Coordonator stiintific:Prof.Dr.Ing.Alexandru Stefan
Student:Mitu Raluca-Angela
Grupa 1141,Anul IV,Sectia SIPOL
2010
Universitatea Politehnica Bucureşti
Chimie Aplicată şi Stiinţa Materialelor
Cuprins
Cap. I. Tema de proiesct si date de proiectareCap. II. Scurt istoric privind polimerizarea clorurii de vinil, tehnologii de polimerizare si reactoare de polimerizare Cap. III. Fisa procesului tehnologic, rolul si locul reactorului in schema TehnologicaCap. IV. Tipul de reactor,modelul fizic al fazei de polimerizare si al reactorului de polimerizareCap. V. Schema cinetica si modelul cinetic al procesului de polimerizare Radicalica5.1. Schema cinetica a modelului Bulle 5.2. Modelul cinetic Bulle si ipotezele modelului 5.3. Calculul duratei totale necesare atingerii conversiei finale.Durata unei sarje 5.4. Variatia conversiei monomerului, a numarului de moli de monomer, viteza de reactie si volumul celor doua fazeCap. VI. Modelarea reactorului 6.1. Dimensionarea tehnologica a reactorului 6.1.1. Dimensionarea volumica a reactorului 6.1.2. Variatia caldurii de reactie functie de timp 6.1.3. Bilantul de caldura de reactie 6.1.4. Coeficientul partial de transfer termic de partea mediului de reactie 6.1.5. Coeficientul partial de transfer termic de partea apei de racire din manta prin convectie fortata si convectie libera 6.1.6. Coeficientul total de transfer termic 6.1.7. Verificarea ariei suprafetei de transfer termic 6.2. Calculul duratei de incarcare a reactoruluiCap. VII. Calculul mecanic sumar al reactorului 7.1. Calculul grosimii peretelui, fundului si capacului reactorului de polimerizare din considerente de rezistenta materialului 7.2. Calculul diametrelor racordurilor de alimentare si evacuareCap. VIII. Automatizarea reactorului si analiza schemei de automatizare si controlCap. IX. Bibliografie Cap.X. Material grafic: schita la scara a reactorului, diagrame si grafice
1.1 Tema de proiectare:
2
Sa se proiecteze un reactor cu amestecare perfecta pentru polimerizarea clorurii de vinil in suspensie prin procedeul discontinuu. Reactorul este operat izoterm si se va considera modelul cinetic Bulle ( modelul cu repartitie a fazelor: faza monomera este eterogena, faza polimera este omogena ).1.2 Date de proiectare:Numarul de ordine: n=1…20 Se particularizeaza pentru n=1 1) Parametri constructivi ai reactoruluiIn etapa de incarcare are loc concomitent si incalzirea amestecului de reactie pina la temperatura de reactie, incalzirea se face cu abur saturat de 2 at avind o umiditate de 5+0.5*n % grautate ce condenseaza in mantaua reactorului, coeficientul total de transfer termic in perioada incarcarii
este 350 Wm-2K-1 ;Coeficientul de zveltete al reactorului z := H/D z(n):=1.1+0.05*n
Conductivitatea termica a materialului peretelui reactorului: perete 45 watt m1 K
1Mantaua se construieste astfel ca diametrul ei interior sa fie cu 50 mm mai mare decit diametrul exterior al reactorului. Pentru grosimea peretelui reactorului se considera dp = 20 mm si se va verifica prin calcul de rezistenta mecanica.p 20 mm m 100 mm
Turatia agitatorului: na n( )100 5 n
2 rad min
1 na n( ) 0.279 s1
z n( ) 1.15Diametrul agitatorului da = D/2:
2) Parametri de operare tehnologica
Capacitatea de productie : C n( ) 1 104 500 n ton yr
1
C n( ) 0.302 kg s1
Numarul de ore lucratoare pe an: Tl 8000 hrCapacitatea de productie raportata la timpul de lucru: Cl n( ) C n( ) Tl
Coeficientul de umplere initiala a reactorului: 0.75
Durata auxilara ( durata de incarcare, descarcare si alte operatii auxiliare ):
Coeficientul de dilatare termica a apei la temperatura medie: suspensie PVC
Preluarea caldurii de reactie se face prin manta, prin care circula apa avind temperatura la intrare Tai si la iesire Tae :
3
4
Tai 293 K Tae 303 K Cl n( ) 8.693 106 kg
3) Proprietati fizice si cinetice ale mediului de reactie
Temperatura de reactie Tr n( ) 273 50 0.5 n( ) KConcentratia initiala a initiatorului: I0 n( ) 0.020 0.0012 n( ) mole liter
1 taux 3 hr 2.41 10
4 K1I0 n( ) 21.2 m
3mol
Raportul masic initial apa/monomer: r 2 0.1 n r 2.1Conversia finala: XMf n( ) 0.75 0.005 n in fractie molara
Entalpia de reactie: HR 22.9 kcal mole1
Constanta vitezei reactiei de descompunere a initiatorului:Tr n( ) 323.5K
k0 T( ) 6.1 1019 e
15460 KT
hr
1 T in Kelvin k0 Tr n( )( ) 2.98 105 s
1
Masa moleculara a monomerului: Mm 62.5 gm mole1
XMf n( ) 0.755Masa moleculara a initiatorului: Mi 242 gm mole1
Parametrii cinetici ai modelului:
- constanta vitezei reactiei de terminare in faza I: ktI 1 1013 liter mole
1 min1
- constanta vitezei reactiei de terminare in faza II: ktII 3 1010 liter mole
1 min1
- constanta vitezei de propagare: kp 7 105 liter mole
1 min1
- coeficientul de separare al fazelor pentru monomer: KM 0.4
- coeficientul de separare al fazelor pentru initiator: KI 1.0
- eficienta initierii: f 0.7
Densitatea monomerului:
m T( ) 947.1 1.746 T 273 K( ) K1 3.24 10
3 T 273 K( )2 K
2 kg m3
m Tr n( )( ) 850.664 m3
kg
5
Constanta globala a vitezei de reactie in faza I::
kI T( ) kp2 f k0 T( )
ktI kI Tr n( )( ) 5.837 10
6 m1.5
s1
mol0.5
Constanta globala a vitezei de reactie in faza II:T in Kelvin
kII T( ) kp2 f k0 T( )
ktII kII Tr n( )( ) 1.066 10
4 m1.5
s1
mol0.5
Densitatea polimerului; p 1380 kg m3
Caldura specifica masica a apei:
cpa T( ) 4190 4.048 T 273 K( ) K1 1.31 10
2 T 273 K( )2 K
2 joule kg1 K
1
cpa Tr n( )( ) 4.019 103 m
2K
1s
2
Caldura specifica masica a monomerului:
cpm T( ) 1245.6 5.4 T 273 K( ) K1 joule kg
1 K1
cpm Tr n( )( ) 1.518 103 m
2K
1s
2
Viscozitatea dinamica a apei: T in Kelvin
a T( ) 2.78 105 e
528
126.52 T 273 K( ) K1
kg m
1 sec1
a Tr n( )( ) 5.488 104 m
1kg s
1 T in Kelvin
Viscozitatea dinamica a monomerului:
m T( ) 1.352 105 e
745
273.15 T 273 K( ) K1
kg m
1 sec1
T in Kelvinm Tr n( )( ) 1.351 10
4 m1
kg s1
6
Conductivitatea termica a apei:
a T( ) 1999 1 0.003 T 273 K( ) K1 joule m
1 hr1 K
1
a Tr n( )( ) 0.639 m kg K1
s3
T in Kelvin
Conductivitatea termica a monomerului;
m T( ) 480.6 1.2351 T 273 K( ) K1 joule m
1 hr1 K
1
m Tr n( )( ) 0.116 m kg K1
s3
T in KelvinConductivitatea termica a polimerului:
p 590 joule m1 hr
1 K1 p 0.164 m kg K
1s
3 T in Kelvin
Densitatea apei:
T in Kelvina T( )
1001.23
1 7.95 105 T 273 K( ) K
1 3.74 106 T 273 K( )
2 K2
kg m3
a Tr n( )( ) 987.842 m3
kg
Caldura specifica masica a polimerului: cpp 240 cal kg1 K
1
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
5.2 Modelul cinetic Bulle.Bulle elimina ipotezele din modelul Hamielec a caror validitate nu este demonstrata si
anume: ajustarea modelului prin parametrul Q, desfasurarea polimerizarii dupa conversia de gel si forma disstributiei maselor moleculare ( DMM). El costruieste modelul pe baza principiilor fundamentale. Introduce si el ipoteze referitoare la constantele cinetice ale reactiilor elementare. Calitatea modelului nu poate fi apreciata, dar reprezentarea procesului este cea mai apropiata de ceea ce se intampla in realitate. Modelul prezinta urmatoarele caracteristici:
a.) ecuatiile cinetice sunt aceleasi in ambele faze ale sistemului;b.) se presupune o repartitie de echilibru pentru principali componenti ( monomer,
initiator radicali, polimer ) intre cele doua faze;c.) se considera actiunea simultana a mai multor initiatori ( AIBN ( azoizobutironitril ),
diizopropilperoxid, lauroilperoxid, sebacoilperoxid );d.) cele doua faze se considera fiecare ideal amestecate ( ipoteza discutabila ).Repartitii de echilibru. Repartitia unui component j intre cele doua faze este data de
o relatie de forma:cjII = Kj cjI
in care: c - concentratia; Kj - constanta de echilibru de repartitie a componentului j;
I si II- faza de monomer ( eterogena ) , respectiv faza de polimer ( omogena ).Constantele de echilibru depind de natura componentului. Determinarea lor experimentala este dificila, valoarea lor fiind estimata si nu direct masurata
Pentru polimer, din cauza solubilitatii foarte reduse in monomer, KP = , pentru initiator,
din lipsa datelor, Ki = 1, pentru monomer, pentru monomer KM = 0,4
18
Fractiile de volum ale fazelor. La calculul fazelor de volum ale fazelor se tine seama ca monomerul se repartizeaza de fapt in trei faze:
- faza eterogena practic de monomer pur;- faza omogena, polimer plastifiat cu monomer;- faza de gaz, deasupra spatiului lichid din reactor.
In momentul initial al polimerizarii spatiul de gaz se satureaza cu monomer la temperatura si presiunea de lucru. Pe masura ce polimerizarea avanseaza, din cauza contractiei de volum a fazei polimere, spatiul de gaz se mareste si se evapora o cantitate suplimentara de monomer.La terminarea primei etape a polimerizarii faza monomera dispare si sistemul de reactie se transforma din eterogen in omogen
Ecuatii de transformare. Evolutia cinetica a sistemului izoterm este data de ecuatiile de transformare. Se fac urmatoarele ipoteze in scrierea ecuatiilo cinetice:
- particulele fazei disperse (picaturi de monomer trecand in polimer) sunt izoterme in ambele faze componente;
- efectul simultan al mai multor initiatori este aditiv;- consumul de monomer in reactia de initiere si in cea de transfer la monomer este
neglijabil pentru bilantul monomerului;- se admite ipoteza cvasistationaritatii pentru numarul de moli de radicali in unitatea de
timp.Studiul cinetic:Consumul de monomer in reactia de initiere si cea de transfer cu monomerul este neglijabil.
19
Constantele vitezelor de propagare in cele doua faze sunt egale: kpI = kpII = kp.
Constantele vitezelor de descompunere a initiatorului in cele doua faze sunt egale: k0I = k0II = k0.
Constantele vitezelor de terminare in cele doua faze sunt diferite: ktII < ktI si kII > kI, deci
viteza reactiei de consum a monomerului in faza eterogena este mai mica decat viteza reactiei de consum a monomerului in faza omogena, vrMI < vrMII.
Ecuatia de bilant pentru initiator:tni
d
d k0 T( ) ni
Ecuatia de bilant pentru monomer, valabila pentru X<X0::
Concentratia initiala a monomerului in faza eterogena este concentratia monomerului pur, mI,0 = mI:
mI T( )m T( )
Mm
nMs T( )nM0
p
m T( )
1 KMKM
1XMs T( )
1
1m T( )
p
KM
1 KM
XMs T( )nM0 nMs T( )
nM0
XMs Tr n( )( ) 0.709
Volumul total al amestecului de reactie la momentul de timp curent t:
V nM1
m T( )
Mm
1p
Mm
nM01p
Mm
Polimerizarea decurge cu contractie de volum.
Volumul fazei polimere: VII nMMm
p
1
1 KM nM0
Mm
p
1
1 KM
Volumul fazei monomere: VI V VII
20
A T( ) kI T( ) mI T( ) II n( )0.5
Mm
p
Mm
p
KM
1 KM
kII T( ) mII T( ) III n( )0.5
Mm
p
1
1 KM
A Tr n( )( ) 1.74 104 s
1
B T( ) kI T( ) mI T( ) II n( )0.5
Mm
p
KM
1 KM kII T( ) mII T( ) III n( )
0.5Mm
p
1
1 KM
B Tr n( )( ) 1.906 104 s
1
Viteza globala a reactiei de consum a monomerului este:tnM
d
d vrMI VI vrMII VII
In faza omogena variatia in timp a numarului de moli este:tnM
d
d A nM B nM0
nM0
nMs
nM1
A nM B nM0
d0
ts
t1
d ts T( )1
A T( )ln
A T( ) B T( )1 XMs T( )( ) A T( ) B T( )
ts Tr n( )( ) 1.226 104 s durata
atingerii conversiei de gelIn faza eterogena, pentru care viteza reactiei de consum a monomerului vrMI = 0, variatia in
timp a numarului de moli este:
tnM
d
d kII mII III
0.5 VII nM mII VII
nMs
nMf
nM1
nM
d kII III0.5
ts
tf
t1
d
tf T( ) ts T( )1
kII T( ) III n( )0.5
ln1 XMf n( )( )1 XMs T( )
tf Tr n( )( ) 1.261 104 s
21
10Variatia in timp a conversiei monomerului in faza omogena:
t1 0 mints Tr n( )( )
ts Tr n( )( )XMI T t1( )
A T( ) B T( )A T( )
1 eA T( ) t1
Variatia conversiei monomerului functie de timp in faza eterogena este:
XMII T t2( ) 1 1 XMs T( )( ) ekII T( ) III n( )
0.5 t2 ts Tr n( )( )( )
t2 ts Tr n( )( ) ts Tr n( )( )tf Tr n( )( ) ts Tr n( )( )
tf Tr n( )( )
t1031.226·1032.452·1033.678·1034.904·1036.13·1037.356·1038.582·1039.808·1041.103·1041.226·10
s
XMI Tr n( ) t1( )0
0.023
0.051
0.085
0.128
0.181
0.247
0.329
0.429
0.554
0.709
t241.226·1041.23·1041.233·1041.237·1041.24·1041.244·1041.247·1041.251·1041.254·1041.258·1041.261·10
s
XMII Tr n( ) t2( )0.709
0.714
0.719
0.723
0.728
0.733
0.737
0.742
0.746
0.751
0.755
22
0 5 103 1 10
4 1.5 104
0
0.2
0.4
0.6
0.8
XMI Tr n( ) t1( )
XMII Tr n( ) t2( )
t1 sec t2 sec
Variatia conversiei monomerului functie de timp in faza omogena: XMI(Tr(n), t1)Variatia conversiei monomerului functie de timp in faza eterogena: XMII(Tr(n), t2)
Durata unei sarje: tT tf Tr n( )( ) taux tT 2.341 104 s
Numarul de sarje pe an: ns floorTl
tT
1 ns 1.231 103
Cantitatea de suspensie de PVC pe sarja: mPVCCl n( )
ns mPVC 7.062 10
3 kg
Cantitatea initiala de monomer pentru o sarja: mCVmPVC
XMf n( ) mCV 9.354 10
3 kg
Concentratia initiala a monomerului: nM0mCV
Mm nM0 1.497 10
5 mol
Cantitatea initiala de apa pentru o sarja: ma r mCV ma 1.964 104 kg
Volumul initial de monomer pentru o sarja: VCVmCV
m Tr n( )( ) VCV 10.996 m
3
23
Volumul initial de apa pentru o sarja: Vama
a Tr n( )( ) Va 19.884 m
3
Volumul initial al amestecului de reactie: Vam VCV Va Vam 30.88 m3 V0 1m
3
Volumul reactorului: V floorVam
V0
1 V 42 m3
Se face ipoteza ca procesul ar decurge in faza eterogena, cu viteza reactiei de consum a monomerului constanta si egala cu viteza maxima de polimerizare.
Viteza maxima de polimerizare in faza eterogena se atinge cand XM = XMs, corespunzator disparitiei fazei eterogene.
Variatia in timp a numarului de moli de monomer in faza polimera:
tnM
d
d nMs A nM0 B vrMmax VII
Numarul de moli de monomer in faza monomera: nMI T t1( ) nM0 1 XMI T t1( )( )
Numarul de moli de monomer in faza polimera: nMII T t2( ) nM0 1 XMII T t2( )( )
Numarul de moli de monomer in momentul separarii fazelor:
nMs T( )nM0
p
m T( )
1 KMKM
1 nMs Tr n( )( ) 4.359 10
4 mol
24
t1031.226·1032.452·1033.678·1034.904·1036.13·1037.356·1038.582·1039.808·1041.103·1041.226·10
s
nMI Tr n( ) t1( )51.497·1051.463·1051.421·1051.369·1051.305·1051.225·1051.127·1051.005·1048.538·1046.671·1044.359·10
mol
t241.226·1041.23·1041.233·1041.237·1041.24·1041.244·1041.247·1041.251·1041.254·1041.258·1041.261·10
s
nMII Tr n( ) t2( )44.359·1044.284·1044.211·1044.138·1044.068·1043.998·1043.929·1043.862·1043.796·1043.731·1043.667·10
mol
0 5 103 1 10
4 1.5 104
0
5 104
1 105
1.5 105
nMI Tr n( ) t1( )
nMII Tr n( ) t2( )
t1 sec t2 sec
Variatia numarului de moli de monomer in faza monomera functie de timp: nMI( Tr(n), t1)Variatia numarului de moli de monomer in faza polimera functie de timp: nMI( Tr(n), t1)
Volumul amestecului de reactie in faza polimera:
VII T t2( ) nMII T t2( )Mm
p
1
1 KM nM0
Mm
p
1
1 KM
25
26
Volumul amestecului de reactie in faza monomera:
VI T t1( ) nMI T t1( ) MmKM
1 KM1
p
1
m Tr n( )( )
nM0 MmKM
1 KM
1
p 1m
3
t1031.226·1032.452·1033.678·1034.904·1036.13·1037.356·1038.582·1039.808·1041.103·1041.226·10
s
VI Tr n( ) t1( )11.996
11.644
11.21
10.671
10.005
9.181
8.16
6.896
5.332
3.396
1
m3
t241.226·1041.23·1041.233·1041.237·1041.24·1041.244·1041.247·1041.251·1041.254·1041.258·1041.261·10
s
VII Tr n( ) t2( )8.006
8.063
8.118
8.173
8.226
8.279
8.331
8.382
8.432
8.481
8.529
m3
0 5 103 1 10
4 1.5 104
0
5
10
15
VI Tr n( ) t1( )
VII Tr n( ) t2( )
t1 sec t2 sec
Variatia volumului amestecului de reactie in faza monomera functie de timp: VI(Tr(n), t1)Variatia volumului amestecului de reactie in faza polimera functie de timp: VII(Tr(n), t2)
27
Se verifica viteza maxima de polimerizare: vrMmax1 T( ) kII T( ) mII T( ) III n( )0.5
vrMmax1 Tr n( )( ) 2.671 mol s1
m3
Viteza reactiei de consum a monomerului in faza eterogena:
t3 0 sec 442 sec ts Tr n( )( ) 40 secvrMI T t3( ) kI T( )
nMI T t3( )
VI T t3( ) II n( )
0.5
Viteza reactiei de consum a monomerului in faza omogena:
vrMII T t2( ) kII T( )nMII T t2( )
VII T t2( ) III n( )
0.5
t30
442
88431.326·1031.768·1032.21·1032.652·1033.094·1033.536·1033.978·1034.42·1034.862·1035.304·1035.746·1036.188·10
...
s
vrMI Tr n( ) t3( )0.335
0.336
0.337
0.338
0.339
0.34
0.341
0.343
0.344
0.346
0.348
0.35
0.353
0.356
0.359
...
mol s1
m3
t241.226·1041.23·1041.233·1041.237·1041.24·1041.244·1041.247·1041.251·1041.254·1041.258·1041.261·10
s
vrMII Tr n( ) t2( )2.671
2.607
2.545
2.485
2.426
2.369
2.314
2.261
2.209
2.158
2.109
mol s1
m3
28
29
0 5 103 1 10
4 1.5 104
0
1
2
3
vrMI Tr n( ) t3( )
vrMII Tr n( ) t2( )
t3 sec t2 sec
Variatia vitezei reactiei de consum a monomerului in faza eterogena: vrMI(Tr(n), t3)Variatia vitezei reactiei de consum a monomerului in faza omogena: vrMII(Tr(n), t2)
Calculul duratei pentru care se atinge viteza maxima de polimerizare:
nM0
nMs
nM1
d nMs A nM0 B( )0
t1s
t1
d
Densitatea amestecului de reactie in punctul de gel: g T( )1
XMs T( )
p
1 XMs T( )m T( )
g Tr n( )( ) 1.168 103 m
3kg
30
VI. Modelarea reactorului6.1 Dimensionarea tehnologica a reactorului:6.1.1 Dimensionarea volumica a reactorului
Calculul geometriei reactorului:
Fundul reactorului se considera eliptic si volumul acestuia se calculeaza cu relatia:
Vf = D3/24 si inaltimea fundului este h = D/4. Volumul partii cilindrice este:
Vc = D2Hc/4. Tinind seama de coeficientul de zveltete se poate calcula diametrul reactorului.
DV
z n( )4
24
1
3
D 3.437m
Diametrul agitatorului: daD
2 da 1.719m
Inaltimea partii cilindrice a reactorului: Hc z n( ) D Hc 3.953m
Inaltimea fundului reactorului: hD
4 h 0.859m
Inaltimea totala a reactorului: H Hc 2 h H 5.672m
Aria suprafetei de transfer termic corespunde portiunii initiale pline a reactorului inclusiv pe fundul eliptic al reactorului:
Att D Hc D
2
4 Att 41.296 m
2
Diametrul exterior al reactorului: p 20 mm De D 2 pDe 3.477m
Diametrul interior al mantalei reactorului: Dmi De 2 m Dmi 3.677m
31
6.1.2. Variatia caldurii de reactie functie de timp 6.1.3. Bilantul de caldura pe reactor:
Debitul de caldura generat de reactia de polimerizare se alege ca valoarea maxima a acestuia:
QR X( )mCV X( )
Mm
dX
dt HR( )
Numarul initial de moli de monomer: nM0 1.497 105 mol
32
Caldura de reactie pentru X<XMs: QRI T t1( ) vrMI T t1( ) HR( ) VI T t1( )
Caldura de reactie pentru X>XMs: QRII T t2( ) vrMII T t2( ) HR( ) VII T t2( )
Caldura maxima de reactie: ts1 ts Tr n( )( ) ts1 1.226 104 s
QRmax T ts1( ) vrMmax1 T( ) HR( ) VII T ts1( )
QRmax Tr n( ) ts1( ) 2.051 106 s
3m
2kg
t1031.226·1032.452·1033.678·1034.904·1036.13·1037.356·1038.582·1039.808·1041.103·1041.226·10
s
QRI Tr n( ) t1( )53.856·1053.769·1053.661·1053.527·1053.361·1053.157·1052.903·1052.589·1052.2·1051.719·1051.123·10
s3
m2
kg
t241.226·1041.23·1041.233·1041.237·1041.24·1041.244·1041.247·1041.251·1041.254·1041.258·1041.261·10
s
QRII Tr n( ) t2( )62.051·1062.015·1061.981·1061.947·1061.914·1061.881·1061.848·1061.817·1061.786·1061.755·1061.725·10
s3
m2
kg
33
0 5 103 1 10
4 1.5 104
0
5 105
1 106
1.5 106
2 106
2.5 106
QRI Tr n( ) t1( ) kg m2 sec
3
QRII Tr n( ) t2( ) kg m2 sec
3
t1 sec t2 sec
Variatia caldurii de reactie pentru X<XMs functie de conversia monomerui QRI(Tr(n), t1)Variatia caldurii de reactie pentru X>XMs functie de conversia monomerui QRI(Tr(n), t1)
Dimensionarea termica a reactorului se face la solicitarea termica maxima:
QRmax Tr n( ) ts1( ) 2.051 106 s
3m
2kg
Debitul apei de racire la solicitarea termica maxima se determina din ecuatia de bilant de caldura:
TmedaTai Tae
2 Tmeda 298K Ta Tae Tai
Ta 10K
GaQRmax Tr n( ) ts1( )
cpa Tmeda( ) Ta Ga 50.051 s
1kg
Diferenta medie logaritmica de temperatura: T0 Tr n( ) TaiTA Tr n( ) Tae
TmedT0 TA
lnT0
TA
T0 30.5K TA 20.5KTmed 25.17K
34
6.1.4.Calculul coeficientului partial de transfer termic de partea mediului de reactie:Initial in ractor se afla o faza continua omogena lichid - lichid ( monomer - apa ) iar ulterior pe masura ce apare polimerul se considera sistemul dispers eterogen lichid - solid (faza continua - faza dispersa).
Medierea proprietatilor fizice ale mediului de reactie se face in raport cu fractia de volum a monomerului ( pentru faza continua ) si respectiv polimerului ( pentru faza dispersa ).
Fractia de volum a monomerului in faza continua:
mCV T t1( ) nMI T t1( ) Mm m T t1( )
mCV T t1( )
m T( )
mCV T t1( )
m T( )
ma
a T( )
-in faza eterogena masa de polimer este: mpI T t1( ) nMI T t1( ) Mm XMI T t1( )
-in faza omogena masa de polimer este:mpII T t2( ) nMII T t2( ) Mm XMII T t2( ) nM0 Mm XMs T( )
Fractia de volum a polimerului
p T t2( )
mpII T t2( )
p
mpII T t2( )
p
ma
a T( )
35
mCV Tr n( ) t1( )39.354·1039.142·1038.88·1038.555·1038.154·1037.656·1037.041·1036.279·1035.336·1034.169·1032.724·10
kg
m Tr n( ) t1( )0.356
0.351
0.344
0.336
0.325
0.312
0.294
0.271
0.24
0.198
0.139
mpI Tr n( ) t1( )0
206.97
449.884
730.22131.046·1031.389·1031.741·1032.064·1032.292·1032.311·1031.931·10
kg
mpII Tr n( ) t2( )38.56·1038.54·1038.521·1038.501·1038.481·1038.46·1038.44·1038.42·1038.4·1038.38·1038.359·10
kg
p Tr n( ) t2( )0.238
0.237
0.237
0.237
0.236
0.236
0.235
0.235
0.234
0.234
0.234
0 3 103 6 10
3 9 103 1.2 10
4 1.5 104
0.1
0.2
0.3
0.4
m Tr n( ) t1( )
t1 sec
Variatia fractiei de volum a monomerului functie de conversia monomerului.
36
1.22 104 1.23 10
4 1.24 104 1.25 10
4 1.26 104 1.27 10
40.233
0.234
0.236
0.237
0.238
p Tr n( ) t2( )
t2 sec
Variatia fractiei de volum a polimerului functie de conversia monomerului.
Proprietatile fizice ale fazei eterogene:
- densitatea:
fe T t1( ) m T t1( ) m T( ) 1 m T t1( )( ) a T( ) fe Tr n( ) ts Tr n( )( )( ) 968.813 m3
kg
- viscozitatea:
fe T t1( )m T( )
a T( )
m T t1( )
a T( )
- conductivitatea termica:
fe T t1( ) m T t1( ) m T( ) 1 m T t1( )( ) a T( )
- caldura specifica masica:
cpfe T t1( ) m T t1( ) cpm T( ) 1 m T t1( )( ) cpa T( )
Proprietatile fizice ale fazei omogene:
- densitatea:
fo T t2( ) p T t2( ) p 1 p T t2( )( ) fe T ts Tr n( )( )( )
37
- viscozitatea:
fo T t2( ) fe T ts Tr n( )( )( ) 1 2.5 p T t2( ) 7.5 p T t2( )2
- conductivitatea termica:
fo T t2( ) fe T ts Tr n( )( )( )2 fe T ts Tr n( )( )( ) p 2 p T t2( ) fe T ts Tr n( )( )( ) p( )2 fe T ts Tr n( )( )( ) p p T t2( ) fe T ts Tr n( )( )( ) p( )
- caldura specifica masica:
cpfo T t2( ) p T t2( ) cpp 1 p T t2( )( ) cpfe T ts Tr n( )( )( )
38
fe Tr n( ) t1( )938.996
939.714
940.619
941.765
943.225
945.097
947.523
950.704
954.944
960.717
968.813
m3
kg
fo Tr n( ) t2( )31.067·1031.066·1031.066·1031.066·1031.066·1031.066·1031.066·1031.065·1031.065·1031.065·1031.065·10
m3
kg
fe Tr n( ) t1( )-43.332·10-43.356·10-43.387·10-43.427·10-43.479·10-43.546·10-43.635·10-43.755·10-43.921·10-44.16·10-44.518·10
s1
m1
kg
fo Tr n( ) t2( )-49.12·10-49.109·10-49.097·10-49.086·10-49.074·10-49.062·10-49.051·10-49.039·10-49.027·10-49.015·10-49.004·10
s1
m1
kg
fe Tr n( ) t1( )0.453
0.456
0.459
0.464
0.469
0.476
0.486
0.498
0.514
0.536
0.567
K1
s3
m kg
fo Tr n( ) t2( )0.317
0.317
0.317
0.317
0.317
0.317
0.318
0.318
0.318
0.318
0.318
K1
s3
m kg
cpfe Tr n( ) t1( )33.129·1033.142·1033.158·1033.179·1033.206·1033.24·1033.284·1033.342·1033.419·1033.525·1033.672·10
K1
s2
m2
cpfo Tr n( ) t2( )33.038·1033.039·1033.04·1033.041·1033.042·1033.044·1033.045·1033.046·1033.047·1033.048·1033.049·10
K1
s2
m2
Criteriul Prandtl pentru faza eterogena la conversie Xs:
Prfe T t1( )fe T t1( ) cpfe T t1( )
fe T t1( ) Prfe Tr n( ) ts1( ) 2.927
39
Criteriul Reynolds pentru faza eterogena la conversie nula:
Refe T t1( )na n( ) da
2 fe T t1( )fe T t1( )
Refe Tr n( ) ts1( ) 1.764 106
Ecuatia criteriala de transfer termic este:
Nufe T t1( ) 0.36 Refe T t1( )0.67 Prfe T t1( )
0.33fe T t1( )
perete T t1( )
0.14
Se neglijeaza raportul viscozitatilor si se calculeaza numarul Nusselt:
Nufe T t1( ) 0.36 Refe T t1( )0.67 Prfe T t1( )
0.33 Nufe Tr n( ) ts1( ) 7.86 103
Coeficientul partial de transfer termic de partea mediului de reactie:
fe T t1( )Nufe T t1( ) fe T t1( )
da fe Tr n( ) ts1( ) 2.592 10
3 K1
s3
kg
40
fe Tr n( ) t1( )32.298·1032.306·1032.316·1032.329·1032.344·1032.364·1032.389·1032.422·1032.464·1032.519·1032.592·10
K1
s3
kg
41
6.1.5Calculul coeficientului partial de transfer termic de partea apei de racire (in mantaua reactorului) prin convectie fortata si convectie libera sau naturala::
Diametrul hidrodinamic echivalent pentru calculul numarului Reynolds este dech = 4Sc/Pu:
dech m
Viteza de curgere a apei prin spatiul inelar al mantalei reactorului:
va4 Ga
a Tmeda( ) Dmi2
De2
va 0.045 s1
m
Criteriul Reynolds:
Reava dech a Tmeda( )
a Tmeda( ) Rea 4.912 10
3
Ecuatia criteriala valabila pentru Rea < 5 10^5:
42
Criteriul Prandtl: Praa Tmeda( ) cpa Tmeda( )
a Tmeda( ) Pra 6.223
Daca se neglijeaza raportul viscozitatilor, se poate calcula numarul Nusselt:
Nua 0.66 Rea0.5 Pra
0.33 Nua 84.565
Coeficientul partial de transfer termic de partea apei de racire:
acfNua a Tmeda( )
Hc acf 12.77 K
1s
3kg
Deoarece valoarea lui a este foarte mica se considera convectia libera.
43
Se scrie egalitatea fluxurilor termice:
Q
H D r Tr n( ) Tpi( )
perete
p Dmed Tpi Tpe( ) acn De Tpe Tmeda( )
Tpi
TpeD
Dmed
fe Tr n( ) ts1( ) pperete
Tr n( )
1D
Dmed
fe Tr n( ) ts1( ) pperete
Tpi Tpe
De
Dmed
acn pperete Tpe Tmeda( )
Diametrul mediu logaritmic al reactorului: DmedDe D
lnDe
D
Dmed 3.457m
-ecuatia criteriala : Nu=0.129 x (Gr x Pr )^0.33
Coeficientul partial de transfer termic de partea apei pentru Gr*Pr>10^8 se calculeaza cu relatia:
acna Tmeda( )
Hc0.129
g Hc3 a Tmeda( )
2
a Tmeda( )2
Tpe Tmeda( ) Pra
0.33
g 9.81 m sec2
44
Calculul temperaturii peretelui exterior al reactorului:
not11 Tmeda Tpe( )a Tmeda( )
Hc0.129
g Hc3 a Tmeda( )
2
a Tmeda( )2
Tpe Tmeda( ) Pra
0.33
not12 Tp2 n( )
Tp2D
Dmed
fe Tr n( ) ts1( ) pperete
Tr n( )
1D
Dmed
fe Tr n( ) ts1( ) pperete
Tp2 325 K
not12 Tp2 n( ) Tp2De
Dmed
p
perete Tp2 Tmeda( ) not11 Tmeda Tp2( )( )
Tp2sol Find Tp2( ) Tp2sol 316.216K
45
Temperatura peretelui interior al reactorului:
Tp1
Tp2solD
Dmed
fe Tr n( ) ts1( ) pperete
Tr n( )
1D
Dmed
fe Tr n( ) ts1( ) pperete
Tp1 320.105K
acna Tmeda( )
Hc0.129
g Hc3 a Tmeda( )
2
a Tmeda( )2
Tp2sol Tmeda( ) Pra
0.33
acn 477.563 K1
s3
kg
Se verifica ipoteza Gr*Pr>10^8, se noteaza c1 = Gr*Pr
c1g Hc
3 a Tmeda( )2
a Tmeda( )2
Tp2sol Tmeda( ) Pra c1 2.002 1013
46
6.1.6.Coeficientul total de transfer termic:
Ktt1
1
acn
p
perete
1
fe Tr n( ) ts1( )
Ktt 341.973 K1
s3
kg
Qt Att Ktt Tmed Qt 3.554 105 s
3m
2kg
QRmax Tr n( ) ts1( ) 2.051 106 s
3m
2kg
Deoarece Qt<QRmax se cauta mijloacele de marire a caldurii transferate.
Qt
QRmax Tr n( ) ts1( )100 17.334
6.1.7.Verificarea ariei suprafetei de transfer termic:Debitul de caldura transferata prin mantaua reactorului:
47
6.2.Calculul duratei de incarcare:
Temperatura aburului saturat de 2 at: Tsat 393 K
Ecuatia de bilant de materiale:
Md
dGm
in care: M - masa amestecului de reactie la momentul de timp curent t in perioada de incalzire; Gm - debitul masic al alimentarii reactorului cu amestecul de reactie.
Ecuatia de bilant de caldura:
M cpfcm T 0 sec( ) T( )
d
dGm cpfcm T 0 sec( ) Ti Ktti Attc Tsat T( )
in care: cpfcm(T,0*sec) - caldura specifica medie a fazei continue ( medierea se face dupa temperatura medie aritmetica intre temperatura din alimentare Ti si temperatura de reactie Tr(n)); T - temperatura curenta a amestecului de reactie la momentul de timp curent t in perioada de incalzire; Ti - temperatura amestecului de reactie din alimentarea reactorului ( la incarcare ); Ktti - coeficientul total de transfer termic corespunzator perioadei de incarcare; Attc - aria suprafetei de transfer termic pe perioada de incarcare.
48
Prin integrarea ecuatiei de bilant de materiale rezulta: M ( ) Gm C1
Constanta de integrare C1 se determina din conditia initiala ( initial reactorul este gol ):
0 M ( ) 0
si deci rezulta: M ( ) Gm
Ecuatia de bilant de caldura se scrie sub forma:
Gm cpfcm T.0 sec( ) T Gm cpfcm T 0 sec( )
Td
d Gm cpfcm T 0 sec( ) Ti Ktti Attc Tsat T( )
Se imparte ecuatia prin Gm*cpfcm(0)*t, si dupa rearanjare ecuatia devine
T
d
dT
1
Ktti AttcGm cpfcm T 0 sec( )
Ti
Ktti AttcGm cpfcm T 0 sec( )
Tsat
Se noteaza:
Ktti Attc
Gm cpfc T 0 sec( ) Ktti Attc
V fcm T 0 sec( ) cpfcm T 0 sec( )4 Ktti
D fcm T 0 sec( ) cpfcm T 0 sec( )
Cu noua notatie ecuatia devine:
T
d
dT
1
Ti
Tsat
Ecuatia diferentiala cu coeficienti variabili se integreaza prin metoda factorului integrant. Se inmulteste fiecare termen cu factorul integrant: t*exp(g*t) si se obtine in membrul sting o diferentiala totala exacta:
T e
d
dTi e
Tsat e
Conditia initiala in raport cu temperatura este:
0 T finita
49
Prin integrare se obtine:
T ( ) TsatTsat Ti
1 e
Pentru T = Tr(n) rezulta durata de incarcare tinc.
Ti 293 K TmedaTi Tr n( )
2 Tmeda 308.25K
fcm T t1( ) m T t1( ) m T( ) 1 m T t1( )( ) a T( )
fcm Tmeda 0 sec( ) 954.598 m3
kg
cpfcm T t1( ) m T t1( ) cpm T( ) 1 m T t1( )( ) cpa T( )
cpfcm Tmeda 0 sec( ) 3.146 103 K
1s
2m
2
Ktti 350 watt m2 K
1
4 Ktti
D fcm Tmeda 0 sec( ) cpfcm Tmeda 0 sec( )
1.356 104 s
1
inc 7200 sec
Given
Tr n( ) TsatTsat Ti inc
1 e inc
sol Find inc( ) sol 5.735 103 s
50
Debitul de abur: Gab r Ktti Attc Tsat T0( ) T0 293 K r 2.206106
Jkg
r - caldura latenta de condensare a aburului saturat uscat; ds 0.5 m L 10 m
Attc ds L Attc 15.708 m2
GabKtti Attc Tsat T0( )
r Gab 0.249 kg s
1
51
VII. Calculul mecanic sumar al reactorului
7.1 Calculul grosimii peretelui, fundului si capacului reactorului de polimerizare prin considerente de rezistenta materialului
Calculul grosimii peretelui reactorului supus la presiunea din interiorul acestuia
Grosimea peretelui corpului cilindric al recipientului executat din virole de tabla asamblat prin suduri cap la cap,se calculeaza dupa relatia: sr= s0+c0
Unde s0 reprezinta grosimea rezultata din calculul de rezistenta c0 se compune din:
cr1- adaosul pentru conditiile de exploatare care tine seama de subtierea peretelui datorata efectului de coroziune sau eroziune
Se alege cr1, conform tabelelor existente in literatura:
cr1 2 mm cr1 2 103 m
cr2- adaosul care tine seama de abaterea negativa la grosimea semifabricantului si subtierii in timpul executie
Se alege cr2, conform tabelelor existente in STAS:
cr2 0.8 mm cr2 8 104 m
Pentru calcularea s0 se definesc urmatorii coeficientii:
Coeficientul de siguranta fata de limita de curgere: cc 1.5Coeficientul de siguranta fata de rezistenta la rupere: cr 2.4Coeficientul de rezistenta al imbinarii sudate, reprezentand raportul dintre rezistenta admisibila a imbinarii sudate si a materialului de baza:
0.652
Presiunea din interiorul reactorului are valoare intre 12-14 atm, astfel alegem:
p 12 atm p 1.216 106 s
2m
1kg
ct 325N
mm2
ct 3.25 10
8 s2
m1
kg
r20- rezistenta de rupere a materialului la temperatura de 200C- se alege conform valorilor din STAS, pentru table cu grosimi mai mici de 100 mm:
r20 550N
mm2
r20 5.5 108 s
2m
1kg
Rezistenta admisibila a imbinarii sudate se defineste cu relatia:
a minct
cc
r20
cr
a 2.167 10
8 s2
m1
kg
Grosimea rezultata din calculul de rezistenta:
s0p D
2 a p s0 0.016m
D 3.437m -diametrul interior al corpului cilindric
Astfel putem calcula c0:
c0 cr1 cr2 c0 1.2 103 m
a- rezistenta admisibila a imbinarii sudatect- limita de curgere a materialului la temperatura de lucru- se alege din STAS, pentru table cu grosimi mai mici sau egale cu 40 mm, otel R510 cu valoarea limita la temperatura de functionare (Tr(n)= 325K)
53
Se calculeaza astfel grosimea peretelui reactorului:
sr s0 c0 sr 0.017m
Grosimea peretelui calculata mai sus se va rotunji la valoarea imediat superioara pentru o grosime de tabla standardizata STAS 437-73:
srSTAS 0.018 m
54
Calculul fundului si capacului reactorului supus la presiunea din interiorul acestuia
Consideram diametrul interior al fundului si capacului egal cu diametrul interior al reactorului
Dimensionarea grosimii fundului si capacului se face cu conditia de rezistenta la presiunea interioara, in recipient, folosind relatia: sf= s0f+c3+c4+c5
s0f- grosimea rezultata din calculul de rezistenta
Pentru a calcula s0f, definim coeficientul de rezistenta al sudurii pentru funduri executate din segmente sau petale:
f 0.6s0f
p D2 f a p
s0f 0.016m
Adaosul suplimentar pentru subtierea tablei:
c3 3 mm c4 2 mm c5 1 mm
sf s0f c3 c4 c5 sf 0.022m
Grosimea fundului respectiv a capacului reactorului calculata mai sus, se rotunjeste la valoarea superioara, din STAS:
sfSTAS 0.022 m
7.2.Calculul racordurilor:
1. Racord alimentare clorura de vinil: VCV 10.996 m3
Debitul volumetric al monomerului: DvCVVCV
sol DvCV 1.917 10
3 s1
m3
55
Se estimeaza viteza de curgere a CV prin racord: wCV 1m
s
DvCV wCV d1
24
d14 DvCV wCV
d1 0.049m
Se standardizeaza diametrul racordului la valoarea:
Se estimeaza viteza de curgere a initiatorului prin racord:
Se standardizeaza diametrul racordului la valoarea:
56
d1STAS 50 mm
Se recalculeaza viteza de curgere: wCV14 DvCV
d1STAS2
wCV1 0.976 s1
m
2. Racord alimentare apa ( pentru obtinerea suspensiei ): Va 19.884 m3
Debitul volumetric al monomerului: DvaVa
sol Dva 3.467 10
3 s1
m3
Se estimeaza viteza de curgere a apei prin racord: wa 1m
s
Dva wa d2
24
d24 Dva wa
d2 0.066m
Se standardizeaza diametrul racordului la valoarea: d2STAS 70 mm
Se recalculeaza viteza de curgere: wa14 Dva
d2STAS2
wa1 0.901 s1
m
3. Racord alimentare initiator : I0 n( ) 21.2 mol m3 Mi 0.242 mol
1kg
Vam 30.88 m3
Numarul de moli de initiator (initial ):nmi Vam I0 n( ) nmi Vam I0 n( ) nmi 654.654mol
Masa initiala de initiator mi nmiMi mi 158.426kg i 1090 kg m3
Volumul de initiator:: Vimi
i
57
Se estimeaza viteza : wabur 10m
s
Gvabur wabur d2abur
24
d2abur4 Gvabur wabur
d2abur 0.04m
Se standardizeaza diametrul racordului la valoarea: d2STASabur 40 mm
Se recalculeaza viteza de curgere: wa1abur4 Gvabur
d2STASabur2
wa1abur 9.852 s1
m
5. Racord evacuare condens din serpentina interioara a reactorului pe perioada de incarcare:
wac 1m
s cond 980
kg
m3
GvcondGabur
cond dr5
4 Gvcond wac
dr5 4.66 103 m dr5STAS 5mm waccalc
4 Gvcond
dr5STAS2
waccalc 0.869 s1
m
58
6. Racord alimentare si evacuare apa de racire:
Debitul masic al apei de racire: Ga 50.051 s1
kg TamedTai Tae
2 Tamed 298K
a Tamed( ) 996.918 m3
kg
Debitul volumetric al apei de racire la temperatura medie intre intrare si iesire:GvaGa
a Tamed( )
Gva 0.05 s1
m3
Se estimeaza viteza de curgere a apei prin racord:
59
Pentru functionarea in conditii de deplina siguranta a instalatiei de obtinere a P.V.C. se impune automatizarea utilajelor si in special a reactoarelor de polimerizare. Sistemul de automatizare al reactorului are drept scop mentinerea temperaturii din reactor la o valoare constanta. Temperatura din reactor se masoara cu o termorezistenta. Semnalul obtinut de la aceasta termorezistenta este comparat cu un semnal etalon corespunzator temperaturii precise, obtinandu-se in acest fel un curent proportional cu abaterea eventuala a temperaturii de la valoarea precisa.
7. Racord pentru golirea reactorului.
Timpul de golire a reactorului: tg 30min
VCV 10.996 m3 Va 19.884 m
3 Vp n( ) XMf n( ) VCV Vp n( ) 8.302 m3
VCVr n( ) VCV Vp n( ) VCVr n( ) 2.694 m3
Viesire n( ) VCVr n( ) Vp n( ) Va Viesire n( ) 30.88 m3
Gvg n( )Viesire n( )
tg Gvg n( ) 0.017 s
1m
3
Se estimeaza viteza de curgere a amestecului de reactie prin racord: wiesire 1m
s
Gvg n( ) wiesire dr7
24
dr74 Gvg n( ) wiesire
dr7 0.148m
Se standardizeaza diametrul racordului la valoarea:
dr7STAS 160mm
Se recalculeaza viteza de curgere:
VIII . Automatizarea reactorului si analiza schemei de automatizare si control
60
Se mai compara de asemenea temperatura de iesire a apei din manta cu cea precisa. Functiile de diferenta dintre cele doua semnale, regulatorul emite un raspuns care actioneaza asupra unei clapete care comanda debitul de apa ( sau de abur). Toate valorile parametrilor se inregistreaza si pot fi urmarite pe un panou de comanda. Cunoscand foarte bine cinetica reactiei de polimerizare se poate anticipa cursul reactiei, iar conducerea ei se poate face in sistem predictiv. Acest sistem poate fi imbunatatit prin reglarea parametrilor cu un sistem electric. Astfel se poate introduce un calculator electric de proces care ar prelua toate functiile inregistratorului si regulatorului.
Intr-un reactor chimic de tip agitator fluxurile de reactanti sunt amestecate pe cale mecanica cu ajutorul unei elice. In foarte multe cazuri amestecarea este asa intensa incat se poate considera cu o buna aproximatie ca amestecarea este perfecta.
Agentul terminc la un reactor termic are rolul de a extrage caldura in cazul reactiilor exoterme si de a ceda caldura in cazul reactiilor endoterme.La un reactor chimic numarul componentilor din fluxul de iesire difera de numarul componentilor din fluxurile de intrare.Reactiile chimice din reactor constituie surse noi de componenti, de produsi de reactie.Gradul de libertate este dat de relatia:
Marimile de executie pentru reactor sunt: debitul si temperatura agentului termic si debitul si temperatura alimentarii reactorului.Comportarea dinamica a reactorului tip agitator este caracterizata printr-o inertie mare.Timpul de raspuns al reactorului la diferite perturbatii depinde in mod direct de mediul de stationare, de viteza reactiei chimice, de gradul de amestecare.
61
Ecuatiile diferentiale sunt:
este volumul reactorului
este debitul de alimentare este concentratia reactantului in alimentare, kmol/s
este concentratia reactantului in reactor, kmol/s
Pe baza gradului de libertate si a comportarii statisce si dinamice a reactorului chimic tip agitator este intocmita schema de automatizare.Debitele celor doi reactanti sunt mentinute constante la valorile dorite si proportionale cu ajutorul a doua SRA-Do, SRA-T foloseste ca marime de executie debitul agentului termic.SRA-N are robinetul de reglare montat pe iesirea din reactor.Pe langa aceste marimi reglate automat, schema de mai sus, cuprinde masurarea compozitiei reactantilor, concentratiei produsului de reactie principal, temperaturilor, debitelor si presiunilor in diferite puncte.Deoarece SRA-T se caracterizeaza prin inertii mari, de multe ori se prefera schema de reglare automata a temperaturii din reactor, in cascada cu temperatura agentului termic.
Sistemul de reglare automata a temperaturii agentului termic, a carui prescriere este data de comanda regulatorului SRA-T in reactor, elimina relativ repede abaterile intervenite in temperatura mediului de racire, datorita actiunilor diferitelor perturbatii.In acest mod sunt eliminate actiunile asupra temperaturii din reactor al unui numar insemnat de perturbatii.Pompa SP din circuitul agentului de racire asigura o circulatie fortata a acestuia, fapt ce conduce la un transfer bun de caldura.In industria chimica moderna se foloseste mult automatizarea, prin ea obtinandu-se: reducerea consumurilor specifice de materii prime,auxiliare si energie, obtinerea unor produse de calitate mai buna, cresterea duratei de functionare a aparatelor si cresterea capacitatii de productie. Prin automatizare se intelege aplicarea la o instalatie sau la un proces a unor aparate si legaturi cu ajutorul carora se realizeaza comanda sau regularea procesului.Desfasurarea proceselor industriale este caracterizata de marimi variabile ca: temperatura, presiune, debit, turatie, frecventa care se numesc parametrii procesului.Reglarea este actiunea prin care se realizeaza aducerea valorii unor parametrii la valoarea necesara asigurarii conditiilor optime.Elementul de executie este acea parte a dispozitivului care face modificarea cantitatii de substanta sau de energie care iese din procesul automatizat.In general este compus din servomotor si organe de reglare. In instaltiile tehnice, se pune problema masurarii si controlul presiunii determinate de corozivitatea fluidelor, temperatura ridicata si caracterul neomogen al acestora.Pentru aceasta se vor utiliza traductori. Automatizarea in industria chimica este cu atat mai rentabila cu cat capacitatea instalatiilor automatizate este mai mare.
62
63
Schema Instalatiei
64
Bibliografie
1. M. Dimonie,Gh. Hubca, Tehnologia sintezei polimerilor, vol. 1 si 2, lito UPB, 1978
2. R. Mihail, Modele cinetice de polireactii, Ed. Stiintifica si Enciclopedica, Bucuresti, 1986
3. N. Goldenberg, N.T. Has, Policlorura de vinil, Ed. Tehnica, Bucuresti, 1972
4. D. Lazar, S. Turcu, I. Voica, Recipienti sub presiune cu amestecator. Indrumar de proiect, Lito UPB, 1979
5. A. Stefan, Reactoare de polimerizare, IPB, Bucuresti, 1987
6. O.Muntean si colab., Reactoare chimice. Studii de caz, vol. 1 si 2, lito, UPB, 1989
65
66