REACTOARE CHIMICE SI INGINERIA REACTIILOR CHIMICE referat

UNIVERSITATEA POLITEHNICA BUCURESTI

FACULTATEA DE CHIMIE APLICATA SI STIINTA MATERIALELOR

REACTOARE CHIMICE SI INGINERIA REACTIILOR CHIMICE

1. EXPUNEREA TEMEI

Sa se dimensioneze tehnologic si sa se simuleze performantele economice in raport cu conditiile de operare ale unui reactor catalitic continuu prin reducerea nitrobenzenului in faza gazoasa folosind modelul matematic al reactorului si al procesului studiat.

1.1 DATE PRINCIPALE DE PROIECTARE

Principalele date de proiectare sunt:

reactor multitubular tip schimbator de caldura cu catalizator depus in tevi (strat fix);

productia reactorului P = 10000 t anilina/an;

temperatura baii de racire T_R = 515 K;

presiunea gazelor de alimentare p = 1.2 atm;

raportul molar hidrogen/nitrobenzen in alimentare Rm = 10.

Cinetica de reactie si celelalte date de proiectare se adopta pe baza informatiilor de literatura.

1.2 INFORMATII GENERALE REFERITOARE LA PROCESUL

TEHNOLOGIC, REACTANTI SI PRODUSI DE REACTIE, LOCUL SI ROLUL REACTORULUI IN SCHEMA TEHNOLOGICA

Informatii generale referitoare la procesul tehnologic

Amonoliza si reducerea sunt doua metode de obtinere a aminelor aromatice in aminarea prin reducere, amina este rezultatul reactiei unui compus nitric cu un agent reducator.

Anilina este cea mai importanta amina aromatica si constituie un intermediar valoros pentru industriile de coloranti, medicamente (sulfamide), mase plastice. Un numar foarte mare de coloranti apartinand diferitelor clase sunt sintetizati din anilina si din derivatii acesteia.

Obtinerea aminelor prin reducere se poate realiza prin mai multe procedee, a caror alegere depinde de natura substratului si a produsului dorit. Reducerea grupei nitrice se desfasoara dupa o succesiune de trepte (nitro-derivat nitrozo-derivat hidroxil-amina amina). Produsul cel mai stabil este amina primara, dar, prin alegerea adecvata a agentilor de reducere si prin controlul riguros al conditiilor de reactie procesul poate fi oprit la una din etapele intermediare. De exemplu, prin reducerea nitrobenzenului cu zinc in diferite medii rezulta:

Reactanti si produsi de reactie

Reactantii sunt:

- hidrogenul, H₂, notat cu H

- nitrobenzenul, CeHs - NO, notat cu NB

Raportul molar stoechiornetric de alimentare este H / NB = 3 / 1.

Consumul industrial de materii prime este mai mare decat cel stoechiornetric necesar, adica 1360 kg NB / 760 m³ H pentru 11 anilina produsa.

Produsii de reactie:

anilina, QHs - NH₂

- apa, H2O

Catalizatorii utilizati

- la reducerea nitrobenzenului in faza gazoasa se folosesc de regula catalizatori de Ni, Ni -Cu, Cu, Pd, Cu - Mg - Si0₂, Ru, Pt si altii.

Locul si rolul reactorului in schema tehnologica.

Hidrogenarea catalitica a nitroderivatilor se poate realiza in faza lichida sau faza gazoasa, in strat fix, mobil sau fluidizat de catalizator.

La hidrogenarea catalitica a nitrobenzenului in faza gazoasa catalizatorii de cupru conduc la randamente apropiate de cele teoretice si sunt suficient de stabili in conditiile optime ale procesului.In general, insa, catalizatorii foarte activi sunt stabili intr-un interval ingust de temperatura, ceea ce implica eliminarea eficienta a caldurii de reactie in vederea mentinerii temperaturii intre limitele prescrise.Din acest punct de vedere,reactorul in strat fluidizat ofera avantaje :

-au un control foarte bun al temteraturii,

-se regenereaza foarte usor, dar si dezavantajul ca in timpul nutrizarii(macinarii) catalizatorului se infunda conductele si necesita separare prin cicloane.

Desi sunt mai vechi, reactoarele multitubulare in strat fix, pot fi deasemenea utilizate in procesul de reducere in faza gazoasa a nitrobenzenului.Acestea prezinta urmatoarele avantaje fata de reactoarele cu catalizator in strat fluidizat:

-au un profil de curgere care favorizeaza realizarea unor selectivitati ridicate pentru majoritatea proceselor chimice ;

-au constructii mai simple si se opereaza mai usor

Dezavantajele lor ar fi:

-profilul neizoterm in strat

-efectivitatea operarii ciclice(reactie-regenerare)

Reactorul multitubular in strat fix cuprinde un fascicul de tevi umplute cu catalizator.Distributia uniforma a catalizatorului in tevi se realizeaza cu ajutorul masuratorilor de cadere de presiune in stratul catalitic.

Tevile de reactie sunt asezate hexagonal (circular) pe sectiunea transversala, intocmai ca schimbatoarele de caldura si sunt sustinute de o placa de distributie.

In spatiul dintre tevi circula un agent termic (saruri topite, ulei mineral) care preia caldura de reactie de la tevile de reactie si o cedeaza serpentinei de racire care de regula este un generator cu aburi.

Un transfer termic de racire este inlesnit de prezenta unui agitator mecanic, aflat in interiorul serpentinei de racire.

Controlul temperaturii baii de racire a reactorului se poate face si prin recirculatia externa si racirea agentului termic din baie, intr-un schimbator de caldura exterior.

Reprezentarea schematica a unui reactor multitubular in strat fix arata astfel:

1-tevi de reactie

2-serpentina de racire (generator de abur)

3-agitator

4-baie de saruri topite

5-placa de distributie a tevilor

Reactorul este un vas cilindric, prevazut la partea inferioara cu un gratar de distributie a gazelor.

In interiorul zonei de fluidizare se afla un schimbator de caldura in forma de U.Filtrele 4 servesc pentru retinerea pulberii de catalizator antrenata de produsele de contact.Vaporii de nitrobenzen si hidrogenul intra in reactor pe la partea inferioara a acestuia, sub gratarul de distributie.Amestecul de reactie gazos(produsele de contact)trece prin filtrele 4 si iese din reactor pe la partea superioara.Intrucat stratul fluidizat este caracterizat de coeficienti ridicati de transfer de caldura, suprafata de racire necesara pentru eliminarea caldurii de reactie este mica si aceasta permite folosirea schimbatorului in forma de U.

Schimbatorul de caldura prezinta avantajul compensarii termice bune a elementelor sale si evitarii posibilitatii de patrundere a agentului de racire in stratul de catalizator, in cazul unor neetanseitati la placa tubulara.

1.3DESCRIEREA INSTALATIEI.PERFORMANTELE INSTALATIEI.

Descrierea instalatiei.

Schema de principiu a unei instalatii de obtinere a anilinei prin reducerea nitrobenzenului in faza gazoasa este urmatoarea :

Reactia se desfasoara la 270 C si presiunea de 1.4 atm, la un timp de contact scurt.Vaporii de nitrobenzen din evaporatorul 1 si hidrogenul (proaspat si recirculat, in cantitate de 3 ori mai mare decat cea teoretic necesara) intra in reactor pe la partea inferioara.Produsele de reactie trec prin filtre pentru retinerea catalizatorului antrenat si condenseaza in condensatorul 8.Hidrogenul se reintoarce in proces prin intermediul compresorului de recirculare 9.In separatorul 10 are loc decantarea amestecului apa-anilina.Stratul superior format din apele de anilina iese pe la partea superioara si este trimis la recuperare.Stratul inferior care constituie anilina bruta, se distila in coloana 12.Dupa o distilare primara si condensare in condensatorul 8, anilina trece la o a doua distilare in coloana 14, rezultand ca produs final anilina pura.

Instalatia de hidrogenare continua a nitrobenzenului la anilina in strat fix cuprinde :

1-evaporator benzen

2-reactor in strat fix

3-serpentina de racire (generator de abur)

4-agitator

5-baie de saruri topite

6-placa de distributie a tevilor

7-tevi de reactie

8-condensator

9-compresor pentru recircularea hidrogenului

10-separator anilina

11-blaz

12-coloana distilare anilina bruta

13-condensator

14-coloana distilare produs finit

15-blaz

Niste cercetatori polonezi au elaborat un procedeu de hidrogenare catalitica a nitrobenzenului, care a condus la anilina de inalta puritate (continut de nitrobenzen nereactionat sub 0.001% in greutate, punct de congelere -6.2C) folosind un catalizator original Cu-Mg-SiO.

Avantajele procedeului sunt urmatoarele :

-catalizatorul original folosit (simbol NA) are o activitate ridicata si durata mare de functionare (2000ore) si asigura, practic, conversia totala a nitrobenzenului ;

-indicii tehnico-economici de consum se situeaza la nivelul mondial(1360 kg nitrobenzen / tone anilina si, respectiv ,760m N hidrogen) ;

-se obtine un randament al anilinei rectificate la cel mai ridicat nivel mondial(0.001% nitrobenzen nereactionat) ;

-costul este cu aproximativ 15% mai scazut decat cel obtinut prin procedeul Bechamp.

Procesul de reducere are loc intr-un reactor in strat fix, tubular, la temperatura de 280-300 C, in conditiile unui raport molar mediu H/NB=17/1, incarcarea catalizatorului 350g NB/1cat.

Dupa reactie, gazele rezultate sunt racite la temperatura de 20-30 C pentru separarea hidrogenului, care este introdus in proces.Condensatorul obtinut este lasat sa se decanteze si apoi este prelucrat intr-un sistem de trei coloane (deshidratare anilina, rectificare anilina,distilare ape de anilina).

Hidrogenarea catalitica a nitrobenzenului se mai poate realiza cu gaz de al sinteza amoniacului, cu un continut de 65-80% hidrogen, pe catalizator de cupru-alumina.

Performantele reactorului (randamentul, selectivitatea, conversia) depind de mai multi factori de operare, dupa cum urmeaza:

-diametrul particulei si compozitia catalizatorului

-temperatura in reactor

-durata de contact cu catalizatorul

-raportul molar H/NB in alimentare

-viteza spatiala (raportul dintre cantiatea de catalizator si debitul de nitrobenzen)

2. MODELUL CINETIC AL PROCESULUI STUDIAT, PERFORMANTE PROCES / CATALIZATOR SI ALTE PARTICULARITATI ALE SISTEMULUI

DE REACTII CHIMICE

2.1 REACTIILE CHIMICE PRINCIPALE SI MECANISMUL DE REACTIE

Hidrogenarea nitrobenzenului in faza gazoasa se realizeaza catalitic, la temperaturi ce variaza intre 200 - 370 °C, la presiuni apropiate de valoarea presiunii atmosferice (1 - 2 atm) si in timpi mici de reactie pentru evitarea degradarea produsului in reactiile secundare.

Reactia globala este de forma:

C₆H₅ - NO₂ + 3H₂ C₆H₅ - NH₂ + 2H₂O

in care: - raportul molar stoechiometric de alimentare este H : NB = 3:1

-constanta de echitibru exprimata in fugacitati:

Reducerea grupei nitrice urmeaza o succesiune de trepte, conform schemei:

+ H₂0 +H₂ + H₂

C₆H₅-NO₂ C₆H₅-NO C₆H₅-NH-OH C₆H₅-NH₂

- H₂0 - H₂0

nitro-derivat nitrozo-derivat hidroxilamina amina

In paralel, nitro-derivatul poate reactiona cu derivatul hidroxil-aminic:

C₆H₅ - N = O + C₆H₅ - NH - OH C₆H₅-N(OH) - N(OH) -C₆H₅

-H₂0
+ H₂ + H₂

C₆H₅ - N(O-) = N - C₆H₅ C₆H₅ - N = N - C₆H₅ C₆H₅ - NH - HN - C₆H₅

La randul sau, hidrazo-derivatul se poate reduce la amina primara si poate trece prin transpozitie benzidica in diarii-diamina:

C₆H₅ - NH - NH - C₆H₅ + 2H₂    2C₆H₅ - NH₂

C₆H₅ - NH - NH - C₆H₅ + H⁺   H₂N - C₆H₅ - NH - NH - C₆H₅

Produsul cel mai stabil al acestor reactii este amina primara, insa prin alegerea potrivita a agentilor de reducere si al conditiilor de reactie, procesul poate fi oprit la o etapa intermediara. Astfel, prin reducerea cu zinc a nitrobenzenului, in diferite medii de reactie se obtin urmatorii compusi:

Pe baza datelor experimentale obtinute in laborator sau in instalatii pilot s-au propus in literature de specialitate mai multe metode cinetice ale procesului.

Se observa ca atat modelul propus cat si parametrii cinetici depind de tipul de reactor experimental utilizat, precum si de conditiile de lucru in reactor.

Modelele 3 si 4 iau in considerare efectul particulei de catalizator.Celelalte modele includ aceste defecte ale transferului masic intraparticular in valorile constantelor aparente de reactie.

2.2 EXPRESIA VITEZEI DE REACTIE.MODELE CINETICE

Pe baza datelor experimentale obtinute in laborator sau in instalatiile pilot au fost propuse in literatura de specialitate mai multe modele cinetice ale procesului care sunt prezentate in tabelul 1.

Tabel 1.Modele cinetice ale procesului

Notatii utilizate:d_t-diametrul reactorului

d_p-diametrul perticulei

L-lungimea reactorului

F-debitul de alimentare

R_M-raport molar de alimentare H/NB

Se observa ca atat modelul propus cat si parametrii cinetici depind de tipul de reactor experimental utilizat, precum si de conditiile de lucru in reactor.

Modelele 3 si 6 iau in considerare efectul particulei de catalizator.Celelalte modele includ aceste efecte ale transferului masic intraparticula in valorile constatntelor aparente de reactie.

Modele cinetice

1.Vp =

2. V_R =

3.V_R =

D_ef =

m = 0.2 ; n = 0.6

k =

4.V_R =

5.V_R =

6. V_R =

2.3.PROPRITATI FIZICO-CHIMICE ALE REACTANTILOR SI PRODUSILOR DE REACTIE

Pentru compusii gazosi aflati in reactor evaluare a marimilor C_p, se face cu ajutorul constantelor din tabelul 2.

Tabel 2.Constantele modelului matematic

*) Cp - apa in Kj/kmol/grd

2.4.CATALIZATORUL SI CINETICA DEZACTIVARII SALE

Catalizatorul folosit pentru hidrogenarea nitrobenzenului in faza gazoasa este de obicei un metal (Cu, Ni, Rh, Pt, Ru, Cd, Mo, V, Al, W) depus pe un suport.

Dintre acestia, catalizatorii pe baza de Cu sunt, de departe cei mai folositi, datorita stabilitatii sub diferite forme: Cu + CaO (10%), % CuCO₃+sol.Na₄SiO₄ 50% (impregnata pe piatra ponce), CuNH₄, cu precipitat pe piatra ponce, etc.

Rezultate buse se obtin si cu catalizatori de Ni in forma fin divizata, in amestec cu oxozi de vanadiu si aluminiu sau amestec de NiNO₃+NiSO₄

Alegerea celui mai adecvat catalizator pentru un anumit proces depinde de natura substratului si a produsului, precum si de conditiile de catalizator asupra desfasurarii procesului, atat asupra vitezei de reactie cat si a selectivitatii.

Modul in care cantitatea de catalizator influenteaza conversia este reprezentat mai jos:

Natura catalizatorului de hidrogenare este in stransa legatura cu natura substratului, iar alegerea lui depinde si de modul de actiune al acestuia.

Astfel s-a aratat ca pe catalizatorul de Ni, viteza procesului depinde de viteza de activare a hidrogenului, in timp ce pe catalizatorul de platina, factorul determinant de viteza este activitatea compusului nitric.

Cresterea activitatii de catalizator intr-o reducere are efect mai mult decat liniar asupra vitezei, astfel dublarea acestuia poate determina o crestere de cinci pana la zece ori a vitezei de reactie.

Totusi, peste o anumita limita, cresterea concentratiei catalizatorului nu mai influenteaza semnificativ procesul.

2.5 EFECTUL TERMIC AL REACTIEI

Procesele de aminare prin reducerea sunt exoterme.

Pentru reactia de hidrogenare catalitica a nitreobenzenului la anilina (la 293 K)

H_R = -106.6 kcal/mol

Ecuatia de variatie a marimii H_R cu temperatura a fost stabilita de Rihani, Narayanan si Doraiswamy si este de forma:

Calculele au fost efectuate pentru un domeniu larg de temperaturi si presiuni:390-850K si 0.1-200 atm.

Reactia globala a procesului de hidrogenare catalitica a nitrobenzenului indica un raport molar stoechiometric de alimentare hidrogen:benzen = 3:1.

C₆H₅-NO₂ + 3H₂ → C₆H₅-NH₂ + 2HOH

Totusi, consumul industrial de materii prime este mai mare decat consumul stoechiometric necesar, adica 1360 Kg nitrobenzen la 760 Nm³ hidrogen pe o tona de anilina produsa.

2.6. ECHILIBRE CHIMICE SI CONDITII DE OPERARE PENTRU O TRANSFORMARE MAXIMA

Hidrogenarea nitrobenzenului in faza gazoasa trebuie sa se realizeze la temperaturi ce variaza intre 200-300 grade C, la presiuni apropiate de cele atmosferice si timp de reactii mici pentru a nu permite degradarea produsului de reactie in reactia secundara.

Pentru reactia de hidrogenare a nitrobenzenului la anilina in faza gazoasa pe catalizator de Cu si Ni cu Cd drept promotor, s-a calculat constatnta de echilibru in termeni de coeficienti de fugacitate:

K_v=

Reprezentarea grafica a termenului Kv in functie de temperatura si presiune este data in figura de mai jos:

3.MODELUL FIZIC SI MATEMATIC AL RECATORULUI TUBULAR, CU CATALIZATOR IN STRAT FIX

Pentru o reprezentare aproximativa, dar rapida a procesului din reactor se poate adopta un model matematic pseudoomogen, unidimensional, considerand o curgere de tip piston (cu deplasare) a fluidului in teava de reactie. Acest model, desi simplificat neluand in considerare gradientii inter- si intra- particula la transferul termic si de masa, si incluzand in mod implicit unele caracteristici ale catalizatorului, este insa des utilizat in calculele de predimensionare, pentru simularea si analiza comportarii reactorului in diverse conditii. In situatii practice, multe din aceste simplificari sunt justificate de modul de operare al reactorului.

Ecuatiile modelului matematic cuprind bilantul masic si termic intr-o singura teava de reactie, pe un element infinitezimal dz, a lungimii reactorului (presiunea se considera constanta, in prima aproximatie):

         la z = 0

In care:

Unde:indicii semnifica: NB - nitrobenzen, A - anilina, W - apa, H - hidrogen, t - total, 0 - initial, m - masic, M - molar.

O parte din constantele modelului matematic se pot evalua cu relatii bine cunoscute de transfer termic, sau reprezinta proprietati fizico-chimice ale compusilor implicati.

Astfel:

Deoarece criteriile Prandtl ale compusilor implicati pot fi cunoscute (din literatura de specialitate), conductivitatile λ_i pot fi evaluate si cu relatia:

;          i = H, NB, A, W

In ecuatiile de mai sus s-au utilizat urmatoarele notatii

x_NB- conversia nitrobenzenului;

z- lungimea reactorului (m);

T- temperatura amestecului gazos (K);

D_M- debit molar (kmoli/h/teava);

D_m- debit masic (kg/h/teava);

p- presiunea (atm);

S_t- sectiunea transversala a tevii de reactie (m²);

d_t- diametrul tevii (m);

d_p- diametrul mediu al particulei de catalizator (m);

ρ_c- densitate catalizator in vrac (kg/m³);

∆H_R- caldura de reactie (kcal/kmol NB transformat);

K_T- coeficient total de transfer termic de la mediul de reactie la baia de racire (kcal/m²*h*grd);

α_int- coeficient partial de transfer termic de la stratul catalitic la peretele interior al tevii (kcal/m²*h*grd);

α_ext- coeficient partial de transfer termic de la peretele exterior al tevii de reactie la baia de racire (kcal/m²*h*grd);

δ- grosime perete reactor (m);

λ_perete- conductivitate perete (kcal/m*h*grd);

T_R- temperatura baii de racire (K);

c_p- caldura molara gaze (kcal/kmol*grd);

M- raport molar initial de alimentare H/NB, sau masa moleculara (kg/kmol);

λ- conductivitate gaze (kcal/m*h*grd);

η- viscozitate gaze (kg/m*s).

4.MODELUL MATEMATIC AL REACTORULUI, VARIABILE DE PROIECTARE, SOLUTIONAREA PROBLEMEI DE DIMENSIONARE

Ipoteze

Pentru o reprezentare aproximativa, dar rapida a procesului din reactor se poate adopta un model matematic pseudoomogen, unidimensional, considerand o curgere de tip piston (cu deplasare) a fluidului in teava de reactie.

Acest model, desi simplificat, neluand in considerare gradientii inter- si intraparticula la transferul termic si de masa, si incluzand in mod implicit unele caracteristici ale catalizatorului, este insa des utilizat in calculele de predimensionare, pentru simularea si analiza comportarii reactorului in diverse conditii.

In situatii practice, multe din aceste simplificari sunt justificate prin modelul de operare al reactorului.

Ecuatiile modelului matematic

5.SIMULAREA PERFORMANTELOR ECONOMICE ALE REACTORULUI IN DIVERSE CONDITII DE OPERARE CU AJUTORUL MODELULUI MATEMATIC SI AL RUTINEI DE CALCUL

Modelul matematic al reactoeului, prezentat anterior sub forma unui sistem, de ecuatii diferentiale ordinare, poate fi rezolvat utilizand o procedura de integrare numerica.

Programul de calcul include un modul principal, cu rol de introducere si extragere a datelor precum si de apelare subrutina, o subrutina de integrare numerica si o subrutina ce calculeaza la fiecare apelare proprietatile fizice si derivatele modului matematic.

Datele de intrare, variabilele ce apar in program (cu unitati de masura si notatii), precum si marimile adoptate pentru un exemplu numeric rezolvat sunt prezentate in tabelul 3.

Rezultatele simulatii sunt:

M=10;    %raport molar de alimentare H/NB

TR=520; %temperatura baii de racire (K)

GN=0.7396;    %debit masic de alimentare (kg/h/teava)

To=523; %temperatura initiala gaze

ROC=1600; %densitate catalizator (kg/m3)

R=1.986; %constanta universala gaze (cal/mol/K)

DP=0.003; %diametru mediu particula catalizator (m)

DT=0.03; %diametru interior teava reactor (m)

ALFA2=2500; %coef. partial de transfer termic exterior teava (kcal/m2/h/grd)

RAMTA1=40; %conductivitate teava (kcal/m/h/grd)

DELTA=0.005; %grosime perete teava (m)

AM=[123.12, 2.01, 93.14, 18]; %vector mase moleculare compusi [NB,H2,AN,H2O], (kg/kmol)

PN=[0.79, 0.67, 0.79, 1]; %vector criteriu Prandtl compusi gazosi

PA=1.55; %presiune medie totala (atm)

Xo=0; %conversie initiala NB

Peak termic (K) = 1.1203e+001

CONVERSIA NITROBENZENULUI REALIZATA = 0.9644

TEMPERATURA GAZELOR LA IESIREA DIN REACTOR = 522

Variind raportul molar obtinem:

M=9;    %raport molar de alimentare H/NB

TR=520; %temperatura baii de racire (K)

GN=0.7396;    %debit masic de alimentare (kg/h/teava)

To=523; %temperatura initiala gaze

ROC=1600; %densitate catalizator (kg/m3)

R=1.986; %constanta universala gaze (cal/mol/K)

DP=0.003; %diametru mediu particula catalizator (m)

DT=0.03; %diametru interior teava reactor (m)

ALFA2=2500; %coef. partial de transfer termic exterior teava (kcal/m2/h/grd)

RAMTA1=40; %conductivitate teava (kcal/m/h/grd)

DELTA=0.005; %grosime perete teava (m)

AM=[123.12, 2.01, 93.14, 18]; %vector mase moleculare compusi [NB,H2,AN,H2O], (kg/kmol)

PN=[0.79, 0.67, 0.79, 1]; %vector criteriu Prandtl compusi gazosi

PA=1.55; %presiune medie totala (atm)

Xo=0; %conversie initiala NB

Peak termic (K) = 1.2415e+001

CONVERSIA NITROBENZENULUI REALIZATA = 0.9761

TEMPERATURA GAZELOR LA IESIREA DIN REACTOR =522

Variind temperatura baii de racire obtinem:

M=10;    %raport molar de alimentare H/NB

TR=515; %temperatura baii de racire (K)

GN=0.7396;    %debit masic de alimentare (kg/h/teava)

To=523; %temperatura initiala gaze

ROC=1600; %densitate catalizator (kg/m3)

R=1.986; %constanta universala gaze (cal/mol/K)

DP=0.003; %diametru mediu particula catalizator (m)

DT=0.03; %diametru interior teava reactor (m)

ALFA2=2500; %coef. partial de transfer termic exterior teava (kcal/m2/h/grd)

RAMTA1=40; %conductivitate teava (kcal/m/h/grd)

DELTA=0.005; %grosime perete teava (m)

AM=[123.12, 2.01, 93.14, 18]; %vector mase moleculare compusi [NB,H2,AN,H2O], (kg/kmol)

PN=[0.79, 0.67, 0.79, 1]; %vector criteriu Prandtl compusi gazosi

PA=1.55; %presiune medie totala (atm)

Xo=0; %conversie initiala NB

Peak termic (K) = 3.5030e+000

CONVERSIA NITROBENZENULUI REALIZATA = 0.9049

TEMPERATURA GAZELOR LA IESIREA DIN REACTOR =518

6.RECOMANDARI PRIVIND INSTALAREA APARATELOR DE MASURA SI CONTROL A REACTORULUI.

SCHEMA DE AUTOMATIZARE SI CONDUCERE AUTOMATA REACTOR

Reglarea automata a temperaturii in reactor este necesara din 2 puncte de vedere:

In primul rand se asigura o temperatura constanta, in valoarea necesara pentru a conduce desfasurarea reactiei chimice; daca se tine seama ca la acest tip de reactor lipseste agentul termic, rezulta ca reglarea temperaturii la intrare este de o importanta deosebita pentru dirijarea reactiei chimice;

In al doilea rand sistemul de recuperare termica fara sistem de reglare automata a temperaturii, constituie un sistem cu reactie pozitiva, ceea ce face ca sistemul sa fie instabil.

Presupunand ca SRA - T lipseste si temperatura reactantilor la intrarea in reactor creste, reactia se va desfasura cu o viteza mai mare si va rezulta o crestere la iesirea din reactor.Amestecul de la iesire va ceda in aceste conditii o cantitate mare de caldura intrarii si ca urmare va creste in continuare temperatura acesteia

AIRCA = alimentare, inregistrare, reglare, control, alarma

TIRCA = temperatura, inregistrare, reglare, control, alarma

Analiza de senzitivitate a reactorului

Studiul de senzitivitate a reactorului catalitic, cu deplasare implica studiul comportarii marimilor de stare si de iesire din reactor la variatia unor parametri.

In cazul de fata, se face o analiza mai detaliata a senzitivitatii marimilor de iesire, respectiv conversia la iesirea din reactor si temperatura efluentului, in functie de cativa parametri de proces considerati:M,

Aceasta analiza poate da o indicatie asupra importantei relative a unui parametru sau altul, asupra performantelor reactorului, dar poate indica si zonele mai senzitive putand duce la decizii constructive si de operare importante.

La variatia raportului molar R_M =9, temperatura baii de racire TR ramanad 520,

In care: - conversia la iesirea din reactor

- conversia initiala la iesirea din reactor

- raportul molar H/NB in alimentare

- raportul initial molar H/NB in alimentare

Cresterea raportului molar de alimentare cu 10% duce la o crestere a conversiei de iesire cu 0.01 %.

Unde:- temperatura la iesirea din reactor

- temperatura initiala la iesirea din reactor

- raportul molar H/NB in alimentare

- raportul initial molar H/NB in alimentare

In aceleasi varieri a raportului molar, nu se inregistreaza o crestere a temperaturii la iesirea din reactor.

In concluzie, scaderea raportului molar la alimenatre cu 0.1% are o influenta minima atat asupra conversiei cat si asupra temperaturii, deci reactorul prezinta o senzitivitate scazuta in cazul modificarii (in sensul cresterii) acestui parametru.

Cresterea raportului molar de alimentare nu este recomandata datorita rezultatelor negative ce se obtin:conversia de iesire scade, iar temperatura de iesire creste.

Variez temperatura baii de racire T_R = 515 K, raportul molar fiind de

Scaderea temperaturii baii de racire cu 0.007% duce la scadere  cu 0.06% a conversiei.

In care: - temperatura baii de racire

- temperatura initiala a baii de racire

Scaderea temperaturii de racire cu 0.007 % conduce la scadere a temperaturii de iesire din reactor cu

In concluzie cresterea temperaturii baii de racire se reflecta mai accentuat in comportamentul rectorului prin cresterea conversiei si prin cresterea (aproape la fel) a temperaturii la iesirea din reactor.Senzitivitatea reactorului in acest caz este mai mare fata de cea anterioara.

7.PLANUL DE AMORTIZARE A COSTULUI REACTORULUI

Se considera ca pretul reactorului este de Vi = 500.000 RON.

Vom utiliza ca tip de amortizare, de recuperare a valorii de intrare a mijlocului fix, amortizarea liniara. Acest tip de amortizare presupune recuperarea investitiei intr-un mod uniform, adica in fiecare an amortizarea va fi aceeasi.

Amortizarea anuala (Aa) se calculeaza ca raport dintre valoarea de intrare (Vi) si numarul de ani la care se aplica amortizarea (T).

Ne propunem ca valoarea de intrare a mijlocului fix sa o recupera in 5 ani (T = 5 ani).

Aa = Vi/T

Aa = 500.000/5 = 100.000 RON/an

Plan de amortizare:

8.BIBLIOGRAFIE

1. O. Muntean, G. Bogza, A. Woinaroschy, G. Maria , - "Ractoare chimice. Studii de caz" vol.2, Editura Universitatea Politehnica Bucuresti,1989.
2. G. Lupusor, E. Merica, C. Gorea -"Ingineria Sintezei Intermediarilor Aromatici", vol.2, Editura Tehnica, Bucuresti, 1981.
3. R. Mihai, O. Muntean, G. Bogza, G. Maria, G. Jungu, I. Nagy-"Indrumar de proiect de an de Reactoare Chimice si Ingineria Reactiilor Chimice, "Editura Universitatea Politehnica Bucuresti, 1987.
4. Mihail, R., Muntean, O., "Reactoare chimice", Editura Didactica si Pedagogica, Bucuresti, 1983.
5. G. Bogza, Muntean, O., "Reactoare chimice", vol. 2., Editura Tehnica , Bucuresti, 2000
6. G. Maria, Ching Tao, L., Mihail, R., "Analiza Modelului Cinetic si Alegerea Modelului Adecvat pentru Simularea Reactorului de Hidrogenare a Nitrobenzenului", Revista de Chimie 34, 1093-1099(1983).