeCiven. In fiL::'

1 zijn de warmtehoeveelheden per tijdseenheid uitgezet tegen de reactor temperatuur. Ui t deze figuur bli j kt dat de reac tor niet...z.o -stabiel is.

Er zijn twee :nogelijkheden OT,~ de reactor bij

350°

stabiel te

maken: 10 het ;-;:oelend oppervlak vergroten tot

77

m2 en dus de temperatuur van het koelmiddel verhogen tot

23

5°C

(zie vergelijking (4) )

2. h€t LoeIend oppervlak verkleinen en de temperatuur

van de voeding verl~".gen (deze mogelijlcYJ.eid is niet

verder onderzocht; .

-I •

•

..

2.421

11.

Oplossing i is toch slechts minimaal. (zie fig 1). Het is

beter het koelend oppervlak nog meer te vergroten (nog grotere helling van de war:nte afvoer lijn) en dus b T nog kleiner te

maken (de totale warmtestroom moet uiteraard constant blijven) . Een nadeel \'!ordt dan de hogere stoomdruk in de koelpijpenr

ver-zadigde stoom heeft een dampspanning van 15 atm. bij 2000C, van

25 atm. bij 235°C en van 40 atm. bij 2500C.

0- Xyleen oxidatie.

Het reactieschema van Novella.

De dimensie van de k waarden is

_kg

_-

_i{ät

molen

_:

_s

_:

_ätiii

Di t wordt voor de ontworpen reactor herleid tot

1 = k. s kg kat. atm

---

moIëii

---1

_-

_.

s

molen (stroom}'=1.67 (1 +12 +48)= 100.2 mol/sec kat inhoud = 29400 kg.

druk

De nieuwe k waarden moeten dus met

Dat geeft: k l :s pO k 2

=

00 k 00 3 = k 4 ~ 00 koe> 5

=

,koo 6

=

koo 7 = = 1.7 atm. 500 vermenigvuldigd worden. 7.55 103 1.235 102 1.105 loB 1.055 105 6.825 106 1.710 108 c; 72r.: 11"16 / . :;; 'J

Aangezien de berekende conversie slechts 34

%

was, wordt hier niet nader op dit ~odel ingegaan. (zie Algol demonstratie pro -gramma no. 2)

2.1t22 Het reactieschema van Froment.

De k waarden zijn door de volgende definitievergelijkingen

vast-gelegd: r = kl , N Xo ' No ' X . dx

J'

b

Mln

at

-n~---vö~ö-

.r

.

lü erui t volgt

vo~r

l{:l :

J'

~

_[)

--

_•

~

_,·.m

~---

_{• sec}

'

waarin Mm = gemiddeld mol gew. reactiemengsel

tb

=

vnl gens Froment

/0

=

= 29. L}8 kg/k mol = 1300 kg/m3 = 1}.935 dus 1;: 1 ~ 29.1~,~ • 1300 h ft d d' 1/

I

I

!

~ ---.---I •• 1\

•

•

..

De koo waarden worden dus lilet L: .• 15 104 vermenigvuldigd.

~at

geeft: koo 1 - 4. 6B 1'")9

koe 2 - 1.316 lDlO

k 3 - 2.005 109

00

De concentratie tijd vergel.i jkin[en luideYi:

C_X l -_-

_-I+1FrkI-+-

1

_k2j-

-1 IrJ. ~

CF

=

-TI-PZ:'-k2T-[I-+-~'(kI-;-K))J

1 "(2 . k2 (kl + k3) + 1::" k3

C

G

= -1I~~K~J-[I+-~r-~~-+k)

~---warmtebalansen:

productie: afvoer: - ( ~ Hl . cl + ..1 H3 F voelbare warmte: ~m. cp • ( T 453 ). koeling: U.A. ( T - 4·73 ). ~ 0 .

Ook deze vergelijkingen werden op de T R 4 uitgerekend voor het

temperatuurtraject van 300 tot 430oC. (zie Algol demonstratie programma no. 3). De globale warmte balans berekeningen (ltt 8c)

- uitgaande van 70

%

F.Z.A. en 30

%

gas opbrengst bij 3500C

-k~;iamen uit op een warmteproductie van 3450 kJ/sec ter\'!ijl deze

berekeningen ongeveer

3

5

%

hiervan, 2889 kJ/sec, opleverden. O;u de

warmteproductiesnelheid gelijk te maken aan de warmte afvoersnel

-heid werd het koelend oppervlak aangepast. Het werd 75

%

van

70 = 52.5 m2.

De resultaten zijn in bijlage .2 in tabelvorm weergegeven. In fig .2

staan de warmtehoeveelheden per tijdseenheid ingezet tegen de

reactor temperatuur. Uit deze figuur blijkt dat de reactor niet

stabiel is: daalt de reactor temperatuur, dan wordt de warmte af

-voer groter dan de warmte productie - de reactor gaat uit, stijgt

de reactortemperatuur dan wordt de warmte Ylroductie groter dan de

warmte afvoer - de temperatuur zal oplopen tot ongeveer 600°C

alwaar alleen koolzuur geproduceerd wordt. We kunnen de reactor

stabiel maken d)or het koelendoppervlak te vergroten tot 210 m2

en do~r hot te.;:peratuurverschil tussen reactor en koelmiddel terug

te brengen tot 3SoC bij 350°C, d.woz. een T koel van 312°C.

Dit betekent dat onGeveer 3 keer zo veel koelpijpen in de reactor

gebouwd moeten \'.:orden (135, zie 1i t 8d) en dat de stoomdruk in de ~<::oelpijp€n zal o~Îlo~Jen tot r-- 100 atm bij 320°C. Dat is te hoog.

t i

-..

..

13.

Een andere mogelijkheid is te koelen met een zoutoplossing.

We kunnen de wanate aan het zout onttrekken door het zout,

buiten de reactor, langs stoompijpen te pompen. Ook deze

oplos-sing is weinig gelukkig, aangezien de reactor nog al wat

inge-wikkelder wordt, en er energie verloren gaat.

Gekozen is hier voor de volgende oplossi ng: We bouwen ongeveer

65 pijpen in de reactor: koelend oppervlak 100 m2. De temperatuur

van het koelmiddel stellen we op 235°C, evenals bij de

nafta-leen oxidatie.

In stationaire toestand, de reactor temperatuur is 350°C, is er

dan maar 68.5 m2 van dat lwelend oppervlak nodig. De rest is

uit-geschakeld. Gaat de reactor temperatuur omhoog dan wordt er een

nieuw·, koelcompartiment bij geschakeld. Daalt de reactor temp

era-tuur beneden de 350°c dan wordt een compartiment van de 68~5 m2

uitgeschakeld. Door dit vari~rende koeloppervlak kan toch een

stabiele reactor temperatuur van 3500C gehandhaaft blijven.

Het is wel nodig gedemineraliseerd water te gebruiken omdat de

niet gebruikte koelpijpen droog koken, en er anders te veel

ketel-steen gevormd worct.

2.5 Nieuwe reactor.

koelend oppervlak. 100 m2. 65. koelpijpen van 3t1_{-diameter en een}

totale lengte van 390 meter.

Dit koelend oppervlak is verdeeUin compartimenten. Ieder comp

ar-timent is zodanig samengesteld dat het koel pijpen bevat over de

gehele reactordoorsnede. De compartimenten worden aan en uit

ge-schakeld via thermokoppels die de temperatuur in de reactor meten.

De temperat.uur van het koelmiddel is 235°C, de stoomdruk is dan

25 atm.

Bij de naftaleen oxidatie wordt 77 m2 van dit koelend oppervlak

gebrUikt (50 pijpen). Geen variatie.

Bij de 0- xyleen oxidati e wordt 68.5 m2 van dit koelend oppervlak

gebruikt

(44

pijpen). Voor het variëren van het koelend oppervlak

wordt een regelinstallatie gebruikt.

2.51 Opmerking •

Het is natuurlijk ook mOGelijk de warmteoverdrachts coëfficient

--~---~---

-..

I

.,

-•

2.52 2.6 l lr.

Voor de 0 - xyleen oxidatie zullen we dan eveneens een variërend

lcoeloppervlak moeten maken.

Invloed andere proces variabelen.

We hebben bij de berekening van de statische stabiliteit alleen de

reactor temperatuur gevariëerd en llOg niet gekeken naar de gevoelit:

-heid van de reactor voor veranderingen in de andere proces vari

-abelen zoals temp voeding, concentratie naftaleen in de voeding

schijnbare contacttijd (doorzet) en kÖ61lcapaciteit.

Voor de naftaleen ond'atie wordt in bijlage 4 de gevoeligheid van

de reactor nagegaan voor variaties in de schijnbare contacttijd

en in de koelcapaci tei t; fig.) geeft hiervan een grafi :,' che voor

-stellinG'

Outimalisatie . •

De tot nu toe aangehouden reactor temperatuur van

350

0C is geen

-zins de meest optimale voor onze ldnetische gegevens. De conver

-sies zijn ook aanzienlijk lager dan die uit patent gegevens.

Naftaleenoxidatie: Bij de B.A.S.F. katalysator (lit 9) wordt een

conversie van

82

%

F.Z.A. oPGegeven en een verblijf tijd van 10 sec.

o - xyleen oxidatie: H. Ruch elit

5)

spreekt in zijn patent over

een conversie van 70 %, betrolti~en op F.Z.A., en een verblijf tijd

van 15 sec.

Kiezen we bv.

300

0C als reactortemperatuur dan vinden we al optima:

naftaleen oxidatie opbrengst

8

1

.

4

%

F.Z.A. bij een schijn

-bare contacttijd van 8 sec.

o

-

xyleen oxidatie opbrengst 59.6

%

F.Z.A. bij een schijn

-bare contacttijd van 15 sec.

ocl:.'oo "

Deze uitkomsten komen dichter in de buurt van de pat-e.M; gegevens

en ze zijn daarom in bijlage 3 in tabelvorm weergegeven. Uit de

resultaten blijkt dat de reactor niet stabiel is iij 300°C. De

stabiliteit is verder ni~t onderzocht.

2.7 Model voor een fluid bed reactor:

Het model van de ideale tankreactor is geen juiste beschrijving

van een fluid bed reactor. Er zijn betere benaderingen •

Rowe (lit 10, 11, 12 en 13) geeft het vol[,€nde model:

Het gas komt uniform de reactor binnen. De overmaat &an gas - Trieer

dan nodig voor de ::11nL1ale fluidisatiesnelheid - vormt bellen.

De h00veclheid gas àie nodig is voor de minimale fluidisatie

..

I

4

•

..

•

1 . ;r-'

sneller en wel evenredig i.let de v.'')rtel uit huh diameter.

De bellen zijn te beschrijven ale een bol r'aarbinnen alleen gas

zi t . Bij het opstijgen vor:'nt zich in het onderste deel van de bel

een soort zog Vru1 katalysatordeeltjes en gas, dat 25

%

van het

bolvolume inneemt. Om de bel heen wardt een wolk van katalysator

-deeltjes en gas - ideaal gemengd - meegesleurd. De stofoverdracht

tussen deze twee fasen - de bellen met wolk en zog en het

tno~

gas dat de minimale fluidisatiesnelheid door de reactor stroomt

-kan beschreven worden als een diffusie proces wuarvan de diffusie

co~fficiënten bene derd kunnen worden.

Voor de voorspelling van chemische reacties vlordt de omzetting

berekend in de wolk en het zog (ideale mengers) en in het gas

(ideale propstroom) • Deze twee bijdragen viorden opgeteld.

De belangrijkste onbekende in è.it model is nog de belgrootte

ver-deling over het gehele bed. hiervan hangt de plaatselijke ver

-houding van de snelheid van de bellen tot de gassnelheid af.

Deze verhouding is van invloed op de groatte van de wolk, en van

het kielzog en dus op de bijorace van deze aan de omzetting, Zowel

de grootte van het ldelzog als de snelheid van de bel hangen ook

af van de grootte en vorm van de katalysatordeeltjes.

Bij dit model is aangenomen dat de chemische reactiesnelheid zeer

veel langzruaer is dan het fysisch transport (diffusie). Het is de

vraag of dat voor ons geval opgaat.

Het uitrekenen kost veel rekenwerk. Toch lijkt het zeer de moeite

waard voor een eenvoudi.::;e reactie een reactor uitte rekenen met

dit model. (lit 12, 13).

3

.

Vast bed reactor.

Alleen de naftaleen oxidatie wordt onderzocht .

We zullen rekenen met het ideale niet isotherme buisreactor-moàel

dat één-dimensionaal is. Lit (15) berekent dat voor reactoren

langer dan 2.5 meter het verschil tussen dilt model en het twee

dimensionale - de niet isotherme buisreactor met temperatuur - en

concentratie verschillen zowel in de lengte als in de dwarsrich

-ting - klein is. We moeten dan wel smalle katalysatorpijpen nemen,

een vrij hoge gas-snelheid en een niet te lage temperatuur van het

lwe1middel (zie 3.3); hiermee voorkomen we radiale temperatuur

..

•

•

"

- - --~-

-1

6

.

3.1

Model van de berekening.

We gaan uit van de volgende veronderstellingen.

a) het systeem bevindt zich in stationaire toestand

b) ~r bestaat cylindersymmetrie

c) het totaal aantal molen verandert niet tijdens de reactie

d) de soortelijke warmte en de reactiewarmten zijn

onafhanke-lijk van samenstelling en temperatuur, de soortelijke massa

is onafhankelijk van de samenstelling van het gaSmengsel

e) de reactor is ideaal (propstroom)

f) over een dwarsdoorsnede zijn temperatuur en concentratie

constant

g) geen warmtegeleiding in de lengterichting en geen straling

h) voor de enthalpie verandering (vergelijking (2) ) wordt

dp verwaarloosd

i) de temperatuur van het koelmiddel is constant

j) de benuttingsgraad is voor alle reacties en voor alle bereke

-ningen

0

.

8

(Zie lit

8

1)

k) de condities van de voeding zijn de begin condities (z 0)

voor de reactor

1) de drukval over de reactor is bij alle berekeningen even groot

m) het gas gedraagt zich volgens de i deale gas~et

n) de drukafname verloopt lineair met de reactorlengte

Lit ( 6) geeft de massa en energiebalans

0 = - ~m _{d XJ} + (dJ

s

d z

en 0 -

-

_{jjm dh} -+ d

q

waarin MI'

=

2 1r r U (Tk - T ) dz dh

=

Cp dT -t- (L1 hr) J dX J

Dit ingevuld in (10) geeft:

over een volume

(9) (10)

elementj e.

o = ~m CpdT + ~m ( A hr)J dX

J + 2 1T rU (T-Tk)dz (11) De massa en energie balans in ons geval 6(zie 3.4) gekoppelde,

niet lineaire, eerste orde differentiaalvergelijkingen op.

Deze zijn analytisch niet oplosbaar.

Daarom zijn deze vergelijkingen opgelost met behulp van een com -puter volf;ens een methode die in de numerieke analyse bekend staat als de methode van Runge - Kutta (rW 8 standaard procedure op de TR 4) Deze oplossingsmethode (lit 15) houdt in dat over een kort stukje

.z alle variabelen constant gehouden viorden; de toestand aan het

..

..

..

'.

17.

We hebben een stapgrootte aangehouden van 0.01 meter.

criterium statische stabiliteit.

Het in 2.1 genoemde criterium geldt ook voor de vastbed reactor;

bet is echter moeilijk deze stabiliteit te onderzoeken omdat de

reactor niet isotherm is. Wel is het mogelijk te kijken hQe de

reactor reageert op veranderingen in de pro.ces variabelen.

Bilous en Amundson (lit 16, 17) hebben de gevoeligheid van de

reactor onderzocht op variabies in de warmteoverdrachtsco~fficiëntt

de concentratie in de voeding, de voedings temperatuur en de

tem-peratuur van het koelmiddel (llpara"lleter sensitivity").

Westbrook (lit 18) heeft deze gegevens (lit 16) verwerkt in een computer programma dat voor homogene reacties de optimale com-binatie van reactor type en procescondities kiest. Dit programma was voor ons geval niet van toepassin[ .

Barkelew (lit 19) berekend de maximale temperatuurstijging in een

gekoelde buisreactor; hij ging dan uit van complete conversie.

Wanneer de maximale toelaatbare temperatuur gegeven is - bv. door

het optreden van nevenreacties of door het sinteren van de kataly

-sator boven een bepaalde temperatuur - kunnen de proces condities

worden aangepast.

Voor onze reactor zijn er 3 limiteringen:

1. het sinteren van de katalysator boven 4500C (1it 8e)

2. het optreden van door-oxidaties, M.Z.A. vorming, boven

ongeveer 425°C (lit Bf). Bovendien wordt dan de m

olen-stroom groter (lil 8h)

3. het explosiegevaar (zie bijlage 5).

Wanneer we de T voeding,

e

voeding en T koel varH~ren (po blij ft

constant, vo varieert dus met T voed) kunnen we aan de hand van

deze grenzen een gebied aangeven waarbinnen deze proceavariabelen

..

...

..

,

..

'

•

18.

We maken de grenzen:

1. de reactor temperatuur moet niet boven de 42.5°C komen. maar mag niet uitstijgen boven 44.5°C.

2 • We zeggen dat de reactor explodeert als de numerieke .>

.oplossingsmethode. met stapjes van 0.01 meter. een nega-tieve temperatuur afdrukt •

Ad 2. Dit is een rekenkunàige norm.

We laten d~ computer het axiale temperatuurprofiel in de reactor uitrekenen. Loopt de temperatuur ergens hoog op

dan kan het gebeuren dat iets verder - waar minder warmte

per volume-eenheid Geproduceerd wordt - de invloed van de koeling erg groot wordt. We krijgen dan een soort knik in het temperatuur profiel. Het snijpunt van de helling van

het axiale temperatuur profiel op dat punt (Zi) met de verticaal door het punt (Zi + 0.01) kan dan in het nega-tieve temperatuurgebied liggen.

We zouden in zo'n geval de stap grootte kunnen verkleinen. Dit

hebben we niet gedaan omdat het de vraag is of een werkelijke

reactor ook sneller zou reageren: de reactor heeft maar een beperkte

warmteafvoer capaciteit per volume-eenheid katalysator en de

molenstroom worcit bv. bij hogere temperaturen groter.

3.3 Reactorgegevens, physische eigenschappen reactiemengsel (lit 8i).

Lengte reactor Diameter

Aantal katpijpen

Binnendiameter kat pijpen

Verdunningsgraden katalysator in katpijpen

ft 1 = 0.28 voor Z = 0 - 1 m.

[) 2

=

0 • 50 voor z = 1 ~ 1.5 m.

f)3 =- 1.00 voor z = 1.5 - 3.5 m.

Diameter kat deeltjes Porositeit kat pijpen

T

voeding

Massastroom voeding Druk v66r reactor

f

voeding

Volumestroom voeding

Totale doorsnede oppervlak kat pijpen

Superfic1~le gassnelheid (Vo bij l.75oatm

en 300 C)

3.50

m. 3.95 m. 5600 0.028.5 m. 4.10-

3

m.

0.4

300°C 5.87 kg/sec.

*

1.75 at~. 1.08 kg/m3 K 5.34 m3/sec.

3.578

1112. 1.52 m/sec )(

I

.

•

Drukval

over reactor

Totale binnenoppervlak kat pijpen

T koelmiddel (zout)

U

totaal (gas - zout)

~--- -~--,

19 ..

.

JE 0.605 atm. 1760 m2. 350°C

82

W/mZoC (bij

V

= 1.5 mise<: . , Aantal. stoompijpen Buitendiameter stoompijpen BUitenoppervlak a,toompijpen T stoom

U totaal (zout - stoom)

Molenstroom naftaleen Cp reactiemengsel 94 0.0337 m.

35.0 mZ.

ZOO

oe

600 w/m2.°C 1.46 lÖ3 kmol/s. 1.06 kJ/kgOC.

De met K aangemerkte waarden staan inlit (8i) andèrs vermeld,

L1 t (8g) gaat uit van een mol verhouding N : 02 = 1 : 27.

Bij 300°C en 1.5 atm. is.r= 0.925. ~ = 5.87 zodat de

volume-stroom wordt 6.35 m3/see.

Lit (81) gaat uit van een C

No

=

2.910-1; kmol/m3. ~~

Vermenigvuldigd met de volumestroom betekent dat een naftaleen molenstroom van 1.84

10~

kIIlol/sec

=

0 .. 236 kg/sec.

Houden we de massastroom constant dan krijgèn we

5.87 - 0.236

=

5.634 kg lucht/sec.

De mol verhouding N : 02 wordt dan 1 : 21.3 en het mol percàntage

ft in de voeding 0.93 ~é hetgeen volgens bijlage

5

in het explosie gebied ligt.

Willen Vle èn de mol verhouding laten zoals in lit (8g) en

e

_No =

2.910.4 dan moeten we de druk vó6r de reactor verhogen.(aangeno •• o

datWae T voed constant houden).

Er is nog een dwingender reden om de druk te verhogen.

Bij 3000

c

en 1.5 atm. is de volumestroom 6.35 m3/sec. Deze

gas-hoeveelheid moet door de katalysator pijpen. Het totale doorsnede

oppervlak van deze pijpen is

2

5600 • 3.14 • (0.01425) = 3.578 m2.

pe superf'1c111e gassnelheid bij 300°C en 1.5 atm. Vlo'rdt dan

1.775 m/sec. Voor de berekening van de drukval maken we gebruik van

de formule van Ergun (lit 23).

:1_~_=L~_Y~~_

.

_!;!_

h70

_~_

(I-i") + 1.75

7

..

..

..

l

I

_I

I

I

l

We nemen als gemiddelde reactor temperatuur en druk aan:

3700C en 1.25 atm. Dan wordt: .ro = 0.686

vo

=

2.4

I;

Lucht

=

3.15 10-5 (li 8j)

De drukval over de reactor van 3.5 m. wordt dan

20.

0.84

atm.; de druk aan het eind van de reactor zou dan 0.66 atm. zijn !

Na trial en error berekeningen komen we uit op:

P

voeding

==

1.75 atm.

vo (bij 3000C en 1.75 atm.)

==

1.52 m/sec.

Ll p - 0.605 atm.

Bij een gemiddelde reactor temperatuur en druk van

370°C

en

1.5 atm (klopt dus niet helemaal) is de superfici~le gassnelheid .

2m/sec.

Volgens lit

(

8k

)

zou dan de totale warmte overdrachts co~ffici~nt

~ 105 w/m2

°c

moeten zijn.

(

1

fL, _ .. Wij hebben met 82 gerekend omdat

~_ 1. de drukval over de reactor waarschijnlijk geringer

. is

~:~

:>

0.04~

en dus ook de

superfici~le

gas-snelhei8.

2. het zout slecht langs de pijpen stroom~ en de warmte overdracht van de pijp naar het zout dus ook van in. vloed is op de totale VJarmteoverdrachts co~fficiënt.

Vergelijkingen en berekeningen elit 8m).

De kinetiek van 1.1 is gebaseerd op concentraties. Alleen onder

isotherme en isobare reactie omstandigheden geldt à

=

dc

.

f

H

We corrigeren voor de temperatunr- en drukveranderingen in

d'

reactor:

Cp. T = To

-T-

•

f_

_po vCpo, _To (12)

(epo;ro schrijven we verder als C).

Voor To en po nemen we de condities Vcih de voeding (Zie 3.1 K)

p

=

po - Z ~~

~ö

.~~

.d V' -

-~t-E~_:_~_:I:

schrijven we verder als "ptterm")

po

(14)

Passen we (12), (13) en (14) toe dan vinden we voor de massa-en

energiebalans over een stukje van de reacbor de volgende

---~---

-..

..

3.41 deN =fj1(kl + k3 + k6) C

_N

~ (Ptterm)2

az-

t'ä dC F =

~(kl

C_N + k5 Cq - k2 CF )

z:

(ptterm)2

az-

t'ö

=

g/j

(k3 dCg CN' - k5Cq -

k4

Cq) ~ (ptterm)2

ai

_/

~ö d cM {J _~ (ptterm)2

a,z--

=

tïj4

k2 CF

_Vö

de IJ ~

az~

=

i?

(k6 _CN + k4 Cq)

'Jö

(Ptterm)2

zP~

dT

4

u

ai

= -

!,o-ëj>-at-vö

(T kl A Hl C N +- k2 ~ H2

+

k6 Ll H6 eN ) ptterm. Beginvoorwaarden: - T koel

)-jOo

Cp VO CF

+

k3 A 1f3 C N

+

We

varieren

T

voeding en

T

koel

_

0.154

C - ----.. --No To po =

1.75

Fo

=

2Z2~ö!!2§

(molenstroom

N

)

(volumenstroom voeding) Vo

In tweede instantie werd C

No gevarieerd.

(

k4 L1 H4 C

q

( zie 3.3 )

We berekenden de warmtebalans (zie vergelijking (11) ) als volgt:

Warmteproductiesnelheid ::: - (..6 Hl CF + (Ll H2 +..ó Hl) CM

+..1 H3 Cq + Ll H6 Cg). volumenstroom voeding.

De concentraties namen we in het uit de reactor stromende

reactie-mengsel.

Warmte afvoersnelheid:

Voelbare warmte = ~m . Cp . ( Tuit - T in ) koeling:

:p.,

T - g (z~ reactor temperatuur werd op 70 plaatse~ in de

reactor, om de

5

cm. uitgeprint. Deze waarden werden gesommeerd

en de Bom werd door 70 gedeeld. We kregen zo de ge~iddelde reactor

temperatuur T gem. (zie Algol demonstratie programma no. 4)

koeling

==

U .A. ( T gem - T lwelzout ). Schema berekeningen.

Voor de ontworpen condities (zie 3.3) werd de temperatuur van de

voeding gevarieerd van 250 tot 450°C.

Bij de optimale voedings te~peratuur - grootste F.Z.A. opbrengst

..

3.5 •

.,

I '

..

I 22. en de ingangs-concentratie aan naftaleen met + en - 10%. Deze berekeningen werden ook gemaakt voor een voeding

s-temperatuur van 350 oe. De resultaten werden vergeleken.

Resultaten •

Berekening F.Z.A.-productie:

Productie F.Z.A. (kg/s)~ C

FZA _{uit reXctor} .~ .Mol gew. FZA.

TABEL I

De concentraties en de volumenstromen zljn beide

betrokken op de condities van de voeding ( vergelijking (12) en (14) ); de voedingstemperatuur werd gevarieerd, de druk bleef constant.

T koeling 350 oe.

T voeding T max. Pla.ats C_FZA (%) Productie

( z ) ( % van 5000t/ j) ~ 250 532 155 280 486 195 ~ _{300 Lf-I9 170 71.0 88.8} 310 4I2.8 170 72.6 90.5 -340 L~05 .l~ 60 75.2 94.3 350 407.8 55 75.8 94.9 360 411.4 50 76.2 95·4 370 417.2 45 76.5 95.7 1--.... 330 425.6 40 76.5 95.7 400 462.3 40 71.2 89.0 450 560 16 "

Hieruit volgt da.t de voedingstemperatuur tussen 300 en 380

°c

moet liggen; het optimum ligt bij 370 °C. Gedrag Explodeert Explodeert ~i~;er1nf Explodeert

..

_J

I

,

..

- - _- -

-23

•

.

TABEL 2.

I-

T

voeding

4

°c

2.

eN.

10

ltmol/m3

3.

T k8elmiddel

oe

4.

T gem.

°c

5.

T max.

oe

6

•

z

cm

7. e

FZA / C N %

8.

_C

_{FZA •}

_Ia

4

0

kmol/m3

9. Productie

FZA

in

%

van

5000t/j

%

10.

Warmteproductie

kJ/s

11.

Warmteafvoer

kJ/s

12.

Warmte-overschot

kJ/Se I A;~ 2 /

3

4

5

6

/

7

8

9

IC Il

'ïJ:w-

C .... C·I~_I 7{§ Î<.>:...J.- ,-I .. / 1--

Y

ri/

370 2.395 360 391

471.1

60

66.3

1.587 83

3692

4405

370 2.395 350 377.8

417.2

45

76.5

1.830 95.7 3339

3883

370 2.395 340 366.8

392.2

35

77..9

1.

864 97.6 3208

3688

370

2.660 350 383.2

461.7

60

70.1

1.864 97.6 3941

4655

370 2.395 350 377.8

417.2

45

76

.5

1830

95

.7

3339

3883

370 2.178 350 375

402.6

40

77.1

10677

87.8 3208

3484

350 2.470 360 389.8

4L~5

60

71.0

1.752 88.7

3542

4355

350 2.470

350

378.1

407.

8

55

75.8

r.

D

72 949

3346

4053

350 2.470 340 367.I

391.5 175

77.1

1.901 96.2 3216

3858

350

2.l~70

_{330 356.3}

₃₈₄

_.9

₁₇₅

77.0

I.

R

97

95.5 3090

3676

350 2.748 350 381.9

434.2

60

74.5

2.045 103.7 3786

4603

350 2.470 350

373

.1

407.

8

55

75

.

8

I.~72 9L.,..9

₃₃₄₆

₄₀₅₃

350 2.249 350 375.2

395.8

6ö

76.3

1.715

86

.

,3

3011

3640

350

2.748

3L~0

370

.

6

396.r

50

76.

8

2 •

107

1

106. 7 3625

4355

350 2.470 340 367.1

391.5

I

I75

77.1

1.

901

,

96

.2

3216

3858

350 2.249 340 364.4

3$7.3

175

77.3

I-736

87

.9

2893

3464

350 2.74

8

330

359.8

39207

'

175

76.9

2.109 107

3504

4132

350 2.470 330 356.3

384

<>9

175

77.0

L

P97 95.5 3090

3676

350

2.2L~9

330

353

.6

378.2 175

76.8

1.722

87.2 2773

3290

Uit deze tabel

bl~kt

dat.de gevoeligheid

van

een voeding van 370 oe

groter is dan

van

een voeding van 350 °C. Dit was

voor ons

de reden

o

om

350 oC

te prefereren boven 370 C;

voor

de beste koeltemperatuur

nemen we 340°C.

12

1-713

-544

-480

-714

-5

44

-276

-813

'r-707

-642

-586

-B17

-707

-629

-730

-642

-57i

..

678

...

586

-

5I7

In de figuren

(4) t/m

('1)

worden temperatuur- en

conversiegraad-profielen

van de

reactor

gegeven; fig. (8)

geeft

de

FZA-

produ

ctie

als functie

van

I·

.

....

•

..

3.6

Slotopmerkingen

I. In de reaetor-gegevens van

3.3

veranderen we de temperatuur van de voeding in 350 oe en van de zoutkoeling in 340 oe.

2. De reactor produceert dan 4810 ton FZA/ jaar • b~ de condities van lito (8) zou hU - volgens deze berekening- 4435 tij produceren.

3.

De verdunningsgraden in de katalysator-pijpen zjjn berekend met onjuiste aannamen

s

eN _o

=

2.9.10-4 kmol/m

3

en V

=

1.5

mis.

0

De volumenstroomis dan 5.37 m3/s. Met een~ van 0.925 kg/m3

betekent dat een massastroom van 4.86 kg/m , hetgeen niet in

overeenstemming is met lito ( 8e ).

4.

De berekeningen van het axiale temperatuurverloop ( lito

8)

zjjn geaaakt- met d_t- 0.0254 gemarutt ter\~l in het ontwerp

0.0285 is aangehouden. WU hebben steeds met 0.0285 gerekend.

5. In tabel 2 staat dat er door het zout altjjd meer warmte aan de

katalysator-pjjpen wordt onttrokken dan deze produceren.

Dit komt o.a. omdat bl.j, de globale berekeningen van de diameter

van d.e katalysator-p\lpen ( 1i t. 24) een gemiddeld temperatuur-verschil van 200e tussen katr pjjp en zout is aangenomen •

Houden we de molenstroom-naftaleen op 1.47010-3 kmol/s en T koel.

op 350 oe dan ~gen we - volgens onze berekeningen - een

mini-maal verschil van 27.8 oe bij een voeding van 370 oe.

We _{kunnen de wannteafvoer regelen door de stoomproductie.}

6.

Het lijkt onwaarschijnlijk dat de voorgestelde constructie van de

stoompijpen een uniforme zout-temperatuur handhaaft.

Meer stoompijpen betekent een groter koelend oppervlak; dan moet het temperatuur-verschil tussen zout en stoom ommlaag •

"

..

•

SYMBOLEN LIJST ( voor de nog niet verklaarde tekens )

N Naftaleen FZA Ftaalzuuranhydride Q Naftoehinon MZA MaleiRezuuranhydride G CO 2 en H20 T 0- tol ualdehyde X 0 - xyleen A.

Cr

c

Cp d p

~

.

E H

rJ

I~

z

Koelend oppervlak concentratie conversie soortelijke warmte

diameter kat. korrels

diameter pijp inwendig activeringsenergie enthalpie

omzettingssnelheid van J per volumeneenhe1d

conversiesnelheid per volumeneenheid

massa fractie van stof J

verhouding _NX/NXo lengtecoordinaat reactor benuttingsgraad ·m m kJ/ kMol kJ/kMol kg/m

3

.s kelm3.s m

porositeit (volmaenfractie continue fase) -kinematische Viscositoit katalysatorverdunningsgraad soortelijke massa massastroom molenstroom warmtestroom kg/m

3

kg/s kMol/s W

..

•

I

...

..

I

·

.1

,

.

26

.

1. J.. .... T • . ·eter.sen, Chem. En~. dei., 17, ,~03-·:~19 (1962).

,

-2. ..::. C. Uovel1a, )..~. Ben1lec!'l, .~s:,ana l~n:ües :;-i8 Quim,

2.§.,

783-790 (1962) • :J.i..'. FrOl.1ent, InJ.. Eng. Che",., j ), 18-28 (1967).

3. 4 •

5.

6. 7. 8. 9. 10. llo 12. 13. 1" "T. C.A. , 60, 13194 h ger . .... 'atent J...1:.2.YJ.2. ~.A.,

§2,

3803 d ger. Patent 1.l17.)5?

H.Kramer3, 1~.;:. :'lesterterp, ~lements of chemical reactor design

and operation, bldz. 3, 93 e.v.

L\..i~. :.iesterter-.1, I..':hem • ..::n,:; • ..:~ci., 17, 423-'J.3:l, (1962).

Voorontwer~) v~n ee::1 ... ZA.- reactor, :Laboratoriu:':1 voor Chemi<.;che ~echnologie, okt.

196/

.

a. oldz. 70 e. b1dz. dl i. bldz.

86

y

8

8

m. bldz.

85

b. 63 f. _" j . fig. 7-h c. " 6l~ g. k. bldz. 34 d.

_"

78 h. 1. " , . 6"

J • .... '...!.' 11134 c ger. Patent lol:~,).912 (1902).

Ro ... e, .;.. '-

..

.

~artrid6é? , ')7 3 (196L~).

.j _ti

Tran~. InGt. ~hem. .:;n,,,,., 43, 'l' 157 (1965).

"

11 'I ti II

ti ~, î.'

535

(1;166).

I

'

.

,

('lui? Bed :~ym:!? ~indh0ven, preprint 8.1 (1967).

Ii •. è. Vreedenberg, .';hem • ....::nc;. 3c2.. t 11, 274 (19',0).

15. J .M. Va1st:'lr, .j . 13ere!ld_~e, ea InGenieur, 79,

eh

.

39 (1967).

17. : • R. rlfllundaon,

v

.

;~

.

.

,

.

DiloI~S, " " '~'I • .J.. • ..."

.

..

',

.

c,

.

:

\.

,:

.

Bilons , 11

Inst. Chem. ~u:. J. 1 513 (1955).

i/ " " ", 2 11'7 (19yj).

·:;hem. , ₅₅

- '

(1';)61) •

55, no '-./ ) !.:

,

;7-/~7 (195)) .

20. :,.3.L ... , GgeGevçns e;evaarli):-:e 3toff~n.

2:1.. ;:. Irvin,; !~ax, IIandbook of claacej,'ou.'3 Ula.t'3rials, Cha:':>ffi;.n é,md Hall,

Lonlon, 'old~. }.:.r,.

22. F. Dem::.ria,

,J

.

::

.

:Jongfield, G. _utL~r, Ind.-.:ng.·...;hem., 53, .::59-266 (19:)1). 23. H. Kramers, l"Y3i.::3ch·; ii'ral1i3:ort'r.,;r::>ch·:ns,.ü~:n, Delft 1)61, blll:.:.. ',-0.

24. .?roeessclu :,la t Cn t ;}'J rp V6Ll ec: 11 ·v, .. ,:; t.~ ~à.-reac t.;r '-Ioor d,3 b~rçi JiaC V..l!1

..

•

!

,

f

i

I

I

I I

,

I

I

I

I

I

..

\

.

I ,

..

, I - - - -

-

27-Bijlase 1.:

Naftaleen

oxidatie

model

:

ideale tankreactor.

7' =

1.1 sec.

0

A

=

59

.

5 m2.

-

T koel=

200 C

warmteoverschot

=

(warmteproductie

-

gasafvoer

-

koeling) per

tijdseenheid.

IJ)reactor

C'N(%) C'F(%) C'M(%) C'Q(%) C'G(%)

Warmte

gasaf-

koe-

over-prod.

voer

1ing schot

oe

_{kJ/Se kJ/St}

_kJ/

_{St kJ/a.}

250

47.9

39

.

4

0

.0

8

.2

4

.

5

146

9

202

893

375

2

6

0

41.2

45

.

4

0

.

0

8

.

0

5

.4

1695

231

1071

393

270

35

.

0

51.1

0

.

0

7.7

6

.2

1909

260

1250

400

280

29.5

56

.2

0

.1

7.2

7.0

2108

288

1428

392

290

24.6

60

.7

0.2

6

.7

7.

8

2289

317

1607

365

300

20

.5

64

.6

0.3

6

.1

3.5

2451

346

1785

320

310

17.0

67

.7

0.7

5

.

5

9

.1

2

598

375

1964

259

320

14.0

70'-0

l..3

5.0

9

.7

2733

404

2142

1

8

7

330

11.6

71-3

2

.

4

4

.

5

10.2

2864

433

2321

111

340

9

.

6

71.4

4

.

3

4·0

10.7

3003

461

2

499

43

·

350

8.

0

69.9

7.5-

3.6

11.1

3162

490

2678

-

6

360

6.6

66.4

12.3

3

.

2

11.5

3355

519

2859

-20

37

0

5

.

5

60.7

19.1

2

.

8

11

.9

3594

548

3035

12

380

406

52

.

9

27.8

2.5

12.2

3877

577

3213

88

390

3

.

9

43

.

6

37

.

8

2.2

12.5

4189

606

3392

192

400

303

34·0

48

.0

2.0

12.7

4498

634

3570

294

410

2.8

25.3

57.2

1.

8

12.9

4777

663

3749

366

420

2.3

1

8

.1

64

.

8

1.6

13.1

5008

692

3927

389

430

2.0

12.'1

70.6

1·4

13.3

5188

721

4106

361

440

1.7

8

.7

7

4

.

8

1.3

13.5

5321

750

4284

288

450

1.5

6

.

0

77.

8

1.1

13.7

5419

779

4463

178

460

1.3

4

.1

79.

8

1.0

13.8

5490

80

7

4641

42

470

1.1

2

.

8

81

.

3

0

.

9

1

3

.

9

5542

836

4820 -114

48

0

0

.

9

1.9

82

.2

0

.

8

14.1

5580

865

4998

-2

83

490

0

.

8

1.3

82

.9

0

.8

14.2

5608

894

5177 -

462

500

0.7

'

0.9

83

.4

0

.

7

14.3

5630

923

5355

-

64

7

\

I

..

'

.

I ..

..

I

~

I

"

BiJl~e 2'

_r

0 - Xyleen

oxidatie.

Reactieschema van Froment. Modele ideale tankreactor.

!( = 2.0 sec. A =

52.5

m2. - T koel

=

2000C 'l'reaetor C'X(%)

oe

300

65.9

310

56.2

320

46.4

330

37.1

·

340

2

8

.9

350

22.2

360

1

6

.8

370

12.6

3

8

0

9·4

390

7.0

400

5.3

410

4.0

420

3.0

430

2.3

C'F(%)

30.0

37.8

45.1

5

0

.9

5

4

.5

55.5

53.9

49.9

44.4

38.0

31.4

25.3

20.0

15.5

ctG(%) L} .1

6.0

8.6

12.0

16.6

22.4

29.4

37.5

46.2

5

5

.0

6303

70.7

77.0

82.2

Warmte gasaf-prod. voer kJ/s.) kJ/s.)

955

391

1265

423

1617

456

2004

488

2427

521

2

88

9

553

3390

5

8

6

3922

618

44

6

8

651

50

0

0

683

5493

716

5927

749

6294

7

8

1

6592

814

koeling warmte kJ/sec. overscho (kJ/a)

1575

-1010

1733

-

8

90

1890

-729

2048

-53~

2205

...

299

2363

-27

2520

284

2678

627

2835

982

2993

1324

3150

1627

3308

1871

3465

204

8

3623

2156

23

Bi

J

1

a~e

.2.:

Naftal

ee

n oxidaties

model:

ideale

tanY~eactor.

'7:' =

8.0 se<:.

_{A= 77 m2}

T

lwe1

=

200 C

0

T.reactor

C'F(%)

Warmte pro-

gasafvoer

koeling

overschot

oe

ductie

(kJ/sec)

(kJ/sec

(kJ/sec)

(kJ/sec. )

150

77.5

2771

202

1155

1414

260

79.6

2874

a31

1386

1257

270

81.1

2961

260

1617

1085

2

8

0

82

.

0

3039

28

8

184

8

903

290

8

2.2

3116

317

2079

720

300

81.4

3202

3l_}6

₂₃₁₀

₅₄₆

310

79.3

3312

:57

5

2541

396

320

75.3

3464

404

2772

2

88

330

68

.

7

3676

433

3003

240

340

59

.

5

3954

461

3234

259

350

48

.3

4282

490

3465

327

360

36

.7

4619

519

3696

405

370

26.1

4922

548

3

9

27

447

380

17.8

5163

577

4158

42

8

ot

390

11.7

5339

606

4389

345

I

400

706

5461

634

4620

207

I •

₄₁₀

₄

_.9

₅₅

_'+

₄

663

4851

29.4

L~20

3.2

559

9

692

5082

-175

430

2.1

563

6

721

5313

-3

98

440

1.1+

5661

750

554

1₊

_-633

450

'

0.9

5678

779

5775

-

875

460

1)

.6

5691

807

6006

-1122

470

0

.

4

57')

0

8

36

6237

-1373

480

0.3

5707

86

5

6468

-1

626

490

0.2

5713

894

6699

-1880

500

0

.1

5718

923

6930

-2135

..

- -

-30

I

Bijlage

3

.:

o

-

Xyleen oxidatie.

I _{Model: ideale tankreactor.} I '( =

15

sec. I

I

A

=

70 m2.

T

koel -==-

200°C.

I I

I _{T·seactor CtF(%) Warmte pro- gasafvoer koeling overschot}

I ...

I

C ductie (kJ/ sec) (kJ/sec (kJ/sec)

I

I

•

250

25.6

762

2

28

1050

-516

260

35.0

1081

260

1260

-440

270

L~4 .4

1

4

52

293

1470

-311

280

52.4

1861

325

1680

-144

290

57.6

2307

3

5

8

18

90

59

300

5

9

.5

2797

391

2100

306

310

57.7

3340

4

23

2310

607

320

52.

8

3934

4

56

2520

958

330

45.

'

S

·

4554

4

3R

2730

1336

340

37.7

51

6

0

5

2

1

2940

169

9

350

39.7

5710

553

3150

2006

360

a2.7

6176

5

86

3

36

0

2230

370

16 ..

9

6

5

l_j-S

61

8

₃₅₇₀

2360

3

8

0

12.

4

683

4

651

37

8

0

_2lt°3

3

9

0

9

.

0

7047

68

3

3

9

90

2374

"

₄₀₀

_6.5

₇₂₀₃

₇₁

₆

₄₂₀₀

₂₂

₈₆

410

4.7

7315

749

1+

41

0

2157

420

3.4

7396

7

8

1

4

6

20

1995

430

2.5

7455

8

1

4

4830

1811

440

1.

8

7497

8

4

6

5040

1

6

10

450

1.4

7527

8

7

9

5250

1398

460

1.0

7549

911

5460

117

8

470

0.

8

7565

94~

5670

9

5

2

4

8

0

0.6

75

?

7

97

6

58

8

0

721

490

0·

4

75

8

6

1

G

0

9

6090

488

500

0.3

7593

1041

6300

251

I

I

.

I ~ ! ' - - -

-.... ~

.

I

I

I

•

•

~ijlage

4.

Variaties in de contacttijd of in het koelend oppervlak

resulteren in een hogere of lagere reactor-temperatuur.

In fig.

3

is de warmteproducti~ bij verschillende

contact-tijden uitgezet ; de warmteatvoer blijft constant.

Gegevens voor fig. 3:

rz:-

= 1.4 Sec

?:= 1.1 '7:= I.O '

A -= 77 m2

T koel. = 235 oe.

Ui t fig. 3 blijkt dat de reactor instabiel wordt wanneer de sChijnba.re contacttijd met ongeveer 25% toeneemt.

Wanneer de schijnbare contacttijd ongeveor 10

%

daalt krijgen we een lagere stabiele reactor-temperatuur.

•

.

..

•

I

.

~

Bijlage ~.

Over het explosiegevaar van naftaleen - luchtmengsels worden

weinig concrete gegevens vermeld.

Lit (20) ge.tt als explosiegebilllh

tussen

Q.9

-

5.9

vol

%

in lucht

bij

oOe

en I atm.

Lit (21) geeft dezelfde gegevens doch zonder temperatuur en druk

L1t (22) vermeld dat het mol percentage naftaleen in de

voeding kleiner moet zijn dan 1%.

Lit (8g) geeft dat bij een vast bed reactor veilig gewerkt kan worden met een mol verhouding N : 02= 1 : 27. Dit betekent een mol percentage naftaleen in lucht van 0.735

%

.

Dit lijkt een goede norm. We hebben

hem aangehouden •

troo

5000

kj/St,

3500 2000

,

FIG 1 250 t

'

.

i

~cL-b~cL

'

N~f:Ju....-ox(J)a.é:e

W~k~~ e...·1~

d

f

C

T

~).

/, I ~~C' . Cc..~ ~~./.. h~

/

/

300 350

•

•

/

/

/

/---

\

~

,

'tso

500