Het ontwerpen van een reaktor en de bijbehorende gasscheidingssectie voor de produktie van 18000 ton vinylacetaat per jaar

- -

-F ABRIEKSVOORON'rWEHP

HET ONTWERPEN V Al'J EEN R}~AKTOH EN DE BIJBEHOrLENTIE GASSCHEITIIl':GSSECTIE

VOOE DE

PRODUKTIE V AH 18000 Tmr VINYLACETANr PER ,TAfJ{

april 1970

A1Jl'ü::o~entuin 1 L1r, Dol t (;rdam.

,

,

..

,.

\i

\ • I

I

N HOU D

SOP

G A V E

---Samenvatti

ng

Symbol

e

nlij

st

1.

Inl

e

i

d

i

ng

1.1

Ei

gens

chap

pen

en to

ep

a

s

sin

g

en va

n

vi

ny

lacet

a

at

1.2

Ou

de e

n nieu

we be

r

e

idi

ngsw

ijz

e

n

1.3

Pro

d

u

k

tie,

pr

ij

zen en ma

r

ktverde

li

ng

2.

Fysisch

e e

n

chemi

sche gege

v

ens

2. 1

D

e

r

eak

t iek

inet

i

ek

2.2

NevenreEücties

2

.3

Het thermodynamisch

evenw

ic

ht van he

t

systeem

204

De

'bere

k

en

i

ng van de rea

kti

ewarmt

Co

2.5

D

e

kata

ly

s

a

tor

3.

Procesbe:ce:kening

3

.1

De

u:Lt,gc.LnC:i:;LJUnten

voor

de

reaktor

-bertkening

3.1.1

De voorwaarden bij

het

reaktor

-o

n

t

werp

3.1.2

De

start

-

koe

l

temporatuur

3

.1.

3

Eén- of

twoe

-

di.JTI8YUÜOJI.8.8>

1 mode

l

3.

2

De

reaktoI~erekenine

3.2

.1

InleidiLg

3.2

.

2

Mate:,'iaD.l-

en

enercisb8.lémse:n. ).2.3 D\:: d

ruk"."

~Ü

o,.re

T cl e ~'(: 8kt 0:2::'

3.2.

4

Wàrrntcovcrdr8.c}~[t

3.2.5

stabiliteit

3

5

8

9

1 1

12

13

1

5

1

7

18 19

21

22

23

2::1 jC

•

,

- 2

-3

.

4

Berekening

van

de

warmtewisselaars

3

.

4.

1

Inleiding

3

.

4.2

Algemeen

3

.

4.3

Berekenin

,

r:,

van de

gaswarmtevrisse

laar

3

.

4.4

Resultaat

3

.

4.5

Be

rekening

van

de

gaswarmte":

w

i

sselaar

- condensor

3

.

4

.

6

Res

ul

taat

4

.

.

Warmte-

en

massabalans

voor de ontworpen

app

aratuur

5

.

Literatuur

Appendix

:

])e

reaktorberekening

B

ij

lagen

:

1.

2.

Al

gemene

en thermodyna.mische

g8gevens

Gegevens over de warmteoverdracht bij

de reaktorb

e

rekening

3.

Berekeni

n

.

g van de gekozen

reakLor

(ui

Gvoer

'I'1(-4)

· J2iill.!.. 30

3

1

32

35

38. 39

4

1

43

50

54

55

\

.ti,

t,

Di t voorontwerp bebandelt bet ont werpen van een reaktor

en een {SasscheidinGssectie voor de fabrj.cage van 18000

ton vinylacetaat per jaar. De gasscheidings8ectie is

echter sl ochts gedeeltel ijk berekend.

Hoofdstuk 1 • behandelt o. a. de eigenschappen, de produ

ktie.-methoden en marktverdeling.

In hoofds'tuk 20 worden de fysische en chemische gegevons

behandel d, waarbi j specj.ale aandacht geGeven word t aan de

reaktj.ekinet.iek, daar vroeGer door Reerink (11) eenzel fde

reaktor ontworpen i o met een gefingeerde reakti esnclheidö

-vergel i jking.

Hoofdstuk

3

.

bestaat uit twee delen:

a. de reaktorberekening

b. de gasscheidingssekti e.

J3j,j de reaktorbereksn:Lng worden ceret een aantal uitGanGS

-punten behandeld, vlaaruit blijkt, dat do lcatalysatorver

-oudering eeniJi.jso:nder tit21ang:cijkc rol fJT)eelt (Jij de :c0aktor·

-berchenint; :Lv.m. de eté.trtkoeltomperatuur. rI'cvE:;n~) wordt h l deze paragraaf aaneetoond, dat in dit geval het 6ón-dimen

-sionaal model toegepa:·ot kan worden~ In tabel

3

.5

zi jn de

p:i..~peE (diameter 0,052 m) bevattend. VCJ1dor:'c ~31)ecific8.tie8

\'lorden in p ara.s;:caaf

3

.

::;

vermelcL

,

.

-+ \1 ~Lfl :/.1 aCt: 1, EtéJ,-L; 2;e ~3 C!lC ~L Cl. e~L-j • l)e Et a .. é1,t uit dr:ic oIlderd8len, nl.

a. C:.~ (':j'l {~c.f':VtaJ:.ölct 8\:·;is se 1 aar

c .

---•

4-Na een theoretische inl _{eiding wordt eerst de gaswarmte}

-wisselaar berekend. Het produkt Bas wordt in dit apparaat

gekoeld tot even boven heL daUV;pllJll~ _{van de azijnzuurdamp} in het produkt gas. _{Vervolgens wordt de gasyrarmtewi}

sselaar-condensor berekend. Het produkt gas wordt hierin _{tot 30 oe} gekoeld, vvaardoor de azijnzuurdamp _{gedeel telijk condenseert.} In hoofdstuk 4 tenslotte wordt de warmte- en massaba1811s voor _{de ontworpen apparatuur weergegeven •}

a

A A m / Et -I

C'

e

p d D s E a F G llG 6H 1 4H 2 .6H r ~Hc K k k 1 k 2 k L m p

Ft

of

t

r

effectieve

doorsnede van een reaktor

oppervlak

buisdoorsnede

lo

garitm

i

sch gemidde

lde

oppervlak

buisdoorsnede

afstand tussen twee keerschotten

kortste afstand tussen twee pijpen

soortelijke warmte

bij

konstante druk

diam

eter

shell

diameter

aktiveringsenergie

molenstroom

massa stroomsnelheid

vrije enthalpie

adsorptie-enth

a

lpie

van azijnzuur

adsorptie-enthalpie van

v

i

ny

lacet

aat

reak

tiewarmte

verbrandin

gswarmte

evenwicht konstante

reak

tiesne

lheid

fJkonstante

adsorptiekonfJtante van

az

ij

nzuur

adsorpt iekonstant

e

VLUl

vinylacet

aat

frequentiefaktor

reaktorlengte

faktor bij de

berekening van

de

diameter

ven een

warmtewi.s~381aar

mol

'l

crho'Jdi::G

druk

pijpsteek

omzettin

gssne

lheid

gaskonstante

omtr

ek

adsorpti

e

-entro

p

ie van

azijnzuur

adsorptie-entropie

van

vinylacetaat

t

emperatuur

total

e

~armteoverdrachtsko~ffici~nt 2 m ' 2

rp.

m m

kJ/kmo 1

m m

kJ/kmol

kmo I/uur

kg/m

2

uur

kJ/kmo

1

kJ/kraol

kJ/km

o

1

kJ/kmol

kJ/kmo

'

l

kmo

I/

kC

kat

uur

atm

atm-

1

atm

-1

kmol/kg kat uur

atm

m

atm

m

kmol/k

g

kat

uur

atm

kJ/k:mol

OK m

kJ/kmol

OK

kJ

/lunol OK OK

of

oe

, 2 o./"'( kVif/rn "

y z 0(

<5

é À

'1

e

e

f6

_m

f6

_w

Indices

:

Ac

of

A

HAz

of

B

VA

of

e

e

f

g

i

j

k

of koel

kr

i

t

1 0

p

r

s

t

t

d

tot

u

w G

bed volwne van é6n

pijp

conversie

molfraktie

afstand

langs

de r

eaktoras

partiële

~varmte

overdracht skoëffj_ciënt

stabiliteitskriteriurn

porositeit van

het

katalysatorbed

partiële warmte

g

eleidingskoëfficj.

ënt

viskositeit

dichtheid

d

i

mensieloze temperatuur

massastroom

warmtestroom

=

=

-=

=

=

=

=

=

=

=

=

=

=

=

=

=

=

=

acety

l

een

azijnzuur

vinylacetaat

effekt

i

ef

fOl'mat

i

on

gas

inwendig

component

j

koelmedium

.

kr

i

tisch

o

p afstand

1

van

beg

i

n

- of

standaard

pellet

straling

solid

bed

turbulente

diffusie

totaa

l

uitwend

i

g

wand

beg:tn

kondj_t

i

es

m

kW/m 2

oe

kW

/

m

oe

2

Ns/m-'Z

kg/m.J

kg/s

kW

him

ensieloze

grootheden

d

•

G

R

₌

Reynolds

getal

--2-e

fl.

C

_12·~

P

--

Pr8.ndtl

_geta

_l

r _).

d

$G.C

P

_e

₌

Péclet getal

J2

p

À

e

,

-8

~. INLEIDING

1.1 Eir;c2:l§chappen en toepassin{,;en van vinylacetaat

Vinylacetaat (VA) is een kleurloze, brandbare vloei stof

en heeft eenzpete, penetrerende geur.

In aanwezigheid van peroxiden en onder invloed van licht

polymeriseert VA gemakkelijk tot polyvinylacetaat (PVA).

Zelfs bij afwezigheid van katalysatoren kan VA onder

invloed van licht bij kamertemperatuur langzaam poly

-meriseren.

De pol~Tinylacetaten zijn in het algemeen erg zacht en

hebben een l aag verwekingspunt . Zij worden gebruikt in

de kleefstoffenindustrie. VA wordt echter veel meer

verwerkt tot copolymeer, waardoor zij een veel breder

toepassingsgebied heeft (vloerbedf!kkingen, emulsieverven,

kunstleder) •

Commercie el VA vlOrd t me e st al Ge o1,abiliscord met 0,003% Jfv~

-

diphcnyl8Jnine of rnst 20 p.}J. m. hydrochinon (1). Ä-'.YJ.dere

c"ll.priacetaat, ~mavel en thiophc~1:\.T

l-runine. De stabilisatoren worJen bij de verwerking VRn VA

door destillatj_c

verwijderd

o~$

(lvyÀ~t.)

a. Oude processen

Vroeuer maakte men VA via hot vloeistoffase procGs.

Bij l.G. Farben en in de V.S.

Ol) 60

JIet gevormde VA \'.'erd direld Jl:cL dE:: OVl:·.cmaat ë.cetJlee:vt

me cgcEo;nc:n.

gebruikte, waaraan boriumfluoride en

fluorwater

stof

werden

toe

gevoegd

.

In

de

V.S.

werd

ge

bruik

gemaald

van een mengsel van

zilversulfaat en

zilverfosfaat

in fijn

gc

disper

eee

rd

e

toe

st

and.

In beide

geva

llen was de conversie echt

e

r

la

aG

(-:!::. 10%) .

1.

Het

gas

fa

se

proces, waar teg

e

nwoordi

g

veel

ge

bruik

van wordt

gemaakt, geeft

een veel ho

ge

re conv

e

rsie

o

Gasvormig azijnzuur en acetyleen worden

in

een

ver-houding

1 :

4- tot

1 :

6 bij een starttemperatuur

van

160

°c

ge

l

e

id

over een

katalysator besta

.

ande

uit

koolstof,

ge

ïm

preg

n

ee

rd met zinkac

e

taat.

Men

maakt

gebruik

V

rul

buisreaktoren

,

waardoor

een

-

_.-~-betere wa

r

mt

ebe

h

eers

i

ng

wordt

verkregen dan i

n p

la

at

-ovens.

In

verband met de

kata

lysatorverouderi

ng

word

t

d

e

koelte~pcratuur lw!~zaam verhoogd

,

waardOOE

een omzettin

[;

V211

~)O -

55;{

,

van

het

az

:Lj

nzuur

geha

IJd,

-haafd

-b

Ii

j

ft.

2.

Door Celanese

Corp

.

of America

(j)

is

een n

i

euw

vloeistoffase

p

roc

es

on

tw

i

kkeld

.

Men

Gaat hierbi

j

uit van

buta;:m

,

dat

partïéoJ_

geoxidccrê.

vvord

t,

\\'8a1'

-cthyleendiélcetcwt

,

\"laar~la llWrl

door afr:ll

Ji

t~ünt;

v'an

azijnzuur

YA

v8I'krijg;t

U).

\L~

3

.

.J.C.I.

heeft

eGY~ nrOCC3 lop~,l.:.,

vJaarbtj

DîCl'l VA

uit

!l1Ctnel \rl'ijkonr',,; -:iOrd-;:, onnü:ul,\'

g'c:'clî.lor0erd

(~).

1

.

(bQvUVUV

1 &I

'5

~P=('cc'h)l:~ j.r- <;' :-)~C·]~· ~~.~! '~:"-. r'!~l~(' ;/C:T'dt~~~_~~~·_·'·

- - -

--..-,-_

.... ~ ... ,.---~._, ...

_

-

_

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

-4

10

doordat de procédé' s zeer verbeterd zijn ert de om~et

sterk is gestegen.

In 1954 was de prijs in de V.S. en Canada 17 dollarcent

per pound (.1) bij een jaarpI'oduktie vaD 100 miljoen

pound. In 1956 produceerde de V. S. alleen al 110

miljoen pound, waarvan 45% voor de bèreiding

van

27% voor pol;rvinylalcohol en 100/0 voor copolymeer

g;Gruikt werd

(

§).

PVA,

In 1960 was de produktie vaYJ. VA jon de V.So reeds

gestegen· tot 250 miljoen pound, terwijl de gezamenlijke

produkt i e in West-Europa en Japan toen gelijk was aan

die

van

de V. S. In de jaren 160 is de omzet in Wes t-Europa en Japan sterk gestegen, waardoor in 1965 West

-Europa en Japan elk 201~ en de V.S. nog slechts 30% van

de wereldmarkt in handen hadden.

De huidige vrereldproduktie en -prijs

miljoen kg per jaar en 18,51kentjks o ~

zijn resp. -:!:. 1000

In N ederlan.d produceert al18E:l1 Kon31n· N. V. in

ct

e

Euro-poort VA. Hun jaarproduktie is ongeveer 18.000 ton.

-•

2.

FYSISCHE EN CHEMISCHE GEGEVENS

2.1 De reaktie kinetiek

De heterogeen gekatalyseerde reaktie:

-

=

AC HAZ

met als katalysator zinkacetaat op koolstofdrager wordt

sedert

1925

industrieel toegepast.

Na

1950

verschijnen er publikatiesover de kinetiek en

het reaktiemechanisme, die onderling echter sterk

ver-schillen.

Door Valstar

(1),

Cornelissen (8) en Van der Heyden (3.)

zijn op het laboratorium voor Chemische Technologie te

Delft kinetiekmetingen verricht en hieruit leidden zij

af, dat de reactiesnelheidsvergelijking van de volgende

gedaante moet zijn:

k.PAc

r

=

De kinetiekmetingen zijn slechts bij twee molverhoudingen

verricht, nlo: Ac: HAz

=

4 : 1

en Ac : HAz

=

1.5 :

1.

Deze twee molverhoudingen blijken echter niet met elkaar

,.

te correleren, waardoor geen optimale molverhouding voor

het reaktorontwerp kon worden bepaald. Omdat op

indu-striële schaal altijd met een molverhouding van minstens

vier wordt gewerkt, is dit reaktorontwerp uitgerekend voor

een molverhouding

4.

De konstanten k, k

1 en k2 zlJn een funktie van de

temperatuur. Zij hangen als volgt van de temperatuur af:

k

=

koa • exp

-E

(_a_) R .T g

=

exp

=

exp -11 H 1 (R • T ) g - D,. H 2 (R • T ) g • exp exp

•

1 2

waarin

:

k

₌

5,088.

1

0 3

kmol/k

g

kat

.

s.

atm

(1)

E

_a

85,1

.10

3

kJ/krnol

'Z !:.

H

1

-

₃

_{1 ,5}

• 10J

};:J/kmol

b 8 1

=

7

1

,3

'Z

kJ/kmol. oK

.6.

H

2

=

70

,

3

• 10.J

kJ/kmol

~ 3

₂

=

1

69,5

kJ/kmol oK

2

.

2

Nevenreakties

./

, ' -- . ~

Naast d

.e

hoo:fdreaktie kunnen in principe de volgende

nevenreakties optr

e

de

n

C~)

:

1.

C

H

=-

CH

+

H

2

0

Ac

water

2. 2

CH

3

COOH

HAz

3

.

2

CH

~

CH

₊

_H

2

0

Ac

water

4

.

n

CH

....

CR

Ac

5

.

CH

3

COOH

+

CH

3

COOCH

HAz

6.

CH

~ CH

Ac

7.

Zn

(

CH

3

COO

)

2

zi

nkacetaat

VA

- - .

CH

3

CHO

aceetaldehyde

CH

3

COCH

3

+

H

2

0

+

CO

2

aceton

water koo

l

zuur

---1'/1>

CH

3

CR

=

CHCHO

m

ethy

l-vinyl

ald

e

h

v

v

de

--.

(

CH

:.=

CH)

n

po

l

y Ac

=

C

H

₂

-

(

CE

3

COO

)

2 CECH

3

ethylideend

i

acetaat

- - - - _{H 2} + 20

waterstof koo

l

stof

~

ZnC0

3

+

CH

3

COCH

3

zinkcarbonaat

aceton

v

erreweg de belangrijkste

.

De vorming van aceeta

l

dehyde

(1)

wordt onderdrukt door de hoevee

l

heid water in het

reak

t i

emenGse

l

tot een m

i

n

i

mum te

beperken

.

De po

l

ymerisat

i

e van acety

l

een

vvordt vo

l

gens

(19)

ver

-oorzaakt door een

gedeeltelijk

onomkeerbare ad

s

orpt

i

e

van acetyleen aan de kata

l

ysator

.

Dit

veroorzaakt

teven

s

Bij

ho

ge

temperaturen

kan reakt

i

e

(

6

)

optreden, waardoor

het aaneenkitten van

de katalysatordeeltjes

veroorzaakt

"

wordt

.

De

belangrijkste n

e

v

e

n

p

rodukt

e

n die ontstaan

,

zij

n

ac

ee

t

a

ld

e

h

y

d

e

(1)

en aceton

(2) .

2.3

Het

th

e

rmo

dyn

ami

s

ch

e

vemvicl1t

van

het

syst

eern

De

standaard vrije

entha

lpie .6Go

voor

een

re

akt

i

e

is

te

bereken

e

n u

i

t de vrije

vormingsenthalpie~n

volgens

:

=

( Ll. GO )

f

prod

Hi

er

ui

t

"

i

s

deevenwichtskonstante

K

van

de

r

eaktie

t

e berekenen

met

- 6 GO/n .'1'

K

=

e g

Tevens

is

6G

=

.6.

H

-T .

.6.S

Berekenen w

ij

nu

K

voor verschillende temperaturen

mob

.

v. de thermodynamische

g

e

ge

v

en

s

,

zoals verme

l

d

in

bijlage

1,

dan krijgen

w

ij

de vo

l

gende

tabel

(2.1)

180 200 220

tabel

2.1.

3,9

•

1 ,2 •

0

,

4

.

Uit deze tabel kunn

en

wij

konk

lud

eren

,

dat

in

beschouwd

t

e

m

pe

r

at

uurs

geb

ied

de thermodynanLische

evenw

icht

som-zctti~G onGG~acr 100~ l U.

2.4

De

berekenin

g

van

de

reakt

i

ewarmte

De berekening van

de

standaa

r

drea..1rtiewarmte

!:,.

H

°

kan

r

geschieden uit de verbrandingswarmten

6. He

°

"va.YJ.

a

lle

com

ponenten

.

B

ij 25°

C ge

l

dt

:

,6H

o

•

14

Bij een willekeurige temperatuur T geldt:

6Hr -- ~Hr 0 ₊

Y

_{bCp •} dir

25 waarin ,6C

₌

C

VA (Cp AC + C HAC)

p p p

Met behulp van literatuur gegevens

(11)

kunnen wij de;

verschillende C -waarden als funktie; van de tempera-p

tuur bepalen, W3arna H voor elke temperatuur te

r

berekenen is .

De benodigde gegevens zijn in bijlage 1 samengevat.

2.5 De katalysator

In het algemeen gebruikt men een katalysator, bestaande

uit aktieve kool, die met 15 - 35 gew ..

%

zinkacetaat

geïmpregneerd is. De laatste tijd wordt melding gemaakt

van betere katalysatoren, zoals ZnSiF

6 en CdSiF6

(12) ..

3

.

PHO CESBEHEKE~JIN G

De

procesberekening

bestaat

uit

een

tweetal

stappen

.

1.

De

reactorberekening

.

Met

behulp van

de

i

n hoofdstuk 2 genoemde k

i

netiek

werd

een reaktor berekend

.

Hi

erb

ij

werd

o~a_

ge

le

t

op

:

a.

de

starttemperatuur

b.

de

gassne

l

he

id

c.

de

pijpdiameter en

het

aantal

reacto

ren

0.

.

p

ij

p

l

en[Ste

.

2.

De

gassche

i

dingssect

i

e

.

De

reaktorprodukten

,

bestaande uit

VA

,

Ac

en

HAz

werden met

behulp

van

een

warmtewisselaar

en

een

condensor

gedeeltelijk gescheiden

in

Ac

+

VA

en

HAz

.

3

. 1

D

e

ui

tgangs}2unt

en

voor de

rca~dorberp-kening

3.1.2

a.

De maximale

l

engte van

de

r

eaktor

is

6 meter

b.

De maximal

e

diameter van

dc""

reakto

r

is

4 m

eter

c.

De minim

a

l

e

pijpdiameter

is

0

,

035

m

eter

d.

De produktie moet

1

8

0

000 ton

per

jaar

z

i

jn.

Zoals boven vermeld hebben wij

b

ij

de reaktorbere

-kening de vol

gende

variab(';len:

10

de p

i

jple

ne;t e

2.

de p

i

jpdiame

t

er

3

.

de

co

nversiegraad

4

.

de startkoelte

mperatuur

5

.

de gassne

lh

eid

De

start-koeltemneratuuE

:

---~---

--Deze temperatuur

i

s

sterk

afhanke

li

jk

van de

kataly

-satorveroud

ering

.

Dez

e

veroud

er

i

ng

kunnen

wij

op de

vo

l

gen

de

twee man

i

eren

benaderen

:

a.

De veroud

ering

i

s al

l

een afhanke

l

ijk

van

de

hoeveelhe~d

gep

roduceerd

VA.

b.

De veroudering

is

alleen tijdsafhankelijk,

d.w. z.

d

e

koeltempèratuur

moet na

t~eYl

bepaald

élantal

dagen

omhoog

,

of er n

u

veel of

we

inig

VA

gepro

---1

6

duceerd is, om

het

conversieniveau op

500/a

te houd

en.

Werken vvij allereerst

geval

a.

verder uit,

dan.

zien wij het volge

nde

:

Veronderstellen

wij dat

de

koeltempcratuur

1

0

e

omhoo

g

moet, wanneer

5

kg VA per

lit

er

kat alysato:L'

i

s geproduceerd

(

fabrieksgegeven van

KONAM) om het

conver

s

ieniveau

van

50%

te

blijven behouden, en

nemen wij een nieuwe katalysatorcharge wanneer de

koeltemperatuur

200

oe

i

s geworden

,

dan

kunnen wij

wallileer

·

wij

de

gegevens

van

Cll)

gebruiken

,

m.

b

o

v.

h

et

algol-programma

vermeld

in de appendix

de pijplengte bij

verschillende start

-

koel

tempera-turen berekenen,

waarna w

i

j vervolgens

de

katalysator-en pijpkostkatalysator-en kunnkatalysator-en bepalkatalysator-en.

De resultaten van

de

verschillende berekeningen

zijn vermeld

in tabel

3

.10

1

60

1

65

170

1

80

Uit

pi

jplengt

e

I

kat

alysator-kosten

m

gUldens/jaar

4,55

238.000

3

,

38

271.000

2,53

3

17.

000

1

,

42

476.0QO

pijpkosten

laa

ntal kat

.

char

ge

wiss

o

gu

l

dens

per jaar

1

30.330

1,5

96

.

950

2,

3

72.470

3

,

65

40

.

675

9

,

8

tab

e

l

3.

1.

tabel

3

.1.

volgt, dat

men

het best kan starten

bij een

zo

laag

mogelijke; koel temperatuur vvant

:

1.

de

katalysatorkosten

per

jaar nemen sterk af,

wat

niet gecompenseerd 'Hordt door de verminderde

pijpkosten

bij een hoe;ere start temperatuur.

2.

Het aantal katalysator chargev,risselingen neemt

to

e

bij een hogere start-koeltemperatuur

.

Werken wij vervolgens

geva

l

b.

uit.

o

Nemen v/ij aan dat de koeltemperatuur

5 C per maand

~

J

!

3.

1 .3

nemen wij

wederom een n

i

euwe katalysatorcharge als

de koel

temperatuur 200

oe

is geworden

,

dan z

i

en de

kosten er als volgt

uit:

16

0

165

17

0

1

80

pijplengte

l

katalysator-kosten

.

m

guldens/jaar

4,55

234

.

000

3,38

200

.000

2

,

53

17

4.000

1

~

42

146

.

000

tabel

3

.2

pijpkosten . aél.l

î.

téÜ kat

.

charge

wiss.

guldens

per jaar

1

30.330

1 ,5

96.950

1 ,

7

72

.

470

2

40

.

675

3

Stellen wij, dat

wij

bij

1

char

gewisseling

7 dagen

produktievGrlies hebben

,

dan

i

s

-

wanneer

18

.

000

ton VA

per

jaar

wordt geproduceerd en

1

kg

VA

1

8

,

5

cent kost

-

het

produkt

i

everlies b

ij

6~n

charge

-wisseling

ongeveer 70.000 gulden

.

Wi

j

z

i

en

dus,

dat de kosten)in

dit geva

l

bij de

vier

be

r

ekende

J <0-4'\.

t

empe

ratur

en

ongeveer

ge

lijk

zijn.

I

n

werkelijkhe

id z

a

l de kat

alysat

orv

eroudering

van

de

produktie per

liter kat. afhaYJ.gen

en tegel

ij

ker

-tijd

tijdsafhankelijk zijn, tl,odat wij

uit

het

Doven.-staéUlde

mo

g

en concluderen

,

dat het gunstiger zal z;

ij

n

om

bij een

l

age

koeltemperatuur te

starten

.

Eén- of twee-dimensionaa

l

model toeoassen?

---

--~---W

anneer

vd;i

een

reaktorberekening willen

uj_t

voercm

,

kUl:.r"l'é;1l wi j

(tiL Cloef

l

met LeL é0.Ll

- oi'

heL

twee

-

d

i

me

n

":"

sicmaal

mo

de

l.

Bij

h

e

t é

én

-

dimensionaal

mo

de

l

nemen

wij

aan

dat

er

slechts een axiaal temperatuLArs

-

en

co

ncentrat

i

eprofie

l

i

n de reaktor

aanwez

i

g

is,

terwijl

b

ij

het

twee-dimen-sio

naal

model

veronde

rsteld

worät, dat

z

owe

l

radiale

als axiale

temperatuurs

-

en

conc

entrat

i

epr

ofiel

en

op'

-treden.

Het nadeel van

het

twee

-dimensi

onale

mo

d

el

is

18

terwijl

bovendien veel

meer rekentijd vereiut

is

om

een

reaktorberek

ening

uit te voeren.

In dit

werk zal

niet

nader ingegaan

wo

rd

en

op het

verloop van

de

berekenin(~smet

n..ode, hiervoor

\

'

lord

t

verwezen naar Valstar

(7),

maar worden alleen de

resultaten vermeld van een reaktorbereker..ix1g die

zowel één- als twee dimensionaal werd uitgevoerd.

Voor een inwend

i

tse

pi

j

pd

i

ameter

van 0

,

043 m,

een

koeltemperatuur van

160 oe

en

mas

sastroomsne

lh

eid

van

582 kg/m

2

h zien wij

de

resultaten vermeld

i

n

tabel

3.3

.

~e\~

t.

k

J..

I ... '"" (.Q'V\./' •

één

-

dimensionaal

model

\. ~ 'K ~

twee

-

dimensionaal

model

hoogte

conversie

gas

temp

.

hoogte

convers

i

e

gas

temp

.

m

_%

oe

m

_%

oe

0

0

1

60

0

0

0.90

10

.

8

1

63.0

0.90

1

1.

7

1

66

.

4

1.

80

21. 8

163

.

6

1.

80

23

.

1

16

6

.

1

2.

70

32

.

6

1

64

.

2

2

.

70

33

.

8

165

.

9

3.

60

43

.

2

16~

.

•

7

3.60

43

.

9

1

6507

.

4

.

50

53

.

7

1

65

.

3

4

0

50

53

.

5

1

65.6

tab

e

l

3.3

.

Wij zien dus u

i

t tabe

l

3

.

3

.

dat de verschillen

tm::

·

sen

h

et 6én

-

en

twee

-

dimens

i

onaal model in dit

ge

va

l

klein

z

i

jn

en

daarom w

er

d besloten

,

de verdere berek

en

iu

tse

n

3.2

De reaktorber

eken

igg

3

.2.1

!~~~~Q~~g

De reaktDr moet

ontworpen worden

voor de bereidin

g

van

v

i

nylacetaat

v

ol

gens

:

De

reaktie

vindt plaats

in de

gasfase over een vaste

kat

alysat or.

De reaktie is exotherm.

~Hr

- 1

29,3

.1

0 3 kJ/kmol bij

1

60°C;

Starttemperatuur

Katalysator

Produktie

155

°c

zinkacetaat

op

noritkorrels

1

8.000

ton

per

ja

ar

.

a..

Bij

de herekening van

de

reaktor gebruiken vdj

de

volgende

aaxmamen

:

1.

het

systee

m

bev

i

ndt zich

in

de

sta

tionair

e

2.

3.

4.

5.

toestand

;

de

er

de

i

n

de

druk

i

n de reaktor

is

konstant

;

is

c

y

li

ndersymmetrie

;

reaktor

is i

deaa

l (

pr

o

pst

ro

orn

);

rad

i

ale

richting

z

ij

n

de temperatuur

en

concentrat

ie konst ant

(zie

3

.

1

.

3. ) ;

G

.

er

7

.

er

is

geen warmtegeleid

i

ng

i

n axia

l

e

ri

chting

;

treden

geen nevenreakties

op

.

b.

De ma

teriaalba

l

ans

.

Q~~E~~~=~~!~~~~§~_~~~~~_~E_~~~~~_~~~_~_~~~)~~~

~~_~~~_~~~~~E~~~~~~~

__

~~_i_~~~

_~_

~~

ComponeEt

Kmol

in

y

kmo

l

in de

y .

voedi

ll

g

<

jo

rea

kt

or

< J NI lVI-x

Ac

M

M

-

x

_VA

VA

M+1 11+ 1--x

_VA

--; 1-y.;- , HAL': 1 ,

1-

_xV

_A

' ü M+1 _M+1-

_xV

_A

VA

0 0

x

_VA

xVA

M+1-_{x VA}

tot

aal

M+1 1 _M+1-

_xVA

1

20

Elementaire mat eriaal bal ans

De massabalans voor een continu werkende

buis-reaktor is: r. dV R = F.y Az dx

(3.2-1)

0 of

r.

A .• dz = _{F.y Az} l 0 dx waarin r

=

Met behulp van tabel

3.4

kunnen wij deze laatste vergelijking omzetten in:

r

=

k (M -

x)

(3.2-2)

c.

~~_~!~~~~!§~~~_~~~~~~~~~~§~~

Voor een buisr eaktor luidt deze:

(- Hr).F.YB .dx-U.ï( .di.(T-Tkoel).dz

=

0 '

= F.

I

Y .• C • dT (

3.

2-r

3)

J p j

Voor het koelmedium geldt:

U.tr.d (T-T k l)odz

=

~

.C

_{.dT k}

1

(3.2-4)

u oe _{mkoel Pko}el oe

Met behulp van de vergelijkingen

(3.2-1

t/m

4)

kunnen wij nu x, T en T

koel als funktie van

z oplossen: dx _{d z}

₌

_r.

_4·

1

_TL

2

I

( )

0 d i F 0 Y Az 0

3. 2

-

5

~;

= ( -

6. H ). r 0 4 1 • ï ( • d . 2/F.

L

(y .• C ) -r , l l Pi - U.n::.d .• (T-T_k l)/F. L(y .• C )

(3.2-6)

l oe l Pi dT koel dz

=/C

.U.d .(T-T_k 1)/(~ .C )

(3.2.7)

u oe m_{koel Pkoel} waarin zijn.

.6H,C

_{r p.} l en C Pkoel

een funktie van T

40

35

30

s

op

25

ctl t<\ 0

₂₀

.-Pi

15

I

10

5

0

nu opgelost worden door een stapsgewijze

nume-rieke integratie volgens de methode van

Runga-Kutta

(.11:).

Het computerprogramma, dat deze integratie uit-voert, is in de appendix opgenomen.

3.2.3

De drukval over de reaktor

Voordat wij de reaktorberekening uitvoeren, zullen wij eerst bekijken of de drukval over de reaktor inderdaad verwaarloosbaar klein is, daar

a. een te hoge drukopbouw dètonatie van het acetyleen zou kunnen veroorzaken.

b. een t e hoge drukval een belangrijke vergroting van

de energi ekosten zou kunnen opleveren.

c. een te hoge drukval breuk en desintegratie van de katalysator zou veroorzaken.

De drukval over gepakte bedden kan

met de correl at i e van Ergun. (.l2) :

berekend worden 2 G 1- 8 ( ( 1-E) p

=

~-. ~.

150c

Re p

m

+

1,75).

Z

Daar gesteld was, dat de maximal e reaktorlengte 6 meter mocht zijn, werd bij deze bedlengte ~ p b~rekend voor verschillende waarden van G. De resultaten zijn weer -gegeven in grafiek

3-1.

250

500

750

1000

Grafiek

3-1.

Ap als funktie G bij een bedlengte van 6 m.

1250

22

-Uit het rapport vml Reerink (11) volgt, dat de mm:inw.''ll

toelaatbare drukval lJij verse kat. r!1aximaal 0, 'I atm •.

mag bedl'ac;en, zodat wij 2'.ien, dat in het gebied, VVélar

-binnen wij onze bur0kenin~cn uitvoeren (G=300-1200 kr/

m2h), deze grens niet wordt overschredeni

Bovendien blijkt de drukval kl ein t"e zj,jn.

3

.2.

4

Warmteoverdracht

De totale warmteoverdrachtskoëfficient U voor een

gepakte buisreaktor kunnen wij opgeboU'/Id denken uit:

a. een warmteoverdracht skoëffici'ént ol.. t voor het bed;

b. een w8.rmtec;eleidingskoëfficiënt

c.

wand'

~

'

: ~

een ;"armt

e~~

::t's

këfficiënt

het koelmedj,um.

À

_w voor de

À

,

_Koe 1 voor

Volgens (l~) i t; het verband tus sen deze Grootheden: 1 U

=

1 o(t + d 'vV '- ,,-AVJ Ai 1 Aj

. A

+ J , . A m ~welu

(3.2-9)

Voor de berekening van 0{ t geeft Calderbank

U1.)

de

volgende correlatie:

eX

_t

=

5,79

•

~ À e +

0,092

•

l C .G.d. P l Z

(

3

.2-10)

waal'in

À

e de eff~;ktü:;ve gel eidingskoëfficiL,t VéJll

het bed en het stromend gas is, waarvoor Smith (l.§.) de

volgende formule geeft:

À

e

=

2(

À

g + Àtd +

À

1')

+

) \ .

of..

À ij • dl) \';é .. (l.~'L--:.: serle s -

2';-X-·::j.-2':a-s p mEt: (1 -E)À . serJes en

₌

1,

95 oC

p •

G.(R

e

)-0,51.(p )-2/3

I' en

₀₍

I'

=

voor He

<

350

(20

À

.1_·:/.d)

À

_ _

S_~.l. I' d_p 0 A :3 ('2. _{\ . / .} 2 1"" _{_. - I ,} f ~ r" ," ,-, \ ) • c::: ._- I c-I

ei

r

is

de stralin[::sko'éffj_cï(;nt, die bij de

reaktor-berekening te verwaarlozen is, daar de

stra

li

nesbi

j-drage bij 200

0

C

zeer klein

:L:::~.

Voor

_eX

_1J

en

₎

_td

gelden volgcmfJ

Snüth de volgende

1:

relaties

:

eX

_p

=- ) 1J·(2.

À

2,

+c1

.

d

P

)

waarin

(3.2-16)

d

_À

_s

p

À

À

c.

(

3e2

-1

7)

log

--1,76 +

0,0129

.:J

=

.

p

E-en

_Àtd

₌

dp

.

G

.C

12

₍

₃

_.2-1

₈₎

Pe td

.

E

d

2

H

i

er

i

n

is

Pe

_td

_.

₉

₀

₍₁₊₁

₉

_,

₄

_{(..,12) )}

₍

_:;

_.

_2-

₁

₉

₎

d. 1

Volgens

Kern

(1

8

)

geldt voor de

warmteoverdrachts-koëfficiënt aan de oliezijde:

o(

I Koe

=

H:l

erin

i

s

:

3

.2

.

5

stabi

li

teit

n

0,1 4-( . l koel )

ll

koe

l

w

G

=

0

/a

koel

mI

_{;:oe_} 1

D

c~ • Cl • BI a

=

--:;:.') ~--P

_t

2 1

(1,

72

.

Pt

-

"4

.T(

(

3

.2-2

0

)

d 2) • u

Dit

aspekt b

ij

het

ontwerpen

van

de reaktor is

één

der belan

gri

jkste, daar:

a.

de

reaktie behoorlijk exotherm

i

s bij de bedtem

-pe~aturen

waarbij gewerkt wordt

.

b~

de ontstèkingstemperatlmr

voor

de ontleding van'

acctyl~en

vrij laag is,

~l.

±

300 °C.

-24

Uit a, b en c blijkt dus dat de hotspottemperatuur

in de reaktor binnen bepaalde e;renzen moet worden

gehouden.

Valstal' (7) geeft voor de stabiliteit van een reaktor

bij e(~rste orde reakLie het volgende kri-Lerium:

waarin:

4.U

~ l T o· (G};rit -_{Gk )} 6Hr·koo oI't ot ~~( El ~ -kri

t'f.-E a

2 R- T

_{• g"} 0 • exp E (H .'11 (Î:8 . .)

>

1 g 0 krlt)

(

3

.

2

-

2

1

)

- 1

~

Er.

2

E

'

ct a (2 H

T

)

-

H .T • g. 0 g 0

(

3

.

2-22)

Passen wij dit kriteri-cun toe op onze ontwerpkondities,

dan bl ijkt dat: T

krit - To

~

25 oe en

S

»

1.

Kiezen wij al s veil igheidsgrens 60% V3n T

krit - T 0

(vrij willekeurig), dan is de mm:imale tempcratm._n·s~

stijc;ing, die in de reaktor mag optreden gelijk aaü

1

5

oe.

3.2.

6

~~!~~~~~~~~_~~E~~~~~~~~~

Zoals wij in

3

.1.2

uiteengezet hebben, kunnen wi j de

rea.ktor het best bij een zo laag mogelijke

kOeltempe-ratuur starten. Wi j kiezen hiervoor een koeltempcra

-tuur v &YJ. 1 5~) 0 e , daar: W:L j bi j e en lagere; temp er at v. LU'

in de buurt van de ontstekingstemperatuur van de

reakt ie komen.

Bi j

1

55

o

e

werden nu een aantal berekeningen uitgc

-voe:.ccl, vvaarbi j de ga.s snelheid 811 (le b11isd i2.Jnet 81'1 .~:'"s

-varieerd werdeno Voor de benodigde gegevens bij de

berekeningen wordt verwezen naar bijl age 1, voor het

computerprogramma naar de appendix.

In tabel

3

.

5

.

zijn de resultaten van deze berekeningen

weergegeven" Hierin i s: TI

max

z

30

5 _ 2.

40

'

z

50

'

z60

=

de hoogste temperatuur in de rea.1{tor;

I

de bedhoogte bij een conversie -ran

X

2 ,5' x 3 ,5'

x

₄

_,J r-, X

5,5

--

de conversie bj.j

een

bedhoogte

van resp. 2,5

-

3,5

-

4,::>

en

5,5 m.

Np30, Np40

,

Np50,

Np60

=

_{het aantal" pijpen dat nodig}

_is

bij

een

_{conversie van resp. 30,}

40, 50

en 60%

om 18.000

ton VA

per jaar te produceren.

Vb 30, Vb40,

Vb50,

Vb60

=

het

_{benodigde bed volume bij}

een

conver

sie

van

resp. 30,

~.O ,

- - -

-2

6

Berekenin

g

d .• 10

2

G T

_z30

z40

z

50

z

60

_x

_2,5

_x

3

,

5

l 0

max

No.

m

k

g

/m

2

h

oe

m

m

m

m

_%

_%

-

-1

3

,

76

350

15

9

,1

2

,

03

2

,

7

1

3

,

4c5

4

,1

0 37

,

0

51

,

4

2

4

,

3

2

350

1

60

,

6

1 ,

93

2

,

56

3

,

22

3

,

88 38

,

9

54·

,

2

(j

5,02

350

1

6

2,

8

1,79

2,

3

8

2,

96

3,5

6

4

2

,1

5

9,

0

4

6

,

27

350

1

68

,

6

1 ,

49

1,

9

4

2

,40

2,

87

52

,2

5

7

,

53

350

1

82

,

0

1, 1

3

1,

40

1 ,

66

1 ,

96

6

3

,

76

.

582

1

60,

1

3

,

39

4

,5

0

5

,

62

6

,

75

22

,

0

₃

_{1 ,}

°

7

4

,

32

582

1

6

1 ,

8

3

,

25

4

,

29

5

,

33

6

,

37

2

3

,

0

32,4

r

8\

~l

5

,

02

582

1

64

,

4 3

,

04

3

,

99

4

,

93

5

,

86

24

,5

34

,

9

9

6

,

27

582

1

70

,

8

2

,

6

1

3

,

37

4

,1

0

4

,

82

2

8

,

6

41

,

8

10

7

,

53

582

1

8

1,

3

2

,1

2

2

,

64

3,

1

4

3

,

64

37

,

2

57

,

2

11

3

,

76

698

,

4

1

60

,

7

4,

06

5,

39

6

,

70

8

,

0

1 1

8

,

3

25,8

1

1

2

4,

32

698

,

4

1

62

,

5 3

,

89

5

,1

3

6

,

35

7

,

56

1

9

,

0

26,9

1

1

3

5

,

02

698

,

4

1

65

,

3

3 6L1

,

,

4

,

77

5

,

86

6

,

94

20

,1

28

,

9

1

4

6

,

27

698

,

4

₁

₇₂

_,

°

3

,1

5

4

,

04

4

,

90

5

,

73

23

,1

33,8

1

5

7

,

53

698

,

4

1

82

,

8

2

,

6

1

3

,2

4

3

,

83

4

,

40

28

,

5

4-4,4

16

3

,

76

873

161 ,

5 5

,

0

7

6,

6

8

8

,2

7

9

,

86

14,

5

20

,

5

17

4,32

873

163,

6

4,84

6,34

7,

8

2

9,27

15,0

21 ,

3

18

5,02

873

16

6

,7

4

,54

5,90

7,2

0

8,47

15,

8

2

2,

6

19

6

,27

873

1

74

,

0 3

,

94

5,0

2

6

,

02

6

,9

8

1

7

,

7

2

6

,1

I

20

₇

_,5

₃

873

1

84

,

9 3

,

3

1

4

,

08

4

,7

9

5

,

45

20

,

8

32

,

4

1

' i ' . tabel

3.5.

i ' , '

\ ....

~~j:

'.. ';

i~ I (

I

/ /.

/

Î , I

I

/

;,', (I

,.'

'" I

I

~!

I~

/

I

I

I ! /

Np30

Np40

Np50

Np60

37128

27846

22277

18564

$3,68

83,79

84,10

::

,

94,51

28185

21139

16911

14093

79,73

79,31

79,81

80,14

20

835

15

626

12511

10425

73,81 ·.~

73,61

73,29

73,40

13358

10019

8015

6679

9197

6898

5518

4598

40,0

48,9

22495

1

687

1

13497

11164

84,68

84,30

':

84,22

'

:

42,0

52,0

16952

12714

10171

8476

80

,75

79,94

79,46

45,5

56,2

12540

9405

7524

6270

75,45

74,27

73,41

55,5

8033

6025

4820

4017

5573

4180

3344

2787

33,3

40,9

18

627

1397

0

11166

9313

83

,9

7

83

,

6

1

34,9

43,0

14127

10

845

8476

7063

80

,55

8

1,54

37,6

46,7

1044

8

7836

6269

5224

75,27

73,98

45,3

57,3

6696

5021

4017

3348

61

,7

4645

3484

2787

2323

26,6

32,7

14

885

111

64

8931

7443

83,80

27,8

34,3

11302

8479

6781

5651

80,18

29,7

37,0

8360

6270

5016

4180

75,08

35,1

44,7

5370

4028

3222

2685

45,9

60,7

3705

2786

2229

1858

Bezien w

ij

deze

tabel, dan

kunnen wij

de volgende

conclusies trekken:

a.

De conv

ers

ie

neemt

ongeveer

recht evenredig

m

et

de bedl

engte

toe, waardoor wij naar een zo hoog

mogelijke conv

ers

ie moeten

streven

(2!ie

grafiek

3

.

2)

~

Een conversie van

60%

is- als

grens ge

-steld,

daar

boven dit niveau

de

hoeveelheid

bij

-produkten snel toeneemt.

b.

Een aantal mog

e

lijkheden valt af, doordat

zi

j

niet voldoen aan het

in

30205

vermelde

stabili-teitskriterium.

Aan

de

hand van tabel

3

.

5

kw1l1en

wij

-du

s concluderen

dat de

pijpdiameter

kleiner

of

ge

lij

k

aan

0,052

meter mo

e

t

zijn

.

c.

Doordat

vli

j

ges

teld hadden,

dat

de reaktor niet

groter

dan 6 meter mag worden

(de

maximale

bed-lengte

i

s

dus

5,5

meter),

volgt uit de

tab

e

l

dat

het aantal reaktoren, dat a3ll de

geste

lde

eisen

voldoet,

sterk

vermindert

.

Voor

de te gebruik

e

n

reaktoren is het benodigde

bedvo

lume

in

de

tabeJ.

weergegeven

.

Willen

wij uit de

overgeb

l

even mogelijkheden de

aan-trekkelijkste reaktor kiezen,

dan

moeten

w

ij

op

de

volgende zaken letten:

a.

Hetbedvolume

,

dat nodig

i

s

,

blijkt

af

te

nemen,

wanneer

de pijpdj.ameter

to

enee

mt

.

Wij zien uit

tabel

3.5

.

dat

de

gunstigste diameter

0,052

me

ter

iso

b.

Hebben

wij

de pijpdiameter

gekozen

,

dan blijven

nog

slechts

twee mogelijke reaktoren over,

namelijk

:

één,

d

ie

werkt bi

j

een

gas

;:;11e

lh

e

id van

350

k

ë

/m2h

één, die werkt bij een

gassne

lh

eid

van 582

kg/m 2h

.

Bezien

wij deze

twee

geva

lle

n

,

dan

mogen

wij

m.b.v.

tabel

3

.2.

concluderen, dat de reaktor met de lage

gas

-snelheid ekonomisch het meest aantrekkelijk is, omdat:

a.

de reaktorpijpen korter zijn, waardoor ze

gemakke

-lijker te

vullen

_

en te ledi

ge

n zijn;

b

.

de pompkosten lage

r zijn;

c.

men nu

een konversienivea;l

V2.l1

60% kan bereiken

,

'\:R.

:x:

60

50

40

30

20

/ . / ."..'. / / " / " 7 / / " . / .".. . / .-...-./' / ./' ./' / " " ./' ./ . / / .-...-/ " ./" . / ... / ./' / .-...-... ... ./"" / ' / ' / ./' . / . / . / / / ' / . / . / ' / / " . / . / ./' . / . / . . / ' / " ./' / / ' . / / ' / ' .,,/' . / / .".

ro,....,

" " " " "

o

0

,5

1

1,5

2

2

,

5

3

3

,

5

4

4,5

5

5,5

6

.".. / " . / .".. .-...- / " / ' ... / ' . / .".. .. . / "/ / . ,,'" 4-;" .

z meter

Grafiek

3.2

D

e

conversie

al

s

funktie

van de reaktorl

engte

voor

vers

c

h

ill

ende gassne

lheden

G

=

350

kg/m 2 uur

0

kg/m 2 uur

- - - -

G

=

582

0 _ . - . -.- . -

_G

=

₆₉₈

_,4

_kg/m

2

_uur

0 I\) co

H Q) -P Q) S

3,5

3

2,5

2 , ____ ~ __________________ ~ ________ ~ __________ L ______ __

1500

2000

----.~~

Aantal pijpen

Grafiek 3-3

2500

De reaktordiameter als funktie van het aantal pijpen.

De pijpdiarneter is 0,052 meter.