De bereiding van aethyleen door autothermisch kraken van propaan

VERSLAG BIJ HET FABRIEKSSCHEMA

"DE BEREIDING VAN AETHYIE:EN roOR "AUTOTHERMISCH KRAKEN VAN PROPAAN"

door

A.E.F. van Cappelle

van Ieeuwenhoeksinge 1 22 Delft.

15 Augustus 1953.

-I I i

l

..

Inhoud: 1 II Inleiding Aethyle en

III De verschillende processen en de keuze van het toegepaste proces.

IV Physische gegevens gebruikt bij de diverse berekeningen.

V Het proces:

a) De eigenlijke synthese.

b) ~ zuivering van het verkregen gas. VI D:i~cussie.

VII Literatuur en figuren.

blz • 2 2 3 6 6 10

14

15

I -1 I \

....

I Inle id ing :

In het hiervolgende verslag volgt een korte uiteenzetting van de gedachtengang die gevolgd is bij het opzetten van dit schema.

Aethyle en kan eigenlijk op zeer vee I manieren worden be re idt en gezuiverd. Welke methode men moet toepassen hangt af van de plaats en de tijd waarin men het proces wil gebruiken.

In Nederland wordt Aethyleen verkregen uit de cokesovengassen. Dit wordt ~daan bij de Staatsmijnen en bij de Mekog. In Pernis wordt het verkregen uit de kraakgassen.

De opdracht voor dit schema was echter een synthetische berei-ding.De uiteindelijke keuze is, zoals men later zal zien, op het autothermisch kraken van propaan gevallen met daaraan ver-bonden een zuivering door gefractionneerde condensatie.

II Aethyleen:

Aethyleen is een zeer belangrijke grondstof voor de diverse chemische industri~n en komt de laatste tijd steeds meer op de voorgrond. Dit laatste voornamelijk omdat er zoveel, en zoveel belangrijke chemische producten van worden afgeleid, waaronder vele kunststoffen. Wat de toekomst betreft (Lit. 9 en 10) wordt er een grote stijging van de aethyleenproductie verwacht.

Aethyleen dient o.a. als grondstof voor: polytheen

styreen (hieruit weer polystyreen en synthetische rubbers) vinylchloride (waaruit weer het p.v.c.)

vinylideenchloride

aetheenoxyde (grondstof voor de belangrijke stDffen: acrylonthil, aethanolamines, aetheenglycol en polyglycolen)

aethylchloride aethylalcohol.

Vooral in de V.S. heeft de aethyleen productie speciaal in verband met de kunststoffen industrie een grote vlucht genomen.

De

synthetische vezels zoals Orlon, Dynel, Acrylan, Dacron en Teryleen zijn bijv. allen via aetheenoxyde van aetheen af te leiden. De ontwikkeling is daar echter vanwege het grote afzet-gebied van de V.S. minder geremd dan dat het geval is in Europa. Een aethyleenfabriek heeft nl. een nogal kostbare uitrusting nodig. De dus hoge investeringskosten met de daaraan ~paard

I . <:

.

L I., -'" I I I I 3

gaande hoge afschrijvingskosten drukken op een klein bedrijf relatief veel zwaarder dan op een groot bedrijf. En gezien de verdeeldheid van Europa in kleinere landen met de daaraan ver-bomen complicatie "Tolmuren" is het hier onverantwoord om een groot bedrijf - althans nu - op te bouwen.

Nog een moeilijkheid bij de opzet van een aethyleenfabriek is de moeilijke transporteerbaarheid van het gasvormige, volumineuze product. Men komt er dus toe de aetheenverwerkende industri~n

bij de aetheenfabriek neer te zetten of andersom. Daar echter de grondstof voor de aethyleen bereiding vaak door de olie-raffinaderijen wordt geleverd (kraakgas sen) komt het er dus op neer, dat de aethyleenfabriek bij de raffinaderij komt en de aethyleenverwerkende industrie dus ook.

Er is een oplossing voor het transport probleem, die soms economisch schijnt te kunnen zijn. Men kan nl. aethyleen omzetten in aethanol, dit transporteren en het aethanol op de plaats van bestemming weer omzetten in aethyleen. Men moet

voor deze mogelijkheid dus een goedkope productie van aethyleen hebben ergens ver verwijderd van een plaats waar aethyleen

veel nodig is. Met deze methode verkrijgt men bovendien zeer zuiver aethyleen (Lit. 10) hetgeen men bijv. voor de productie van polytheen nodig heeft.

Zoals reeds in de inleiding werd gezegd wordt in ons land slechts aetheen bereidt uit de cokesoven- en kraakgassen. Bij een bezoek aan de Mekog werd medegedeeld dat er door de Mekog en de Staatsmijnen samen ongeveer 2000 m3/uur 50% zuiver

aethyleen wordt gewonnen. Omdat we volgens het hiervoorgaande niet aan een zeer groot bedrijf kunnen beginnen en we enig houvast aan bestaande productiecijfers wilden hebben, hebben we besloten 1000

m~/uur

zuiver aethyleen te produceren,. hetgeen neerkomt op 12,4 mol/sec of 11.000 ton/jaar.

111 De verschillende pro ce ssen en de keuze van het toe gepaste pro ce s:

Hier volgen allereerst de verschillende processen waarmee men aethyleen zou kunnen maken:

1)

Dehydratie van aethanol 2) Hydrogeneren van acetyleen

3)

Thermisch kraken van aethaan, propaan en butaan 4) Autothermisch kraken van aethaan, propaan en butaan 5) (Met de Fischer-Tropsch synthese)

-I I • ... i • I " I ,. ~{

De laatste methode staat tussen haakjes omdat deze nog niet wordt toegepast. De literatuur (10) ~eft het echter als een mogelijke methode voor de toekomst. Indien de vraag naar aethyleen steeds groter zou worden zou deze methode misschien wel economisch kunnnen worden.

Over methode 1) werd in het vorige hoofdstuk reeds iets gezegd. Hier bestaan enkele octrooien van (Lit. I en 2). Er zijn dus redenen waarom men deze methode zou kunnen toepassen. Veelal echter zal men eerder aethanol uit aethyleen maken dan omgekeerd, omdat aethanol veel kostbaarder is. Wil men zeer zuivere aethy-leen hebben, dan is dit wel een goede methode.

In de oorlog werd methode 2) in Duitsland ontwikkeld en toegepast. Men vindt èr verslagen over in de Bios en Fiat rapporten

(Lit.

12,

13,

14). Deze verslagen maken echter geen betrouwbare indruk. Bij deze methode wordt acetyleen met overmaat waterstof en stoom over een katalysator van palladium op silicagel, bij een temperatuur van .:t 2700C en normale druk, geleid. Het ontstane ruwe aetyleen bevat.:t 50-60% aetyleen. ~en moeilijkheid is dat de acetyleen zeer zuiver moet zijn om vergiftiging van de kata-lysator te voorkomen. Het wordt uit calciumcarbide gemaakt en gezuiverd. Dit proces zou moeilijk in ons land economisch uit te voeren zijn. Voor de bereiding van calciumcarbide is veel electrische energie nodig, hetgeen hier duur is. In Amsterdam wordt per jaar

±.

30 ton acetyle en uit calciumcarbide gemaakt voor andere doeleinden. Dit is niet veel. Het thermisch kraken van aethaan, propaan en butaan (methode 3) wordt veel toegepast. Het kraken kan op verschillende wijzen worden uitgevoerd o.a.

in buizenovens en zg. "pebble" ovens. Bij deze "pebble"ovens werkt men met een soort vuurvaste keien die hoog verhit worden en waar dan de te kraken gassen doorgevoerd worden. Het verhitten van deze pebbles geschiedt door het

af~~

van de tijdens het kraken afgezette cokes. Dit alles geschiedt continu. Er is een

stroom van pebbles van de reactor naar de verhitter.

Een andere methode is het autothermisch kraken van propaan, aethaan en butaan (methode (4)), ook wel genoemd "Partieel verbranden". De warmte nodig voor het kraken wordt hier inderdaad geleverd door een gedeelt~ Van de voeding te verbranden. Dit is natuurlijk een zeer effectief middel om de voeding op de gewenste temperatuur te brengen. Dit gebeurt gewoon in een reactieruimte eventueel

-- -- -I •

I

.

I

I I I I

I

5

gevuld met vuurvast materiaal. Gezien het voorgaande is onze keuze beperkt tot de methoden 3 en 4. We hebben literatuur gevonden waar deze methoden enigszins in worden vergeleken (lit.

3

en

6).

Hier blijkt uit dat met autothermisch kraken grotere omzettingen kunnen worden verkregen. Fig. l,afkomstig uit lito 3, toont dit duidelijk aan. Fig. 2 brengt tot uiting, dat de kraking met Propaan als voeding veel voordeliger kan zijn bij hoge conversie waarden (85 of 90%) dan het gebruik van aethaan als voeding. Daar verder de propaan-butaan fractie in Pernis erg groot is hebben we besloten tot het Autothermisch kraken van propaan.!,.

Volgens het Centraal Bureau voor Statistiek in Den Haag wordt het butaan veel gebruikt voor butagas in Nederland en de Skandi-navische landen. Dit butagas wordt veel meer gebruikt dan propaan-. gas. Of Pernis wel voldoende propaan zou kunnen leveren voor

onze fabriek is ook nagegaan. Het Centraal Bureau voor Statistiek gaf een productieCijfer van 150.000 ton/jaar propaan + butaan-fractie bij een capaciteit van 3 millioen ton ruwe olie in 1948. Bij de tegenwoordige capaciteit van 9 millioen ton is dus een productie Van 450.000 ton/jaar propaan + butaan te verwachten.

~

hebben nodig 30.000 ton propaan/jaar, dus is de productie van Pernis zeker voldoende. Wordt in de toekomst geheel overgegaan op Katalytisch kraken dan is er nog voldoende propaan productie.

Nl. volgens het B.P.M. Laboratorium in Amsterdam geeft het kataly~ tisch kraken een opbrengst van 2 gew.% propaan + butaan betrokken op het gewicht van de ruwe olie. Men komt zo op 180.000 ton/jaar propaan en butaan, als het verbruik aan ruwe olie 9 millioen

toni

jaar is.

We gebruiken dus propaan en dit wordt autothermisch gekraakt met zuurstof. We kunnen ook lucht gebruiken. Dit maakt echter de zuiveringsinstallaties veel duurder. Aangezien onze fabriek maar klein wordt en zuurstof in voldoende mate is te krijgen is het dus de aangewezen weg om zuurstof te gaan gebruiken.

Wat de zuivering van het productie gas betreft, dit wordt meestal gedaan met een partieel condensatie proces, al dan niet bij

verhoogde druk uitgevoerd. Andere methoden gaan uit van physische of chemische absorptie en worden in Duitsland. wel toegepast.

Wij kozen een condensatieproces bij verhoogde druk waarbij zeer veel van warmtewisseling wordt gebrUik gemaakt.

-, I • I I .. I 1

r

:

Bij latere berekeningen bleek dat deze methode niet geheel volgens onze wensen verliep en werd een hypersorber ingelast. Dit is een geheel nieuwe methode. Men werkt hierbij met adsorptie

aan ~activeerde kool.

De

geactiveerde kool is als bewegend

bed aanwezig en men tapt de verschillende componenten af uit de verschillende secties net als bij een destillatiekolom.

IV Physis~~egevens gebruikt bij de diverse berekeni~en. l)e molaire verhoudings~armte van propaan

=

2.05 x 10 J/mol.

Verdampingswarmten:

_Jh{

_{Pc atm} T oK c C2H4 = 12.000 J/mol CH₄ 45,8 191,1 C 3H6 18.000 ti H2 12,8 33,2 = C 3Hg = 19.000 ti CO 34,6 134,4 C4HlO = 24.000

_"

CO2 72,9 304,1 C2H2 61,7 309,1 C2H6 48,8 305,2 Soortelijke warmten: C 3Hg = 67,6 J/moloC C2H2 = 41,9 J/moloC O2 = 29,2 ti _{CO 29,1} ti = C2H4 = 41,6 ti CO2 = 36,8

_"

H2

=

28,6 ti H20 = 77,4

"

CH₄ = 35,5 ti v1b C2H4 = 60

"

C 3H6 = 50,5

"

"

C3H6 =100 ti C_{4HlO= 90,0}

_"

_"

C_3Hg =106

_"

C2H6 = 48,6 ti _ti C4HlO=134

"

V Het proces: a) De_eig~n1ilk~ ~nthese.:..

De eigenlijE synthese bestaat dus uit het verbranden van een gedeelte van de propaan voeding en het kraken van de rest met de warmte die bij deze verbranding is vrij gekomen. De berekeningen

zijn gebaseerd op de gegevens uit 1it. 3.

We willen weten wat de samenstelling van ons productiegas wordt.

-I I I • I .. I

..

Hieruit kunnen we dan weer bepalen van hoeveel propaan en

zuurstof we moeten uitgaan om de voor ons gewenste hoeveelheid aethyle en te kunnen verkrijgen.

Die samenstelling van het productiegas is verschillend voor de

verschillende omstandigheden waaronder we werken. Fig. 2 toont duidelijk o.a. de invloed van de grootte van de conversie. Fig. 3 toont de invloed van de "Thermochemische efficiency". Met deze term (afgekort T.C.E.) wordt bedoeld,

de geabsorbeerde warmte voor het kraken • ontwikkelde warmte door het verbranden

7

Aan de hand nu van deze gegevens hebben we beslist om bij 80% T.C.E. en 95% conversie te werken. Hoe vinden we nu de

samen-stelling van het productie gas • Fig. 4 en 5 geven de samensamen-stelling bij 50% T.C.E. en 95% conversie. Uit deze waarden kunnen we de

samenstelling bij 80% T.C .E. berekenen. De samenstelling bij 50%

T.C.:b;. en 95% propaan conversie is:

C2H4 = 61 mol CO = 33 mol

CH

4 = 65 mol CO2 = 12 mol

H2 = 48 mol aromaten = 4 mol

C

3

H6 = 7,5 mol C2H6

=

3 mol

C4

=

2 mol C

2H2

=

2,6 mol

H20 = 38 mol C_3H8 = 5 mol

Om nu te komen tot de samenstelling bij 80%T.G.E. redeneren we

als volgt.

Het veranderen van de T.C.E. van 50% op 80% houdt in dat bij dezelfde conversie 5/8 x zoveel propaan wordt verbrand. Bij 50% T.C.E. ontstonden op de 100 mol propaan voeding 33 mol CO en

12 mol CO2 •

V~

die 100 mol voeding zijn er dus 33 ; 12

=

15 mol voor de verbranding gebruikt. Dit wordt dus bij 80% T.e.E.

5/8 x 15 = 9.4 mol propaan. Bij 50% T.e .E. en 95% conversie

werden 100 - 5 - 15

=

80 mol propaan ~kraakt.

Bij 80% T.C.E. en 95% conversie wordt 100 - 5 - 9,4

=

85,6 mol propaa n gekraakt.

We vinden dus de nieuwe samenstelling door de hoeveelheden

ver-brandingsproductén CO, CO

I

-I •

I •

kraakproducten (de rest) met

8~66

te vermenigvuldigen.

We komen zodoende op de volgende samenstelling van het productie

gas (80% T.C. E. en 95% conversie).

92H4 = 62 mol = 24,4 mol

%

C2H6 = 3 mol = 1,2 mol %

C H4 = 66 ti = 26,0

_"

_{C2H2 = 3} tl = 1,2

_"

H2 = 48 It = 18,8

_"

_C3

Hs

5 It _2,0

"

= = C_{3H6 = 8} ti

=

3,1

_"

CO = 21

_"

₌

8,3

_"

0 4

=

2

"

=

0,8

"

0°2

=

8

"

=

3,1 tt aromaten= 4 ti

=

1,6 ti H20

=

24 ti

=

9,5

_"

Totaal der beide kolomme n 254 mol

=

100,0 mol

%

Uit de hoeveelheden verbrandingsproducten CO, CO2 en H20 is

~nodigde hoeveelheid zuurstof te berekenen. Dit wordt:

00

₌

21 mol _{21 at °}

CO2 = 8

_"

16 tt

H20 = 24 ti ₂₄ tl

dus 61

.

• 2

=

30,5 mol 02.

De molfractie 02/C3Hs in de voeding

=

30,5/100 = 0,305, hetgeen

ongeve er uitkomt met fig. 3.

De productie hadden we bepaald op 1000 m3/uur zuiver aethyleen

of 12,4 mOl/sec.

Er is dus nodig aan propaan 19~4 x 100

=

20,1 mol zuiver propaan/

sec

=

27 900 to!!Ljaar.

Hiervoor is nOdig aan 02: 0,305 x 20,1 = 6,13 mol 02/sec of 6 180 ton/jaar.

Totaal ontstaan er dus 0,201 x 254

=

51 molen productie gas met

bovengenoemde samenstelling.

Berekening v~de temperaturen:

Het verloop van de temperatuur in de reactor wordt aardig

ge-illustre erd in fig. 6.

Van de 20,1 mol C_{3H8 die per sec in de reactor gaan worden er}

iöó

x 20,1

=

1,89 mol/sec verbrand.

Hie rdoor ontstaat aan warmte in de reactor:

--~- _ .

-9

80% hiervan worden, ge zien de 80% T.C.E., gebruikt voor het

kraken. De resterende 20% worden als het ware verknoeid en wel 3%

±

aan stralingsverliezen en 17% als voelbare warmte met de

productie gassen. De productiegassen hebben dus een grotere

warmteinhoud dan de voedingsgassen en wel 17/100 x 3,88 x 106

=

6,6 x 105 Joule gaat er per sec meer uit de reactor dan er in gaat.

°

De temperatuur ingaande gassen in de reactor

=

760 C.

o

Top. temperatuur in de reactor

=

1040 C. Temperatuur uitgaande gassen

=

900oC.

De gassen, die de reactor binnentreden z~Jn tot 760°C opgewarmd

°

door de gassen, die de reactor met een temperatuur van 900 C verlaten.

De bij 200C intredende voedingsgassen hebben bij het ingaan der warmtewisselaar dus een warmteinhoud van:

(20,1 x 67,6 + 6,13 x 29,2) x 20

=

30 780 J/sec.

Volgens het voorgaande moet dus de warmte inhoud van de pröductie-gassen die de warmtewisselaar uittreden gelijk zijn aan

30 780 + 6,6 x 105 J/sec.

Uit dit gegeven. is dus de temperatuur te berekenen van de uit-gaande productiegassen.

51 mOl/sec x s.w. x temp.

=

30 780 x 6,6 x 105

We berekenen daartoe eerst de s.w. van het productiegas. Dit met behulp van de samenstelling van het gas en de gegevens onder

IV.

mOlen/sec CiI4 0,244 x 51 CH 4 0,260 x 51

H

_{2 0,188} x 51 C 3H6 0,031 x 51 C

₄

0,008 x 51 arom 0,016 x 51 C2H_{6 0,012 x 51} C₂H_{2 0,012} x 51 C 3H8 0,020 x 51 CO 0,083 x 51

=

12,4

=

13,3

=

9,6

=

1,6

=

0,4

=

0,8 = 0,6

=

0,6

=

1,0

=

4,2 Cpi J /mol °C) 41,6 35,5 28,6 50,0 90,0 48,6 41,9 67,6 29,1 CO2 0,031 x 51

=

1,6 36,8 ~ 0,095 x 51

=

4,9 77,4 5'I';"U mOl/se c Warmteinh./sec (J ;oCsec) 516 472 274 80 36 29 25 68 122 59 380,8 2061

J{>C

sec.

I ..

~

s.w. van de

ver~randingsgassen

is dus:

2~fl

=

40,4 J/moloC Dus: Sl x 40,4 x temp.

=

6,6 x lOS + 30780

o~: temp.

=

335°C

=

temp. van de productie gassen bij het verlaten van de warmtewisselaar.

De warmte nodig om de zuurstof van 20° - 760°C te verwarmen is 6,13 x 29.2 x 740

=

132 500 J/sec.

Hiervoor is nodig aan productiegas _40.4 132 500 _{x (900-33;)}

₌

_{6,0 mol sec} / ==========

Warmte nodig om propaan voor 200 - 760°C te verwarmen is:

20,1 x 67,6 x 740

=

1.006.000 J/sec. Hiervoor is nodig aan productiegas :

1.006.000 45 0 1/ 40,4 x (900-335)

=

==~==:~==~:~:

De grootte van de reactor volgt uit de hoeveelheid, die we willen produceren en de verblijf tijd in de réactor.

We nemen een verblijf tijd van 0,1 sec hetwelk volgens lito 3 voldoende is.

~r gaat in die 0,1 sec naar binnen:

2~62 grool gas van 760°C

Het hee~t een inhoud van 26,2 x 0,1 x l~~S x 22,4

=

222 L In dl'e tl' J'd on s aa er t t t

m

51 gmo 1 gas van 9000C d us een 1 'nh ou d

21. l~ 73

10 x 73 x 22,4

=

494 liter.

De grootte van de reactor wordt dus

~

0,5 m3 •

---b) De _ z ~i ye,!: i ng_ v~n _het _v ~rkr~g~n _~s 1.

Zoals reeds onder 111 werd vermeld is de keus gevallen op een zuivering door parti~le condensatie onder verhoo~druk.

Voordat we de gassen gaan comprimeren worden ze eerst afgekoeld met lucht tot 300C in een warmtewisselaar. De dampspanning van het aanwezige water is 0,095 x 1 atm

=

0,095 x 760

=

72,2 mmHg. De hierbij behorende verzadigingstemperatuur is 4SoC. We nemen nu

voor onze berekening aan, dat alle waterdamp condenseert en alle andere bestanddelen gasvormig blijven. Het water wordt in een afscheider verwijderd. We comprimeren het gas nu tot 30 atm met een centrifugaal compressor van Clark met inwendige koeling. Het

gas komt met een temperatuur v.sn 1000 uit de compressor. Het

comprimeren geschiedt om niet bij zeer lage temperatuur te hoeven werken bij de verdere zuivering.

..werken bij de Velde%e miV'ering.

De samenstelling van het gas is nu: mol/sec mol % C₂H

₄

12,4 26,9

CH

4

13,3

28,8 ~ 9,6 20,8 C 3H6 1,6 3,5

C

₄

0,4 0,9 arom. 0,8 1,7 C₂H₆ 0,6 1,3

C

₂

H

₂ 0,6

1,3

C 3H8 1,0 2,2 CO 4,2 9,1 CO₂

_...b.&.

3,5

46,1 100,0 %

We hebben deze samenstelling nodig om uit te rekenen welke stoffen bij welke temperatuur uit condenseren bij het verdere afkoelen in het proces.

We moeten dus de condensatie temperatuur van het gasmengsel bepalen.

We kunnen niet zonder meer de wetten van Dalton en Raoult toepassen, daar de gassen bij 30 atm. niet meer ideaal zijn.

11

We moeten werken met de fugaciteitsfuncties F van de componenten. Met een "trial en error" methode is het condensatie punt van het mengsel te bepalen. F is nl. een functie van druk en temperatuur.

De druk is 30 atm en de temperatuur kiezen we.

Daar y bekend is kunnen we met de opgezochte waarden van F de x van het eerste druppeltje condensaat berekenen met de formule F = ij l...

/i

= de totale druk = 30 atm.

x

Optelling van de gevonden x-waarden moet 1 opleveren. Is dit niet zo dan is de aangenomen condensatie temperatuur fout. We

herhalen de berekening totdat de optelling 1 oplevert. Voor sommige componenten konden we geen W~4rden vinden voor de fuga-citeitsfunctie zodat we de verzadigde dampspanning Pi uit de figuren 7 en 8 hiervoor in de plaats namen. Hieronder volgt de berekening van het condensatiepunt.

I

r

• Comp_ arom. C₂H 6 C2H2 C 3H8 CO CO2 y 0,269 0,288 0,208 0,035 0,009 0,017 0,013 0,013 0,022 0,091 0,035 1,000 F x 72 0,112 210 0,041 1380 0,005 27 0,039 11 0,024 0,5 1,020 56 0,007 50 0,008 25 0,026 260 0,010 55 0,019 1,311 F x 75 215 1350 28 12 0,6 58 53 26 265 58 0,108 0,040 0,005 0,038 0,022 0,851 0,007 0,007 0,025 0,010 0,018 1,131 F x 78 220 1150 30 13 0,7 62 57 27 270 62 0,104 0,039 0,005 0,035 0,021 0,720 0,006 0,007 0,024 0,010 0,017 1,000 Het blijkt dus dat de condensatie temperatuur van het mengsel 69°C is en dat voorname lijk de aromaten condenseren. We koelen in de volgende warmtewisselaar af tot 20°C en nemen aan, dat dan alle aromaten vloeibaar worden en de rest van

vormig blijft. Dan wordt de samenstelling van mOl/sec mol

%

C2H4 12,4 27,4 _C2H6 C 3H6 1,6 3,5 CH4 C3

Ha

1,0 2,2 CO C 4 0,4 0,9 CO 2 C2H2 0,6 1,3 _H2

het mengsel gas-het mengsel: mOl/sec mol

%

0,6 1,3 13,3 29,4 4,2 9,3 1,6 3,5 9,6 21,2 Geheel totaal 45,3 100,0% De af'scheiding van C~4' C_{3H6, C3H8 en}

C4-Precies als in het voorgaande wordt wederom de condensatie-temperatuur uitgerekend en de samenstelling v~ het eerste condensaat druppeltje eveneens:

~---_.

•

13

Le trial-lOoC 2etrial _20°C 3etrial _16°C

Comp. y F x F x F x C2H 4 0,274 31 0,265 26 0,316 28 ~,299 C 3H6 0,035 6,8 0,154 5 0,210 5,8 0,185 C 3H8 0,022 5,8 0,114 4,1 0,161 5 0,134 C 4 0,009 1,6 0,169 1 0,270 1,3 0,212 C2H₂ 0,013 19 0,021 15 0,026 17 0,024 C2H6 0,013 21 0,019 17 0,023 19 0,022 CH 4 0,294 125 0,071 110 0,080 120 0,075 CO 0,093 CO2 0,035 25 0,042 19 0,055 22 0,049 H₂ 0,212 1,000 0,855 1,141 1,000

Bij _16°C condenseren dus voornamelijk C

2H4, C3H6 , C3HS en C4

-We koelen af tot - 20°C.

Om precies te weten te komen hoeveel en wat er nu ei~nlijk

con-denseert bij afkoeling tot - 200C hebben we de volgende berekening

opgezet:

We nemen aan dat W mol/sec condenseren.

De totale dampstroom is 45,3 mOl/sec. We kunnen nu voor elke

component een materiaalbalans opzetten. B.v. voor CH

4 waarvan de

Y

=

0,294. De molfractie in het condensaat is X

CH

(ter

onder-4 van het eerste druppeltje). scheiding van Nu geldt: de x CH ₄ _ 0,294 x 45,3 -YC'H - W 4 45,3

-Yèa

is hierin de molfractie CH

₄

voor de damp die in evenwicht

is !et het condensaat. Deze

be

~~

is ook voor de

overi~

componenten op te schrijven. Ook geldt: YèH + y' + • • • • • •

=

1 4 H2 en _{xèH +} x' +

. .

.

.

.

.

₌

1 4 H2

(1)

(2) (3) Veronderstellen we dat het gas in evenwicht is met het condensaat, dan gelden de betrekkingen:

I I"

=

_{enz ••••• ( 4)}

JT

=

30 atm. De F is te vinden in fugaci te i tsgrafieken bi j

- 20°C en 30 atm.

Uit (1) en (4) is yt te elimineren; dit levert: x

_cm

₌

0.294 x 45.3

4

45,3. Fi

t

-

W.Fh1 + W

415~ x y.

of algemeen xt ₌

45,3 x F/30 - WF/30 +

w

We kunnenr.u dus de x-waarden van alle componenten berekenen bij aanname van bepaalde waarden van W. Optelling van x moet 1 opleveren. Is dit niet zo dan herhalen van de berekening met een andere W-waarde.

In de hiervolgende tabel is de berekening weergegeven.

y F-20oC F/30 45,3y 45,3F/30 x' x' x' C 2H4 0,274

26

0";S05

12,4

39,2

~~~~6 ~:~87 ~;~16

C 3H6 0,035 5 0,167 1,6 7,6 0,065 0,100 0,189 C 3H8 0,022 4,1 0,136 1,0 6,2 0,043 0,058 0,142 C 4H10 0,009 1 0,033 0,4 1,5 0,020 0,036 0,166 CH 4 0,294 110 3,66 13,3 166,0 0,118 0,096 0,082 CO2 0,035 19 0,633 1,6 28,7 0,044 0,049 0,055 C2H2 0,013 15 0,5 0,6 22,7 0,018 0,021 0,025 C2H6 0,013 17 0,566 0,6 25,6 0,017 0,020 0,023 H2 0,212 9,6 CO 0,093 4,2 0,621 0,687 0,998 We zien dus, dat er slechts 1 grool/sec condenseert met een goede samenstelling. Om een grotere productie te verkrijgen gaan we bijv tot - 50°C afkoelen en herhalen dezelfde berekening.

Ol - - - - " - - - ----'~- --15 y F-500C 45,3y F/30 45,3

x'

x'

x'

F/30 w=15 w=5 w=10 C2H4 0,274 15 12,4 0,5 22,7 0,415 0,493 0,45 C 3H6 0,035 2 1,6 0,07 3,0 0,094 0,211 0,13 C3HS 0,022 1,7 1,0 0,06 2,6 0,060 0,137 O,OS C4HIO 0,009 0,3 0,4 0,01 0,5 0,026 0,074 0,04 CH 4 0,294 68 13,3 2,3 102,7 0,159 0,138 0,15 CO₂ 0,035 7 1t 6 0,2 10,4 0,073 0,111 0,09 C2H2 0,013 5 0,6 0,2 7,7 0,030 0,051 0,04 CiI6 0,013 9,4 0,6 0,3 14,1 0,025 0,034 0,03 H2 0,212 9,6

co

0,093 4,2 0,882 1,249 1,01 Dit is nog geen goede opbrengst. We kunnen niet nog lager afkoelen

omdat dan de warmt~conomie ongunstig wordt en bovendien van de andere componenten (vooral CH₄) te veel mee gaat condenseren. Daar we he t schema al geheel verder berekend hadden en getekend, hebben we besloten de fout als zodanig te accepteren en een op-lossing voor het geheel te vinden. De enige waarschijnlijk goede oplossing zou zijn rectificeren. Echter wij beschouwen het nu alsof de fabriek reeds staat en niet goed werkt, wat hierv~ duidelijk is geworden. Hoe kunnen we nu op eenvoudige wijze de opbrengst verhogen?

Het recirculeren van het gas, dat afgescheiden is van de ontstane vloeistof, zou een oplossing kunnen geven. Ie krijgen dan het onderstaande:

I

I

~ _ _ _ _ _ _ ~_

vM

B.

We nemen een afkoeling tot - 200C.

Stel, we recirculeren Efén keer en berekenen daarna de samenstel-ling van vloeistof B. De samenstelsamenstel-ling van vloeistof B voordat gerecirculeerd werd is te halen uit voorgaande berekening. Dit is:

I

.

1 . • mOl/sec C~4 0,32 C 3H6 0,19 C3

Hs

0,14 C_4H1O 0,17 CH₄ 0,08 CO2 0,05 C2H2 0,03 C_2H6 0,02 1,00

])a samenstelling van gas C is dan

mol/sec C2H4 12,4 - 0,3

=

12,1 C_3H6 1,6 - 0,2

₌

1,4 C 3H8 1,6 - 0,2 = 0,9 C_4HIO 0,4 - 0,2 = 0,2 CH₄ 13,3 - 0,1 = 13,2 CO2 1,6 - 0,1 = 1,5 C2~ 0,6 - 0,0 = 0,6 C2H6 0,6 - 0,0 = 0,6 H2 9,6 - 0,0 = 9,6 CO _{4,2 - 0,0} = 4,2

We recirculeren en dus komt de samenstelling van gas C bij gas A.

We kunnen dan weer de samenstelling van vloeistof B b~~n, de samenstelling die bij deze /1lA'~ gassamenstelling •

De te gebruiken formule wordt dan x'= __ 8~9~t~6~X~Y~ __ ~ ____ _ 89,6 F/30 - WF/30 + W

! I I . I . • - - - -17 F ~

Comp. mOl/sec y _200C F/30 89,6y 89,6F/30 w=2 ---~---~---~~---~~--~--~---C2H4 12,4+12,1=24,5 0,274 26 0,865 24,5 77,6 0,32 C 3H6 1,6+ 1,4= 3,0 0,034 5 0,167 3,0 15,0 0,19 C_3H8 1,0+ 0,9= 1,9 0,021 4,1 0,136 1,9 12,3 0,14 C₄H₁₀ 0,4+ 0,2= 0,6 C,007 1 0,033 0,6 3,0 0,12 CH 4 13,3+13,2=26,5 0,296 110 3,66 26,5 328,0 0,12 002 1,6+ 1,5= 3,1 0,035 19 0,633 3,1 566,0 C₂H

₄

0,6+ 0,6= 1,2 0,013 15 0,5 1,2 44,8 C₂H₆ 0,6+ 0,6= 1,2 0,013 17 0,566 1,2 50,8 H2 9,6+ 9,6=19,2 0,213 19,2 CO 4,2+ 4,2=~ 0,094 8,4 89,6 1,000

o,on.

0,03 0,02 0,95 Zowel de y-waarden van gas A + recycle gas C als de x-waarden van vloeistof B blijven practisch constant alhoewel er 2x zoveel condenseert (w=2).

We zouden deze berekening moeten herhalen tot een goede opbrengst verkregen wordt, hetgeen echter zeer tijdrovend is.

We mogen wel zeggen, dat er op een goed moment een algehele scheiding is gekomen tussen

C

₂

_{H4 ' C}

3

H

6 '

C

3

H8 '

C

4

H

10 vloeibaar en CH_{4 ,} CO_{2 ,} C₂H_{2 ' C2H6 '} H_{2 '} CO gas.

Resumerend vinden we dan:

C 2H4 ?3~6 C 3H8

C

4

H

10 CH 4 CO 2 C_2H2 C2H6 H₂ CO mol/sec y 12,4 0,274 1,6 0,035 1,0 0,022 0,4 0,009 13,3 1,6 0,6 0,594 0,035 0,013 0,6 0,013 9,6 0,212 ....4..d 0,093 45,3 1,000 mol/sec 12,4 1,6 1,0 0,4 15,4 x 0,805 0,104 0,065 0,026 1,000 mOl/sec 13,3 1,6 0,6 0,6 9,6 ~ 29,9 y 0,445 0,054 0,020 0,020 0,321 0,140 1,000

•

Het ~lashen van de vloeisto~ van 30 atm tot 5 atm.

Om een verdere scheiding van de vloeistof te verkrijgen (vloei-stof bestaande uit C2H4 ' C3H6 ' C4HIO en C3

Hs)

gaan we hem

verdampen bij 5 atm. We bepalen daartoe eerst het kookpunt van

het mengsel bij 5 atm.

F

_66°C v

---~---~ x

Het kookpunt ligt dus

ongeveer bij - 66°C. Wij

verdampen bij - 500C en berekenen samenstelling C₂H 4 0,81 C 3H6 0,10 C

₃

HS 0,06 C 4HIO 0,03 1,00 6 0,5 0,4 0,97 0,01 0,01 0,99 en opbrengst.

Bij flashdestillatie blijven vloeistof en damp met elkaar in contact tot er evenwicht is. Voor elk component wordt de materiaalbalans dus: F = mol/sec V

=

L =

"

tt F x_F

=

V Y + L x voeding met samenstelling xF.

d a m p " " y

v10eisto~ ti tI x •

Aangezien we niet met ideale gassen werken y/x

=

-I-

=

k

2) in 1) gee~t na oplossen voor y

Fr~

J

y

=

V K x L!V

en voor alle componenten samen moet y

=

1

y

=

₁

₌

F _V ~ _K K xF _{+ L!V}

is:

zijn of

Met een trial and error me thode kunnen we weer de waarden L , V en y _{vinden bij 5 atm en - 50°C.}

xF K K x L/V+K KXF/4V+K C2H4 0,81 2 1,61 2,24 0,72 C 3H6 0,10 0,2 0,02 0,44 0,04 C3

Hs

0,06 0,16 0,01 0,40 0,03 C 4H10 0,03 0,02 0,006 0,26 0,02 1,00 0,81 van 1) 2) y 0,89 0,05 0,04 0,02 1,00

I • I 0 • 19

v

₌

12,4 mOl/sec V/F

=

0,81 mol/sec L

₌

₃

_"

_L/V = 0,24 " F

₌

15,4

_"

Resumerend vinden we

Voeding (vIst.) Gas Vloeistof

:.1 mol Ieee _x

; mol i Ieee ;V mol ; Ieee x

C2H4 12,4 0,81 11,0 0,89 1,4 0,47 C 3H6 1,6 0,10 0,6 0,05 1,0 0,33 C 3H8 1,0 0,06 0,5 0,04 0,5 0,17 C_4HIO 0,4 0,03 0,3 0,02 0,1 0,03 15,4 1,00 12,4 1,00 3,0 1,00

We hebben nu dus aethyleen ~ een zuiverheid van 89% verkregen. We moeten eerst echter even berekenen of de lage temperaturen zijn te verkrijgen met de ter beschikking staande middelen, zonder

dure koelinstallaties te h,oeven gebruiken. Het bij de laatste condensatie overgehouden gas heeft een druk van 30 atm en - 200C. We kunnen dit gas smoren zodat er een aanzienlijke hoeveelheid koude mee kan worden gewonnen.

We berekenen dus eerst de temperatuur die het

gaS

krijgt door het smoren van 30 atm op 5 atm.

De samenstelling van het gas is.

mol/sec y CpJ/moloK Warmteinh.

JLK sec. C2H4 13,3 0,45 35,5 472 H2 9,6 0,32 28,6 274 CO 4,2 0,14 29,1 122 CO2 1,6 0,05 36,8 59 Cil2 0,6 0,02 41,9 25 C2H6

..Q&

0,02 48,6 29 29,9 1,00 981

De oplossing van dit probleem geschiedt met de toestandsvergelij-king van Beattie-Bridgeman.

TI -T 2 =J(Cl ) [ P2V_{2 - PV + (-1_-1.)+}

P _{m I l 1 vl v2}

l(~

-

~0

I •

I

-De indices 1 en 2 staan resp. op begin en eindtoestand.

J

=

4,19 J/gcal

=

4,19 liter atm/gcal

=

0,04133 liter atm/gca1

101,3

(C ) _{p m}

₌

_29,9 981

= ,

32 8 J/grmolOK

₌

_4,1 32,~

=

_7,8 4 _{gcal gmol K.} / 0

~

"1

=

A + o T2 3

Rt

_Bo a Ao

/

~l

=

2

T

2

-~

fl

=

R Bo b C T2 CH₄

2,2769

H₂ 0,1975 mengsel 2,15 c 0,0504xl04 7

,

47 X 104

De constanten Ao' Bo ' a , b en c zijn verkregen uit lit. 8 blz. 185.

Aangezien er geen gegevens bekend z~Jn

voor CO, CO_{2 ,} C

2H2 en C2H6 en deze slechts in kleine hoeveelheden in het gasmengsel aanwezig zijn berekenen we alleen de constanten ~1 '~1 en

l

i

voor het mengsel,'

CH

₄

(Y

=

0,58) en

H

₂(y = 0,42) Bo a b

0,05587

0,0I8?5'

-0,01587

0,02096 0,00506 -0,04359 0,0412 0,00864 -0,0275 ~l

t

_{l (1} i 2,44 -0,U0338 -0,0001085

De constanten voor het mengsel zijn berekend volgens: A

i

= ACH

i

x y CH + AH

i

x YH (zo ook a , b en c)

o 4 4 2 2

It

"

"

"

)

VI wordt berekend m.b.v. een "compressibility chart" en geredu-ceerde temperaturen en drukken.

waarin P_R en T_R de gereduceerde druk en temperatuur p en T resp. 30 atm en 2530K.

Pc en Tc de kritische temperatuur en druk.

~

I I I

.

.

i I I

..

L

- - - -~ - - - -21 C

₌

PV _RT waarin C

₌

compressibility :factor

p

₌

30 atm.

T

₌

2530K

R

₌

0,08206 atm. liter/grool oK

is _VI

₌

het molaire volume te berekenen.

Comp. y _Tc Pc TR PR C

Y

c OK _atm. CH₄ 0,45 191,1 45,8 1,32 0,66 0,91 0,41 H₂ 0,32 33,2 12,8 7,63 2,34 1,10 0,35 CO 0,14 134,4 34,6 1,88 0,87 0,97 0,14 CO₂ 0,05 304,1 72,9 0,83 0,41 0,62 0,03 C₂H₂ 0,02 309,1 61,7 0,82 0,49 0,60 0,01 C2H6 0,02 305,2 48,8 0,83 0,61 0,40 0,01 0,95 VI

=

0,08206 X3853 x 0,95

=

0,66 liter/grool.

v₂ wordt berekend m.b.v. de ideale gaswet aangenomen dat de temp.

°

T

°

10 C daalt dus 2

=

243 K en P2

=

5 atm.

v

2

=

0,0820~ x 243 = 4,0 liter/gmol.

Alle grootheden zijn nu bekend. Na invullen in gelijking geeft: Hieruit volgt: T 2 Tl - T2

=

9,50C IV 10°C.

= -

30°C. de

toestandsver-We maken nu een warmtebalans op van de laatste condensatietrap en het flashen, wat in eën installatie gebeurt. Deze installatie is

in fig.

J

schematisch weergegeven.

Eerst de hoeveelheden warmte, die op de verschillende plaatsen aan gassen en vloeistoffen moeten worden onttrokken.

e 0 0

1 Om gas a van + 20 tot - 20 C af te koelen:

-, I . I . I .. I Comp. C₂H₄ C 3H6 C

3

H8 C_4H10 CH₄ CO2 C 2H2 C

₂

H₆ H₂ CO C 2H4 C 3H6 C 3H8 C 4H10 mol/sec. 12,4 1,6 1,0 0,4 13,3 1,6 0,6 0,6 9,6 ~ 45,3 mol/sec. 12,4 1,6 1,0 ~ 15,4 C P J/mo10C 41,6 50,0 67,6 90,0 35,5 36,8 41,9 48,6 28,6 29,1 Cond. warmte J/mo1 12.000 18.000 19.000 24.000

w

Jtc

516 80 68 36 472 59 25 29 274 122

-1681

w

J/sec. 148.900 18.800 19.000 9.600 206.300 Totaal: 1681 x 40

=

67240 J/sec.

=

67 KJ/sec. ========== Totaal: 206 KJ/sec. ===========

3e Om de vloeistof d van - 20°C tot - 50°C af te koelen:

C2H4 C 3H6 C 3H8 C 4H10 mol/sec 1,4 1,0 0,5 0,1 Cp 0 Jïmol C 60 100 106 134

w

0 J/sec C 84 100 53 13 Totaal: 30 x 250

=

7500 J/sec

=

8 KJ/sec. =========

4e

Om

gas d van - 20° tot - 50°C af te koelen:

C₂H 4 C 3H6 C₃HS C 4H10 mOl/sec 11,0 0,6 0,5

.Jh2.

12,4 Cp J/moloC 41,6 50,0 67,6 90,0

w

J/sec

°c

457 30 34 27 548 Totaal: 30 x 548

=

l6440J/sec

=

16 KJ/sec. =========

- - -- - - -~--- ~

-I •

t •

I·

Hoeveelheid totaal te onttrekken warmte is dus: 67

206 8 16

297 KJ/sec.

Hoeveelheden warmte, die op verschillende plaatsen toegevoegd kunnen worden aan gassen en vloeistoffen.

° ° °

1 Om gas d van - 50 C tot + 10 C te verwarmen:

Warmteinhoud van dit gas (zie hiervoor) is: 548 J;oC sec. Totaal: 60 x 548

=

32 880 J/sec

=

33 KJ/sec.

---2° Om gas d van vloeibare- in gasvormige toestand te krijgen bij

°

- 50 C. molen/sec verd.w. W J/mol. J/sec. CtI4 11,0 12.000 132.000 Totaal: C 3H6 0,6 18.000 108.000 160 KJ/sec. C3HS 0,5 19.000 9.500 ========= C4HIO ~ 24.000 7.200 12,4 159.510

3° Verdampen van vloeistof d ~eft:

mol/sec verd.w. W J/mol J/sec C2H4 1,4 12.000 16.800 Totaal: C 3H6 1,0 18.000 18.000 47 KJ/sec. C3

Ha

0,5 19.000 9.500 ========== C4HIO 0,1 24.000 2.400 3,0 46.700 °

4 Opwarmen van het onder 3° verkregen gas van -50°C tot + 10°C:

mOl/sec Cp W J/moloC J/secoC C2H4 1,4 41,6 58,2 Totaal: C 3H6 1,0 50,0 50,0 60 x 151,0

=

9060J/sec C_3H8 0,5 67,6 33,8

=

9 KJ/sec. ======== C_4H10 0,1 90,0

_2&

3,0 151,0

:

.

I • I I I I • I cp

w

mOl/sec J/moloC J/secoC

CH₄ 13,3 35,5 472 H2 9,6 28,6 260 CO 4,2 29,1 122 40 x CO2 1,6 36,8 59 C2H₂ 0,6 41,9 25 C_2H6 --2..t.§. 48,6 29 29,9 967

Hoeveelhei d totaal toe te voegen warmte is dus: 33 + 160 + 47 + 9 + 39

=

288 KJ/sec.

14

Totaal:

967 = 38700 J/sec= 39 KJ/sec.

Er zal dus nog 9 KJ/sec op andere wijze moeten worden ont~rokken bijv. met behulp van NH

3 verdamping.

VI "Discussie.

Wat het meest voor discussie in aanmerking komt is wel het laatste stadium van de zuivering. Uit de uiteindelijke berekeningen

~- blijkt dat we dit_iets te_eenvoudig hebben bekeken. De laatste condensatietrap levert niet het gewenste resultaat op. In de behandeling van dit gedeelte is reeds naar voren gebracht dat recirculeren van het nog niet gecondenseerde gas hier een oplos-sing zou kunnen brengen. Het is de vraag of dit wel geheel bevre-digend zal werken. Wat een oplossing van de moeilijkheid is, is het toepassen van rectificatie, e.ventueel gevolgd door hypersorptie Dit laatste is een vrij nieuwe methode van gasscheiding. Een

tekening van een hypersorber is als bijlage bij het schema gevoegd •

Wat de onttrekking van het water in het begin van de gaszuivering betreft valt nog op te merken, dat dit ook iets te eenvoudig is gezien. Wil men werkelijk al het water er uit halen - en dit moet om te voorkomen, dat verder op in het bedrijf bij de zeer lage temperaturen de leidingen gaan dichtvriezen - dan zal men droogtorens moeten toepassen of men zal het water moeten uit-vriezen.

---1 I I I I I I

I

.

I I .

I

~/

VII

Literatuur en figuren: Li te ratuur •

1) Ned. Octrooi No. 63902.

2 ) " " N o. 37970.

3) Chem. Eng. Progress 47, 134-40 (1951).

4) Chem. Eng. Handbook J.H. perry.

5) Handbook of Chemistry and Physics, C.D. Hodgman. 6) Techn. Tabellen Ir Driebergen.

7) Databook of Hydrocarbons, J.B. Maxwell. 8) Chem. Eng. Thermodynamica, B.F. Dodge.

9) De Ingenieur, 12 Juni 1953.

10) Chem. and ~ng. News, 20 Juli 1953.

11) Unit Operations, G.G. Brown. 12) F.I.A.T. report 1107.

13) B.I.O.S. report 1411.

14) B.I.O.S. report 1058.

35

15) Elements of fractional distillation, Robinson and Gilliland.

I I

l

•

I'

_~ zs

I

h

---Cl)

g

8 ~

9

_.

Cl) z 25 w 0 >-)( 20 0 ...J 0 ~ 1.5 ~ i: w _1.0 ...J 0 (/)

6

0_.5

ETHY~

lJ

I. r

l- - -' - - -+A::--.-;:F=ROM ETHANE AT eo,%%.'TTHHEEAA~.&tcA~

EFFICIENCY

B· FROM PROAANE AT 7!>%THERMCXHEMIC:AIJ

EFFICIENCY (FEEDING PROPANE:

,

ONLY)

-g-

~

0

30 40 50 60 70 BQ 90 100

HYDROCARBON CONVERSION

,10

(GROSS)

Fig. 15. Autoth~rmic cracking of ethane and of propane. Olefins ylelds on basis of oxygen consumed. Fig. 14. Autothermic cracking of

propane.

Ultimate olefin yields at 75% thermochemical efficiency. Re. cycling propane only-acetylene

considered as ethylene. IOOIr----r----r----.----u--.-,----,----,----,----,---, / ' 901~--~--_+----~T_~---~~~----~--__ ---I .; 7Or--+---=;;±-:t--M-T-"fti~o+_t_at_TRm\.ilQ(:R1 Q I/) a:: ~~~--+--~~-~~_1- --r--~--~.----1-z o U I/)SO----+-~--r---/-+..,...---_+----+---_+----t__--__t_----t__--__j I/) ~ ..., 401-__ -"11' '-0.10 CIS Q20 025 Q30 Q3S OXYGEN;lHYDROCARBON LEGEND: - - -ETHANE CRACK/NG --PRQPANE CRACKING O,:l() ~ MOL RATIO

Fig. 8. Trend of conversion with oXYlfen to hydrocarbon.

Ratio in feed at various thermochemical efficleDcies. Gross conversion

means % ethane or propane disappearing.

'l

60 0 w

...

1

4 <1'1 ~ 8

~

o~~~~==r=~=t~ 30 .0 50 410 70 80 90 100 PAOfWIIE CONVE~AOSS)

Fig. 9. Autothermic crackiq of propane. Product. produced at about 5~ thermochemical

efficiency (continued in Fig. 10).

"-'. ..

,-0 30 0 4 3 2 I 0 I ~

V

(j

V

_V

[7

V

./'" Hp

I.----

v ~ ~ f---C02 -~

L---

*

v

V

7-/

1

'z~

~~ÎTCS

:3

~

50 60 70 80 90 PROPAI>I: CONVERSION,~(GROS 5)

Fig. 10. Autothermic craclring of propane.

Product. produced at about SO% thermochemical

efficiency (lee also Fig. 9).

100

--_I 'I

Î+1

00

I

+ IO(j o

CONVERSION 1500 / I' / / . /

..

oL... / ~ w _/ ~ _/ a: / ~ ti'

•

~ 1000 ~

_/

/ _// // _/ / ~

_/

_//

_/

~ / # / ~. /;~/ ~ 500 / / / "// / / / _I /

,

L _ _