Bereiding van fenol uit cyclohexanol en cyclohexanon

adres:

'. ~

-

( "\ ~

~~

SPUI I

A

~~j'

~

WCHT WATER +

t<

~r<~

gedeelElijk ROOKGAS

I

FREON met ~ ~ ~

ft

1-L -

_\~)

(~

"- . / r--- ~ STOQt.1 ~STOOM

W~

WCHT WCHT WATER LUCHT-o..JIEELE PIJP ROOKGAS

WARMTE WISSElAAR VERDAMPER WARMT E Wl SSELAARS REACTOREN KOELER PARTIËLE CONDEN9JRS

-nO.233

_JtB-m

hrttg·g~~

1:2:0.033

IlO.009

tUO.013

IO,619 IIIO.I38 ilO. 246 mOI95 _MS·233

ilO. 738

N

O.195 .033

NO.033 0.033

:rÎ8:~ 10.619

no.747 _Il8:?~ bereiding van FENOL

li8:g~ ffi1.073 =1~ta~nsabatans.

I CYCLOHEXANOL PG T.lAL LEMA

II CYCLOHEXANON w,:~ december '67 III WATERSTOF r l FENJL MASSA BALANS STROMEN IN Kg/sec 1° WARMTE BALANS -766

-,mj

I

161° 1° ventilator 1° 1°

"

~o

-fiol0

~266 -16

..

m~6

330 0 29 _{I 276 0} .1~ .lr! 1500 161° 161° 3750 120° -~ I 37S' 50° - "",I""""" 1° -3818 -4320 _{3&60 -3394}

':J~

~

1388 8~0

-

563 _freon

-

A:

_{766 25}0 Tin °c -4584 _20if 1933 0 1332 0

rrro:

H in kW 16974 950 ~ 48~ 852 -2 1340 -2000 'Jnn" 2nn 0 4~

~

50° 7120 31rf 7500 8450

~

482° 8000 24054 ~8744 11770 lBl° 4Bo .200 _-1677 15604 eKlcteur _{7560~'332 0} ~ fornuis ₂₀0 0 24140 -- compressor 6228

3500 11 '" 0

•

'" 0 11 ...

...

o w o 0 o 0 REACTOR SCHAAL '-20 3500 ~ PIJPEN INW. 50 ~ PIJPEN INW. 50 ...,

•

0 lil:;: l[ 0

•

SCHAAL

'-'0

AANT AL PIJPEN 254 o o o ID SCHAAL 1 -2,5

-G7----.

SCHAAL '-5 SCHAAL '-2

PART! ËLE CONDENSOR

o o

U'>

""

SCHAAL '-20

Behoort bij schema fenol.

REACTOR+PART.COND~

Vi P. G.M. WA Q U É december 1967

- - - -

-De bereiding van fenol uit cyclohexanol en cyclohexanon.

P.G. Tjallema,

Jacoba van Beierenlaan 55, Delft tel. 35973.

W.P.G.M. Waqué,

Koornmarkt 73 a, Delft. tel. 24369.

Fenol wordt gemaakt door dehydrogenering van een mengsel van cyclo-hexanol en cyclohexanon in een vast-bed reactor met Ft op koolstof als katalysator. Er wordt gewerkt in een waterstof milieu, onder atmosferische druk bij 3750C. De conversie bedraagt PO%.

Het proces verloopt volgens de werkwijze aangegeven in octrooi 939613 d.d. 16 october 1963.

De keuze van een vast-bed reactor en de keuze van lucht als verwarm-ingsmiddel worden besproken in Hoofdstuk V.

---

-Hoofdstuk I Algemeen gedeelte

1-1. Inleiding en taakstelling.

1-2. Produkt eigenschappen en toepassingen 1-3. Overzicht fenol processen.

1-4. Cyclohexaan proces

1-5. Plaats en grootte van de fabriek Hoofdàtuk I I Fysische en chemische aspecten.

11-1 . Inl~iding

11-2. Thermod~namische gegevens

11-3. Katalysator.

Hoofdstuk 111. Beschrijving van het proces Hoofdstuk IV. De massa- en warmtebalans.

IV-1 . De massabalans 1V-2. De warmtebalans Hoofdstuk V. Reactorontwerp.

V-1 . Octrooigegevens V-2 . Reactorkeuze

V-3. Berekening vast-bed reactor V-4. Radiaal temperatuur profiel

pag. 1 1 3 3 4 5 6 7 9 1 1 12 15 15 16 17 V-5. Berekening drukval 19

V-6. Keuze verwarmingsmiddel 19

V-7. Berekening warmte overdrachtsco~fficient 19 Hoofdstuk VI. Ontwerp scheidingsapparatuur.

VI-1 . Inleiding 22

VI-2. Samenstelling van damp- en vloeistoffase 22

VI-

3.

Ontwerp 1e parti~le condensor 23 VI-4. Ontwerp 2e partiële condensor 23 Hoofdstuk VII . Verwarmings en koelapparatuur.

VI1-1 . Dubbele pijp warmte wisselaar 25

V11-2. Verdamper 25

VII-3. Warmte wisselaar voor de verwarming van de voeding in de dampfase

VI1-4. Koeler

26 27

pag. VI1-5. Warmtewisselaar voor de verwarming van de

H₂ recycle 27 VII-6. Ventilator 27 V1I-7 . Compressor 28 VII-eo Fornuis 28 VII-9. Ejecteur 29 V11-10. stoomketel 29

Hoofdstuk VIII. Specificatie apparatuur en pijpleidingen. 30 Hoofdstuk IX. Het schatten van de investeringen. 31

Hoofdstuk X. Litteratuurlijst 33

Hoofdstuk XI. Appendices.

11-1 . Appendix I 34

XI-2. Appendix 11 35

X1-3. Geraadpleegde werken 35

Bijlage I . Flowschema, warmtebalans en masaabalans. Bijlage 11. Werktuigbouwkundige tekening.

---( 1 )

\

o~~~ \.v.vYV~

. •

i

(;..ç.J.

h...1~AAv.

~V-t~#-~

..\--Hoofds!uk

!

.

~1lC'IA~

fh..A.'~

:

tv-<tk

othl)-~

1-1. Inleiding en taakstelling.

Fenol is een belangrijke grondstof voor vele synthetische product-en. Indertijd werd het uitsluitend verkregen als destillatie pro-duct uit steenkoolteer, maar aangezien de opbrengst hiervan ontoe-reikend

i~ordën,

wordt fenol thans langs synthetische weg ge-maakt·

_W

.

'In" rj.Á- . _

i

\J-u""'Mlt,\"

L,\/u.v.&;J:,,;l_

~~

_ Fenol ~t ~g grotendaels 'via oxidatie processen bereid.

Men kan zowel uitgaan van benzeen al~~.

In dit fabrieksvoorontwerp zal nu een fenolproces worden behandeld, dat uitgaat van cyclohexanol en cyclohexanon als grondstof, ver-kregen uit benzeen via cyclohexaan.

Dit proces zal de eerste vijf jaren economisch nog niet h~lbaar

zijn, daar momenteel de marktprijs van cyclohexanol !

1,05

\

~

draagt

() ~l..t..;tt-.

en de pr ij s van fenol f 0,70. \

~~

\

~..\

'hw

~\ ~ (t~,1 C~~d

Cyclohexanon dient als grondstof vo' r de caprolactam befeiding.

Tot voor kort werd alle cyclohaxnol uit fenol gemaakt, doch moderne processen gaan uit van cyclohexaan. Het is dan ook hierom, dat er in dit fabrieksvoorontwerp getracht zal worden een proces te ont-werpen voor de bereiding van fenol uitgaande van cyclohexanol en cyclohexanon.

Indien men het oxidatie proces van cyclohexaan zo weet te verbete-ren, dat men een grotere opbrengst aan cyclohexanol resp. cyclohexa-non verkrijgt, dan kan dit proces waarschijnlijk concurreren met de andere processen.

1-2.

Produkt eigenschappen en toepassingen.

Fenol, hydroxybenzeen of carbolzuur heeft een molecuulgewicht van 94, smeltpunt van 41°C en een kookpunt van 182°C.

Door toevoegen van 8% water wordt fenol vloeibaar; 19. fenol lost op in 15 cc. water; fenol is oplosbaar in benzeen, ethanol, chloro-form, zwavelkoolstof, glycerol, vette olie, vaseline en onoplosbaar

in benzine. Het vormt met alkalihydroxiden in water oplosbare feno-laten. Daar fe~ol eiwitten oplost, tast het de huid sterk aan.

---~--- - - - _ . - . - - -

-(2)

Toepassingen in volgorde van belangrijkheid: a . epoxyharsen. H

2

c..-0-.c

Ji

o!!-2.l0-0-r

3

0o-cll2--~-c!!Jo-0-c0~

L

CH

₃

OH

jn

CH2

.

'.

.

.

.

dB

1".--0

nog vele groeimogelijkheden. CH2

b. poly amiQen.

cH2

H/

~po

1

2 · NH

~

--~-(CH2)5-q_N_(CH2)5-?'-CH2

I

H

g

0

~

/ C H2

CH

₂

twijfelachtige groeimogelijkheid wegens concurrentie met andere processen. c. polycarbonatèn. "

t

o-0~0-oj-{)-0-~~0-on

CH₃ . CH₃

J

n goede groeimogelijkheid. d. detergents.

wegens toenemende belangstelling . ~n de nonionics een goede groeimo-gelijkheid. 8. fenolhareen. OH H ~ H

.

0-C-2~ ~

C-2-~ 2

0-

enz .

1

2

Afnemende belangstelling voo~fenolharsen.

f. kleurstoffen.

g. diversen,

herbiciden, fungiciden, desinfectiemiddel, extractiemiddel bij aard-olieraffinage en ameeroliedoops.

---~--\

I

I

I

I

I \ \ I Cb\-\ S" S o~ 'Y\ ~

°l

'YLo..O H 1-3. (3) +\-lCI-~OH

o

.CO~ Overzicht fenolprocessen.

Ol.

Bovenstaand schema laat de reactiestappen van de zes fenol

pro-cessen zien. Het sulfonerings- en chlorerings-proces zijn de oudste. Alle bovenstaande processen, behalve het cyclohexaanproces, worden

in commerciäle fabrieken toegepast. (litt.1)

1-4.

Cyclohexaan proces.

Het cyclohexaan proces is schematisch afgebeeld in figuur 1.

Benzeen wordt in de vloeistoffase katalytis~h gehydrogeneerd tot

cyclohexaan bij een druk van 15 ata, een temperatuur van 1500C en

met platina op aluminiumoxyde als katalysa1or.

Vervolgens wordt het cyclohexaan met lucht en cobalt-octoaat als

katalysator geoxideerd tot cyclohexanol en cyclohexanon. De reactie

=

__ ""-:: __ =_.;-". =._~~--:_=_

..

:c--:-.:::c-• .... -. ~=~~.",...,----~~- -

----!.

(4)

De conversie per pass bedraagt ongeveer 10%. Bij deze oxidatie

ontstaat adipinezuur ala nevenproduct.

waterstof ...

..

.... ~

..

hydrogen. benzeen fenol

_...

..

O'enzeen cyc.LOnexaan

t

cyclohexaan .. oxidatie ..a

...

_• .nol lucht

J

~on

adipinezuur scheiding M~~a-n-o-n----~d&hydrOgen.~ ahoI ~ fenol anon anol

CYCLOHEXAAN PR

:

QCES

.

figuur 1. watersto:f

Na de scheiding wordt het anol-anon mengsel gedehydrogeneerd met 2%

platina op koolstof als kat.lysa~or tot fenol. De reactie geschiedt

onder een waterstofdruk van 1 ata en bij een temperatuur van 3750C.

De conversie bedraagt 80~ t .o.v. het anol-anon mengsel.

~ctM,'\e"t

:

,"" ~

-I-5.

Cl

Plaat. en grootte van de fabriek.

.

I

\

_\

IV

Daar het cyclohexaan proces een sterk petrochemisch karakter heeft,

~

il het dUI wenselijk, dat deze fabriek gekoppeld wordt aan een

aro-maat fabriek of een cyclohexanol-cyclohexanon fabriek. De fabriek zal

dus een onderdee~ zijn van de petrochemische industrie.

In dit fabrieklvoorDntwerp heeft de fabriek een capaciteit van 30.000

---10

ton fenol per jaar.(litt.2)

11-1 .

Inleiding.

--- -~ - - - -

-~--(5)

'Het is reeds geruime tijd bekend, dat cyclohexanol en cyclohexanon

kunnen worden gedehydrogeneerd (litt.3 en 4). Deze aromatisering

heeft tot nu toe nog niet veel opgang gemaakt. Als men de

littera-tuur er op na slaat, ziet men dat toch redelijk veel onderzoek is verricht naar deze aromatiserings-stap door industriäle labaratoria.

Helaas zijn er ~n de litteratuur nog geen gegevens te vinden over

het reactiemechanisme en over de kinetiek. In het algemeen mag men

wel stellen, dat de aromatiserings-reactie een vrij snelle endotherme reactie ia en dat de warmte toevoer bepalend is voor de

reactie-snelheid.

Een andere moeilijkheid is de scheiding van cyclohexanol-fenol en cyclohexanon-fenol.

Bij cyclohexanol en fenol treedt er een maximum-azeotroop op bij

T= 182',45 oe en een fenolgehalte van 90% bi j p= 1 stm. Zie figuur 3.

(litt.5)

Wat betreft de maximum azeotroop vorming van cvclohexanon en fenol

spreken de gegevens uit de litteratuur elkaar tegen (litt.6).

Volgens Field (litt .7) treedt bij een fenolgehalte van 75~ een

maxi-mum azeotroop op.

Om een eenvoudige scheiding te bewerkstelligen is het dus wel zaak het fenOlgehalte in het productmengsel zo groot mogelijk te maken.

In figuur 2 is de verandering van de svenwichtaconcentratieuitgezet

tegen de temperatuur met als parameter de waterstofdruk (p= 1atm). _,

~~

\9t.~ ,&.l,Lt!

r

1."1.1

o 00 -:'-16 ~oo ~'l.5"

- - -•• T ...

oe

evenwicht van cyclohexanol,

cyclohexanon en fenol PH • 1.atm.

figuur 2.

~

T-X diagram bij P= 1 atm. figuur 3.

\ I

I

I

\

I

(6)

Aan de hand van figuur 2 is eenvoudig in te zien dat de temperatuur groter moet zijn dan 325°C om een voldoend groot gehalte aan fenol te verkrijgen. (litt. e)

In dit fabrieksvoorontwerp hebben we nu de volgende aanname gedaan: we hebben nml. gesteld, dat bij de dehydrogenerings-stap alle cyclo-hexanol wordt omgezet, hetzij in cyclohexanon hetzij in fenol. We kunnen dan de moeilijkheid van de azeotroopvorming van fenol en anol

omzeilen.

Deze aanname kan juist zijn, indien we er van uitgaan, dat we in de kolom gevuld met katalysator steeds te maken hebben met min of meer evenwichtscondities van anol, anon en fenol. Uit figuur 2 blijkt dan dat het aandeel van cyclohexanol in het productmengsel bij een tempe-ratuur van 3750C te verwaarlozen is.

Voorts is het gemakkelijk in te zien, dat druk verhoging het even-wicht negatief beinvloedt. (litt.9)

11-2.

Thermodynamische gegevens.

Parks en Huffmann (litt.10) geven voor de vormingswarmten van fenol en cyclohexanol de volgende waarden:

-3R,370 kcal/mOl

-P5 ,600 kcal/mOl

mI r r

óHr

=

+47,230 kcal/mOl

_ ...

~

H

AHr= 47,2 kcal/mOl

Cubberley en Mueller (litt .e) geven de reactiewarmte bij 2980K voor de volgende reactie:

+

AHrr:

15,2 kcal/mOl

Hieruit volgt:

GY

O

_ ....

@jH

AHrII~ AH_{I -} 6H_I1 ~ 32,0 kcal/mOl

---(7)

Silbermann (litt.11) geeft de

AG

o waarden voor de dehydroRenerin~s­ reactie Anol~PhOH + 3H₂ en de dehydrogeneringsreactie Anol~Anon + H

2 Door de

a

GO waarden van deze twee reacties van elkaar af te trekken, verkrijgen we de AGo waarde van de reactie Anon~PhOH + 2H

2. /Reactie AGo waarden in kcal/mOl

2980K 4000K 5000K 6000K 7000K IAnol~PhOH _{+ 3H2} +23,00 +13,92 + 4,72

-

4,54 -13,90 Anol-::::Anon + iI . + 6 85 _{+ 3 93 _. _ :!-. Q., 9] - 2 02}

_{___}

_{~_.?.19~L}

F---

-

---

--

2-

_______ .1 __ _ _ _ _ _ . _ . .1. ___

-_. __.l. ___ Anon~PhOH ₊ 2H₂ +16,15 +

9,99

+ 3,75

-

2,52

-

8,F5

Deze waar~en zijn tevens uitgezet in een AGo-T grafiek. Zie pa~. 8.

Uit deze grafiek kunnen we de volgende conclusies trekken:

1. de dehydrogenering van anol tot fenol bij temperaturen }275?C(550oK)

~ 2. de dehydrogenering van anol tot anon bij temperaturen ?250 oC(520 oK) 3. de dehydrogenering van anon tot fenol bij temperaturen ~280oC(5600K) 11-3.

Katalysator.

Voor de. meeste dehydrogeneringsreacties wordt een vaste katalysator _.

\ ' . ,. . .

gebruikt. In een dergelijk systeem van waterstof en de te reduceren stof speelt de reactie zich af aan het grensvlak, dat door zijn

chemische samenstelling en structuur katalytisch actief is. Er wordt naar een zo'n groot mogelijk grensvlak gestreefd, dat bovendien

ge-makkelijk bereikbaar moet zijn.

Bij deze dehydrogenering wordt volgens het octrooi (litt.2) 2~ plati-na op koolstof gebruikt. Koolstof is hier dus de poreuze drager met een hoog specifiek oppervlak. (specifiek opp. 500 m2

/g,

porievolume

1 ml/g)

De katalysator wordt als volgt bereid (litt.12):

Het actieve kool-wordt 2x gekookt in een 0,5 N Hel oplossing gedurende

2 uur en daarna gedroogd bij 1100C.

De actieve met zoutzuur behandelde koolstof wordt vervolgens 16 uur

gekookt in een ammoniumplatinachloride oplossing (NH

4PtCl6), daarna

afgefiltreerd en gewassen met gedestilleerd water en 16 uur gedroogd

bij 100°C. Er blijft dus fijn verdeeld platina op het koolstof achter. De selectiviteit zou volgens het octrooi (litt. 12)

94%

bedragen.

-I , I

1t

25,

B

O,O

I

5,0

r

O,O

j~ I I I

I

_I

r

5 • 0 I

I

I I

1

I

°

I

I I

L

5 ,0

nO,O

i ~ 5,0 , G;l'0H \---~~ '=; A GO kear mol 298 300 400 ---~ - - -(8) 6 GO ~ T grafiek. ~OH

o

+ _{3H 2} 600 _ _ 7uQiI.loOL...-_...j ••

I

I'

i

./

k

,

~

~(\

(9)

Het proces kunnen we als volgt indelen: a) het voorbereiden van de reactanten.

r

ttJ.v~

rrv

twt

+

\

t~~

\

4'l..

1 \-tCA.&fkJ

M.-

fL

~

~

I

_,

t

ÜA

~14

~

;1j

b) de dehydrogenering van cyclohexanol-cyclohexanon.

c) de scheiding van het productmengsel.

d) het af- en toevoeren van warmte .

a) het voorbereiden van de reactanten.

Het cyclohexanol en het cyclohexanon afkomstig uit de oxidatie-fabriek wordt gemengd met de recycle-stroom, bestaande uit anon en fenol. Door het samenvoegen van deze twee stromen vindt er een

kleine temperatuursdaling plaats. Het mengsel wordt vervolgens voor-gewarmd tot 150°C. in een dubbele p~pwarmtewisselaar met behulp van verzadigde stoom van 15 ata. Daarna worden de reactanten verdampt bij 158°C. in een verdamper met verticale pijpenbundel, ook weer met b~hulp van verzadigde stoom bij 15 ata. Na de verdamper worden de reactanten gemengd met de waterstof recycle stroom bij 1610C. en

.in een molverhouding van 1:5. Deze waterstof recycle bevat tevens nog een beetje cyclohexanon. Deze voedings-stroom wordt vervolgens naar de warmtewisselaar gevoerd en verwarmd tot 3750C. met behulp van lucht gemengd met rookgassen bij een temperatuur van 4P20C. en

een druk van 2 ata. Na deze bewerkingen worden de reactanten naar de reactor gevoerd .

b) de dehYdrogenering van cyclohexanol-cyclohexanon.

De dehydrogenering vindt plaats onder atmosferische druk in twee

_.

katalytische pijpreactoren. De katalysator pijpen zijn gevuld met een

2%

Ft op koolstof katalysator, die voorts nog 4,3 x is verdund.

De reactie geschiedt min of meer isotherm. De contacttijd bedraagt

0,49

_{/ '} sec. en de verblijf tijd in de pijp 2,2 sec_. . In de reactor

wordt alla cyclohexanol omgezet in cyclohe~non en het cyclohexa-non voor een gedeelte in fenol . De conversie naar fenol bedraagt RO% t.o.V. het cyclohexanol-cyclohexanon mengsel. De benodigde

re-...

actiewarmte van 2356 kW wordt toegevoerd met behulp van lucht van 441 0C en een druk van

3

ata.

c) de scheiding van de producten.

Na de reactorsectie wordt het productmengsel gekoeld tot ongeveer het dauwpunt van het fenol-anon-waterstof mengsel. Deze temperatuur is ongeveer 120°C. De koeling geschiedt met lucht van 20°C en bij een druk van 1 ata. Vervolgens wordt het merendeel aan fenol en een

( 10)

~ be~tje cyclohexanon gecondenseerd in een parti~le condensor, die

het productmengsel tevens afkoelt tot 50oC. De koeling geschiedt hier met koelwater. De zuiverheid van fenol bedraagt ongeveer 97,7~.

De tweede scheiding vindt ook weer plaats in een partiäle condensor, die eigenlijk uit twee delen bestaat. Het ene deel van de condensor wordt gekoeld met koelwater tot 300C en in het tweede deel wordt

gekoeld tot 10C met freon. Daar freon vrij duur is, wordt de con-densor niet geheel gekoeld met freon. In deze tweede condensor wordt alle fenol gecondenseerd en het grootste deel van cyclohexa-non. Dit condensaat wordt weer in het proces teru~gevoerd.

De waterstofstroom, die tevens nog een beetje anon bevat wordt ge-reduceerd tot 0,138 kg/sec. De rest van de waterstof kan weer ge-bruikt worden in 'de hvdrogeneringsfabriek. We hebben hier dus een verlies aan anon- van 4 g/sec.

Bij dit proces hebben we de scheiding kunnen bewerkstelligen in twee partiäle condensors en hebben dan een productzuiverheid van

97,7

%.

Waarschijnlijk zou het achteraf beter zijn geweest, indien we uit het productmengsel direct alle H

2 damp hadden afgevoerd . Dit hadden we dan als volgt kunnen bereiken, door het productgaa van 1200C in een scrubber te leiden en het mengsel vervolgens te koelen tot ongeveer 400C en het ontwijkende

waterstof~as

te wassen met het gecondenseerde product .

Na deze wassing hadden we het fenol-anon mengsel aan een vacuüm-destillatie kunnen onderwerpen. De destillatiekolom had dan 60 scho-tels geteld, de diameter was dan gelijk geweest aan 3,20 m en de hoogte ongeveer 18 m.

Bij een toptemperatuur van 750C en een druk van 50 mm Hg was het cyclohexanon overgekomen en het fenol bij een keteltemperatuur van 125°C en een druk van 175 mm Hg. De productzuiverheid had dan ongeveer

99,5

%

bedragen.

d) de verwarming en de koeling.

De lucht, die nodig is voor het koelen van het productmengsel wordt met behulp van een ventilator in de warmtewisselaar gevoerd.

Vervolgens wordt deze l~cht aangevuld en gecomprimeerd tot 4 ata.

~

De lucht wordt daarna in een fornuis verhit en naar de reactor ge-leid. De afgewerkte lucht uit de reactor wordt gemengd met de rook-gassen van het fornuis met behulp van een ejecteur. Dit lucht~rook­

gas mengsel wordt gebruikt voor de warmtewisselaar van het water-stofgas en voor de verwarming van de reactanten in de gasfase. De rest van het mengsel wordt gebruikt voor de stoomproductie.

-- -- --

-( 11)

De resultaten van de berekening der balansen zijn weergegeven in het flow-schema.

IV-1 .

De massabalans.

De massa-balans is als volgt berekend:

Productie: 1,040 kg/sec is 11,05 mOl/sec fenol.

Input voor de reactor:

Input in de fabriek 6,19 mol/sec 5,16

Recycle condensaat

2e partiäle condensor 2,36

Recycle damp van 2e

partiële condensor 0,09 Totaal 13,80 Verhouding waterstof: HjD~ reactanten 5:1 69,00 Fenolrecycle: 0,35 mol/sec l(t;,~ mÓI/sec JI.J

In de reactor een conversie van 80%:

0,619 kg/sec cyclohexano~ 0,505 0,233 0,009 1,366 kg/sec 0,138 kg/sec cyclohexanon cyclohexanon cvclohexanon reactanten waterstof 0,033' kg/sec fenol . T

d

~T"

-:;;-'37

Output uit reactor 11,40 mol/sec 1,073 ,kg/sec fenol 97,40 mol/sec 0,195 kg/sec waterstof

2,75 mol/sec 0,271 kg/sec cyclohexanon Uit 1 e partiële condensor (zie ook scheidid~T:~9'

T= 500 C. drUk in mm Hg. 739 18,6 2,4 Output: samenstelling damp 97,40 mol 2,50 'mol 0,35 mol 11,05 mOl/sec 0,25 mOl/sec Uit 2e partiäle condensor.

T~

,0C.

_{druk in samenstèlling} mm Hit:. damp 759 91,40 mol 1 0,14 mol 0

°

samenstelling vloeistof 0 mol waterstof 0,25 mol cyclohexanon 11 ,05 mol fenol 1,040 kg/sec fenol 0,025 kg/sec cyclohexanon samenstelling vloeistof

o

mol. waterstof 2,36 mol. cyclohexanon 0,35 mol fenol

J

~>

Output: 1V-2. 28,40 mOl/sec 0,04 mOl/sec De warmte balans. (12) 0,057 kg/sec waterstof. 0,004 kg/sec cyclohexanon.

1) Stroom naar dubbele pijp warmtewisselaar .

Input proces bij T= 25°C.

,/ I I'" j' _I ,n (,.; • e ,.".~~.~ t x j , ft " J f, )

cyclohexanol ÓHV29?oK

=

-85,1 kcal/mol ,(

cyclohexanon 6. Hv29SoK = -70,4 kcal/mol

f :3

7'Z-

1

Totale enthalpie inhoud -381 - kW Recycle condensaat 2e partiäle condensor.

o T= 1 C. _{k <' ~ {'" ~{.~'.:. j . : . , -.} - O,Z33.0,413, 24 ::: ,}·6~",dnV',.,..l)· _ _ ---.-"-.-.- / / cyclohexanon: 2,36.-7~,4 fenol' 0,35.-3P,4 . ~/i'V( " +. -o,-O?~;~/,:;t:'.~ '+ 0'~A f9 - 0,0~3.0,561 .40=

. - Totale enthalpie inhoud -766 kW

Bij het mengen van deze twee stromen wordt de temperatuur 20°C.

De totale anthalpieinhoud wordt dan: -4584 kW.

2) Dubbele pijpwarmtewissèlaar.

Temperatuurstijging is 130°C. ~ ï .

Reactanten + fenol:

,--l\T 130(O,619.0,416 + 0,738.0,413) + 0,033.0,561(150 - 1) - 13 ~ 264 kW.

De 'totalè enthalpie inhoud wordt dan bi,; 150°C -4320 kW.

3) Verdamper. cyclohexanol: cyclohexanon: fenol: Extra warmte Totaal

6

liS

P

();P

5.1

ti

0,033. 103,4 ~

t

1sl ; a 140;5 kcal/sec ~ 0,619. 108,7 = 0,738.109,5 •

voor verwarming: 10.5 kcal/sec

;: 660 kW. 4) Recycle waterstofstroom. T= 161°C. _7~

_""

waterstof: 0,138.3,45.136 ~ 64,65 kcal/sec cyclohexanon: ::s_ 1,90 kcal/sec =266 kW.

Na het mengen wordt de totale enthalpie inhoud bij T: 161°C -3394 kW.

-I I I

I

\

\

'r

I

I

I

I \ - - ---- - - -(13)

5) W_{armtewiiilselaar voor de dampfase .}

TemperatuurstiJ}}!pg 214oC. (};l? _{t"'It/D t)/NP 17/}

dUiil: 214(0,619.6,220 + 0,147.0,225 + 0,13P.3,45 + O,03~.0,_{235) ~ 168}

kcal/~

7

1'

Totaal toe--_{te voeren warmte is dus: 106 kW.}

Enthalpie inhoud van de reactantenstroom

ratuur van 3750

C geli.ik aan -26P.8 kW.

is bij een tempe

6) De reactor.

De reactiewarmte wordt berekend als het verschil van de

enthalpie-inhoud van de reactanten stroom en de producten stroom.

E_{nthalpie in.h.Qllil producten s_tzoom: ~} I}

P'll~ -'137,V ~fif ... I fenol: 11,40.-38,4/\ + 1,073.0,338.16 + 1 ,073

ï

.29,0 + 1,073.0,561 .140 + ----' t"4t OO, t]:

r-,

+ 1,073.0,2)

_-

_'

_9)..b

~_t94 + 1,013.103,4 .= ~159kcal/sec_{. 1~1} lil, '2 _~',Z

-

_v cyclohexanon: 2,75.-70,4 + 0,271 .0,413. 1_~1 + 0,271 .109,5 + )-/3'7 + 0,271.0,225.219=, -13" kcal/sec

_-:29

_"'j' waterstof: 0,195.3,45.350

=

23~

kcal/sec _{/ )}

f

m.

~

.

~"[

De productenstroom heeft dus een enthalpie inhoud van -33'5' kW

.-

rtl

X

- ) _.

Dus de toe te voeren react iewarmte bedraagt 2356 kW. \ "/; J

'1::

-lr

?

I) /. J

f

--

~

..

' ~ 'l.r1 7) De koeler. 7...~' ) Temperatuurdaling van 255°C. _{.----7' ,'t/û I '}

$--De af te voeren warmte be..draagt: p;tSt.. _&,16 0 _I 6'/1 I

i "'

-255(1,073.0,235 + 0,271 .0,225 + 0,195 .3,45) R 1056 kW.

De enthalpie inhoud va_{n de productenstroom bij T= 120°C.}

-1388 kl.

8) ,e Partiäle condensor.

bedraagt dan~, .

De enthalpie inhoud van de verlatende stromen bij 50°C. bedragen:

Dampfase: waterstof: 0,195._{.... I} 3,45_flS, .₀ 25z;

/b,B

tlf J fJl {j ;il r _tt:.iP/7 cyclohexanon: 2,50.-70,4 6 + 0,246.0,413.131 + 0,246. 109,5 ' ,I - 0,246 .-0~J225. 111: _/jÓj'1 _r - IJ,'I _{+ó,j...:- 1,0 .f·2} f !$ fenol: 0,35 .-38,4 + 0,033_{~ tI} .0,338.16 + 0,033_I~ .29 + 0,033.0,561x ' x 140 + 0,033~~ti3,4 _- O,033.0_{,~35 . 130 = -7/~} Dus totaal -563 kW. _ :>9t. Vloeistoffase: _{fenol: 11,05.-38,4 + 1,040.8,33P} .16 + 1,040.29 + + 1,040.0,561.9

=

;

₉

cyclohexanon: 0,26.-70,4 + 0,025.0,413.25

=

Dus totaal -1677 kW.

De afvoer van warmte bedraagt dan R52 kW.

-( 14)

9) 2e Partiële condensor.

3nthalpie inhoud uitgaande condensaat stroom is bij T= 10 C. gelijk

aan -766 kW,

Enthalpie inhoud van de waterstofstroom is gelijk aan -22 kW.

10) De warmtebalans van de verwarmings- en koelapparatuur wordt

af-zonderlijk in hoofdstuk 6 en 7 behandeld.

-Hoofdstuk V.

-"---

--

-

-

-

-

-V-1 .

Octrooigegevens.

(15)

De reactor is ontworpen aan de hand van het octrooi van Scientific Design Company Inc (litt .2) . In dit octrooi worden de vol~ende gege-vens verstrekt:

a. reactortemperatuur 3750C. b. druk 1 ata.

c. conversie 80%.

-1

d. weight hourly space velocity 0,75 h . e. katalysator 2fo Pt op koolstof.

V-2.

Reactorkeuze .

Bij het ontwerpen van de reactor is aan de volgende reactoren

ge-dacht: 1) fluid-bed reactor.

stijgbuisreactor 2) vast-bed reactor ---etage-oven reactor

---buisreactor

De buisreactor kwam al spoedig als de meest elegante oplossing voor dit proces naar voren en wel om de volgende redenen:

fluid-bed reactor: daar een fluid-bed operatie altijd gepaard gaat met katalysator verliezen, is deze re-actor dus niet bruikbaar vanwege de dure katalysator.

stijgbuisreactor:

etage-oven reactor:

I

daar toevoer van de reactiewarmte geschiedt , door afkoelen van de reactanten, kwam deze ( reactor niet in a~nmerking vanwege het kleine

) temperatuurverschil en het ontbreken van

ki-! netiek gegevens. (~T=500C 26 reactoren nodig)

toevoer reactiewarmte tussen de etages,

slechte temperatuur beheersin~ en voorts de-zelfde bezwaren als bij de stij~buisreactor.

(16 )

buiilreactor: tenslotte is voor dit ontwerp de buisreactor gekozen, als zijnde de meest elegante oplossing

~--"""..-r""'"'-'--De reactor is uitgerekend voor 1" en ~" buizen. V-3,

Berekening vast-bed reactor.

Als reactor is gekozep de 2" buisreactor, daar we bij de 1" buisreactoJ

een te groot verwarmend oppervlak hebben en dit dan niet meer doel-matig kunnen verwarmen.

Gegevens:

T~ 375°C. p. 1 ata ,

Capaciteit: 30.000 ton/jaar

=

1,040 kg/sec fenol .

Mol verhouding waterstof/reactanten

=

1/5. Conversie 80%.

-1

W.H.S~V. ~ 0,75 h .

Dichtheid katalysator

~kat

~

1050 kg/m) (perry)

):1. =0; 5,0'& 10- 2m

I

~w - - -2 1

Jl'

1.$

Ir'

Iv;, 'F,.<f,~ J! I

iAl

,0 uit-' ... 5,6 . 1 Om. tI à-C"'" J ( !

fd.

LI! 11Jt.., ;

'-Ir

I7, l?

/1""

Cons

~

tiemateriaal:

roestvri.jstaal.

3jJffl

X/I"&, dl '

"-'" I .! . t?

'iJ!

~

,

I

R

lA .

Berekening' .... <t~ameter katalysator deeltje:

,VltJ'

,

;

J,; IIqti~,f ~

b

çf'

1P1

I

Volgens Leve:

',j

14

IfJ.'f-

,Jo

---

-""

7

'

\

...

" "" J' °l

'('b-..~_, 4 1 4 d

p/

d t + 0, 333

c

€=

porositeit; d

t ~ ~i nw ; d p

=

3 diameter bOlvormig kat . deeltje. \

Stel (.

=

°

,4 _{dan is d p"'" 6}.10 - m.

Berekening reactorvolume:

W.H.S.V. ~ kg. grondstof/uur

'kg. kat. '

Invoer grondstof 1,366 kg/sec. (massa-balans): nodig

r7

daar 'kat • 1050 kg/m3

6516 kg kat.

3 6,26 m .

hebben we een reactor volume van

Berekening gemiddelde volumestroom door reactor: ~',lJ{ Input: reactanten 1,366 kg/sec • 13,80 mol/sec

fenol 0,033

=

0,35 waterstof () liJ

8

::;

69! 00 ~;~l totaal ~ 83,15 mOl/sec. Output: anon 0,211 ; 2,15 ' fenol 1 ,013, :: 11 ,40 0,

/q~"

::;91.40 ~-~ totaal ~11 1 ,55 mOl/sec.

I,

[J ~ waterstof

\

_{lr~~k(~ ~~.}

~ Îi

b

t

=

,/-1

X

0(

fA

j:.::

=

m.t,

~

)

.

.JUl

a.

11

~

_~

iK

~

_,rLL~-I '

I

~

f

Juu.

:.-fJ..2.

_!fLfl

_ _ _ - - - - - 1

.

.t"

"? /0

~._._'"

,

s:..o-

,

'!',

! '--:. ,;;.,i r V - '

- - (11) ol. j i . I f ~f f (J" ' .~. " j r . I

f

Jj ~

7

ti _{.~. -3} ~~.

=

(111,55 + ~3, 1 5 )

/2,

22 , 2. 1

°

Dus bij 315°C en ?= 1 ata bedraagt

;:/

64

P

_/2

7

₃

=

_{5,18 m}3_/sec.

~v

5, 1(d) m3/sec.

Berekening contactti,jd. /./

Voor de contacttijd geld'{; 1"

c ;iJ f Vr / ~V/ , waarin V

r het reactorvolwne

.'

is.

~c ~ 0,4.6,2~/5,13

₌

_{,0,49 sec. ~}

Als we de _{gemiddelde snelheid in de buis op(v/ = 2 mlsec,}

dan wordt

de lengte van de katalysatorbuis _{gelijk aan:}

1 = Zv) .1:. c ~ 2. Ü, 49 == 0, 9P m.

/'~

( (VI geeft het lege volume weer van de buis,

hiervoor _{mogen we dus}

~₀₀ ·JCk _schrijven:

2

f.. V r =~. ~

.

~. ~.t.. _{. L/4}

/

I ,1 1

waarin n het aantal buizen is. fi1::

Voor de contacttijd kunnen we nu schrijven:

l

~c

~

E

_.n.~.

_dt2L/4~v

_{Voor n vinden we dan 326b buizen van 2".}

I

Berekening

digme#ê

L

~~X

:

/ 11,: O/bl,fV A1

i / _{1 reactor met 3260 buizen van 2" ( 5,Og10- 2m)}

vinden we een waarde

'; / ) voor 'm- _{62,14. De steek bedraagt}

1

~

4,56:;1

_1P,5

mmo

p

-z

!

M

Totars diameter wordt dan:

7RJ

~~

~

L:"'

_

~~

_

~

1~

i~

?!

_

~~

_{__}

~

_

~~Q<!mm.

I

< De _{diameter van deze reactor ls te groot en we krij~en}

dan waar-1 , ,

I

\

I

I

I

I

I

X

\

schijnlijk verdelingamoeilijkheden over de reactorbuizen.

Conclusie: _{2 reactoren met 1630 buizen.}

De _{diameter van de reactor wordt dan: n= 1~~Bt m= 42}

,19 steek 18,5 mmo

diameter is: 78,5.42,19 + 56 + 1,5.7P,5 ~ 3500 mmo

In verband met het grote _{radiale temperatuur profiel wordt de actieve}

kat~;;t~-r-4;3~,rX-">vë'r-dun(fïn~ét'lt'fne'r'të"ko'ói9't'of. We kri jgen dan een

af-vlakking van het temperatuur profiel. De _{lengte van de buis wordt dan}

gelijk aan4,~. m.

Conclusie: 2 reactoren; per reactor 1630 _{buizen van 2"; de lengte van}

de buizen bedraagt4,3m; diameter 3,5 m. V-4.

Radiaal temperatuur profiel.

Als er geen warmte gebruikt _{wordt voor de opwarming van de gasstroom}

en het katalysatorbed, kan in _{het stationaire geval het temperatuur}

profiel worden berekend. Voor de geleiding van warmte in het bed

geldt dan namelijk:

q= À . 2r dT

"

"

- - -

-( 18)

Indien we deze vergelijking gaan oplossen, dan krijgen we de volgende relatie:

T &Jr2 +

c.

4>~

waarin T de temperatuur in oe.

q: per ~olume eenheid benodigde warmte.

r~ afstand van de as van de buis.

'---,---_. --,-._"_."~ .•. ":_ -,-,

~~~ warmtegeleidingscoäfficient in het bed.

C::. constante.

,

t

v...

De warmtegeleidingscoëfficient in het bed kunnen we opgebouwd denken uit de warmtegeleidingscoäfficient van het bed, als er geen gas door zou &tromen (Ào) en een warmtegeleidingsterm, welke ingevoerd wordt

voor het warmt~transport tengevolge van radiale stromingen (~r) '

We kunnen dan voor ).~ schrijven:

)., =À

+.>-~ 0 r

Voor ~o kunnen we schrijven:

~ / 0

H2 • 0,334 W m C.

, - 0 0

~kat.= 1,7~

Wim

c

.

(Perry) Voor ~o vinden we dan

0,28 Wim

c.

'-'"--".:..:.-.. ~' .,. ,

Volgens Landau en Harper (litt. 13

Àr G P,18.dp'<V)'cp'~'

-y

-) kunnen we voor À r schrijven:

d

p

=

6,0. 10 m.

(v>. 1&

2

m/sec

(cp)gasmengsel = (cpxmassa)react.+ (cpxmassa)waterstof

IJ to~ale massao, .. {1,

ft

0

1& O,22d.f,370 + 3,35.0,166 ....

~

"

i~

"

~~

,,7

"

,

kcal/kg

C. 1 ,

119

,

+ 0, 1 66 " 0,

iJ'

ï;fY

'

)

~

~rrI ~v

.. 1,536/5, l'iÜ

r

t?

0.30 kg/m3 , 9 " () 'It ".,'. , 3 / 0 9.,/!')( .0(,.51 r , .... À _r :; 0,18.6.10"" .. 2. 0,57.4,19.10. 0,30 = 1,55 W m C. ' I ' , '. " 0" >-~. 0,2P + 1,55 :: 1,83

Wim

c.

q~ totaal benodigde reactiewarmte

totaal lege volume

3 • 2356. 10 .

~ U

J

~{lJI;

0,4. 6,26. 4.,,..3 lIJ

T

i

i

i

l,erdunningsgraad ! ,"

I

teactorvolume (onverdund) porositeit.

Indien we deze waarden in de vergelijking stoppen met als voorwaarde:

-2 0 r& 2,5.10 m dan T: 375

e.

Voor

e

vinden we dan: C= 355

,

oe

.

.

Indien we r=O stellen dan krijgen we een "cool spot" van 35~ ~C.

We verkrijgen dus een parabolisch~ ,:."e:-o/eratuur.:e~~:linll.

9! /3

PYlr-

Ä)

1.

t,:.71

y/i/'

I

S

~iI: .J

"

I{)

>""1' I r j ~ ;.

~ ~..f .... I . fA" ~. . f t· •• ~ . . " r (,/'i ": ~ ,.,J J (.)

c..

I!::

J

7

J ( --

"W"_~_,-, , - " " ,. ,'~-'"-" -~'-' ' -

7;

J

2. .- /

- - - _{- - - -}

-n

k

I

I '

I

I

I

j

I

I ! i

I

i I f ( 19) _{~J '} V-5. Berekening druk~al. De formule luidt: van Ergun (litt.14) 6..P , - v 2 • 1 - E. - - r ~ [3 L d_p L::. 4, 3 !Il,~ .~~-~ V -.-f.<~

=

0, 8 mise c { = 15. 1

°

-

--o

'

N;;~

;

;2

3

::

0,30 kg/m3 d p • 6. 10-3 m. Dan is ,óp. 0,036 ato. ~~. V-6·. ~8uze verwarmingsmldde~ ,

A

P

rf1~'

V

" ·1 '

1.-

-

",

/

~r""

V

:

1

yoor het dr~verlies in gepakte bedden

(110

'ti

.

(1 -E) + 1.,75) '

Ij "'-; i~~

! J'''''

f ' .

In verband met het grote uitwendige oppervlak van de buizen in de reactor blijkt, indien we met een redelijk temperatuur verschil

willen werken, luchtverwarming de meest aanvaardbare oplossing te zijn Indien we met zout, als verwarmingsmiddel gaan werken, hebben we te maken met een grote warmteoverdrachtacoëfficient en dus met een lagere AT. Daar het volume ook vrij groot is introduceren we met zout dan

tevens een grote verblijf tijd, hetgeen regeltechnisch gezien.~1et erg aantrekkelijk is. Na veel "trial and error 'n is de AT van lucht 5lo

e

gesteld. V-7.

, Berekening warmte overdrachtscoäfficienten.

De warmte overdracht bed-wand kan worden berekend met behulp van de relatie van ThoeneB (litt.15):

Nu~

1,9

.

ReO,5.

_{Fr O,33}

.

Leva (litt 1~ vindt voor een breed gebied van het Re getal voor ean isotherm bed (hie~ dus niet juist) de volgende relatie, die geldt voor o pw ar me n :

~'I.tfhJ..'"

J ...

t .,./, 'rot-

~it§.,j,

~ ~

\(

ck .. lJ

Nu= 0,8l3.ReO,9. exp(-6dp/dt).

Berekening volgens Thoenes:

Re=

~Vodp

/'1....

,.

0,30.0,&.6.10-3/15.10-6 = 96. ReO,5: 9,8

\)

I

-6 3

I

-2

Pr .. /a

=

cp~ ~ . 15.10 . 0,57. 10 .4,19 0,334= 10,75. 10

- -

120)

Berekening volgens Leva:

-3/ -6

.. 0,30.2.6.10 - 15.10 =240

exp (-dp/d t ) :: 0,49

<.~

i)

;

370 W/ m2 oe .

. , - - --_.-... ..----._ ...

Berekening warmte geleidingscoëfficient roestvrijstaal: Berkel collo dictaat)

;Ärvs ili 24 'Ii/moe. (van

~/ In ru

_...

208

w/

mOe .

r i

ru* 2P.10-3m

ri~

25.10-3 m.

Berekening warmteoverdrachtcoijfficient lucht-wand. Het

) Ol

T.N.O. rapport (litt.17)

0,5223

kg/m3 .

geeft voor lucht de volgende waarden: c •

p

0,256

kcal/kgOC.

"1,

=

32,6. 10-6 Nsec/m2

~ ;:; 0,048 kcal/mh°e. Pr: 0,683.

Al deze waarden gelden bij 400°C en 1 ata.

De experimentele gegevens voor warmteoverdracht bij stroming om pijp-enbundels zijn tamelijk gecompliceerd, en vaak tegenstrijdig.

Kramers (litt.18) geeft een op ca. 15fo betrouwbare praktijkformule voor gebruik bij stroming loodrecht op pijpenbundels in standaard warmtewisselaars met schotten~

Nu & 0,18 ReO,6. prO,33.

X

____ ~ _ _ •. "' __ ,... ... _"01...-•• __'

, .. ___ .. ~_.~_ •. "" •• ,.r· ~--.",-~ ... , .• :--_ .. -_.,-... '

Hoeveelheid warmte nodig voor 1 reactor: ~w- ~ (~m cp ~T)lucht

()( 3 ° re~ctor

~

=

1178.10 W. AT- 51 C. Wreactor

Hieruit volgt: ~

=

21,5 kg/sec (zie massa-balans)

m 2

Oppervlak vrije doorsnede reactor: Su ~D reactor

l

Dreactor= '3,5 m. d _u ~ 5

6

.10

-3

m.

De op de totale doorsnede v=7,33 m/sec.

gemiddelde snelheid is dan: i= ~m/~ S.

Re= )Vd u

/"1 •

6613 ReO,6= 196.

Pr 1 /3:: 0, 881 .

Pr- 0,683

(d.

_u/

=

O,18.196.0,RP1.0,04R.1,163 56.10-3

- - -

-(21)

De totale warmte overdrachtscoäfficient bedraagt:

..L :

rU De totale warmte

31,

L ,

overdrachtsco~fficient

U

=

31 wjm2

oe

.

(7

---~~"-",'N_".'_-"1." ._. --;: I '

~LA

C/v"-

~

__ ._

~

~\Á.A

.

.' ti -UA/-T) ~w ~ log. gem. ~w = 1178 kW. U

=

31 'lij m2

oe.

A= nnd _uL= _, 1227 m2.

(l\T)log.gem. Iöi 32,OoC .

Tlucht.in

~

441oe. Tlucht,uit= 390°c. .:

- -

-

-_

r

-~J:;I

x

10-3;(

t.!R

7

1 IJ (JiJ

3/

X/O' , j.. i I

r

_--~~ / . - - - .. - - - -

-VI-1 .

Inleiding.

(22)

Bij het ontwerpen van de scheidingsapparatuur hebben we aangenomen, dai de vloeistof fase en de gasfase ideaal zijn. De volgende dampdruk tabel is overgenomen uit Perry ( 3-56):

druk in 1 5 10 20 40 60 100 mm Eg. T ln

. °c

. 1 ,4 26,4 38,7 52,5 67,8 77,5 90,4 anon. T ln

. °c

. 40,1 62,5 73,8 P6,0 100,1 10P,4 121 ,4 fenol. VI-2.

Samenstelling van damp- en vloeistoffase .

T- 3750C. Stof.

Waterstof Cyclohexanon Fenol

Uit de tabel zien we

T= 120°C. Waterstof Cyclohexanon Fenol T= 50o

b

:

Waterstof Cyclohexanon Fenol T= 1oC. Waterstof Cyclohexanon Fenol -- - - -Druk in mm Hg. 663 19 78 dat 663 1~ 78 739 er bij lP,6 2,4 759 1 0 Samenstelling dampfase 97,40 mol 2,75 11,40 1200 C. nog 97,40 mol 2,75 11,40 97,40 mol 2,50 0,35 97,40 mol 0,14 0 ,geen 200 400 760 110,3 132,5 155,6 139,0 160,0 181 ,9 Samenstelling vloeistoffase. 0 mol 0 0 condensatie optreedt.

o

o

o

0 0,25 11 ,05 0 2,36 0,35 mol mol mol

- - -

-(23)

VI-3.

-Ontwerp 1e parti~le condensor.

Gegevens~ ~f te voeren warmte 852 kW. Koeling: koelwater. óT _condensor

=

700

e.

T 30°C. A koelwater = o <4T)log.gem.=

48

C.

Berekening hoeveelheid koelwater:

~m ~ 852./ (4,19.30)

=

6,7 kg/sec .

Totaal benodigde oppervlak.

Daar er in het algemeen over de invloed van de niet- condenseerbare gassen op de warmte-overdracht bij condensatie zeer weinig kwantita-tiefs bekend is, is het schatten van de warmte-overdrachtsco~fficient

i

een hachelijke zaak. ~<...j, ...

We hebben de de warmte-overdrachtscoëfficient gesteld

op

~~w

/m2

oe

.

i Het oppervlak wordt dan: A : f{1 / U(dT)l = 268 m2 . __ l'

w og.gem.

Indien we 1" pijpen nemen met een lengte van 6 m., dRn is het t6taal benodigd aantal pijpen gelijk aan 254.

De diameter van de condensor bedraagt dan 0,P5 m.

We hebben een vertikale condensor genomen met een vaste en een losse

pijpenplaat en wel om de volgende redenen:

1) Bij een vertikale condensor kan namelijk de pijpenbundel in verti-kale richting getrokken worden, hetgeen veel eenvoudiger is dan in

horizontale richting en bovendien geen extra vloeroppervlak vergt.

2) Een vertikale condensor neemt in het algemeen minder plaatsruimte

fh

beslag en vraagt bovendien minder leidingwerk.

3) De condensor is ook geschikt indien men ~ij een wisselende

belast-ing werkt t. g.v. de losse pi~penplaat en bovendien gemakkelijk

mecha-nisch te reinigen. Nadeel: een lek aan de flens van de losse

pijpen-plaat blijft onopgemerkt . ( zie de werktuigbouwkundige tekening)

VI-4.

Ontwerp 2e partiële condensor.

De condensor is eerst ontworpen met freon als koelmiddel. Achteraf bleek dit echter toch te kostbaar, zodat we nu eerst tot 300

e.

gaan

°

koelen met koelwater en vervolgens tot 1

e.

met freon.

De 2e partiële condensor bestaat dus nu uit 1. horizontale condensor en uit 2 vertikale condensors die parallel staan.

Horizotale condensor . Gegevens: af te voeren warmte 150 kW. Koeling koelwater. o ATcondensor :: 20 C. . 0 ATkoelwater ' ~ 5 0C. (AT)log.gem. ~ 16 C. - - - - -(24)

Bij horizontale condensora kan een dunnere film verkregen worden dan

bij .~ertikale condensors, omdat het condensaat zo min mogelijk langs

het koelénd oppervlak wordt afgevoerd . Dit betekent, dat de

warmte-overdrachtscoëfficient aan de condensaatzijde voor een horizontale

condensor hoger is dan voor een vertikale condensor.

We stellen U _ 100 W/m2 oe.

Berekening hoeveelheid koelwater:

~ : 150/4,19.5 ~ 7,2 kg/sec.

m

Totaal benodigd oppervlak: A = 150.103/ 100.16 :: 94 m2.

We ·nemen 1" pijp_van 3 m. lengte . Totaal aantalpijpen: 400.

Voor Re)16000 ~1" pijp 800/3600 1. water/sec

Dus:

7,2/(800/3600)

=

33 pijpen per pass.

Aantal passes: 400/33 ~ 12. pas&es.

Diameter condensor: D₁ =m.t_ t=1,4 .D_u :: D₁

=

21 .45 = 925 mm 2.t.pijp :;; 32 1,5.steek c:; 68 12 passes ::I: 125 diameter ;0;; 1150 mmo Vertikale condensor. Gegevens: 1,4.32= Af te voeren warmte 75 kW. 45 mmo

Koeling: freon _2o

e

.

p= 2,94 ata. ~Hcond . = 136,77-99,56 = 37,21 kcal;)

o

4. Tcondensor z. 29

e.

<ATllog.gem. :;; 14oe. U • 150

w/m

2 oe.

Hoeveelheid freon: ~m= 75 / (4,19.37,21) = 0,48 kg/sec.

Totale oppervlak: A- 75.103/(150.14)

=

35,8 m2.

Stel we nemen een 2" inch pijp van 3 m. lengte .

Het aantal pijpen bedraagt dan: 6R.

Oppervlak van de doorsnee van de pijpen bedraagt dan 0,134 m2.

-I

I

I I

I

I

I

-(25)

Het debiet van het gas bedraagt bij 30oC. 2,3 m3/sec, zodat de snel-heid van het gas vrij hoog wordt nml. 17,2 m/sec. Het is dan ook hier-om dat we twee condensors nemen met 68 2" pijpen vap 1,5 m. lengte. Diameter condensor bedraagt dan

O,83m

.

VII-1.

Dubbele pijp warmtewisselaar.

Gegevens:

Toe _, te voeren warmte ~ _w ~ 264 kW.

<AT) lOg.gem. - 102oC.

U

=

1500

w/m

2

oe.

Verwarmingsmiddel: stoom van 15 ata . en 200oC. 4 Hcond. ::: 463 kcal/kg. Hoeveelheid stoom: ~m' = 264/(463.4,19)

=

,

0,136

kg/sec.

Benodigde oppervlak: A= 264.10 3/(1500.102) • 1,73 m2 .

We nemen een 2" pijp met. een wanddikte van 3 mmo

Totaal benodigde pijplengte is 9,33 m.

De uitvoering van de warmtewisselaar i~ een buis met etoommantel in tegenstroom met elkaar. Als we de lengte per buis 3,11 m. nemen, hebber we drie buizen met stoommantel in serie nodig.

Het specifieke volume van deze stoom is 127,18.10-3 m3/sec.

-2

3/

~

:

1,73

.

10

m sec. Vstoom

Indien we een snelheid van het stoom nemen van 4 m/see, dan hebben we te maken met de volgende diameters:

Stoommantel 1e pijp 9,3 cm. " 2e pijp 8,2 cm. " 3e pijp 6,9 cm. VI1-2. Verdamper. Gegevens:

Toe te voeren warmte: 660 kW.

Verwarmingsmiddel: stoom (zie boven)

U. 1500

w/m

2

oe.

o <4T>log. gem.

=

45 C. Hoeveelheidstoom 0,34 kg/sec. Benodigde oppervlak: 55,5 m2• r .•

We nemen 2" pijpen met een lengte van 1 m~ nodig 56 pijpen ~ dia-meter 0,75 m.

-(26)

We nemen hiervoor een verdamper met verticale pijpenbundel en uitwend-ige circulatie en vloeistofafscheider.

VII-3.

Warmte wisselaar voor de verwarming van de voeding in de dampfase.

Gegeven&: o 4T_w w ;: 214 C. • • 0 4Trook~as/lucht • 100 C.

(~T)log

.

gem

. ~

164oC. 0

Verwarmingamiddel: rookga& + lucht van 482 e. en 2 ata.

Toe te voeren warmte 706 kW.

Gemiddelde volumestroom voeding door warmtewisselaar is 3,65

m3/s~c

.

Benodigde hoeveelheid

~m·Cp .AT

=

~w'

Cp • 0,261 kcal/kgOC .

luoht + rookgas:

~m

~

6,43 kg/sec ,

~

~v

a

14 m3/sec.

Stel we hebben 129 2"pijpen nodig. De di8J1t~terbedraagt dan 1,1 m.

r-

Warmte overdracht in de pijp:

\ Nu. 0,027 .ReO,80 .PrO,33. Be la

f<.1/).

d

/1,

,

~~ a 3,65/0,254 ;IS 14,4 m/sec. -2 d= 5,0.10

m

.

\

j

-

0,38 kg/m3

'1

-

15.10-6 N.aec/m2 . .À = 0,294 W/moe.

cp

.

0,55 kcaljkgoC Re &. 1F250 ReO,8. 2564.

~

Proa

v/a

= 71. OP 'YI .C / \ ::

S

.

.>./cp.j

l

p",

<ct

iJ=

200

w/m

2 oe.

Warmte overdracht naar de pijp:

Nu

:

0,18. ReO,6,FrO,33.

0,118

Bij 2 ata wordt

~

~

7 m3/sec Fa 0,632 m2

v

~

V -2

Re ia ~v.d/"l la 0.990.11,1.5,6.10 :z 15600

. -6

3,62.9,81.10 ReO,6 la 328.

Pr • 0,688 (zie appendix) PrO,33= 0,833.

<:: 0. u,= 52

w/m

2 oe.

~

/p

w 11,1 m/sec,

v

R.n/ / 2 0

We mogen nu Utotaal gelijk stellen a_"of~ dus Utotaal = 52 W m. e.

2

Het totale oppervlak wordt dan 82,2 m . , zodat de lengte van de 2" pijp 3,60 m. bedraagt.

,. ~ .. " ..

_.

~-"_.' .

---~~----'---~~--VII-4.

Koeler.

(21)

Af te voeren warmte 1056 kW.

Koelmiddel lucht van

33°C

.

en een druk van 1,1 ata.

o

~T koeler - 155 C.

o

aT lucht

=

50 C.

(6T/log.gem.= 110°C.

Hoeveelheid benodigde lucht ia: 19,4 kg/sec.

I

2 0

Utotaal •

52

W JD C.

We nemen

2"

pijpen van

4

meter lengt e.

Benodigde oppervlak is 120

m

2.

Aantal pijpen bedraagt: 110 pijpen.

Diameter koeler: 1,25 m.

VII-5.

Warmtewi&selaar voor de verwarming van de H₂ recycle.

Gegeven&:

Toe te voeren warmte ia 282 kW.

Verwarmingsmiddel rookgas + lucht,

Utotaal ;

52

0 w/m

2

oe. àT

=

160 C. w.w.

°

aTrookgas/lucht ;:; 100 C. <AT

~log

.

gem. ;:;

325°C.

Hoeveelheid benodigde rookgas, lucht mengsel 2,58 kg/sec.

We nemen 2" pijpen van 3 meter.

Benodigd oppervlak: 11 a2.

Aantal pijpen 32 pijpen.

Diameter koeler 0,60 m.

YII-6.

Ventilator.

~ _m(lucht)

₌

19,4 kg/sec.

ë •

_"

•

720 J/kg oe.

zuigdruk 1 bara, persdruk ',1 bara.

temperatuur aanzuigzijde 200C.

dichtheid aanzuigzijde 1,3 kg/m3.

Stel: hydraulisch rendement

"l.

hydr. ;:; 0,50

volumetrisch rendement

"l.

vol. s: 0,60

(28)

Palil ;:; Pe /"l, tot. l:li 19,4 .1/1,3. 0,1.105 - 504 kW.

0,60.0,50.0,98

De temperatuurstijging is dan gelijk aan:

o AT

=

Pe . 1 -'hydr. " "101.

=

13 e.

NLhydr.

·

t

vol.

De enthalpie-inhoud van de lucht bedraagt dan 276 kW. VII-7.

Compreilsor.

Gegevens:

Hoeveelheid lucht: 43,0 kg.

zuigdruk 1 bara;perlildruk 4 bara.

temperatuur aanzuigzijde 48°C.

cp

=

1020 J/kgOe.

'ft- o/c _p

_v

• 1,4

hydraulililch rendement

_Nt

_{h.vdr . =}

mechanisch rendement ~ mech.~

volumetrililch' rendement~v91. =

O,RO

0,90

0,70

We veronderliltellen isentrope compressie, Door de relatie van p/)~ ~C

te gebruiken, vinden we als eindcompressietemperatuur 1810

e

.

We moeten dus aan de compressor toevoeren: pi&entr.

1-

tot.

~m· Cp.AT

'Yl.. h.vdr ."l.mech, ~vol .

6228 • 12456 kW.

0,50

De enthalpie inhoud van de gecomprimeerde lucht bedraagt dan 7560 kW.

VII-8.

Fornuis.

De over te dragen warmte in het fornuilil bedraagt 11.770 kW.

We nemen aan dat de rookgas~en een temperatuur hebben van 16000e. en

het fornuilil verlaten met een temperatuur van 80000.

Er i8 dan nodig 11,3 kg/sec rookgas.

Stel overdrachtscoëfficient is 55

w

/m

2 oe.

<4T/ log.gem. ;:; 860°0.

Benodigd oppervlak is dan 249m2.

Indien we pijpen nemen van 2", dan bedraagt de totale pijplengte

y

~

.

1412 m, Het olieverbruik bedraagt bij een luchtfactor van 2 ongeveer

/~ 0,72 kg/sec licht( olie.

-- - -~ - - " " " " 7 - - -VII-9. Ejecteur. Gegevens: P1H 1 bara. 3 bara. (29)

%

_m ~ 11,3 kg/ sec 1 d

=

43,0 kg/sec )tIm 2 k mengzOne o T2 • 390 C. iffusor. P

3& 2 bara ~m ~ 54,3 kg/sec

'3

o

T

3

=

482 C.

Met behulp van de grafiek uit Perry (6-31) zien we:

P₃/ P₁

=

2,0 _P1/P2

=

0,33.

De oppervlakte verhouding keel, diffusor bedraagt dan Ad/Ak • 2. De entrainment bedraagt dan w

1

/w

2

=

0,3. ( dit betekent 0,3 kg/sec

rookgas per 1 kg/sec lucht) .

Temperatuurcorrectie voor entrainment:

=

O

,

24

~

16

_m2

~m

1 Berekening In, ~ keel v_k

=

VrtRT_k

oppervlak van de keel ,

nemen we de geluidssnelheid aan, deze is gelijk aan:

• i"

=

f1

v

•

2

~

~2

/

f

'1.

.

Ak t i 0,157 m 2 0,314 m2 Ad

=

WaarSChijnlijk VII-10 Stoomketel. 520 m/sec. 3 81,7 m /sec. ~ _dk ~ 0,45 m. _~) dd z 0,63 m. 1'2... 2 I i J .>0 ~ !0-1!. C-\

zal dit geen "fluisterende" ejecteur zijn.

Gegevens: Stoomopwekking van 15 ata en 200oC.

~w =

8450 kW.

u

=

90 W/m2 °C.(6T) 1

g

.

~em.

= 286°C.

Benodigd oppervlak is dan: 329 m

~

.

Totale lengte 21l _{pijpen bedraagt dan 1870 m.}

(30)

Daar aluminium zeer goed bestendig is tegen fenol, wordt alle appara-tuur uitgevoerd in aluminium, behalve de warmtewisselaars, die met lucht + rookgas worden verwarmd en de reactor. De temperatuur is hier zodanig groot, dat we het smeltpunt van aluminium gaan benaderen.

De laat2te apparaten worden dan ook uitgevoerd in roestvrijstaal, dat minder bestendig is tegen fenol .

Diameters pijpleidingen.

Voor de hoofdstromen:

Naar dubbele pijp warmtewisselaar Naer verdamper

Uit verdamper Naar reactor Uit reactor

Naar le partiäle condensor Naar 2e

,

,

,

,

Fenol afvoer Recycle H 2 naar warmtewisselaar Recycle H 2 na warmtewisselaar Voor de hulpstromen.

Lucht naar koeler Naar compressor Naar fornuis

Uit fornuis naar reactor Uit reactor

"Rookgas uit fornuis

Lucht + rookgas uit ejecteur

Lucht + rookgas naar warmtewisselaar Lucht + rookgas naar warmtewisselaar

Lucht + rookgas naar stoomketel ( 2 leidingen) Stoom naar dubbele pijp warmtewisselaat

Stoom naar verdamper Koelwaterleiding Freon toevoer Freon afvoer

D

,

-

2,5. 10 -2 m -2 D

=

2,5 .10 m D a 0,61 m D =- 0,5P m D ::< O,P1 m. D _{• 0,69} m D : 0,57 m D • 3,5. 10 -2 m D • 0,53 m. D = 0,67 m D == 1,00 m D

₌

1,20 m D = 0,90 m D ,. _1,00 m D ~ _0,95 m D

=

1,04 m D

₌

2,F;7 m. D

=

0,95 m. D • 0,56 m. D :;: 0,87 m. D :;: 0,05 m D

=

0,08 m D

₌

0,06 m

D

•

7,6.10 -3 m. D • 0,05 m

I

(31 )

Hoofdstuk IX .

---

-- -

-

-

-

-

-

-

-De methode, die hier gebruikt zal worden is afkomstig van Zevnik en

Buchanan (litt.19).

De methode is gebaseerd op twee variabelen: 1) proces capaciteit

2) procesingewikkeldheid.

Het systeem behoeft slechts 4 gegevens:

1) produktiecapaciteit van het proces (P).

2) index van constructiekosten. (I)

3) het aantal functionele eenheden

(N),

4) een schatting van de"procea-complexity" uitgedrukt in de

complexi-ty factor (CF) .

De volgende factoren bepalen de procescomplexity en maken deel uit van

de complexityfactor.

\ Een complexi,tyfactor voor de druk, afhankelijk van de minimua en

maxi-mum druk.

10

I

fp ~ 0,1 ( log

Pm

po)

waarin ~_m .

=

minimum of maximum druk.

p _o

=

atmosferische druk.

Een complexityfactor voor

fT •

Een complexityfactor voor

f m

=

= ; ! §i de temperatuur . (T - 290' voor

T~290oK

0,01P. \ 100

I

/

O.20{29~oÖ

'1')

voor

T~290oK

.

het constructiemateriaal.

0,0 voor gietijzer, koolstofstaal 0,1 voor aluminium, roestvrijstaal

0,2 voor monel, nikkel enz.

0,3 voor hastelloy enz.

en hout.

enz.

:;:0 0,4 voor speciale materiaalsoorten.

Tenslot(te wordt de CF gegeven door de betrekking:

(f_p + fT + f_m)

CF

=

2.10

De index voor constructiekosten.

De waarden hiervoor zijn overgenomen uit de dissertatie van Jansen

(litt. 19)

Heeft men nu het aantal functionele units (N) en de kosten per

functio-nele eenheid ( in guldens), dan wordt de investering bepaald door de

I

I

I

i

i

• l (32) volgende betrekking:

I

=

1,33. (N) .( kosten per functionele eenheid) . / - )

~ is een factor welke r~kening houdt met de kosten voor de "outeide

plot~~ "

--, l,..-, \iJ~ l~

Bepaling aantal functionele eenheden:

1) Warmte wisselaars 2) Verdamper 3) Reactor 4) Partiële condensor 5) Partiäle condensor 6) Opslag

7)

Faciliteiten voor aan- en afvoer van grondstoffen en producten.

8) _{Luchtcompressor}

9) Fornuii

10) Stoomketel

Aantal functionele eenheden zijn dus 10. Bepalin~ compiexityfactor.

1) maximum druk 4 atm

2) maximum temperatuur

375°C

(648oK) 3) mat~riaal factor CF

=

2.10°,23

=

3,4. fp :a 0,06

fT

•

0,07 f _m

=

0,10

Bij een productiecapaciteit van 30.000 ten/jaar worden de kosten per functionele eenheid

f 900 .000

De geschatte investering bedraagt dan:

1,33.10. 900 .000 ~ 12.000.000 gulden.