Influence des agrégats sur le rendement d'un réacteur à transport pneumatique

Chemical

Engineering

Science, 1973, Vol. 28, pp. 1875-1884.

Pergamon Press.

Printed in Great Britain

Influence des agr6gat.s sur le rendement d’un rkacteur Atransport pneumatique H. DE LASAt et G. GAU Centre de Cinetique Physique et Chimique, C.N.R.S., Villers-Nancy, France (Received 25 January 1972) Rksume-On a pro&de a I’evahration des performances dun reacteur a transport pneumatique operant a faible vitesse du gaz et forte concentration vohunique du sohde. Ce r&cteur est caract&ist par un grand rapport hauteur-diametre et il est representatif d’un tube d’un rkteur a faisceau multitubulaire avec circulation de la suspension gaz-solide ?Il’inkieur des tubes. Deux techniques experimentales ont et6 mises en oeuvre: adsorption de I’ozone ou decomposition catalytique de l’ozone sur solide poreux. Les phenomenes d’agrkgation des particules qui jouent un role important sur l’hydrodynamique du systeme, n’introduisent aucun freinage diisionnel. Le calcul previsionnel dun rkacteur industriel serait done relativement simple.

1. INTRODUCTION

Au couas de ces demieres an&es, le reacteur a transport pneumatique a fait son apparition en temps que reacteur industriel[2,8]. Dans certaines conditions d’operation (concentration en solide inferieure a 1 pour cent en volume, vitesse du gaz allant jusqu’a 30 mlsec), il a et6 montre [lo] que ce reacteur se comporte comme un reacteur “piston” pour le gaz et pour le solide. NCanmoins, l’operation a faible concentration en solide et a forte vitesse du gaz presente des inconvenients. Nous avons done choisi d’etudier un reacteur a transport pneumatique operant a une vitesse du gaz relativement faible (moins de 10 mlsec) et a une concentration en solide relativement &levee (jusqu’a 20 pour cent). Dans ces conditions, il se presente cependant certains phenomenes nouveaux tels que l’apparition d’agregats de solide qui se forment et se detruisent rapidement. Deux auteurs, Solar Baeza [ 171 et Yousfi [ 181 ont effectuk des etudes afln de caracteriser ce r&irne d’operation du point de vue hydrodynamique. Le but de notre etude Ctait d’evaluer l’inlluence

de ces agregats sur les performances du reacteur. Nous avons’ pens6 que le domaine principal d’application du reacteur a transport pneumatique Ctait celui des reactions catalytiques fortement exo ou endo-thermiques. La surface d’echange de chaleur serait constituee par le paroi du tube lui-meme et on est done ainsi conduit a la notion d’un reacteur form6 d’un faisceau multitubulaire; le catalyseur et le gaz reactionnel circulant a l’interieur de tubes de faible diametre. Pour chaque tube, le rapport hauteur-diambtre serait done trbs ClevC (la longueur des tubes pourrait atteindre 20 m et le diametre des tubes ne depasserait pas 5 cm). 11 Ctait a prevoir, a priori, que dans de telles conditions, meme en presence des agregats, le comportement du reacteur serait voisin de celui d’un reacteur piston sans agglomeration. C’est pourquoi nous nous sommes orient&s vers la verification globale du comportement du reacteur par adsorption et decomposition catalytique de l’ozone, plutot que vers une determination precise des temps de sejour et des temps de contact. En effet le systeme experimental pouvait Ctre choisi de telle sorte que la vitesse globale soit voisine de celle dun pro-

tAdresse actuelle: Planta Photo de Ingenieria Quimica, Universidad National de1 Sur, Bahia Blanca, Argentina.

1875

H. DE LASA et G. GAU

cessus industriel, c’est a dire que cette vitesse devait Ctre suffisamment grande mais qu’il n’etait pas utile qu’elle soit exagerement grande.

mtre &L.

2. ETUDE

voies At-phke

I

EXPERIMENTALE

L’analyse de I’inIIuence de l’agregation sur les performances du reacteur a transport a Cte effecttree au moyen de deux techniques experimentales; l’adsorption de l’ozone sur un support de silicagel macroporeux et la decomposition catalytique de l’ozone sur ce meme support imp&& d’oxyde fenique. 11 faut remarquer que cette demiere technique a CtC utilisee a plusieurs reprises pour ttudier l’efficacid des reacteurs fluidises Calderbank [3, 9,13,14]. On introduit un debit d’oxygene ozonise a un certain niveau de la colonne a transport au-dela de la zone d’acceleration des particules solides. Nous ne nous interessons en effet qu’au fonctionnement du reacteur en r@irne hydrodynamique Ctabli (zone darts laquelle les particules ont une vitesse moyenne constante). Les mesures de concentration d’ozone effect&es aux duErents niveaux de la colonne, tant pour l’adsorption que pour la reaction, montrent bien qu’il apparait dans les deux cas, tout le long de la colonne un profil d&croissant de concentration. Pour analyser ces proflls et afin d’evaluer l’influence de l’agregation, il Ctait necessaire de determiner paralElement la cinetique d’adsorption et la cinetique de decomposition catalytique de l’ozone en lit fixe. L’appareillage est done constitue essentiellement de deux parties: une colonne a transport et un lit fixe. 2.1 Appareillage La Fig. 1 represente le schema du lit fixe utilid. Celui-ci Ctait place B l’interieur d’un tube de verre de 2 cm de dia. et de 40 cm de hauteur, plonge dans un bain thermostatique. L’analyse de I’ozone Ctait effectuee de man&e continue a l’entree et a la sortie du lit par spectrophotometric U.V. a une longueur d’onde A = 2535 A et avec des cellules de 9 cm de longueur. L’echelon de concentration utilise pour Etude de la tine-

Fig. 1. Lit fixe.

tique d’adsorption est r&lisC par l’intermediaire du robinet a 4 voies. L’oir (gaz porteur) est conditionne par utilisation d’un secheur d’air et la teneur d’humidite a CtCmaintenue en-dessous de 30 ppm. La colonne d transport pneumatique dont nous montrons le schema sur la Fig. 2 est constituee des parties suivantes: (a) la colonne elle-mCme: form&e par un tube de 2 cm de dia et 3 m de hauteur; (b) l’alimentateur d’ozone, constitue par un systeme de jets gazeux qui permet d’obtenir une source plane de concentration; (c) le dispositif de recirculation du solide, forme par un cyclone, un tube de retour et un bat de fluidisation. Le tube de retour plonge darts le lit fluidise du bat et on rklise ainsi un “joint hydraulique” permettant de maintenir le bat en leg&e surpression. Par ailleurs, cette surpression Ctait reglable par une vanne placee en haut du bat ce qui permettait de modifier facilement la concentration en solide dans la colonne. Divers dispositifs permettaient de mesurer dans la colonne ?r transport les parametres

1876

Intluence des agrkgats SW le rendement d’un rhcteur h transport pneumatique

en solution aqueuse. Le nitrate ferrique a et6 depose sur le support et decompose a chaud (300°C) afin d’obtenir l’oxyde Fe,O,.

suivants (Fig. 2): (a) concentration moyenne du solide (b) debit de solide (c) concentration d’ozone aux differents niveaux de la colonne (d) debits d’air de fluidisation et de transport (diaphragmes A et B)

r

3. ANALYSE OBTENUS

3.1 Cine’tique d’absorption de l’ozone On a CtudiC la reponse a un echelon de concentration de l’element adsorbable (ozone) introduit a l’entree du lit fixe constitue de particules de (II,), = 0,103 cm. Le front de concentration a la sortie presente un retard et une dispersion. Nous avons tout d’abord, a partir des fronts de percage, d&ermine l’isotherme d’adsorption de l’ozone sur silice. En effet, la quantite “9” d’ozone adsorb&e par unite de poids a CtC calculee au moyen de l’expression suivante:

mesum adsorption

?ichbmo L

q=

I 2 3 4 5 6

DES RESULTATS EN LIT FIXE

Cyclone Vonne pour mesurer le dibit de solide Vonnes pour mesurer lo concentmtion de solide Boc Tube de tronsport Tube de retour

Fig. 2. Lit transport&.

2.2 Materiau solide utilise’ Les particules solides de silicagel utilisees dans nos essais avaient les caracteristiques suivantes: densite apparente des particules: 0,89 (g/cm”); surface specifique: 475 (m’/g); volume poreux: 0,70 (cmYg): dianktre moyen des pores: 30 a 50 A. Ces particules ont CtCtamisCes et broyees afin d’obtenir ditferents Cchantillons solides. En outre, dans le cas de la decomposition catalytique de l’ozone, nous avons pro&de a impregnation du silicagel par du nitrate ferrique

51” (Go-CG) tG

dt

(1)

air F est le debit total du gaz et m est le poids de l’echantillon solide. L’isotherme d’adsorption obtenue, dans les conditions expCrimentales suivantes: temperature 28°C; pression 764 mm Hg; concentration d’ozone entre 0 et 450 ppm; poids de l’echantillon solide m = 48 g, est linkire (Fig. 3). La valeur de la constante d’equilibre est K = 9,5 cm3/g et nous avons pu constater que l’humidite de l’air a une influence t&s faible sur la valeur de cette constante. La solution analytique proposee par Rosen [ 151 pour le cas de l’adsorption en lit fixe avec une isotherme lineaire permet de determiner la diffusivite effective de l’ozone dans les particules de silicagel. Cette solution represente, sous la forme d’une integrale semi-infinie, la concentration reduite & a un CC&in niveau de la colonne Z et a un instant t: m exp [-“IH,(h, fJ =L+2 G 27T, I

1877

v)l

xsin[yh2--yH,(X,

y)]F

(2)

H. DE LASA et G. GAU 2

I

I

I

I

$ Gazporteur de l’ozone

+ Air30ppm Hz0 0 AzoteU 3ppm l-l,0 *Air 50% humidit rel environ

l-5-

++’ /.

h x & \ 0

0

/

00

4+

0.6

,i+ I o#

Eo

/

*

0 bmf-

/ Y

O-5 / +*

‘4

Tm

200

100

300

C c*

~-

400

rw

Fig. 3. Isotherme d’adsorption de I’ozone sur silice.

avec:

Y=

2Dh (t - (Z/u,) ) R2

parametre du temps de contact.

(8)

(3)

(4) H2

=

(

1 + vH$

On a vCrifiC que, dans notre cas, la constante kc representant la conductivite dans le film situ6 autour des particules est toujours t&s &levee. En effet, en utilisant la formule presentee par Kunii ef al. [ 121.

(vH& 2

Sh = 2+0,6(S~)“~(Re,)“~

(9)

Oil

H

=

h[sh(2h)

Dl

H D2

[

+sin (2A)l ch(2h) -cos (2h)

A[sh(2A) -sin

ch(2A) -cos

(2A)] (2A)

1 1 _

1 (5)

et les parametres sans dimension suivants: v=

=

3D;KRGpP R2

3aD;KZp, R2uC

parametre de la tisistance du film autour des particles (6) parambtre de longueur du lit (7)

on obtient, pour (DJm = 0,103 cm et uG = 42.5 cmlsec, la valeur: kG = 10,3 cmlsec. Nous avons CvaluC de cette maniere, I’intCgrale semi-infinie (2) pour ditT&-entes valeurs de 0; et pour une valeur constante de kG it l’aide d’un ordinateur IBM 1800. Ce calcul a CtC effectue par la methode numerique de Rosen [ 161 en tenant compte que la fonction a integrer tend vers zero au fur et a mesure que A croit, A &ant la variable d’integration. On obtient ainsi une seule famille de courbes avec differentes valeurs de y, parametre de longueur, fonction de 0;. La courbe de percage theorique en meilleur accord avec les points experimentaux permet de

1878

Influence des agrkgats sur le rendement d’un rkacteur Btransport pneumatique

calculer le parametre y = 2,9 (Fig. 4). Compte tenu de la relation entre y et Dk, on a calcule la valeur de 0; dilhrsivite effective de l’ozone, dans des particules de silicagel d’un diamttre (D,), = 0,1027 cm: 0; = (0,307 & 0,02) 10V3cm+ec.

( 10)

On a v&if% par ailleurs, que meme si on suppose que la resistance dans le film est nulle, le front de percage peut etre assimile a celui de la Fig. 4 avec une erreur inf&ieure a OS pour cent, ce qui revient a dire que le role de la resistance du film est negligeable. 11 en est de meme en ce qui concerne la dispersion axiale. La valeur de (D,& a CtC calculee par la formule de Edwards et Richardson[6] et son influence sur le front a CtC Cvaluee par la solution de Babcock [ 11. L’erreur commise en negligeant cette dispersion reste inferieure a 1 pour cent. 3.2 Cine’tique de d&composition he’tbrog2ne de I’ozone Nous avons tout d’abord v&l% que la loi cinetique de decomposition de l’ozone ttait bien du 1 er ordre par rapport a la concentration d’ozone.

Pour cela, on utilise un lit fixe constitue de particules de sable non poreuses de (03, = 0,0175 cm. La concentration d’ozone a l’entree a CtC variee entre 100 et 700 ppm et l’humidite de l’air est restee inferieure a 30 ppm. Nous avons represente l’ensemble des experisuivante ences effectuees avec l’equation correspondant au lit fixe pour le cas d’une reaction d’ordre un: =-;;z;k,

OL’I k,=kp,(l-•).

Sur la Fig. 5, on peut voir que les resultats obtenus peuvent etre represent& par une droite avec une erreur de f 10 pour cent. L’ordre un est done bien v&-it%, ce qui est en accord avec les resultats obtenus par Frye et al. (1958) et Hovmand et al. (1968). DES RESULTATS EN LIT TRANSPORTE

4. ANALYSE

OBTENUS

4.1 Adsorption en transport pneumatique Nous montrons dans ce qui suit que toutes les experiences effectuees dans une colonne A transport pneumatique, avec trois tailles de

075 -

u8 \

(11)

G

0 Courbe expkimentaie -Cowbe thdorique d’opres la solution de Rosen Y= 2.9 eq.2

0,50-

u"

025-

Fig. 4. Cinetique d’adsorption de I’ozone sur un support poreux (QJR = 0.1027 cm.

1879

H. DE LASA et G. GAU

particules peut @tre d&rite avec precision par une equation de type ‘cinetique’ ou les concentrations dans les deux phases sont remplacees par des concentrations moyennes: d(CP)rn = a&[ dtp

015’

005

0.10

O-15

0.20

c

(CP)r=R - (C Pm) 1

(13)

ou (Cp& = concentration de l’element adsorbable a la peripherie dune particule (C,), = concentration moyenne de l’element adsorbable dans un grain et

Z/UG

Fig. 5. Cinetique de la decomposition de I’ozone en lit fixe.

particules ((D& = 0,056 cm; 0,041 cm et 0,022 cm) peuvent Ctre representees par un modele qui ne tient compte que dune seule resistance ditfusionnelle: celle qui existe a l’interieur des particules. Cela revient a dire que dans le domaine CtudiC, l’agregation n’a pas un effet mesurable sur les performances du reacteur. Dans une colonne a transport dans laquelle on adsorbe un traceur, il y a un profil d&croissant de concentration qui dans le cas g&r&al depend de la diffusion a l’interieur des particules, de la diffusion a travers le film qui entoure chaque particule et de l’agglomeration des grains. Montrons tout d’abord que l’on peut encore negliger la resistance dans le film; pour cela nous utilisons un modele oti la resistance a la peripherie et la resistance a l’interieur des particules peuvent &tre represent&es comme deux resistances couplees. Le flux de mat&e qui traverse le film qui entoure chaque particule peut etre d&it comme suit:

EUG

avecB=upKp,(l-r)~

(14)

Dans l’etude deja citee (5) nous avons montre que cette expression Ctait une bonne approximation, m@me lorsque la forme des grains est quelconque et que l’echantillon solide n’a pas une granulomCtrie uniforme. Dans ce cas, aV doit &tre remplacee par l’aire specifique moyenne ponderee. Si on tient compte des expressions du bilan de mat&e dans la colonne a transport, on obtient l’expression suivante:

-2=

&(~)~k,[c,-$1

(15)

avec 11 -_=-+_ kt kc

1 k&p

(16)

et 4 = quantite de l’element adsorbable par unite du poids. G_ka 5 1-e dt, G ‘UG [ - E 1 [CG-(CG)~=RI(12) La resistance dans le ftlm peut etre calculee a partir de l’expression suivante, ttablie par ou t, = Z/u,; CG = concentration de 1’ClCment Jones et Smith[ 111 dans le cas dune particule adsorbable dans le gaz; (C&E = concentration solide en suspension dans un fluide: de l’element adsorbable dans le gaz a la p&ipherie de la particule. Sh = 2 + 0.25 [Refiet1/2Sc] 1/3 (17) Nous avons deja montre dans une etude precedente (5) que la diffusion a l’interieur des ou Rep est le nombre de Reynolds des particules 1880

Inlluence des agrkgats sur le rendement d’un rkacteur ?Itransport pneumatique

qui dans le cas s’exprime par: Re,

=

de la colonne

(k-&J

a transport

aAIPc

et Ret est le nombre de Reynolds par rapport au tube, Ret = u&pclp. Dans le cas dune experience type, kc = 23,70 cmlsec. Nous avons compare la courbe correspondante a l’expression integree de l’equation (15) avec celle obtenue en negligeant kc: l’Ccart maximum entre ces ceux courbes est inferieur a 2 pour cent. On peut done negliger la resistance du tilm dans l’analyse qui suit, et interpreter ainsi les resultats experimentaux avec un modele qui ne considere qu’une seule resistance diffusionnelle, celle qui existe a l’interieur des particules. Dans ces conditions l’expression integree de (15) devient:

“=

B lexp l+B+l+B

[-(y)

x [%6’+

L’equation forme:

precedente

- (Y)[-&*+

(s)t’]].

(18)

peut etre mise sous la

(%)+I

(19)

et il suffit de verifier que cette expression represente bien les resultats experimentaux pour montrer que l’agregation n’affecte pas les performances du reacteur. La Fig. 6 cons&trite en utilisant la valeur de 0; (valeur qui permet de calculer 7’) obtenue en lit fixe, montre bien que cette loi est contkmee. En poursuivant notre analyse, nous avons determine 0; pour chaque s&e d’experiences au moyen de l’equation (19) par la m&ode des moindres car&.

[(l+BVB]

[14347+KB-I)/l3r)T’]

Fig. 6. Adsorption de l’ozone en lit transporte.

La solution de l’equation cubique qui en resulte nous a foumi les valeurs de 0; que nous avons represent& dans le Tableau 1. On peut constater que la valeur moyenne est &gale a (0,294 & 0,05) 10e3 cm2/sec pour les trois solides Ctudies soit (D,), = 0,056, 0,041 et 0,022 cm. Cette valeur est trbs voisine de celle obtenue en lit fixe avec des particules d’un diametre (D& = 0,103 cm. L&art autour de la moyenne est d’environ + 15 pour cent ce qui correspond a la precision expkimentale. 11 est important de noter que l’etude du Tableau 1 a montre que la diffisivite effective 0; obtenue n’est fonction ni de la vitesse du gaz, ni de la taille des particules, ni de la concentration volumique du solide, alors que nous savons par ailleurs, que tous ces parametres jouent un role important sur I’agregation des particules. En ce qui conceme cette agregation, nous remarquons que nous avons effectue la majeure par-tie des experiences dans un regime ou le transport se faisait par ‘paquets’. Nous avons en effet constate visuellement que, pour toutes les experiences effecttrees a une vitesse du gaz infkieure a 6 mlsec et a une concentration en solide comprise entre 2 et 7 pour cent il y avait apparition d’agglomkrats qui se formaient et se dktruisaient trb rapidement.

1881

H. DE LASA Tableau 1. Diffusivite effective de I’ozone dam le lit transPorte

B

%I

l=G

(l--E)

(D,h

D;. IO3

3,84 2,94 3,ll 3,48 3.58 3.70 3,53 5,67 3.76 4.59 4.47 3.47 6.37 3.03 4.90 5.27 2,12 3.41 5,lO 3,44 7,88

2.87 3,98 3,32 4,17 5,32 4,48 1,Ol 1,31 3.03 2,75 4.38 5.10 4.54 1,59

3,82 4,84 4.24 4.95 6,03 5,30 1.99 2,47 3,64 3.29 5,OS 5,81 5.05 2.14 2.10 8;81 3.09 3,07 5.00 5.00 4,78

0,040 0,048 0,047 0,039 0,036 0,037 0,064 0,038 0,037 0.030 0,030 0,038 0,020 0,051 0.030 0;023 0,069 0,042 0,026 0,037 0,017

0,056 0,056 0,056 0,056 0,056 0,056 0,056 0,056 0,022 0,022 0,022 0,022 0,022 0,022 0,022 0,022 0,041 0,041 0,041 0,041 0,041

0.30 0,25 0,31 0.27 0,25 0,25 0.31 0.33 0.33 0.32 0.30 0.28 0,30 0,32 0.29 0,29 0.20 0.30 0,31 0,25 0,27

I,63 8,31 2.50 2.44 4,33 4,47 4,21

On peut done en conclure que, dans nos conditions experimentales, l’agregation, bien que visuellement observable, n’a cependant pas un effet mesurable sur les performances du reacteur, et que par consequent le seul phenomene diffusiannel a considerer est la diffusion a l’interieur des particules. 11 est bon maintenant de verifier que la sCvCritC de notre test est suffisante, car, comme il est bien connu, l’effet de la segregation sera d’autant plus marque que la baisse de concentration d’ozone par unite de longeur du rkacteur, sera plus rapide. On peut pour cela assimiler l’adsorption a une reaction catalytique kquivalente d’ordre ‘un’ qui await la meme vitesse dans la zone de meilleure precision de notre profil (8 de la hauteur totale du profil). Pour un essai type nous obtenons ainsi:

et G. GAU

Si cette meme reaction etait effectuke dans un kacteur industriel de 20 m de hauteur, la conversion totale serait de 99,9992 pour cent, ce qui prouve bien que ces experiences d’adsorption constituent un test suffisamment s&&-e des performances du reacteur industriel. 4.2 De’composition catalytique de l’ozone Les experiences de decomposition catalytique de l’ozone effectuees sur un support poreux (03, = 0,022 cm impregne d’oxyde ferrique, avaient pour but la verification des conclusions deja tirees des experiences d’adsorption en lit transport& Nous avons compare, pour chaque condition experimentale, l’activite catalytique dCterminCe au moyen du lit transporte (toujours en supposant que l’agregation ne joue aucun role) avec celle obtenue dans un lit Ike constitue par les mCmes particules poreuses. Dans une colonne a transport ou I’on decompose l’ozone sur silicagel impregne d’oxyde ferrique, nous avons pu distinguer deux parties: (a) une premiere partie ob l’adsorption sur le support est tres importante et ou par consequent, c’est la diffusion a I’interieur des pores qui freine le processus; (b) une seconde partie ou la reaction determine la vitesse globale du phenomene, la decomposition catalytique Ctant beaucoup moins rapide que la diffusion dans les pores du solide. C’est a cette partie uniquement que nous nous sommes interesses en ne considerant le profil de concentration qu’au-de18 de la 1 bre des zones d&rites. Dans ces conditions l’expression integree du bilan ditferentiel de mat&e dans la colonne a transport est la suivante:

Log+%_ GO

vitesse d’absorption: 4 = 0,50~10-2(1/cm). AZ La reaction d’ordre un equivalente qui aurait la mCme vitesse a ce mgme niveau de la colonne aurait une constante de vitesse kV = 236 (l/set>.

kvz U&3,(1-e)

+eUG’

(20)

Cette expression est obtenue en considerant que la particule est a tout instant en Cquilibre avec le gaz. La Fig. 7 montre les resultats obtenus. La valeur moyenne de la constante de vitesse

1882

.

Influence des agrkgats sur le rendement

o

70 -

0

de la suspension a l’intkieur des tubes, presenterait bien les caracteristiques desirkes. Ce mi?me calcul previsionnel est par contre extremement difficile dans le cas du reacteur a lit fluidise par suite de la forte segregation due aux bulles. Pour mener a bien cette analyse nous avons mis en oeuvre deux techniques d’etude des reacteurs gaz-solide: -adsorption d’ozone sur support poreux -decomposition d’ozone sur support catalytique Ces deux techniques sont, crayons-nous, utilisables dans d’autres problemes similaires.

k,=0~6111 l/r.

ok.=1045

I/S

~k,=O755I/r ok,=0

465th

0 10

OS0

020

Cl40

d’un rkacteur h transport pneumatique

c

z

lll,+U,(l-ClK,4, Fig. 7. Decomposition

catalytique

NOMENCLATURE

de I’ozone en lit transporte.

par unite de poids du solide est: k = 17,2 k 1,5 cm3/g. set, c’est a dire t&s voisine de la constante d’activite catalytique en lit fixe, soit: k = 16,l cm3/g sec. L’Ccart entre ces deux valeurs de k est bien du mCme ordre que la dispersion due aux erreurs de mesure. Nous pouvons done a nouveau conclure que l’agregation, bien que visuellement observable, n’a pas un effet mesurable sur les performances du reacteur et que la forme du profil est uniquement dCterminCe par la vitesse de la decomposition catalytique. On remarquera cependant que ce test est moins severe que le test precedant (adsorption au I de la valeur d’equilibre) car en reprenant un calcul similaire, on trouve qu’un reacteur de 20 m de haut donnerait dans un cas type une conversion de 99,45 pour cent. 5. CONCLUSION

Les resultats de cette etude confirment bien que pour tout reacteur a transport pneumatique a grand rapport hauteur-diametre, l’influence de l’agregation est negligeable. C’etait d’ailleurs le but que nous nous &ions initialement propose: trouver un systeme de contact gaz-solide permettant un calcul previsionnel simple d’un reacteur industriel. Un faisceau multitubulaire de tubes avec circulation 1883

aire specifique externe, cm2/cm3 aire specifique exteme moyenne deree, cm2/cm3

pon-

EUG Mh(l

-E)

concentration de l’element adsorbable dans le gaz, mol/cm3 concentration de l’element adsorbable dans le gaz au niveau Z = 0 concentration de l’element adsorbable dans le gaz a la peripherie de la particule, soit en r = R , mol/cm3 concentration de l’element adsorbable dans une particule solide, mol/cm3 concentration moyenne de l’element adsorbable dans une particule solide, mol/cm3 concentration de l’element adsorbable dans une particule solide, en r = R, mol/cm3 dispersion axiale du gaz, cm2/sec diffusivite effective de l’ozone dans le volume des pores, cm2/sec diffusivitt effective de l’ozone dans le solide BD,IKp,, cm2/sec diametre d’une particule, cm diamktre moyen d’un Cchantillon solide, cm diamttre du tube, cm debit total du gaz, mol/sec constante d’equilibre, cm3/g

H. DE LASA et G. GAU

k

con&ante d’activite catalytique definie par unite de poids du catalyseur, cm3/g set kv con&ante de la reaction homogtne Cquivalente, l/set coefficient de transfert de mat&e dans le fhm, cm/set coefficient de transfer% de mat&e dans le solide, cm/set m poids de l’echantillon solide, g par 4 quantite de 1’ClCment adsorbable unite de poids, mol/g R rayon d’une particule spherique Rep nombre de Reynolds de la particule Dppcuc/~ pour le lit fixe, (Rep = d,p& - up)/p pour le lit transporte) Ret nombre de Reynolds du tube u&&p RG resistance dans le film R/3kG, l/set Sh nombre de Sherwood k&,/D, SC nombre de Schmidt pIpJIM t temps (s) tP temps de sejour d’une particule, set

tc UP UG

Y Z ; Y

(l-e; 62 Ocep u

temps de sejour du gaz, set vitesse dune particule solide, cm/set vitesse lineaire du gaz, cmlsec parametre du temps de contact = 2D~k-(ZI~,)l/R2 hauteur de la colonne, cm (1 -E)/E porosite interne d’une particule solide parametre de longueur du lit 3aD;KpJlR2uG porosite du lit, cm3/cm3 concentration du solide dans la colonne, cm3/cm3 concentration reduite du gaz CG/CGO concentration reduite du gaz a l’equilibre C,,,/C,,, parametre de la resistance du film 3D;Kp$GlR3

PG densite du gaz, g/cm3 densite apparente d’une PP poreuse, g/cm3 7’ temps reduit aFD;t

particule

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1884