BÖLÜM 3: REAKTÖR TASARIMI

75

BÖLÜM 3: REAKTÖR TASARIMI

Çok sayıda reaktör tipi vardır, ancak bu bölümde birkaç genel tipte reaktör konu edinilecektir. Bunlar; kesikli, sürekli karıştırmalı tank, homojen olmayan tampon akış ve sabit yataklı reaktörlerdir.

3.1. REAKTÖR SEÇİMİ

Çok sayıda değişik tipte reaktör olmasından dolayı, bazı mühendisler reaktör sınıflandırılmasının mümkün olmadığına inanırlar. Bununla birlikte, tasarımcılar bazı rehberlere ihtiyaç duyarlar. Bazı reaktör tipleri herhangi bir sınıflandırma içinde uygun yer bulamamasına rağmen, yine de aşağıdaki kriterler kullanılarak reaktörleri sınıflandırabiliriz.

1. Sağlanan enerjinin şekline göre 2. Temas eden fazlara göre

3. Katalitik veya katalitik olmayan forma göre 4. Kesikli veya sürekli olmasına göre

5. Dolgulu sabit yatak veya süspanse–akışkan yatak olmasına göre sınıflandırma yapılabilir.

Kimyasal reaksiyonların sınıflandırılması, enerji sağlanma şekline göre aşağıdaki gibi yapılabilir.

1. Termokimyasal (sıcaklığın etkisiyle yapılan) reaksiyonlar

2. Biyokimyasal (Biyolojik reaksiyonla sistem enerjisini kendisi üreterek yürüyen) reaksiyonlar

3. Elektrokimyasal (Yükseltgenme ve indirgenme sonucunda oluşan enerji ile meydana gelen) reaksiyonlar

4. Fotokimyasal (Güneş enerjisiyle sağlanan) reaksiyonlar 5. Plazma (yüksek enerji – iyonize olmuş ortam) reaksiyonları

6. Sonokimyasal (ultrasonik sistemle reaksiyon yapılması – ses ötesi) reaksiyonlar Tablo 3.1 de bu reaksiyon türlerine birer örnek verilmiştir. En çok ve yaygın olan reaksiyon tipi termokimyasal reaksiyon olduğu için bu kısımda detaylı incelenecektir. Alkil halojenürler ile klorlanmış aromatik yan zincirli bileşiklerin karışımları endüstriyel olarak fotokimyasal reaktörlerde üretilirler. Örneğin, civa ark lambaları kullanılarak, metanın klor ile reaksiyon vermesi sonucunda kloro–metanın dört izomerinin bir karışımı üretilir.

76

Tablo 3.1. Kimyasal Reaksiyonların Sınıflandırılmasına Örnekler Reaksiyon türü Örnek

Termokimyasal Sentez Gazından Amonyak Üretimi Biyokimyasal Fermentasyonla Etanol Üretimi

Elektrokimyasal Glikozun Oksidasyonu ile Glukonik Asit Üretimi Fotokimyasal Metanın Klorlanması ile Klorometan Üretimi

Plazma Elektrik-Ark Teknolojisi ile Hidrokarbonlardan Asetilen Üretimi Sonokimyasal Fümarik Asit Üretimi

Samdani ve Gilges; organik bileşiklerin sentezlenmesine ait elektrokimyasal çok sayıda ticari prosesin bir listesini oluşturmuşlardır. Bir örnek olarak glikozun glukonik aside dönüşümü verilebilir. Glukonik asit, % 50‘lik sulu çözeltisi halinde satılır ve metal temizleme (piklaj) işleminde, tofu (soy bean) – (soya fasulyesi suyunun fermentasyonundan elde edilen bir tür peynir) nun üretiminde bir protein koagülant olarak ve diğer bir çok uygulama alanlarında kullanılır.

Sono – kimyasal reaksiyon; termokimyasal reaksiyonun yürütülmesinin indirekt biryoludur.

Huls tarafından işletilen bir tesiste (Almanya – Marlda) asetilen üretimi için elektrik – ark plazma reaktörü kullanılır. Plazma, elektriksel olarak bir iletken olmasına rağmen elektriksel olarak nötral bir gazdır. Bu proseste bir hidrokarbon ile hidrojen karışımı bir reaksiyon odasına akar ki burada hidrokarbon; asetilen, etilen, hidrojen ve is (karbon) haline parçalanır. Fazların temas biçimlerine göre reaktörlerin sınıflandırılması aşağıdaki şekilde yapılabilir.

1. Gaz–sıvı 2. Sıvı–sıvı 3. Gaz–katı 4. Sıvı–katı 5. Gaz– sıvı–katı

Enerji formunu (şeklini), katalizörü ve temastaki fazları belirledikten sonra gelecek adım reaksiyonu yürütmek için kesikli veya sürekli bir şekilde olup olmamasına karar vermektir.

Kesikli sistemde, reaktanlar karıştırmalı bir tank reaktöre yüklenir ve belirlenmiş bir zaman için reaksiyona girmesine müsaade edilir. Reaksiyon tamamlandıktan sonra, reaktör boşaltılarak ürünler alınır. Bu tip işletim modu kararsız haldedir. Diğer kararsız–hal reaktörlerinin işletme şekilleri aşağıdaki gibidir:

1. Reaktanlardan biri veya daha fazlası reaktöre sürekli beslenir, ancak reaktörden ürün çıkışı yoktur.

77

2. Bütün reaktanlar başlangıçta reaktöre yüklenir, ürün akımı sistemden sürekli çekilir.

Kararlı – hal proseslerinde, reaktanlar reaktöre akarken, ürünler sürekli bir şekilde reaktörü terk ederler. Kararlı – haldeki sürekli karıştırmalı reaktörlerde sıcaklık ve konsantrasyon her noktada aynı kabul edilir. Reaktör seçim işlemine yol göstermek için, Walas; işletim moduna göre (kesikli veya sürekli), reaktör tipine (geri karıştırmalı, çok kademeli geri karıştırmalı) ve temastaki fazlara göre reaksiyonları sınıflandırmıştır. Tablo 3.2 de görülen bu reaktör sınıflandırması; belirli bir reaktör düzeninin yaygın bir şekilde kullanıldığını, nadiren kullanıldığını veya kullanılmasının uygun olmadığını belirtmektedir.

Sürekli akım veya kesikli bir reaktörün kullanılıp kullanılmayacağında ekonomik kriter de belirleyici olur. Eğer kalma zamanı büyük ve üretim hızı küçük ise genellikle kesikli bir reaktör seçilir. Bu ilişki aşağıdaki şekil üzerinde gösterilmiştir (Öncelikli olarak hangi reaktör seçilmelidir, buradan görülebilir). Uygulama alanı belirtilen sınır içine veya sınıra yakın düştüğü zaman, en ekonomik seçimi belirlemek için dikkatli bir analiz yapılır.

Tablo 3.2. Reaktör Sınıflandırması Reaktör Tipleri

İşletim Modu Kesikli Sürekli

Reaktör Tipi  Tank Tank Tank Bataryası Borusal

Akış Tipi  Karıştırmalı Karıştırmalı Paralel Akım

Zıt Akım

Paralel Akım

Zıt Akım Fazlar ^a

Gaz R R R N C N

Sıvı C C C N C N

Gaz–sıvı ^b C C R C R C

Sıvı–sıvı C C C C R C

Gaz–Katı C C R C R C

Sıvı–Katı C C R C R C

Gaz–sıvı–katı C C R C C C

a C: Yaygın kullanılan reaktör işletmesi R: Nadir (seyrek) kullanılır

N: Asla (hiç bir zaman) kullanılmaz

b Bir sıvı içinde gaz kabarcıklarının olduğunu belirtir

—————————————————————————————————————

İşletim modu ve fazlarına göre Reaktörlerin sınıflandırılması için ilave bilgi Ek-3.1’de yer almaktadır.

78

Reaktör boyutlandırma bağıntısını geliştirmek için iki ideal model vardır:

1. Tampon (piston) akış modeli 2. Tam karıştırmalı tank modeli

Tampon akış modelinde, reaktör boyunca akan reaktanlar, sürekli bir şekilde ürünlere dönüşür. Reaksiyon esnasında konsantrasyonun radyal değişimi, geri karışma veya ileri doğru karışma yoktur. Tam karıştırmalı tank reaktörde, reaktanlar mükemmel (tam – baştan dibe) karışırlar ve böylece bütün türlerin konsantrasyonu ve sıcaklığı reaktörün her yerinde üniform olup reaktörü terk eden akım ile aynıdır. Bazı reaktör tipleri için uygulama alanları Şekil 3.1‘de yer almaktadır.

Şekil 3.1. Birkaç Reaktör Tipi için Uygulama Alanı

3.2. KARIŞTIRMALI TANK REAKTÖR SEÇİMİ

Karıştırmalı bir tank reaktörün işletme modu, ya sürekli ya da kesikli olur. Karıştırmalı bir tank reaktör (STR) içerisinde; reaktanların, bir ısı değiştiricinin, bir karıştırıcının ve vorteks oluşumunu önlemek ve türbülansı arttırmak, karışmayı çoğaltmak için başlıklar – dalga kırıcılar‘ın bulunacağı bir kaptan ibarettir. Bir STR‘yi geliştirmek ve seçmek için aşağıdaki faktörler dikkate alınır:

79 1. Karıştırma

2. Isı transferi

3. Ceket – basınç düşüşü 4. Temizleme

Reaktanların mükemmel karışmasını sağlayacak bir tarzda, ideal modele yaklaşmak için sıvıya yeterli bir güç sağlanmalıdır. Kifayetsiz bir karıştırma daha uzun bir ortalama kalma zamanını ve böylece ideal modelden daha büyük bir reaktör hacmini gerektirir. Bu karıştırma sistemini tasarlama; karıştırıcı pervanesi, başlıklar ve elektrik motorunu seçme ve boyutlandırmayı gerektirir. Her şeyden önce, tasarım için karıştırıcı gücünü hesaplamak gerekir.

Bir STR‘nin boyutlandırılması yapılırken, önemli bir değerlendirme reaktör muhtevasının ısıtılması veya soğutulmasıdır. İç veya dış ısı değiştirici olarak sınıflandırılan birkaç ısı değiştirici tipi vardır.

 İç ısı değiştiriciler: Direkt olarak reaksiyona giren sıvının içine daldırılmıştır ve bunlar spiral borular ile yivli veya düz plaka başlıklar ihtiva ederler. STR‘yi tasarlarken, burada sadece spiral borular dikkate alınacaktır.

 Dış ısı değiştiriciler: Bir ceket veya çok borulu ısı değiştirici olabilir. Çok boruluda, reaktör muhtevası ısı değiştiriciyi de içinde bulunduran bir dış akış çevrimi (dolanımı) içerisinden sirküle olur. Ceket tipler; aşağıda gösterildiği gibi, basit bir ceketten ibaret olup, türbülansı hızlandırmak için spiral baffle veya nozzle‘ları olur veya olmaz. Basit ceket; reaktörün bir kısmını saran dış bir silindirden ibarettir. Isı transfer akışkanı, reaktörü çevreleyen halka şeklinde bir alanda akar. Eğer ısı transfer hızı ceket ısı transfer katsayısı tarafından sınırlandırılmış ise, o zaman bir spiral baffle veya nozzle kullanmayla ceketteki türbülans arttırılır. Spiral baffle‘lar reaktörün çevresine sarılmıştır ve reaktöre kaynak edilmiştir. Baffle, ceket girişinden ceket çıkışına kadar akışkana kanal oluşturur. Kanal oluşturma akışkanın hızını ve türbülansını arttırır, nihayet yüksek bir ısı transfer katsayısı oluşturur. Partial pipe coil; uzunlamasına eksen boyunca bir boruyu baştan başa keserek oluşturulur. Bu durumda, coil reaktörün içerisinde bir heliks şeklinde sarmalanmıştır ve reaktör gövdesi üzerine kaynak edilmiştir.

Çukurlar bulunduran ceket; ince bir düz plaka içerisine preslenmiş yarı–

küresel çukurlardan ibarettir. Burada, bu çukurlar reaktör gövdesi üzerinde kaynak edilmiş olup çevresini sarmalamış haldedir. Ceket alanı reaktör yüzeyinin yaklaşık % 80‘ini kaplar (Şekil 3.2).

80

Bir ısı değiştiricinin seçimini etkileyen faktörler şunlardır:

 Isı transfer katsayıları

 Ceket basıncı

 Reaktör basıncı

 Ceket basınç düşüşü

 Temizlik

 Fiyat

Şekil 3.2. Oyuk Ceketli Reaktör

Şekil 3.3‘te karıştırmalı tank reaktörler için örnekler verilmiştir.

81

Düz ceket Spiral-Baffle ceket

İç kangallı yarım borulu kangal ceket Oyuk ceket

Şekil 3.3. Karıştırmalı Tank Reaktörler

82

Reaktör ısı değiştiricilerinin bir kaç tipi için hesaplanmış toplam ısı–transfer katsayılarının mukayesesi aşağıdaki şekilde görülmektedir (Şekil 3.4). Burada hem ceket ve hem de reaktör akışkanı olarak su kullanılmıştır. Şekilden de anlaşılacağı üzere en yüksek ısı transfer katsayısı iç borularla elde edilmektedir ve en düşüğü ise basit cekette elde edilir. Basit ceket klasik ceket olarak isimlendirilir. Burada spiral bir baffle veya karıştırma yoktur. İç boru için akış hızının boru (kangal–coil) akış hızı olduğu, ceket akış hızı olmadığı kabul edilmektedir. Yarım–boru kangalı karıştırmalı ile baffl‘lı ceketler için ısı transfer katsayıları mukayese edilebilir değerlerdedir.

Ceket basıncı ve reaktör basıncı da ceket seçimini etkiler. Eğer ceket basıncı büyük ise, reaktör duvar kalınlığı büyük olur ve ısı transferi azalır.

Şekil 3.4. Reaktör Isı Değiştiriciler için Hesaplanmış Toplam Isı–Transfer Katsayılarının Kıyaslanması

83

Markovitz; ceket tipini seçmek için aşağıdaki kuralları vermiştir (Ref. 12) 1) 500 gal (1.89 m³) ≥ için basit ceket tipi kullanılır.

2) 500 gal (1.89 m³) < için çukur veya yarım – boru kangalı tipi kullanılır.

3) Eğer reaktör basıncı ceket basıncının iki katından büyük ise, basit ceket kullanır.

4) Ceket basıncı ≤ 300 psi (20.7 bar) ise, çukur (oyuk) tipi kullanır.

5) Ceket basıncı > 300 psi (20.7 bar) ancak <1000 psi (68.9 bar) ise, yarım boru kangallı ceket kullanılır.

6) Buhar basıncı ≤ 750 psi (51.7 bar) ise, yarım boru kangallı ceket kullanılır.

Isı transferi ve yapısal değerlendirmeler yanında ceket kesiti boyunca basınç düşüşü de önemlidir. Çünkü onu hem pompa hem de güç fiyatları etkiler. Çukur (oyuk) ve yarım–boru–

kangal ceketleri için basınç düşüşü artan türbülanstan dolayı basit ceketinkinden daha yüksek olacaktır.

Çukur ceketteki basınç düşüşü basit cekettekinden 10–12 kat daha büyüktür. Bu sebepten dolayı, çukur ceketteki sıvı hızı saniye başına iki ‗ft‘ civarında sınırlandırılmıştır.

Yarım–boru–kangal için giriş ve çıkış bağlantılarının sayısında bir sınırlama yoktur. Böylece akışkan hızını azaltmak için ve dolayısıyla basınç düşüşünü azaltmak için, proses mühendisi ısı transfer akışkanını bölgeler halinde ayıracaktır. Yarım–boru–kangal yapıdaki ceket çok yönlü kullanıma elverişlidir. Hem yüksek ve hem de düşük sıcaklık ısı transfer akışkanını kullanmak mümkündür. Eğer reaktör içindeki ısı transfer katsayısı ceket ısı transfer katsayısına mukayese ile küçük ise, o zaman basit ceket kullanımı düşünülür. Oyuklu (dimple) ceketi temizlemek zor olduğundan dolayı, bunlar kirletici akışkanlar ile kullanılamazlar. Aynı zamanda, katıların oluşumuna sebep olan ve bozunabilen organik ısı transfer akışkanları yüksek sıcaklıkları gerektiren uygulamlar için kullanılmazlar. Katılar çukurlara birikir ve ceketi kirletmiş olurlar. Çok sık bir şekilde kullanılan iç–ısı değiştirici;

spiral şeklinde bir kangal borudur. Üreticiler; iç kangalları düz boruyu kıvırarak (spiral hale getirerek) oluştururlar. Bir reaktör içine yerleştirilebilen çok sayıda kangal yığınları minimum kangal yarıçapına bağlıdır (bu yarıçap 8–12 inç (0.203–0.305 metre civarındadır)). Minimum kangal yarıçapının altındaki bir boru, kangal oluşturma esnasında ezilecektir.

Yaygın olan boru çapı 2 inç (5.08 cm)‘tir. Dış kangallar ısıyı transfer etmede iç kangallardan daha az etkilidir (iç kangallar karıştırıcı pervanesine yakındır). Çünkü ısı transfer katsayısı iç kangaldan dış kangala doğru gidildikçe azalır.

Hicks ve Gates; üç adet kangal yığını kullanarak polimer reaktörlerinin tasarımını tanımlamışlardır.

84

3.3. SÜREKLİ KARIŞTIRMALI TANK REAKTÖR BOYUTLANDIRILMASI

Sürekli karıştırmalı tank reaktörü (CSTR) boyutlandırma Tablo 3.3‘te verilen standart bir reaktör seçimini gerektirir (Bir üretici firmadan alınmıştır).

Tablo 3.3. Standart Karıştırmalı Tank Reaktörler Tahmini Kapasite,

gal.

Gerçek Kapasite, gal.

Ceket Alanı, ft²

Dış Çap, inç

Düz Ceketli Reaktör, inç (aksesuar yok)

500 559 75 54 51

750 807 97 60 60

1000 1075 118 66 66

1200 1253 135 66 78

1500 1554 155 72 81

2000 2083 191 78 93

3000 3272 256 90 108

3500 3827 283 96 111

4000 4354 304 102 111

5000 4388 353 108 123

6000 6601 395 120 120

8000 8765 466 132 132

10000 10775 540 144 135

1) galon’u m³ ‘e dönüştürmek için 3.785x10^–3 ile çarpılır.

2) ft² ‘yi m² ‘ye dönüştürmek için 9.29x10^–2 ile çarpılır.

3) inç’i m’ye dönüştürmek için 2.54x10^–2 ile çarpılır.

CSTR‘ye ait reaksiyon hacmi, ısı transfer alanı ve karıştırıcı gücünü hesaplamak için kullanılan bağıntılar listesi Tablo 3.4‘te verilmiştir. Bir sonraki tabloda hesaplama yöntemi gösterilmiştir. (3.2.4) denklemiyle belirtilen herhangi bir reaksiyon kinetiği prosedürde kullanılabilir. Seri haldeki her bir reaktör için aşağıdaki kabuller yapılır;

1- Mükemmel (tam) karıştırma 2- Sabit hacim

3- Sabit sıcaklık 4- Sabit yoğunluk 5- Sabit ısı kapasitesi

6- Herbir reaktör için eşit karıştırıcı gücü

85 Tablo 3.4. CSTR Boyutlandırması için Eşitlikler

Mol Balansı Açıklama

( ) Enerji Balansı

( )

Hız Denklemleri

( )

( )

(3.2.1), (3.2.3) ve (3.2.5) denklemlerinde n=1 yazılırsa;

( ) ( )

(1)  ( )

( )

(

*

Eğer ise ( )

Eğer ise yi hesapla

(

*

86 Eğer ise

Eğer ise ve

ise

Eğer ise

olur.

Burada;

: karıştırıcı gücü, : birim hacim başına karıştırıcı gücüdür.

Sistem Özellikleri

∑ ( )

∑ ( )

→ temsili

reaksiyon için (

*

Bilinmeyenler:

‗n‘ birinci alt indisi giren akımı veya CSTR sayısını belirtir.

(n+1) alt indisi çıkan akımı belirtir.

İkinci alt indis ‗A‘ reaktanını belirtir.

—————————————————————————————————————

Reaktör giriş sıcaklığı, Reaktör çıkış sıcaklığı, Referans sıcaklık

87

Tablo 3.5. CSTR Boyutlandırması için Hesaplama Yöntemi

1) (3.2.1), (3. 2.3), (3. 2.5) ve (3. 2.20) denklemlerinden, reaksiyon hacmi hesaplanır.

2) (3.2.6) denkleminden (tahmini kapasite) standart bir reaksiyon hacmi seçilir.

3) Tahmini kapasite kullanılarak gerçek dönüşüm ( ) hesaplanır ((3.2.1), (3.2.3) ve (3.2.5) denklemleri).

4) Her bir reaktördeki ısı transfer hızı hesaplanır . ((3.2.2), (3.2.17), (3.2.19) denklemleri).

5) Ceket alanının ( ) yeterli olup olmadığı belirlenir.

6) (3.2.7), (3.2.9) ve (3.2.21) denklemlerinden ceket ısı transfer hızı hesaplanır.

7) ‘nin (3.2.10) denkleminden yeterli olup olmadığı belirlenir.

8) Yeterli değilse, kangal alanının yeterli olup olmadığı bulunur.

9) (3.2.11), (3.2.13) ve (3.2.22) denklemlerinden kangal ısı transfer hızı hesaplanır.

10) (3. 2.14) denkleminden ‘nin yeterli olup olmadığı belirlenir.

11) Yeterli değilse, (ceket+kangal) alanının yeterli olup olmadığı bulunur.

12) (ceket+kangal) ısı transfer hızı ( ) hesaplanır.

13) (3.2.14) denkleminden ( )‘nin yeterli olup olmadığına bakılır.

14) Yeterli değilse, bir dış ısı değiştirici gereklidir. Bu ısı değiştiricinin alanı Bölüm 4‘te belirtilen yaklaşık metotla hesaplanabilir.

15) Son olarak, (3.2.15) ve (3.2.16) denklemlerinden karıştırıcı gücü hesaplanır.

Sabit yoğunluk; reaktörden reaktöre volumetrik (hacimsel) akış hızının sabit olduğunu belirtir. Tablo 3.4‘te listelenen bağıntılar herhangi bir sayıdaki seri bağlı CSTR ‗ye uygulanabilir. ‗n‘ alt indisi sisteme giren akımın sayısına ve aynı zamanda reaktör sayısına karşılık gelir. (n+1) alt indisi sistemi terk eden akım sayısına karşılık gelir. (3.2.1), (3.2.2) ve (3.2.3) denklemleri ‗A‘ reaktanına ait mol balansı, enerji denklemi ve hız denklemleridir.

STR; hiçbir zaman tamamen tepesine kadar doldurulmaz. Reaktörün üst kısmında head space (üst boşluk) ismi verilen biraz boş hacim kalmasına müsaade edilir. Blaasel, bu boşluğun 1.9 m³ (500 gal.) ten daha az hacme sahip reaktörler için %15‘lik üst boşluğa müsade edilmesini ve 1.9 m³ ‗ten daha büyük reaktörler için %10‘luk bir üst boşluğun bırakılmasını tavsiye etmektedir. Reaksiyon hacmini hesapladıktan sonra, reaktör hacmini elde etmek için bu kurallara göre üst boşluk ilave edilir. Reaktör hacmi hesaplandıktan sonra, bir üreticiden standart bir reaktör seçilir. Standart bir reaktör, özel sipariş edilecek bir

88

reaktörden daha ucuzdur. Üreticiden üreticiye az çok değişecek olan standart–boyutlu reaktörler Tablo 3.3 ‗te verilmiştir. Tabloda yer alan tahmini kapasite reaksiyon hacmine karşılık gelir ve gerçek hacim üst boşluğu da içine alır. Üretici firmalar, bu durumda, üst boşluğu hesaba kattıkları için, ayrıca yukarıdaki kurallara göre bir üst boşluk hacmine gerek duyulmayacaktır.

Isıyı transfer etmek için, ya ceketli veya tek bir iç kangallı bir STR boyutlandırılır. En düşük fiyata sahip olması nedeniyle, ilk önce ceketli bir reaktör için çalışma yapılır. Mevcut ısı transfer alanı; reaktörün silindirik yüzeyi ve çanak biçimindeki alt kısmından ibarettir. Bir STR‘nin toplam yüzey alanının ancak % 80‘i ısı transferi için geçerlidir (aktiftir–etkindir).

Reaktör şekillerinde görüldüğü üzere, üst kısımda nozzlar, karıştırıcı için bir giriş kısmı, destekler için saplar (kulplar) ve genellikle cam muhafazalı gözleme delikleri bulunur.

Tablo 3.6. STR için Yaklaşık Toplam Isı Transfer Katsayıları Kangal/Karışan sıvı sistemi

Kangal tarafı Karışan sıvı U, Btu/ft²–h ^oF

Buhar Sulu çözelti 90–160

Buhar Organik çözelti 60–130

Buhar Ağır yağ 30–60

Sıcak su Sulu çözelti 90–130 Sıcak su Organik çözelti 60–100 Soğutma suyu Sulu çözelti 80–120 Soğutma suyu Organik çözelti 50–90 Tuzlu su Sulu çözelti 60–100 Tuzlu su Organik çözelti 50–90 Organik yağ Ağır organik 60–110 Ceket/Karışan sıvı sistemi

Buhar Sulu çözelti 70–130

Buhar Organik çözelti 60–110 Soğutma suyu Sulu çözelti 60–110 Soğutma suyu Organik çözelti 50–80 Organik yağ Ağır organik 30–50 Not: Bu değerler 5.678 ile çarpılarak W//m²–h K birimine dönüştürülebilir.

89

Tablo 3.7. Karıştırmalı Tank Reaktörler için Yaklaşık Karıştırıcı Gücü

Not: Bu değerler 197.0 ile çarpılarak W/m³ birimine dönüştürülebilir.

Hesaplama prosedürünü göstermek için, burada spriral bir kangal kullanılmıştır. İlk önce ceketli bir STR dikkate alınır. Eğer, ceket ısı transfer alanı yetersiz ise, o zaman bir iç ısı değiştiriciyi dikkate alınır ve nihayetinde çok borulu bir ısı değiştirici düşünülür. Dış ısı değiştirici kullanılması durumunda, reaktan çözeltisi sürekli bir şekilde reaktörün dışına pompalanır, bir ısı değiştiricide soğutulur ve daha sonra reaktöre geri döndürülür. Eğer, ceketli ısı değiştirici yeterli ısı transfer alanını sağlayamazsa, o zaman iç–helezonik (spiral) kangallar kullanılarak işlem yapılır. Eğer, birden fazla kangal kullanılırsa, o zaman her bir ilave kangal için ısı transfer katsayısı % 30 azaltılmalıdır.

Eğer, reaksiyon üç kangalı gerektirirse, bu durumda reaktör duvarına yakın kangal, karıştırıcı pervanesine en yakın kangalın ısı transfer katsayısının sadece % 40‘ına sahip olacaktır. Frank; ısı transfer katsayısındaki bu azalmanın çok kötümser olabildiğine inanmaktadır. Her bir kangal, reaktör duvarı ile diğer kangallar arasında boşluk bırakılmayı gerektirir. Sıvı sirkülasyonunu engellemeyi minimize etmek için, kangallar tamamiyle sıvının yüzeyine veya tankın dibine kadar uzatılmamalıdır.

Hicks ve Gates; kangalın üst kısmının reaktörün çapının en azından altıda biri (1/6) kadarı sıvı yüzeyinin altına gelecek şekilde yerleştirmeyi tavsiye etmektedir. Aynı şekilde, kangalın alt kısmında STR‘nin en dibinden yukarı doğru reaktör çapının altıda biri kadar yukarıya yerleştirmeyi tavsiye etmektedirler.

Uygulama Güç, hp/100 gal.

Reaksiyonsuz karıştırma prosesi 0.2–0.5

Homojen reaksiyon 0.5–1.5

Isı transferli reaksiyon 1.5–5.0 Sıvı–sıvı karışımları 5.0 Sıvı–gaz karışımları 5.0–10.0 Slurries (üç fazlı) 10.0

Fermentasyon 3.0–10.0

Emülsiyon polimerizasyonu 6.0–7.0 Süspansiyon polimerizasyonu 3.0–10.0 Çözelti polimerizasyonu 15.0–40.0

90

Denklem (3.2.8) deki ceket sıcaklığı ( ); ceket giriş ve çıkış sıcaklıklarının ortalamasına eşittir. Yine, aynı zamanda bir kangal için ortalama sıcaklık; giriş ve çıkış sıcaklıklarının ortalaması alınarak bulunur.

İlk önce, basit bir ceket kabulü ile ısı transfer alanının yeterli olup olmadığı belirlenir.

Ceketin alanı Tablo 3.3 ‗te verilmiştir. Eğer ceket alanı yetersiz ise, ilave yüzey alanı sağlanması gerekir. Reaktör hacmi; kangal tarafından işgal edilen hacmi telafi etmelidir. Yani, reaktör hacmi hesaplanırken, kangal hacmi de dikkate alınmalıdır.

Örnek 3.1. Propilen Glikolün Sentezi için Bir CSTR Boyutlandırılması

Bu örnek Fogler‘in Kimyasal Reaksiyon Mühendisliği kitabından alınan bir problemin adaptasyonudur. Propilen glikol; bir katalizör olarak su içinde % 0.1 ‗lik sülfürik asit çözeltisi kullanılarak, hidrate propilen oksitle üretilir. Reaksiyon aşağıdaki şekilde ifade edilir.

Bu proses; metanol çözeltisi ve propilen oksit‘in eşit volumetrik debilerde bir CSTR‘ye gönderilmesiyle gerçekleştirilir. % 0.1 lik H2SO4 çözeltisi de propilen oksit ve metanolün kombine akış hızının 2.5 katı olan bir hızda aynı zamanda CSTR‘ye gönderilir.

Burada soğutucu akışkan soğuk su dur. Aşağıda verilen bilgiler ışığında reaktörü boyutlandırınız, ısı değiştirici tipini ve alanını belirleyiniz ve karıştırıcı gücünü hesaplayınız.

Veriler:

 Metanol volumetrik akış hızı : 800 ft³/h (22.7 m³/h) Propilen oksit volumetrik akış hızı : 800 ft³/h (22.7 m³/h) Asit çözeltisi volumetrik akış hızı : 4 000 ft³/h (113 m³/h)

 Metanol‘ün kullanılmasının sebebi propilen oksit‘in çözünmesini sağlamaktır.

(800+800) x 2.5=4 000

Besleme giriş sıcaklığı : 75 ^oF (23.9 ^oC) Reaksiyon sıcaklığı : 100 ^oF (37.8 ^oC) Soğutma suyu giriş sıcaklığı : 5 ^oC (41 ^oF)

Soğutma suyu çıkış sıcaklığı : 15 ^oC (59 ^oF) [15x1.8+32=59]

Gerekli propilen oksit dönüşümü : 0.37

91 Tablo 3.1.1. Termodinamik Özellikler

Komponent (Bileşen)

Molekül Ağırlığı

Yoğunluk, g/cm³

Isı Kapasitesi, Btu/lbmol– ^oF

(25 ^oC) Standart Reaksiyon

Entalpisi, Btu/lbmol

Propilen Oksit 58.08 0.859 35 –66 600

Su 18.02 0.9941 18 –123 000

Propilen Glikol 76.11 1.036 46 –226 000

Metanol 32.04 0.7914 19.5 ––

1) Btu/lbmol– ^oF ‘ı kJ/ kgmol–K ‘e dönüştürmek için 4.187 ile çarpılır.

2) Btu/lbmol ‘u kJ/ kgmol ‘e dönüştürmek için 2.325 ile çarpılır.

Fogler; pratik bir yöntem (el–yordamı–göz kararı) kullanarak propilen glikol için ısı kapasitesini hesaplamıştır. Kural gereği, düşük molekül ağırlıklı oksijen ihtiva eden organik sıvıların çoğunluğu 0.6 kcal/g– ^oF  % 15 (35 Btu/lbmol– ^oF) lık bir ısı kapasitesine sahiptir.

Reaksiyon özellikleri:

Ön üstel faktör A=16.96x10¹² h^–1

Aktivasyon enerjisi E=32400 Btu/lbmol (75330 kJ/kgmol)

Tablo 3.5‘ te verilen hesaplama yöntemi izlenir. Tablo 3.4‘ te listelenen denklemler kullanılarak, ilk önce reaksiyon hacmi hesaplanır. Daha sonra, standart bir reaksiyon hacmi seçilir (Tablo 3.3‘ ten). Buna karşılık gelen kapasite bulunmalıdır. Gerçek kapasite (reaktör hacmi) tahmini kapasiteden daha büyüktür. Eğer Tablo 3.3‘ ten elde edilen tahmini kapasite hesaplanan reaksiyon hacminden büyükse, gerçek dönüşüm ( ) hesaplanır. Artan reaksiyon hacminden dolayı (ve dolayısıyla kalma zamanının artmasından ötürü) dönüşüm artacaktır.

İlk adım reaksiyon hacmine ait sınırları hesaplamaktır. Tek bir CSTR maksimum hacmi verecek ve bir tampon akış reaktörü minimum hacmi vercektir.

Çoklu CSTR için toplam reaksiyon hacmi bu iki sınır arasındaki bir yerde olacaktır.

Reaksiyon hacmini hesapladıktan sonra, transfer edilecek ısı ve ısı transfer alanı hesaplanır.

Daha sonra ya bir ceket, bir kangal, (ceket+ kangal) veya dış bir ısı değiştirici seçilir.

92

İlk önce, reaksiyon hacmi hesaplanır. Reaksiyon esnasında, yoğunluğun önemli bir şekilde değişmediği kabul edilerek, reaktör çıkışında toplam volumetrik akış hızı aşağıdaki gibi hesaplanır.

Bu durumda Tablo 3.4‘ teki ‗A‘ alt indisi propilen oksite karşılık gelir. Propilen oksitin molar akış hızı:

( * (

)

( )

( *

( )

(

*

Arrhenius denkleminde reaksiyon parametreleri yerine yazılırsa,

[(

* (

*]

Tek bir CSTR (n=1) için (3.2.1), (3.2.3), (3.2.4) ve (3.2.5) denklemlerinden;

( ) ( )

Yukarıdaki değerler denklemlerde yerine yazılırsa;

( * ( )

Böylece maksimum reaksiyon hacmi hesaplanmış olur. Minimum reaksiyon hacmi, bir tampon akış reaktörünün hacmi olacaktır. Birinci mertebeden bir reaksiyon için;

( ) (

*

93

İki adet CSTR için n=1 ve n=2 için bir denklem seti oluşturulur. İlk CSTR için (n=1), denklemler yukarıda belirtilenler ile aynıdır. İkinci CSTR (n=2) için (3.2.1), (3.2.3), (3.2.4) ve (3.2.5) denklemleri aşağıdaki şekilde yazılır.

( )

( )

( )

( )

Yukarıdaki değerler denklemlerde yerine yazılırsa;

( )

( )

( )

( )

94

Yukarıdaki tabloda yer alan (3) ve (4) eşitliklerinden;

( * (2) ifadesinden;

( * ( ) (1) denkleminden;

( ) ( *

( )

( )

(7) ve (8) eşitliklerinden;

( * (6) ifadesinden;

( * ( ) (5) denkleminden;

( * ( )

( )

ifadeleri yazılabilir. (I) ve (II) ifadeleri birbirine eşitlenirse;

( ) ( )

( ) ( )

( ) ( )

( ) ( ) ( ) ( ) ( ) ( ) ( ) (

) ( ) (

) ( ) ( ) ( ) ( )

95

( ) ( )

( ) ( )

( ) ( )

( )

( ) ( )

(

*

√

( )

Eşitleme yapılırsa;

bulunur.

( )

( ) *

( ) +

( )

*

( ) +

* +

[

]

Böylece toplam CSTR hacmi olarak hesaplanır. Bu değer, tampon akış reaktörü ile tek bir CSTR‘nin hacimleri arasındadır. Tek bir CSTR ile iki adet CSTR‘nin

96

reaksiyon hacmindeki fark sadece % 11.5 kadar olup, bu fark önemli değildir. Böylece, tek bir CSTR seçmekte fayda vardır.

Bundan sonraki basamak standart bir CSTR seçmektir. Hesaplanan tek bir CSTR‘ye ait reaksiyon hacmine karşılık Tablo 3.3‘ten standart bir reaksiyon hacmi seçilir . Yine Tablo 3.3‘ten reaktör hacmi bulunur. Şimdi, çok sayıda alternatiflere sahip olunmuştur.

Birinci Seçenek; standart reaktörü tahmin edilen hacme kadar doldurmamaktır (yani 8000 galon‘a kadar), ancak hesaplanan luk reaksiyon hacmine kadar doldurmak ve volumetrik akış hızını değerinde sabit tutmaktır.

Bu demektir ki, dönüşüm tanımlandığı gibi 0.37 olacaktır. CSTR‘ler; tam olmayan bir karışmayı önlemek için minimum bir işletme reaksiyon hacmine sahip olmalıdır. Karıştırma;

reaksiyon karışımının özelliklerine, pervane tasarımına ve hızına ve CSTR‘nin iç tasarımına bağlıdır. İyi bir karıştırma için minimum işletme reaksiyon hacmi CSTR‘nin üreticisiyle istişare edilerek belirlenmelidir.

İkinci Seçenek; reaktörü ‘a kadar doldurmaktır ve kalma zamanını muhafaza edecek şekilde (dolayısıyla dönüşümü sabit tutacak şekilde) volumetrik akış hızını arttırmaktır.

Üçüncü Seçenek; reaktörü yine maksimum kapasiteye kadar doldurmaktır ve volumetrik akış hızını değerinde sabit tutmaktır. Bu durumda, reaksiyon hacminin artması sebebiyle kalma zamanı artar ve dönüşüm artar.

Üçüncü seçeneği tercih ederek, reaksiyon hacmini ve ve ‘nın aynı değerleri yerine konarak, için ‘nın çözümü yapılır.

( )

( )

97

(1)

(2)

(3)

(4)

Bu dört denklemin ortak çözümünden;

( )

Bu tasarım, bazı esneklikler sağlayacaktır. Eğer ürün arttırılması istenirse, besleme hızı arttırılır, ancak dönüşüm azalacaktır. Orijinal gerekli dönüşüm 0.37 dir.

Şimdi, tek bir CSTR için komple mol balansı yazılabilir. Propilen oksit için giriş molar akış hızı yukarıda hesaplanmıştır. Metanol‘ün giriş molar akış hızı;

Suyun giriş molar akış hızı;

Giriş akım hızları (akım no: 1) ve için çıkış akım hızları Tablo 3.1.2‘de verilmiştir.

Tablo 3.1.2. Propilen Glikolün Üretildiği Bir CSTR için Mol Balansı Propilen oksit dönüşümü=0.4182

Akım (no) Sıcaklık,

Akım hızları (lbmol/h)

C₃H₆O C₃H₆ (OH)₂ CH₃OH H₂O

Giriş (1) 75 (23.9) 738.6 0 1234 13780

Çıkış (2) 100 (37.8) 429.8 308.9 1234 13470

Not: 738.7(0.4182)=308.9; 738.7–308.9=429.8; 13780–308.9=13470

*kmol/h ‘e dönüştürmek için 2.205 katsayısı ile bölünür.

98

Bundan sonraki işlemde bir ısı değiştirici seçilir ve gerekli ısı transfer alanı hesaplanır.

İlk önce, bir enerji balansından gerekli ısı transferi (Qn) hesaplanır. Tablo 3.1.1‘ deki standart reaksiyon entalpileri ve Eşitlik (3.2.19) kullanılarak reaksiyonun entalpisi elde edilir.

Herbir komponent için reaktöre giren ve çıkan akımların entalpileri Tablo 3.1.1‘de yer alan ısı kapasiteleri kullanılarak ‘ye göre hesaplanmıştır. Sonuçlar Tablo 3.1.3‘te verilmiştir.

Tablo 3.1.3. Propilen Glikol Üretimi için Bir CSTR’ye Ait Enerji Balansı

Komponent Entalpi (giriş), Btu/h Entalpi (çıkış), Btu/h C3H6O 738.7(35)(68–75)=–180 981

Referans sıcaklık=68 Besleme sıcaklığı=75

429.8(35)(100–68)=481 376

C3H6 (OH)2 0 308.9(46)(100–68)=454 700

CH3OH 1234(19.5)(68–75)=–168 441 1234(19.5)(100–68)=770 016 H₂O 13780(18.0)(68–75)=–1 736 280 13470(18.0)(100–68)=7 758720

Toplam –2 085 702 9 464 812

*kJ/h ‘e dönüştürmek için 1.055 ile çarpılır.

Referans sıcaklık=68

(Oda sıcaklığı = 20 ) ∫

∫

Gerekli transfer edilecek ısıyı (Qn) bulmak için Tablo 3.4‘ teki ve Eşitlik (3.2.2) deki enerji denklemi kullanılır.

Reaksiyon entalpisi; reaktöre giren ve çıkan akımların entalpileri (Tablo 3.1.3‘ten elde edilen) yerlerine konularak, uzaklaştırılması gereken ısı için aşağıdaki değerler bulunur.

Böylece, reaksiyon sıcaklığını sıcaklıkta tutmak için, ısının reaktör dışına transfer olması gerekir. Bundan sonraki basamak; (3.2.7) ve (3.2.9) eşitlikleri

99

kullanılarak luk standart reaktör için bir cekete ait ısı transferini hesaplamaktır.

Soğutma suyu giriş ve çıkış sıcaklıkları sırasıyla dir.

Yetersiz veri sebebiyle, yaklaşık bir toplam ısı transfer katsayısı seçme problemi söz konusudur. Bireysel ısı transfer katsayılarını ve dolayısıyla ısı transfer katsayılarını hesaplamak için korelasyonlar mevcut olmasına rağmen, proses tasarımının başlangıç kademesinde, detaylı hesaplamalardan kaçınılmıştır. Yapılabilecek en iyi şey; CSTR‘de şartlara en iyi uyan bir katsayı seçmektir. Ceket sıvısı su olduğu için ve rektör sıvısı seyreltik bir çözelti olduğundan, Tablo 3.6‘daki değeri alınabilir. Ancak bu değer arasında değiştiği için ortalama değer olan ( ) değeri kullanılabilir. Eşitlik (3.2.9) dan luk (Tablo 3.3) standart reaktörün lik bir ceket alanına sahip olacağı bulunur. Eşitlik (3.2.7) den cekete transfer olabilen ısı hesaplanır.

Bu değer Eşitlik (3.2.10) kriterine göre yetersizdir ( olduğundan şartı sağlamıyor). Çünkü, 3 lik ısıyı uzaklaştırmak gerekir.

Ancak, ceket bu haliyle ‗lik ısı uzaklaştırma kapasitesine sahiptir.

Bundan sonraki adım; bir kangal için ısı transfer hızının yeterli olup olmadığını belirlemektir. Tablo 3.6‘dan bulunan değeri ( ) arasında değişmektedir. Bunun ortalama değeri ( ) alınır. Eşitlik (3.2.13) vasıtasıyla bir kangal için ısı transfer alanı aşağıdaki gibi bulunur.

[ ] Dönüştürme Faktörü :

(3.2.11) denkleminden bir kangal için ısı transfer hızı aşağıdaki şekilde hesaplanır.

100

Buradan açık bir şekilde görülmektedir ki; yalnız başına bir kangal yetersizdir. Ceket ve kangal ısı transfer hızları toplanırsa;

(

*

Bu durumda, ısı transferi için yeterli alan elde edilmiş olur. Dolayısıyla, reaksiyon entalpisini uzaklaştırmak için hem kangal ve hemde ceket kullanmak gerekmektedir.

Son Basamak; gerekli karıştırıcı gücünü hesaplamaktır. Eşitlik (3.2.16) dan, bu tasarıma uygun olan değerlendirme, ısı transferli reaksiyon kategorisidir. Tablo 3.7‘den, gerekli olan güç, değerleri arasında değişmektedir. Buradan ortalama güç alınır. Bu durumda, (3.2.15) eşitliğine göre karıştırıcı gücü;

bulunur.

5. Bölümde yer alan Tablo 5.10‘dan standart elektrik motor boyutu seçilir.

Bu değer % 15.4 ‗lük bir emniyet faktörü içerisindedir.

3.4. KESİKLİ REAKTÖR BOYUTLANDIRILMASI

Kesikli reaktörler için ekipman CSTR‘lerinki ile aynıdır. Tablo 3.8‘de kesikli reaktörleri boyutlandırma için denklemler ve Tablo 3.9‘da hesaplama yöntemi görülmektedir. İlk önce, (3.4.3–3.4.6) denklemleri kullanılarak reaksiyon hacmi hesaplanır. Bu hesaplamada yer alan ve (3.4.5) eşitliğiyle tanımlanan zaman ifadesi; kesikli bir reaktörün toplam zamanını gösterir ve devir süresi olarak bilinir. Bu zaman içerisinde; yükleme, ısıtma, reaksiyon, boşaltma, soğutma ve temizleme için geçen süreler mevcuttur.

Bundan sonraki adımda reaktör hacmi bulunur (Eşitlik (3.4.7) kullanılarak). Reaktör hacmi reaksiyon hacminden büyüktür, çünkü üst kısımda bir boş hacim olmalıdır. Reaktör hacmi hesaplandıktan sonra, gelecek basamak ısı transfer alanını hesaplamaktır. Reaktan konsantrasyonu ve dolayısıyla ısı transfer hızı, reaksiyon ilerledikçe azalır. Isı transfer hızının maksimum olduğu andaki ısı transfer alanını hesaplamak gerekir ki bu durum başlangıç halidir. İlk önce, (3.4.4) eşitliğinden reaksiyonun başlangıç hızı hesaplanır. Daha sonra;

(3.4.1), (3.4.2), (3.4.18)–(3.4.21) eşitliklerini kullanarak transfer edilen ısı hesaplanır. Sonraki adımda, (3.4.11) ve (3.4.15) eşitlikleri kullanılarak ısı değiştirici tipi belirlenir.

—————————————————————————————————————

*standart elektrik motorları üretici firmalar tarafından üretilmektedir. Dolayısıyla, hesaplanan gücün üzerindeki motor seçilebilir.

101

Tablo 3.8. Kesikli Reaktörü Boyutlandırma için Denklemler Enerji Denklemi

(3.4.1)

(3.4.2)

Hız Denklemleri

(3.4.3)

(3.4.4)

(3.4.5)

(3.4.6)

(Tablo 3.3) (3.4.7)

( ) (3.4.8)

( ) (3.4.9)

(Tablo 3.3) (3.4.10)

Eğer, ise

Eğer, ise yi hesapla (3.4.11)

(3.4.12)

(3.4.13)

[ ] [ ] (3.4.14)

Eğer, ve ise

Eğer, ve ( ) ise

Eğer, ( ) ise

(3.4.15)

(3.4.16)

(Tablo 3.7) (3.4.17)

Sistem Özellikleri

∑ ( ) (3.4.18)

∑ ( ) (3.4.19)

(3.4.20)

(

* (3.4.21)

102

(Tablo 3.6) (3.4.22) (Tablo 3.6) (3.4.23) Bilinmeyenler:

Tablo 3.9. Kesikli Reaktör Boyutlandırılması için Hesaplama Basamakları

Tablo 3.10. Kesikli Polimerizasyon Reaktörü için Çevrim Zamanları

Aktivite Zaman, saat

En İyi En Kötü Reaktöre beslenen yükleme 1.5 3.0 Reaksiyon sıcaklığına kadar ısıtma 1.0 2.0 Reaksiyonu gerçekleştirme Değişir Reaktörü boşaltma ve temizleme 0.5 1.0

1. (3.4.3), (3.4.5), (3.4.6) ve (3.4.21) eşitliklerinden reaksiyon hacmi hesaplanır.

2. (3.4.7) eşitliğinden (Tablo 3.3) standart reaktör boyutu seçilir.

3. (3.4.1), (3.4.2), (3.4.4) ve (3.4.18)–(3.4.20) eşitliklerinden başlangıç ısı transfer hızı hesaplanır.

4. Ceket alanının ( ) yeterli olup olmadığı belirlenir.

5. (3.4.8)–(3.4.10) ve (3.4.22) eşitliklerinden ceket ısı transfer hızı ( ) hesaplanır.

6. (3.4.11) eşitliğinden nin yeterli olup olmadığı belirlenir.

7. Eğer yeterli değilse, kangal alanının yeterli olup olmadığı belirlenir.

8. (3.4.12)–(3.4.14) ve (3.4.23) eşitliklerinden kangal ısı transfer hızı hesaplanır.

9. (3.4.15) eşitliğinden ‘nin yeterli olup tespit edilir.

10. Eğer yeterli değilse, (ceket + bir kangal) alanlarının yeterli olup olmadığı bulunur.

11. (ceket + kangal) ısı transfer hızı ( ) hesaplanır.

12. (3.4.15) eşitliğinden ( ) ‘nin yeterli olup olmadığı bulunur.

13. Eğer yeterli değilse, o zaman dış ısı değiştirici gereklidir. Bölüm 4‘te belirtilen yaklaşık metot kullanılarak alan hesabı yapılabilir.

14. (3.4.16) ve (3.4.17) eşitliklerinden gerekli olan karıştırıcı gücü hesaplanır.

103

Örnek 3.2. Kurutucu Yağ Üretimi için Kesikli Reaktör Boyutlandırılması

Bu örnek Smith tarafından verilen bir problemden uyarlanmıştır. Tablo 3.8‘de belirtilen kesikli bir reaktörü boyutlandırma için yöntemi göstermek üzere, Asetillenmiş Castor yağından kurutucu yağın üretimi dikkate alınmıştır. Kurutucu yağlar; kuruduğunda koruyucu bir kaplamanın oluşumuna yardım etmek için boyalara katılır.

Asetillenmiş castor yağı (Hint yağı–bitkisel bir yağ) birinci mertebeden bir kinetiğe göre bozunur.

→

Castor yağı ısıtıldığı zaman kurutucu yağ ve asetik asit oluşur. Reaksiyon esnasında asit, çözeltiden buharlaşır. Reaktör hacmini, tipini ve ısı değiştirici alanını ve karıştırıcı gücünü hesaplayınız.

Veriler:

 Reaksiyon sıcaklığı :

 AO‘ya eşdeğer asetik asit :

 Asetik asidin molekül ağırlığı :

 Reaksiyon karışımının ısı kapasitesi :

 Reaksiyon ısısı :

 Dönüşüm :

 Ortalama besleme hızı :

 AO‘nun yoğunluğu :

Reaksiyon Özellikleri:

Reaksiyon; asetillenmiş castor yağındaki asetik asit konsantrasyonuna göre birinci mertebedendir (castor yağının birim hacmi başına asetik asidin molü).

Aktivasyon enerjisi : Ön–üstel faktör :

Tablo 3.9‘da verilen hesaplama prosedürü takip edilir. İlk önce, reaktör hacmi hesaplanır. Daha sonra, ısı transfer alanı ve karıştırıcı gücü hesaplanır.

104 Reaksiyon birinci mertebeden olduğu için ;

olur.

Eğer reaksiyon esnasında hacim değişimi küçük ise, reaksiyon zamanı birinci mertebe reaksiyon için (3.4.3) eşitliğinden hesaplanır;

( )

∫

∫

Eşitlik (3.4.21) de,

ve değerleri yerlerine yazılırsa;

(

* dönüşüm için reaksiyon zamanı;

(3.4.5) eşitliğinden kesikli reaktör için toplam işletme zamanı hesaplanır. Bu reaksiyon için değerlerine sahip olunamadığından dolayı polimerizasyon reaksiyonları için Tablo 3.10‘da verilen zamanları kullanmak gerekir.

Yükleme zamanı ve soğutma zamanı hariç, Tablo 3.10‘ dan en kötü durum seçilir.

Reaktörü ısıtmak için geçen sure, soğutmak için geçen süre ile aynı kabul edilecektir.

Materyallerin reaktöre yüklenmesi belirli bir zaman alacaktır. Yükleme işlemi bir kontrol vanası yardımıyla yapılabilir. Yüklemenin alacağı zamanın 1.5 saat olduğu kabul edilebilir.

Böylece, (3.4.5) eşitliğinden bu kesikli reaktör için işletme zamanı aşağıdaki gibi hesaplanır.

Eşitlik (3.4.6) kullanılarak reaksiyon hacmi hesaplanır.

105

Bir sonraki adımda, (3.4.7) eşitliğinden standart bir reaktör boyutu seçilir.

Tablo 3.3‘ten bu reaktör hacminin olduğu bulunur. Bazı esnekliklere müsaade etmek için ‘luk reaktör hacmi seçilir. Üretim hızı ‗u gerektirse bile, reaktör ‘a doldurulacaktır ki, bu da üretim hızını arttıracaktır.

Bu aşamada; bir ceket, bir kangal, bir ceket ile bir kangal veya dış bir ısı değiştirici kullanarak reaksiyon entalpisinin nasıl uzaklaştırılacağı hakkında karar vermek gerekir. İlk önce, bir ceketin yeterli olup olmayacağı kontrol edilir. Reaksiyon bir kararsız–hal prosesi olduğu için, ısı transferi zamanla değişecektir. Başlangıçta, reaksiyon hızı bir maksimum değer alacaktır, çünkü asetillenmiş castor yağının (AO) konsantrasyonu maksimum değerindedir. Reaksiyon ilerledikçe, asetillenmiş yağın konsantrasyonu azalacak, ısı transfer hızı da azalacaktır. Bu problemde verilmiştir. Böylece, (3.4.2), (3.4.18)–(3.4.20) eşitliklerine ihtiyaç duyulmayacaktır. (3.4.4) eşitliğinden reaksiyonun başlangıç hızı hesaplanır.

(

* (

* (

* (

*

(3.4.1) eşitliğinden hesaplanır. Bu durumda, reaksiyon hacmi ‘a eşittir.

(

* (

* (

) (

* ( *

Gelecek adım, bir ısı transfer akışkanı seçmektir. Eğer, ‘de buhar seçilirse, ceket basıncı olacaktır ki, bu değer aşırı derecede yüksektir.

Bu basınçta, ceket ve reaktör duvarı çok kalın olmalıdır, bu durumda yüksek maliyetli bir reaktöre gereksinim duyulur.

Keza, ısıtma için yüksek basınçlı buhar kullanmak çok pratik değildir. Eğer Dowtherm–A* (Detay tablo için bkz. Ek-3.2) buharı seçilirse, ceket basıncı ‘de olacaktır. Dowtherm–A için müsaade edilen maksimum sıcaklık 2dir.

Bir sonraki basamakta, ceket için toplam ısı transfer katsayısı ( ) hesaplanır.

ve kabul edilerek, yaklaşık olarak aşağıdaki şekilde hesaplanır.

106

Isı transfer katsayıları ve kirlenme faktörleri Tablo 3.2.1‘de listelenmiştir.

Tablo 3.2.1. Kesikli Bir Reaktör için Isı Transfer Katsayıları

Açıklama

250 En kötü durum kabul edilerek

0 Her işlemden sonra yüzey temizlenir

0.001

360 SS–316 için Dowtherm–A kondense olur

113

birimine çevirmek için 5.678 ile çarpılır.

Termal iletkenlik katsayısının birimi

Asetik asitten dolayı konstrüksiyon materyali olarak SS–316 seçilir. SS–316‘nın termal iletkenliği ve reaktörün duvar kalınlığı Tablo 3.2.1‘ de verilmiştir.

(

*

(3.4.8)–(3.4.12) eşitlikleri kullanılarak, ‘lik ceket alanına sahip olan 2luk reaktör için ısı transfer hızı aşağıdaki gibi elde edilir.

Bu değer kabul edilebilir aralıktadır. Çünkü reaksiyonla absorplanan ısı dir.

Son olarak, karıştırıcı gücü hesaplanır. (3.4.17) eşitliği kullanılarak ısı transferli bir reaksiyon için gerekli gücün arasında değiştiği görülür. Ortalama değer olarak hesaplanır. Böylece (3.4.16) eşitliğinden bulunur. Tablo 5.10.‘dan en yakın standart boyutlu elektrik motoru alınır. Bu seçim için güvenlik faktörü ancak % 2.5 olacaktır. Böylece, bundan sonraki daha büyük boyutlu motor seçilirse olacaktır. Bu seçim için güvenlik faktörü % 53.8‘dir.

107

Semboller

: Isı transfer hızı

: Reaktör girişinden standart şartlara kadar olan entalpi değişimi ∫ : Standart şartlardan reaktör çıkışına kadar olan entalpi değişimi ∫

: Standart reaksiyon entalpisi : Reaksiyon zamanı

: Toplam işletme zamanı : Yükleme zamanı

: Reaksiyon sıcaklığına kadar ısıtma zamanı : Temizleme zamanı

: Boşaltma zamanı : Molar debi : Molar yoğunluk

: Başlangıçtaki ısı transfer hızı (Maksimum ısı transfer hızı) : Reaktör giriş sıcaklığı

: Referans sıcaklık

: Toplam ısı transfer katsayısı

: İç kirlenmeden dolayı ısı transfer katsayısı

: Dış kirlenmeden dolayı ısı transfer katsayısı : İç film ısı transfer katsayısı

: Dış film ısı transfer katsayısı : Reaktör duvar kalınlığı : Termal iletkenlik katsayısı

: Logaritmik ortalama çap

* Dowtherm–A : sentetik, organik ısı transfer akışkanı : : dış çap, : iç çap

108

3.5. DOLGULU YATAK KATALİTİK REAKTÖRLER

Katalizörler, reaksiyon mekanizmasını ve dolayısıyla reaksiyon hızını değiştirirler.

Eğer, reaksiyon hızı artarsa reaksiyon hacmi azalacak ve reaktörün fiyatı da düşecektir.

Birçok kimyasal sentez bir katalizör kullanmadan gerçekleştirilemez.

3.5.1. Katalitik Pellet Seçimi

Saf bir katalizör yapısal olarak zayıf ise ve bir pellet haline getirilemiyorsa veya bir pellet gibi kullanmak çok pahalı ise, bu durumda katalizör inert bir destek maddesi üzerine ince bir film gibi oturtulur. Reaksiyon hızı katalizör yüzey alanı ile orantılı olduğu için, pelletin geniş bir yüzey alanına sahip olması istenir, dolayısıyla pellet poröz (gözenekli) olmalıdır.

Katalizörün kimyasal özellikleri yanında, destek maddesinin mekaniksel özellikleri de bir katalizör seçileceği zaman, dikkate alınmalıdır. Destek maddesi çoğunlukla alümina, silika, aktif karbon veya diatome toprağıdır. Ancak alümina diğer materyallerden çok daha fazla kullanım alanına sahiptir. Pelletler genellikle küre, silindir veya halka halinde şekillendirilir. Ekstrüzyon işlemi, kalıba dökme işleminden daha az maliyetlidir.

En yaygın pellet çapı 1/32, 1/16 ve 1/8 inç (0.794, 1.59 ve 3.18 mm)‘dir. Pelletler, kırılmaya ve aşınmaya karşı direnç gösterecek yüksek basınç dayanımına, kompresör veya güç tüketimini minimize etmek için düşük basınç düşüşüne sahip olmalıdırlar. Pelletler bir yatak içine paketlendikleri için, pelletlerin kırılma dayanımları yatak yüksekliğini sınırlar.

Trambouze et al. Tarafından yapılan testlere göre, pelletlerin dayanımı 1.0–1.3 MPa (145–189 psi) arasında değişir (Birkaç pellet için yapılan deneylerden elde edilmiştir).

Bir pellet boyutu, şekli ve porozitesini seçme; yüksek reaktivite, yüksek kırılma dayanımı ve düşük basınç düşüşünü temin etme arasında bir ―trade–off*‖ işlemidir.

Reaksiyon hızını arttırıcı yüksek reaktivite, küçük porları gerektiren geniş iç yüzey alanlarına sahip, poröz bir pelletin olmasını gerektirir.

—————————————————————————————————————

Molding : Ergiterek kalıba dökme Extrusion : Isıtarak şekil verme

Diatome toprağı : Su yosunları sınıfından mikroskopik alglerin fosilleşmiş silisli kabuklarından oluşmuş çökelti.

*trade–off : İki şeyden birini tercih etme, örneğin; hem yüksek kalite hem ucuz maliyet ikisi bir arada olamaz.