Produktie van Mono-ethanolamine (MEA) uit Ammoniak en Etheenoxide met minimale produktie van Di- en Tri-ethanolarnine (DEAlTEA)

,~i

FVO Nr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

Produktie van Mono-ethanolamine (MEA)

uit Ammoniak en Etheenoxide met minimale

produktie van Di- en Tri-ethanolarnine (DEAlTEA)

Auteurs

Telefoon

W.R. Blokker

'P

~

{

e

(f

P. Molenaar

l(

I- \

~ 'h"~

"'-

K. Sankaranarayanan

F.P.T. Schaefers

030-6563136

070-3933407

071-5172507

020-6106664

'T

t-a

~ ~

Keywords

Mono-ethanolamine

(MEA), Di-ethanolamine

(DEA),

Alkanolamines, Ammoniak, Etheenoxide, Adiabatisch gepakt

bed reactor, Amberlite 200, Ion exchange resin

Datum opdracht:

Datum verslag :

20 maart 1996

11 juni 1996

T

U

Delft

Faculteit der Scheikundige Technologie en der Materiaalkunde

\ i

FVONr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

Produktie van Mono-ethano1amine (MEA)

uit Ammoniak en Etheenoxide met minimale

produktie van Di- en Tri-ethanolamine (DEAfrEA)

Auteurs

W.R. Blokker

P. Molenaar

K.

Sankaranarayanan

F.P.T. Schaefers

Keywords

Telefoon

030-6563136

070-3933407

071-5172507

020-6106664

Mono-ethanolamine

.

(MEA),

Di-ethanolamine

(DEA),

Alkanolamines, Ammoniak, Etheenoxide, Adiabatisch gepakt

bed reactor, Amberlite 200, Ion exchange resin

Datum opdracht:

Datum verslag :

20 maart 1996

11 juni 1996

The first step ra knowledge is ra know that we are ignorant -(Socrates 470-399 B.C.)

FVO 3174 Voorwoord

VOORWOORD

Voor U ligt het werk van vier studenten die ruim 12 weken hiervoor hun hart en ziel hebben gegeven. Deze vier studenten aten, dronken, dachten en sliepen het Fabrieksvoorontwerp. Een inspanning van ruim 480 uur per persoon. Deze inspanning was nodig om het zogenaamde Fabrieksvoorontwerp, FVO, binnen de gestelde tijd af te ronden. Het FVO is een afsluitende ontwerpoefening van de sectie Procesintegratie van de vakgroep Chemische Procestechnologie.

Het resultaat van deze ontwerpoefening is vastgelegd in dit verslag. Deze zou niet tot stand zijn gekomen zonder de hulp van een aantal personen. Wij zouden graag van deze gelegenheid gebruik willen maken om deze personen te bedanken. Onze dank gaat uit naar:

Ir. C. Luteijn, voor alle begeleiding en antwoorden op onze vragen, Dr. R. Edvinsson, voor de hulp bij de correspondentie, Prof. dr. J. A. Moulijn, voor de adviezen over de reactor en de hulp bij de correspondentie, Prof. dr. ir. J. de Swaan Arons, Dr. ir. Th. W. de Loos, Dr. ir. C.J. Peters, Dr.ir. H. J. van der Kooi en Ir. P.J. Smits voor de adviezen van thermodynamische aard, Prof. dr. ir. J. de Graauw, Ir. A. Paijens en Dr. Z. Olujic voor de apparaatkundige adviezen (allen TU Delft), B. Foy (Chemical Science and Technology Division, Los Alamos National Laboratories. New Mexico. U.S.A.) voor adviezen tijdens de initiële proceskeuze, G. Jena (Rohm & Haas, Lauterbourg plant, Frankfurt, Duitsland) en Dr. S. Germain (Process Engineering Manager Rohm & Haas. Jarrow. U.K.) voor informatie over de katalysator. Dr. G. Morine (Chemistry Department. Bemidji State University. Bemidji. Minnesota, U.s.A.) voor advies en informatie over de katalysator en

onze speciale dank gaat uit naar

Dr. L. Vamling (Department Heat & Power Technology. Chalmers University of Technology, Göteborg, Zweden), voor toelichting op zijn artikel en antwoorden op onze vragen.

Delft. II juni 1996. W.R. Blokker P. Molenaar

K. Sankaranarayanan F.P.T. Schaefers

FVO 3174 Samenvatting

SAMENVATTING

In dit fabrieksvoorontwerp wordt een continu proces ontworpen teneinde uit de basisstoffen ammoniak en etheenoxide alkanolamines te produceren met een zo hoog mogelijk percentage aan mono-lV'ethanolamine. Er wordt 10025 ton per jaar aan mono-ethanolamine geproduceerd met een zuiverheid

V van 99.7 wt%, en 707 ton per jaar aan di-ethanolamine met een zuiverheid van 99.9 wt9ó, uitgaande van

v het feit dat een jaar 8150 produktie-uren heeft. Deze hoge zuiverheden worden veroorzaakt door het gebruik van de zeer selectieve katalysator Amberlite 200 en de hoge zuiverheden van de basisstoffen, nl.: ammoniak (99.9 wt%) en etheenoxide (99.97 wt%).

Het gebruikte reactorsysteem is een adiabatisch gepakt bed reactor die opereert in het temperatuur-gebied van 100°C tot 126 °C en bij een druk van 130 bar. Door gebruik te maken van de organische "ion exchange resin" Amberlite 200 als katalysator en te werken met een ammoniak:etheenoxide gewichtsverhouding van 50.6: 1 wordt in het produkt mengsel voornamelijk mono-ethanolamine gevormd (93.4 wt9ó), een lage hoeveelheid di-ethanolamine (6.6 wt 9ó) en geen tri-ethanolamine.

De overmaat ammoniak wordt herwonnen door gebruik te maken van een flasher en een stripper. De flasher, die opereert bij 10 bar, haalt 52 wt% van de ammoniak uit de reactoruitlaatstroom en het resterende gedeelte wordt herwonnen in de stripper, die opereert bij een topdruk van 0.5 b·ar. Het alkanolamine mengsel wordt in een vacuüm destillatiekolom, die opereert bij topdruk van 0.25 bar, gescheiden in mono-ethanolamine en di-ethanolamine.

Uit de investeringsanalyse volgt dat de gemiddelde totale investering in het vaste kapitaal, in

niet-V tastbare zaken en het werkkapitaal kdtl 41799.71 bedraagt. Er wordt ervan uitgegaan dat deze V investering gefinancierd wordt met vreemd vermogen, de looptijd van het projekt 10 jaar is en de

'y rentevoet 8% is. De totale kosten per eenheid produkt zijn opgebouwd uit de totale

produktievolume-afhankelijke kosten, de investeringsproduktievolume-afhankelijke kosten en de loonproduktievolume-afhankelijke kosten.

V Het blijkt dat de grondstofkosten 61.0% van de totale produktievolumeafhankelijke kosten uitmaken.

V De grondstofkosten van etheenoxide bedragen maar liefst 56.9% van de totale produktievolume-afhankelijke kosten, terwijl het proces een hoog energieverbruik heeft. Dit heeft tot gevolg dat de totale V produktievolumeafhankelijke kosten gevoelig zijn voor fluctuaties in de grondstofprijzen van

etheenoxide.

Een groot deel van de investeringsafhankelijkekosten worden bepaald door de aflossing van de lening en de rente die hierover betaald dient te worden. Het aflossen van de lening en het betalen van de rente

V

geschiedt d.m.V. annuïteiten. Voor de loonafhankelijke kosten wordt ervan uitgegaan dat het proces een geïntegreerd onderdeel vormt van een reeds bestaande fabriek. Dit heeft meerdere voordelen, ten eerste kunnen de grondstoffen eenvoudig aangeleverd worden, wat wenselijk is gezien de aard van de

v

grondstoffen, en hierdoor kan volstaan worden met één funktieplaats. De totale produktiekosten

bedragen kdfl. 29675.83 per jaar. De kostprijs per kg produkt blijkt dan dfl. 2.745 te bedragen.

Na evaluatie van de opbrengsten en de kosten die aan dit proces verbonden zijn, blijkt dat het proces bij v de huidige marksituatie met een verlies draait van kdfl. 7632.63 per jaar. De economische criteria zijn vervolgens gebruikt om aan te geven wat de economische situatie zou moeten zijn om aan deze criteria

v

te voldoen. Wanneer gesteld wordt dat het proces een return on investment dient te hebben van 10%,

V kan berekend worden dat de verkoopprijs dfl. 3.078 per kg produkt moet zijn. Deze prijs ligt aanzienlijk hoger dan de huidige verkoopprijs van dfl. 2.037 per kg mono-ethanolamine en dfl. 2.073 per kg di-ethanolamine .

../ Uit de economische analyse volgt direkt dat het onverstandig IS om dit proces als onafhankelijk opererende eenheid te laten functioneren.

FVO 3174 Inhoudsopgave

INHOUDSOPGAVE

VOORWOORD ... ii

d

SAMENVATIING ... iii 'Ie .q'le J

-INHOUDSOPGAVE ... iv

I. INLEIDING ... 1

i·~ ~

2. UITGANGSPUNTEN ...

3

1

§2.1 Keuze van procesroute ... 3

r

e

v ie v.J §2.2 Lijst van stoffen ... 7J . e

Je

y

e

J o §2.3 Locatie ... 8

§2A Specificaties en Procescondities ... 8

§2.5 Processoort en kinetiek ... 9

3. PROCESSTRUCfUUR EN PROCES FLOWSHEET ... 11

§3.1 Motivatie van de processtructuur en procesbeschrijving ... 11

K.S

.

§3.1.1 Voedingssectie ... 11

§ 3 .1.2 Reactorsectie ... I I §3.1.3 Scheidingssectie ... 11

§3.1A Overige voorzieningen en informatie ... 12

§3.2 Thermodynamica ... 12

4. PROCES FLOWSHEET- EN APPARATUURBEREKENINGEN ... 15

§4.1 Adiabatisch gepakt bed reactor ontwerp ... 15

uUr.

§4.2 Vacuum destillatietoren ontw~rp ... 20 \V \'"'-

+

P...(.,\r-§4.3 Warmteintegratie ... 23

t

\(.$ ,

T

.5

§4.4 Warmtewisselaar ontwerp ... 26 Jr,

S

.

§4.5 Flasher ontwerp ... 28

T

.

-S

,...\;\1

.

P

§4.6 Ontwerp van centrifugaal pomp ... 28 /(.

S

5. MASSA- EN WAR.!.\1TEBALANS ... 30·

§5.1 Massabalansen ... 30)

'r

.

$. . §5.2 Warmtebalansen ... ~O t-

0 P

Ovv,:> ~e-e~ 6. SPECIFICA TIEFOR.!.\1ULIEREN ... .J I

1"-7. PROCESBEHEERSli"l"G ... 39 '":---...; 'e

r!...-§7.1. Regeling van de produktiedoorzet.. ... 39

§7.2 Behouden van massa-balansen ... 39

I(

S .

:

;

:~

~~;~:

;

~;

:

:~ ~:

a

~~:h

·~~~~

~·

év

ï>

ï3;·~

~

·

d

~·

b

·

~

·ff

~~

·~~~~

~

·év2:·

V

4

>

ï~i)::::::::::::::::::::::::::

:

:

:

:::::::

:

:::

~

~

-

e "

<

~

§7.5 Regeling van de stripper Tl ... .40

ivCA...~n\'

i

·

sl.

§7.6 Regeling van de vacuum destillatietoren Tl ................................................... .41 8. PROCESVEILIGHEID ... 42

öp-z.

ut

§8.1 HAZOP analyse ... .42

IC .) ,

+

§8.2 Informatie over de stoffen ... .46 , _ §8.;.; Etheeno~ide ... 46

(V

~

v,

-l V-§8._._ AmmOniak ... 47

§8.2.3 Mono-ethanolamine ... 47

§8.2A Di-ethanolamine ... 48

9. COST ENGINEERING EN EcoNorvrrSCHE ASPECTEN ... .49 §9.1 Investeringen ... 49 §9.1.1 Methode van Zevnik-Buchanan. lansen variant ... .49 §9.1.2 Methode van Taylor ... 50

§9.1.3 Methode van Lang ... 50

§9.1A Overzicht van de diverse investeringsmethoden ... 51

§9.2 Kosten ... 52

§9.2.1 Produktievolume-afhankelijke kosten ... 52

1

§9.2.2 Investeringsafhankelijke kosten ... 53

§9.2.3 De semi-variabele of loonafhankelijke kosten ... 53 §9.2A Kosten-en opbrengstenoverzicht.. ... 54

FVO 3174 Inhoudsopgave

§9.3 Economische criteria ... 55

§9.3.1 Return on Investment (ROL) ... 55

§9.3.2 Pay-out-time (POT) ... 55

§9.3.3 Internal Rate of Return (IRR) ... 55

§9.4 Toekomstperspectieven ... 56 10. CONCLUSIE EN AANBEVELINGEN ... 57 ·-11. SYMBOLENLIJST ... 58 Symbolen in Hoofdstuk 2 ... 58 Symbolen in Hoofdstuk 3 ... 58 Symbolen in Hoofdstuk 4 ... 58 Symbolen in §4.1 ... 58 Symbolen in §4.3 ... 59 Symbolen in §4.4 ... 59 Symbolen in §4.6 ... 59 Symbolen in Hoofdstuk 8 ... 59 Symbolen in Hoofdstuk 9 ... 59 12. LITERATUURLIJST ... 61 BIJLAGEN:

1. Procesflowschema met ondersteunende overzichtslijsten A. Procesflowschema

B. Massa-en warmtebalans bij een procesflowschema

C. Stroom- en componentenbalans bij een procesflowschema Il. Ontwerp en berekeningen aan apparaten

A. Berekening van de drukval over de reactor met de experimentele gegevens (Vamling) B. Ontwerp van de reactor

C. Ontwerp van de flashers en de buffervaten D. Ontwerp van een warmtewisselaar

E. Ontwerp van de destillatiekolom voor de MEAfDEA-scheiding III. Gedetailleerde berekeningen aan de pinchtechnologie

IV. Cost engineering en economische aspecten A. Berekening investeringen

B. Berekening produktiekosten/opbrengsten

C. Economische criteria V. Correspondentie

• E-mail van Dr. L. Vamling. 27 maart 1996 • E-mail van Dr. L. Varnling. 10 april 1996 • E-mail van Dr. L. Vamling. 17 april 1996

• E-mail van Dr. S. Germain (Rohm & Haas). 3 april 1996

FV03i74 Hoofdstuk i. inleiding

1. INLEIDING

Ethanolamines, bestaande uit mono-ethanolamine (MBA), di-ethanolamine (DEA) en tri-ethanol amine (TEA), worden vervaardigd uit etheenoxide (EO) en ammonia (NH) (aq)). Traditioneel wordt deze reactie uitgevoerd met water als katalysator. zoals reeds sinds 1899 bekend is. In het kader van deze Fabrieksvoorontwerpopdracht is het de bedoeling dat uit de basisstoffen etheenoxide en ammoniak ethanolamines geproduceerd worden met een zo hoog mogelijk percentage aan mono-ethanolamine. De opbrengst

aan

mono-ethanolamine dient 10000 ton/jaar te zijn. Via de genoemde traditionele reactie werden uitsluitend DEA en TEA geproduceerd. Later werd echter MEA belangrijker als grondstof voor diverse produkten. zoals surfactanten. cosmetische produkten en textielprodukten. MEA is een kleurloze vloeistof met een typerende geur. De damp mengt zich goed met lucht. en de stof is een sterke base die heftig met zuren reageert en corrosief is. In onderstaande figuren [1] is de consumptie in de Verenigde Staten van ethanolamines in 1990 weergegeven en de produktie van ethanolamines in de Verenigde Staten. S wfac tanten 49% Andere 3% Gas lAndbouw 2% Tex!iel 3%

Figuur 1.1. Consumptie ethanolarnines in de V.S. in 1990. Totaalvraag: 195000 ton.

I--+--MEA

- : . - TEA -:-~-Tota~ • DEA

~

Figuur 1.2. Produktie van ethanolamines in de V.S.

De grondstoffen zijn bulkchemicaliën. De wereldcapaciteit voor etheenoxide en ammoniak bedroegen in 1992 respectievelijk 9651 kton en 120 Mton.

Om een hoge produktie van MEA te bewerkstelligen werd ten eerste gewerkt met een ruime overmaat van ammonia ten opzichte van het aanwezige etheenoxide en ten tweede met andere procescondities (hoge druk en temperatuur). Het percentage MEA. dat op deze manier verkregen werd, varieerde tussen 60 en 80 wt%.

Door middel van een literatuuronderzoek zijn een viertal verschillende processen gevonden ter bereiding van MEA uit ammoniak (NH3 ) en etheenoxide (EO), waarbij een minimale produktie van DEA en TEA gerealiseerd wordt.

I. In dit proces wordt gewerkt met een overmaat aan ten eerste ammonia ter bereiding van zoveel mogelijk MEA en ten tweede water, dat fungeert als katalysator en als absorbens van de overmaat ammonia. Een nadeel van dit proces is. dat het absorbens (water) vervolgens weer verwijderd dient te worden ten koste van veel energie. De procescondities in de reactor zijn een temperatuur tussen de 100 en 130

oe

en een druk liggend tussen 20-22 bar om het reactiemengsel vloeibaar te houden [2].

2. In dit proces wordt ten eerste gebruik gemaakt van een organische 'ion-exchange resin', Amberlite 200 dat fungeert als katalysator. zodat het voorheen gebruikte water hier overbodig is. Ten tweede wordt er gebruik gemaakt van een overmaat NH3• waarbij de NH:VEO-molratio 50: 1 bedraagt. Een voordeel van dit Amberlite 200 en deze overmaat NH) is dat er een hoge yield aan MEA. namelijk 93 wt%. verkregen wordt. Tevens wordt een niet detecteerbare hoeveelheid TEA geproduceerd. De procescondities in de reactor zijn een temperatuur van 130-140

oe

en een druk van 130 bar [3]. De ratio MEAIDEA kan gestuurd worden door MEA terug te sturen en de verhouding NH;fEO aan te passen. De massa-verdeling MEA:DEA in het produktmengsel is minimaal 2.1: I (68 wt% MEA) en maximaal 13.3: I (93 wt% MEA). Dit proces draait in Zweden al op volle schaal bij Akzo-Nobel.

3. In dit proces wordt eveneens een hoge yield aan MEA verkregen (65-83 wt%). indien gewerkt wordt met een overmaat aan ammonia. De procescondities zijn echter superkritisch. wat als voordeel heeft dat het reactiemengse\ homogeen verdeeld is en een spoortje water als katalysator kan fungeren.

FVQ 3174 Hoofdstuk 1. Inleiding

Nadelen van dit proces zijn de hoge temperatuur en druk die nodig zijn om de superkritische procescondities, de procescondities in de reactor zijn een temperatuur van 170-180

oe

en een druk van 170-240 bar [4], te handhaven. De yield aan MEA in het produktmengsel is minimaal 65 wt%. 4. In dit proces tenslotte wordt gebruik gemaakt van een hoog selectief klei. Deze klei is een met zuur

gemodificeerd montmorillonite klei. Hierbij wordt een yield aan MEA verkregen van 80 wt% (in het produktmengsel),indien er gewerkt wordt met een NHYEO-ratio van 20: 1. Een voordeel van deze lage ratio is dat er minder NH3 gerecycled dient te worden en dat er door dit specifieke klei

(Amberlyst 15) een zeer laag percentage aan TEA wordt verkregen (1-2 wt%). Het grote nadeel van dit proces is echter de niet volledige omzetting van EO. De procescondities in de reactor zijn een temperatuur van 100-130

oe

en een druk van 170 bar [5].

Ter bereiding van zoveel mogelijk MEA is gekozen voor het meest selectieve proces, namelijk het proces dat gebruik maakt van de katalysator Amberlite 200 (proces 2). Afgezien van deze zeer hoge selectiviteit, waarbij een yield wordt gerealiseerd van 93 wt%, heeft het proces tevens als voordeel dat er geen water gebruikt hoeft te worden dat later verwijderd zou moeten worden. Daarnaast worden er uitsluitend MEA en DEA geproduceerd, zodat er bij dit proces geen scheidingstoren voor TEA nodig is. Tenslotte zijn de procescondities gunstig, vooral t.o. v. proces 3 en 4, en kan dit proces kinetisch ontworpen worden, omdat het een liquid-liquid reactie betreft, en kan de MEAIDEA ratio gevarieerd worden.

Het ontworpen proces is duurzaam en milieuvriendelijk, omdat er weinig afvalstromen zijn, en verstandig gebruik wordt gemaakt van de proces warmte (warmte-integratie).

---~

t

0

-

- )

FV03174 Hoofdstuk 2. Uitgangspunten

2. UITGANGSPUNTEN

§2.1

Keuze van procesroute

Zoals eerder in de inleiding is vermeld, is gekozen voor de procesroute die gebruik maakt van vloeibaar

NH3 en EO. Het type reactor dat gebruikt zal worden is een adiabatische gepakt bed reactor, omdat de

adiabatische temperatuursstijging niet significant is [3].

De specificaties voor MEA zijn: 10 000 ton/jaar

=

1226.99 kgJhr (1 jaar komt overeen met 8150 produktie-uren).

Uit de literatuur [3] is bekend dat het produkt mengsel de volgende compositie heeft: 0.932 wt fractie MEA

0.067 wt fractie DEA 0.001 wt fractie "others"

Dit heeft als gevolg dat de produkt mengsel massastroom er als volgt uitziet 1226.99 kgMEA/hr

89.52 kgoEAIhr Totale produktstroom: 1316.51 kgJhr De totale produktie bedraagt:

MEA: H2N-CH2 -CH2-OH

DEA: HN-[CH! -CH2-OHh

10 000.0 tonMEA/jaar 729.6 tonOEA/jaar 1 mol NH3 & 1 mol EO

1 mol NH3 & 2 mol EO

De produktie bedraagt: 1226.99 kg)<!E. ... /hr = 20086.99 mol~!EA/hr 89.52 kgoEA/hr = 851.49 moloEA/hr

De mol massa' s die voor deze berekeningen gebruikt zijn staan in tabel 2.2.1a vermeld.

Door gebruik te maken van de benodigde hoeveelheden NH3 en EO voor MEA en DEA kan tabel 2.1.1

worden opgesteld.

Tabel 2.1.1. Benodi«de hoeveelheden «rondstoffen.

MEA 20086.99 mollhr 20086.99 mollhr

DEA 851.49 mollhr 1702.98 mollhr

Totaal 20938.48 mollhr 21789.97 moVhr

Totaal 356.60 k2lhr 959.91 k2lhr

De totale stroom grondstoffen die het systeem binnenstroomt is daarom:356.6 + 959.9 = 1316.5 kglhr

Volgens de literatuur wordt de produkt-distributie gehaald als gewerkt wordt met een overmaat ammoniak in de reactor [3], zodat een recycle stroom nodig is.

De literatuur vermeldt de volgende ingaande massastromen van de laboratoriumreactor [3]: <l>nt.lOl

=

626 mgis

<l>nt.EO

=

30.5 mgis

De massafractie etheenoxide die de laboratoriumreactor [3] instroomt xw, is dan:

30.5

x_EO

= -

=

0.0487. 626

FVO 3174 Hoofdstuk 2. Uitgangspunten

De ingaande componentstromen van de laboratoriumreactor worden dan: 30.5 mgEQ/s

=

6.92 W .. I molEQ/s

(626-30.5) mgNH3/s = 595.5 mgNHYs = 3.50 10.2 molNHYs

De _{molverhouding NH3:EO van} de ingaande stroom van de laboratoriumreactor bedraagt 50.578 (=50.6).

Ingaande massastromen door de opgeschaalde reactor:

21789.97 molEQ/hr en 1102572.6 molNH:0rr (mol verhouding NH3:EO

=

50.6).

De totale massastroom door de opgeschaalde reactor wordt dan 959.91 kgEO /hr + 18777._{91 kgNH3/hr}

=

19737.82 kglhr.

Na reactor heeft gereageerd: 21789.972 molEofhr & _{20938.48 molNH3/hr}

Over voor de recycle: 1102572.6 molNHyfhr .. 20938.48 mol:-iH:Yhr

=

1081634.1 molNHyfhr

=

18387.8 kgNH3/hr Het eerste blokschema van het MEAJDEA proces ziet er als volgt uit (fig. 2.1.1):

5 356.60 NB., 959.91 ' EO 1316.51 I 1 " 6

..

..

..

....

Figuur 2.1.1. Blokschema I van MEAIDEA proces.

Tabel 2.1.2. Stromenoverzicht blokschema 1.·

NH.l

PROCESS

Spëcie})( Mnl:ti;tk" (2l'SiMW2: f3lk:;;f:;q*,~ (4 t'$j$4~r51*'~*!ti< ,·[61 ;:};,wp,

NH, 356.6 0 0 0 18387.8 18744.4 EO 0 959.91 0 0 0 0 MEA 0 0 1226.99 0 0 0 DEA 0 0 0 89.52 0 0 Totaal 356.6 959.91 1226.99 89.52 18387.8 18744.4 • Eenheden: kg/h 3

..

..

.j

--.

...

DEA 1226.99 89.52 1316.51

Het is nu natuurlijk belangrijk om dit blokschema uit te werken. In eerste instantie bestaat het proces uit

een reactor systeem (gepakt bed) en een scheidingssysteem. Dit ziet er als volgt uit (fig. 2. [.2):

356.60

NH.l

959.91 EO 1316.51 I ~ 2 r6

..

....

_REACTOK"

..

..

SYS1EM

Figuur 2.1.2. Blokschema 2 van MEAIDEA proces. Tabel 2.1.3. Stromenoverzicht blokschema 2.

5

NB.,

7

'~~Sdéciè&iisfll~ t42~U 431_i$j@ §r41'~rl5~~4ï;\f6

..

..

NH, 356.6 0 0 0 18387.8 18744.4 EO 0 959.91 0 0 0 0 MEA 0 0 1226.99 0 0 0 DEA 0 0 0 89.52 0 0 Totaal 356.6 959.91 1226.99 89.52 18387.8 18744.4 3

_...

SEPARATION

....

SYS1ElV1

4

..

_...

18387.8

o

1226.99 89.52 19704.31

Het scheidingssysteem wordt nu verder uitgewerkt. De uitgaande stroom van het reactorsysteem is een

vloeistof. De ammoniak kan gemakkelijk worden teruggewonnen door een "phase split" en een "vapor

recovery" in te bouwen. Het is nu natuurlijk wel nodig dat de "liquid"ook wordt teruggewonnen. Het blokschema ziet er dan als volgt uit:

MEA DEA

~6.

89.5

FVO 3174 Hoofdstuk 2. Uitgangspunten

·7

\

~

"5

f\A/1 ,

i~~

~ NB., 1 ' , 2-VAPOR RECOVERY ~l 8 ...

~

(;V)

eJn

\"'~

+

CUt~~t~~

356.60

NH.3

_...

REACTOR 7

..

PHASE 959.91 EO 2

...

_...

SYSTEM

...

_SPUT 10 1316.51 9

"

UQUID RECOVERY

Figuur 2.1.3. Blokschema 3 van MEAfDEA proces.

3 4

..

:-...

MEA 1226.99 DEA

-122

1316.51

Er wordt vanuit gegaan dat 60% van de ammoniak in stroom 7 als damp de "phase split" verlaat. Om deze reden gaat 40% van de ammoniak mee met de vloeistoffase en wordt bij de "liquid recovery" teruggewonnen. Het volgende stromenoverzicht wordt verkregen (tabel 2.1.4)

Tabel 2.1.4. Scromenoverzicht blokschema 3. tSpecië+;Sk[ll#;;"%~ rtf21W~f[3 NH, 356.6 0 0 EO 0 959.91 0 MEA 0 0 1226.99 DEA 0 0 0 Totaal 356.6 959.91 1226.99

o

18387.8 18744.4 18387.8 11032.7 7355.1 7355.1

o

0 0 0 0 0 0

o

0 0 1226.99 0 1226.99 0 89.52 0 0 89.52 0 89.52 0 89.52 18387.8 18744.4 19704.3 11032.7 8671.6 7355.1

De "vapor recovery" en de "liquid recovery" kunnen nu verder worden gespecificeerd. De stroom die naar de "liquid recovery" gaat (stroom 9 fig. 2.1.3) bevat nog veel NH). Deze kan terug worden gewonnen door een stripper te gebruiken. Een stripper is de logische keus, omdat NH3 veel vluchtiger is

dan MEA en DEA, en op deze manier de NH) gemakkelijk uit het mengsel "gekookt" kan worden. Een nadeel hiervan is natuurlijk dat het topprodukt iets minder zuiver is dan mogelijk geweest had kunnen zijn. De damp moet in vloeistofvorm worden omgezet omdat het reactorsysteem een vloeistoffase reactor is. Om deze reden zijn twee condensors nodig (voor stroom 8 en stroom 10, fig. 2.1.3). Het blokschema kan nu weergegeven worden als in figuur 2.1.4.

356.60 NH, _~-..! 959.91 EO

1316.51

REACTOR SYS1EM

Figuur 2.1.4. Blokschema 4 van MEAIDEA proces.

11 _{ME>. 1226.99}

DEr\. 89.52 1316.51

FVO 3174 Hoofdstuk 2. Uitgangspunten

Tabel2.1.5a. Stromenovel7.icht blokschema 4.

wSDêê:iê..1ilf~lbl~:$" . ~ :lf4~$f5 ... :.' ;i*f6JMt<ïlt$;f;Zil"~'

NH, 356.6 0 0 0 7355.1 18387.8 18744.4

EO 0 959.91 0 0 0 0 0

MEA 0 0 1226.99 0 0 0 0

DEA 0 0 0 89.52 0 0 0

Totaal 356.6 959.91 1226.99 89.52 7355.1 18387.8 18744.4

De feed moet natuurlijk op een bepaalde temperatuur worden gebracht. Om veiligheidsredenen wordt de EO niet voorverwarmd, maar de NH) wel. In de stripper wordt de overgebleven NH) teruggewonnen en gecomprimeerd voordat deze wordt gecondenseerd (dit maakt het condenseren iets gemakkelijker) en wordt opgemengd met de andere NH) stroom. De bodemstroom uit de stripper bevat MEA en DEA. Deze wordt in de laatste destillatietoren (de MEAIDEA scheider, opererend op vacuum) gescheiden. Er gaat waarschijnlijk ook een beetje MEA en DEA met de NH) stroom uit de strip'per mee (ca. 0.1 'Jó '). Om deze reden is het nodig om een "phase split" in te bouwen na de stripper. De MEA en DEA die uit de stroom van de "phase split"worden teruggewonnen worden daarna weer opgemengd met de overige voeding van de MEAIDEA scheider. Het blokschema ziet er dan uit als in figuur 2.1.5 .

. . . . - .. -

-

-

-

-

- - - - - - - .

-

- - -

-356.60 1'01i, 1 959.91 EO - - - + 1 10 REACTOR SYSTBvI 1316.51 L - -_ _ _ ~

Figuur 2.1 j. Blokschema 5 van MEA proces.

17

~!E" 1116.99

DE" 8952

131651

In bovenstaand figuur is ook goed te zien wat de "battery limit" is. In onderstaande tabel IS het

stromen overzicht gegeven, met voorloQiae drukken en temperaturen.

Tabel 2.1.6a. Stromenovel7.icht blokschema 5.

5S~ ;(fl:r~+ :Gf2l~4 ):[3FtJiW_; <[4}~3fif5~fé{6]:~i, ~ rll;>$:~#"'"f81 <i'N't'if"f' "'r9rk'%1i&h' ;OOl·;;,';;;fi?;'

NH, 356.6 0 0 0 356.6 7355.1 7355.1 18387.8 18744.4 11032.7 EO 0 959.91 0 0 0 0 0 0 0 0 MEA 0 0 1226.99 0 0 0 0 0 0 0 DEA 0 0 0 89.52 0 0 0 0 0 0 Totaal 356.6 959.91 1266.99 89.52 356.6 7355.1 17355.1 18387.8 18744.4 11032.7 P(bar) I 5 1 I 130.1 5 15 5 130.1 10 t (0 C) -33.3 20 20 30 104 2

*

*

104 25

I Op dit moment is dit getal niets meer dan een schatting gebaseerd op de kookpunten van de NH₃, MEA en DEA. Betere gegevens volgen na toepassing van fasen leer, en kunnen terug worden gevonden in hoofdstuk 5, Massa- en warmtebalans

FV03174 Hoofdstuk 2. Uitgangspunten

Opgemerkt dient te worden dat de uiteindelijke waarden van temperatuur, druk en massastroom kunnen afwijken van de waarden gegeven in tabel 2.1.6. Dit komt doordat bij het opstellen van bovenstaande waarden geen simulaties zijn gedaan, d.w.z. dat er geen vloeistof-damp evenwichten etc. rigoreus zijn toegepast. De waarden moeten gezien worden als richtwaarden voor de simulatie en zijn gebaseerd op waarden uit de literatuur [3, 6].

§2.2

Lijst van stoffen

In onderstaande tabel is de lijst van stoffen die van belang zijn in het MEA proces gegeven.

----~~----t-~~----I~--+-=-~-+---l

~C~

\

Tabel 2.2.1 b. Vervol:< liist van componenten en ei:<enschappen.

~COinpoïiêntDàam~'!I'~~ ;t.EigériSChap r7l~~~m:~""1i\0\'!2;,i·rt':ii*;.\Ä~>i:P';t;;ÄC2: ;,.'?r~;i%.'d'r;!;:;+'5

Pliu P"D MAC LDso(rat)

CkSuml) (kg/ml) (ppm) (mg/ml) (mmg)

Etheenoxide (EO) 900 1.744 50 90 100 [81

Ammoniak 600 0.697 25 18 350 [9J

Mono-ethanolamine (MEA) 1000 2.441 3 8 2140-2740 [8]

Di-ethanolamine (DEA) 1100 3.720 3 15 1410-1820 f81

Azijnzuur Acetaldehyde N -acety Iethanoiamine

2 H₃C-CH[NH-CH₂CH₂0Hh is niet in de tabel opgenomen, omdat deze in verwaarloosbare

concentraties in het systeem voorkomt. Bovendien zijn van de overige componenten die in lage concentraties voorkomen geen fysische eigenschappen vermeld.

FVO 3174 Hoofdstuk 2. Uitgangspunten

Tabel2.2.1c.

In onderstaande tabel zijn de prijzen van de grondstoffen, produkten en katalysator gegeven:

Tabel 2.2.2. Bulkpriizen van comDonenten en katalysator.

(:eo~t1ri~.gPriiiêilf;(FUk2)_fl\

Etheenoxide (EO) 1.100~

Ammoniak 0.212[10]

Mono-ethanolamine (MEA) 2.037

r

111 Di-ethanolamine (DEA) 2.073[ III Amberlite 200 14.906[ 121

§2.3

Locatie

~

Als locatie is de Bodek gekozen. De redenen hiervoor zijn:

• Eenvoudige aanvoer grondstoffen (Shell Moerdijk heeft een EO plant), dus EO hoeft niet over lange afstanden vervoerd te worden. Dit is wenselijk i.v.m. het reactieve karakter van EO. NH] kan gemakkelijk aangevoerd worden (goede infrastructuur).

• Afnemers gemakkelijk te bereiken (goede infrastructuur) en voorhanden (cosmetische toepassingen, basischemicalie voor fijnchemie, detergentia).

• Geschoold personeel aanwezig. • Economisch en politiek stabiel

• Goed voor de werkgelegenheid in Rotterdam en omstreken. • Goed bereikbaar (haven)

§2.4

Specificaties en Procescondities

Tabel 2.4.1. Voedin~-en produktspeciticaties.

NH, voedin!! 341.0 0.999 0.001 water

EO voeding 920.3 0.99965 2 10'~ azijnzuur 3 10" acetaldehyde 2 10.5 water

M&:A-f}r-oduktstroom 1\-16.5 0.99 0.0 loveri!!

DEA produktstroom 84.7 0.98 0.02overi!!

flo-eY'J.:f

ctk

EÖ

b

OfU~L

\)) J

'M

eer

~Q.IV\

N

ti)

w

O--CL~

()

~

h (

..J-\M

Vc: (

l

f~

tt-Cl

'

t.v>~()

t-f

FVO 3174

7

V

I,~\A

.

Hoofdstuk 2. Uitgangspunten

• Adiabatische gepakt bed reactor • ATadiolb = 20°C

• Tmox

=

150°C

• Kat. Amberlite 200. 20-50 mesh H. 0.27

• Voorverwarmen voeding reactor • Condenseert damp uit Flash 1

Condenseert damp uit Flash 2

Compressor umt •

Condensor 3 •

0.27±O.09 0-14

'r

V 0 <. (SV-

cl

,: h.'

~

~

LP Stoom' _{• Heater}

• Reboiler Distillation column • Reboiler Stabilizer Electriciteit Compressoren. Pompen Stikstof • Opsla2 EO"

KoelwaterlBrine • Koelin2 Condensor (eventueel koelin2 met lucht)

§2.5

Processoort en kinetiek

Er is gekozen voor een continu proces. De keus is op deze variant gevallen omdat de hoeveelheid 10000 tonMEA /jaar bedraagt. Deze hoeveelheid is groter dan de 4536 ton/jaar die in Douglas staat beschreven als grens voor batch/continue.

De netto reacties zijn de volgende:

NHJ+EO~MEA MEA+EO~DEA

Het mechanisme is als volgt voor MEA vorming:

NHJ + HA ~ H~N .. A (reversibele adsorptie) EO + H~N··A ~ EO .. H4N"A

NHJ + EO··~N"A ~ HOCH2CH2H3N"A + NHJ HOCH2CH2HJN .. A ~ HOCH2CH2H2N + HA (2.5.1) (2.5.2) (2.5.1a) (2.5.1b) (2.5.1c) (2.5.1d) waarin HA de zure Amberlite 200 katalysator is en H~N •• A adsorptie aangeeft. Het mechanisme voor DEA vorming is analoog.

S Als de uitlaatdruk nog hoger wordt, dan wordt de uitlaattemperatuur te hoog. 6 Buiten battery limit

~\\t-L

_

j

l { '{ \,.

-)\

~-)

9

FVO 3174 Hoofdstuk 2. Uitgangspunten

Stap (c) is een nucleofiele reactie. Uit de literatuur [3] zijn de volgende gegevens beschikbaar voor de reacties (1) en (2), gebruik makend van Amberlite 200.

waarin de k's op de volgende manieren gedefineerd zijn: r, = k,[NHJ ][EO] r2= k2[MEA][EO] Mact Tref k.

=

k.(T i f ) e x p ( - - ( l - - » ) I I re RT T ref

Hierbij wordt aangenomen dat de activeringsenergie voor beide reacties hetzelfde is [3]. en T ref=375K. De netto reactievergelijking luidt:

21 NHJ + 22 EO ~ 20 MEA + 0.85 DEA (2.5.3)

Wegens de aanwezigheid van onzuiverheden vinden de volgende reacties ook plaats [9,14]: reactie van MEA met azijnzuur tot N-acetylethanolamine:

(2.5.4 ) en reactie van MEA met acetaldehyde:

FVO 3174 Hoofdstuk 3. Processtructuur en proces flowsheet

3.

PROCESSTRUCTUUR EN PROCES FLOWSHEET

§3.1

Motivatie van de processtructuur en procesbeschrijving

Hieronder wordt een beschrijving gegeven van het MEAJDEA-proces zoals het is ontworpen. De genoemde stroomnurnrners en apparaatnurnrners kunnen teruggevonden worden in bijlage I in A4 fonnaat en de bijgeleverde flowsheet in A3 formaat.

De fabriek is onderverdeeld in drie secties:

1. Voedingssectie 2. Reactorsectie 3. Scheidingssectie

§3.1.1 Voedingssectie

De tlowsheet heeft als basis blokschema 5 (fig. 2.1.5. hoofdstuk 2). De NH₃ voeding (stroom 1) komt binnen op 1 bar en -33 oe vanuit een opslagtank waar het onder koeling is opgeslagen en in vloeistofvorm is. De NH3 voeding wordt door Plop 10 bar gebracht. Deze stroom wordt dan çloor de

geintegreerde warmtewisselaar Hl opgewarmd tot -28.8 oe.

Hierna wordt deze stroom (stroom 3) opgemengd met de recyclestroom (stroom 4) en op 130.3 bar gebracht door P2. Vervolgens wordt deze stroom door de warmtewisselaars H2, H3 en heater H4 (dit volgt uit de pinch analyse van het proces. §4.3) opgewarmd tot 103.9°e (stroom 8). Deze stroom 8 is dan door de drukverliezen van de warmtewisselaars op een druk die iets hoger is dan 130 bar.

De EO voeding (stroom 2) komt het systeem binnen op 5 bar en 20°C vanuit een opslagtank waar het onder druk en N2 is opgeslagen. Deze stroom wordt door P3 op 130 bar gebracht en vervolgens

opgemengd met stroom 8 voordat deze de reactor ingaat.

§3.1.2 Reactorsectie

De ingaande reactorstroom (stroom 9) is op 130 bar en 102.6 oe. Om veiligheidsredenen is de EO stroom niet opgewarmd. en wordt de NH3 stroom iets boven 102.6 oe opgewarmd. Opmengen van de

EO en NH3 stromen levert de gewenste inlaattemperatuur.

De reactor Rl is een adiabatische gepakt bed reactor. en opereert bij een inlaatdruk en -temperatuur van 130 bar en 102.6 oe. Er is gekozen voor deze condities omdat bij deze condities de reactie voldoende snel verloopt. Een hogere temperatuur is niet wenselijk omdat een te hoge uitlaat temperatuur deactivatie van de katalysator tot gevolg zou hebben. De inlaatdruk moet zo hoog zijn. omdat de uitlaatdruk1 hoger moet zijn dan de dampspanning van het reactiemengsel. om het mengsel vloeibaar te houden. Het reactorsysteem werkt met een overmaat NH3• Deze keus is gemaakt uit kinetische

overwegingen en om te zorgen dat de adiabatische temperatuursstijging niet te hoog wordt (veiligheid).

§3.1.3 Scheidingssectie

De uitgaande reactorstroom (stroom 10) bevat geen EO meer en is op 130 bar en 126°C. Deze stroom wordt naar een adiabatische tlashdrum geleidt (VI). Er is gekozen voor de tlashdrum VI, om te zorgen dat de stripper Tl niet te groot wordt (economische argument). Deze tlashdrum zorgt ervoor dat 60% van de ingaande NH3 als damp over de top gaat. De tlashdrum opereert op 10 bar. Er is gekozen voor

deze condities omdat bij deze druk genoeg NH₃ over de top gaat (stroom 12). Een nog lagere druk zou tot gevolg hebben dat ook veel MEA en DEA over de top zouden gaan. De topstroom (stroom 12) wordt naar condensor H5 geleidt en gaat na het passeren van buffervat V2 terug naar de reactor (recycle).

De bodemstroom van VI (stroom 13) wordt gekoeld door warmtewisselaar H6 voordat deze de stripper Tl ingaat. Koeling is nodig. omdat de voeding van de stripper een "sub-cooled liquid" of een "saturated liquid" moet zijn bij de kolomdruk. Om deze reden wordt stroom 13 gekoeld tot -6.2 oe (stroom 14). De stripper Tl heeft als voedingsschotel schotel 1 (typisch voor een stripper) en wordt gevoed door stroom 14. De topdruk bedraagt 0.5 bar. Bij deze druk gaat alle NH3 over de top. met een kleine

FVO 3174 Hoofdstuk 3. Processtructuur en procesflowsheet

hoeveelheid MBA en DEA (stroom 17). Tl is een schotelkolom. Er is gekozen voor een schotelkolom vanwege de hoeveelheden damp en vloeistof.

De topstroom (stroom 17) van Tl wordt eerst gecomprimeerd door Cl naar 5.3 bar, vervolgens gekoeld, waarna de MEA en DEA uit deze stroom gecondenseerd worden door de warmtewisselaars

H3, H8 en koeler H9 (dit aantal volgt uit de pinch analyse, §4.3). De compressiestap is nodig om de koeling en condensatie gemakkelijker te maken. Er is gekozen voor deze uitlaat druk (5.3 bar) omdat bij nog hogere drukken de uitlaattemperatuur te hoog zou worden. Nadat de stroom is gekoeld en de MEA en DEA zijn gecondenseerd (stroom 22) wordt deze stroom naar een flashdrum geleid (V3). Deze scheidt de vloeistof (MEA en DEA) van het gasvormige NH3. De vloeistofstroom (stroom 25) wordt opgemengd met de bodemstroom van Tl (stroom 18) die al op druk is gebracht en deze stroom (24)

wordt naar de vacuüm destillatietoren T2 geleid. De drukverhoging is nodig omdat de voedingsschotel van T2 op een hoogte van 17 meter ligt. De toren T2 opereert bij een topdruk van 0.25 bar en 136.7

oe.

Deze drukken zijn gekozen om de MEA-DEA scheiding zo goed mogelijk te bewerkstelligen. Een hogere druk zou te hoge temperaturen tot gevolg hebben. Dit is niet wenselijk in verband met mogelijke ontleding van MEA enlof DEA. Wel moet opgemerkt worden dat door het gebruiken van de katalysator Amberiite 200, er bepaalde nevenprodukten niet gevormd worden, welke de ontleding katalyseren [13]. De topprodukt stroom (MEA, stroom 32) wordt vervolgens op I bar gebracht evenals de bodemstroom (DEA, stroom 28) die ook gekoeld wordt tot 30

oe.

T2 is een schotel kolom. Deze keus is gemaakt omdat de vloeistofstromen klein zijn in vergelijking met de dampstromen.

§3.1.4 Overige voorzieningen en informatie

Er wordt gebruik gemaakt van brines voor de koeling in H5, H6, H8, H9, HlO, HB. Voor de koeling van de brines is een aparte koelinstallatie nodig. Deze is niet verder ontworpen, en wordt buiten de "battery limits" gesteld. Voor zover mogelijk zijn de uitgaande stromen van de warmtewisselaars als

ingaande stromen voor de overige warmtewisselaars gebruikt.

HP, MP en LP stoom is nodig voor H4 (LP), H7 (HP), Hll (HP) en MI (MP). De MP en LP stoom worden echter gemaakt uit de HP stromen nadat deze gebruikt zijn en zijn gecondenseerd.

§3.2

Thermodynamica

Voordat er kan worden overgaan tot de keuze van een thermodynamisch model om vloeistof-dampevenwichten te kunnen beschrijven dient eerst het systeem gedefinieerd te worden. De componenten van het systeem dat beschreven dient te worden staan in tabel 2.2.!. Het blijkt een

probleem te zijn om in de literatuur gegevens te vinden over vloeistof-dampevenwichten van systemen, waarvan een van de componenten ammoniak is. Dit valt te verklaren door het feit dat deze component laag kokend is, het atmosferisch kookpunt is -33°C, waardoor ammoniak onder normale omstandigheden gasvormig is.

Door het feit dat ammoniak zo vluchtig is t.o.v. de overige componenten in het systeem, zal de verdelingscoëfficiënt oftewel de k-waarde, die een functie is van druk, temperatuur en samenstelling.

van ammoniak veel groter zijn dan die van de overige componenten [15]. Dit heeft tot gevolg dat de dewpoints line bij grote molfracties ammoniak zeer steil zal oplopen. waardoor een grote molfractie ammoniak in een gasmengsel in evenwicht zal zijn met een vloeistofmen..gsel dat aanzienlijk minder ammoniak bevat. zie figuur .2.1.

Het probleem dat nu optreedt bij het flowsheeten is dat er vrijwel geen modellen aanwezig zijn om systemen te beschrijven waarin ammoniak voorkomt. Althans, de goede modellen zijn wel aanwezig. maar de gegevens die deze modellen nodig hebben, de binaire interactie parameters, zijn niet voorhanden. Een oplossing is het gebruik van de wet van Raoult, welke alleen gebruik maakt van de dampspanning van de zuivere component om de k-waarde bij de heersende systeemdruk te berekenen.

Een nadeel van dit model is dat grote vluchtigheid van ammoniak niet goed tot uiting komt, waardoor de fysische relevantie van dit model verloren gaat.

Uit de literatuur [15] blijkt dat er pogingen zijn gedaan om experimentele gegevens van het systeem ammoniak/water te beschrijven met de Peng-Robinson-toestandsvergelijking, zie figuur 3.2.1. De dew-en bubblepoints line die wordt beschrevdew-en door Pdew-eng-Robinson-toestandsvergelijking is gegdew-enereerd door het computerprogramma CHEMCAD UI. Hieruit blijkt dat experimentele gegevens zeer goed

FVO 3174 Hoofdstuk 3. Processtructuur en proces flowsheet 30 25 -20 ~ .c :; 15 :::l

-alO

5

o

V

/

V

/

L I-c<'

o

0.2 0.4 0.6 0.8 xl(-),yl(l)

v

Peng-Robinson Experimentele waarden /

Figuur 3.2.1. Pxy-diagram van het systeem ammoniak(1)/water(2) bij een temperatuur van 333.15 K.

Oorspronkelijk is deze toestandsvergelijking ontwikkeld om systemen van koolwaterstoffen te beschrijven bij gemiddelde tot hoge drukken. Op dit moment IS de Peng-Robinson-toestandsvergelijking echter de beste methode die voorhanden is om cryogene systemen te bescnrijven. In de literatuur zijn verder geen gegevens voorhanden omtrent systemen met ammoniak. Er wordt echter aangenomen dat systemen met ammoniak beschreven kunnen worden met de Peng-Robinson-toestandsvergelijking. De voorwaarde hierbij is dat de PTxy-diagrammen wel enige fysische betekenis moeten hebben, d.W.Z. de grote vluchtigheid van ammoniak t.o.v. de overige componenten dient tot uitdrukking te komen. Het belangrijkste systeem met ammoniak na de reactor is het systeem ammoniaklmono-ethanolamine. Van dit systeem is een Txy-diagram bij een druk van 15 bar gegenereerd m.b.v. de Peng-Robinson-toestandsvergelijking, zie figuur 3.2.2. Uit deze figuur komt duidelijk de grote vluchtigheid van ammoniak tot uiting, gezien het steile verloop van de dewpoint line bij hoge molfracties ammoniak. Opgemerkt dient te worden dat deze figuur niet noodzakelijkerwijs de werkelijkheid hoeft te representeren, de figuur is echter wel fysisch relevant.

In figuur 3.2.3 is een Txy-diagram weergegeven van het systeem mono-ethanolamine/di-ethanolamine bij een systeemdruk van 0.5 bar, dit diagram is gegenereerd m.b.v. de Peng-Robinson-toestandsvergelijking. Chemisch gezien vertonen deze componenten grote overeenkomsten, zodat sterk niet-ideaal gedrag niet verwacht hoeft te worden. Zoals blijkt uit figuur 3.2.3, vertoont de kooklus van dit systeem geen ideaal gedrag, maar is in zoverre fysisch relevant dat er geen sprake is van sterk niet

-ideaal gedrag. Voor dit systeem is de aanname gerechtvaardigd dat het beschreven kan worden m.b.V. de Peng-Robinson-toestandsvergelijking. 300 250 200 û ~ 150 f-100 50

o

---

\

-\ \

i"-

"'-i'-....,

o

0.2

I

/

r--

\ /

r--

..l. ~ -..., "-.. '\

-

---~

--

=

I--~ 0.4 0.6 0.8 x1 (-),y1 (-)

De uiteindelijke produktstroom zal bestaan uit mono-ethanolamine en di-ethanolamine met verontreinigingen. Voor het systeem mono-ethanolamine en di-ethanolamine zijn echter ook geen literatuurgegevens beschikbaar, zodat ook voor dit systeem de aanname gedaan wordt dat het

FVO 3174 Hoofdstuk 3. Processtructuur en procesflowsheet

beschreven kan worden met de Peng-Robinson-toestandsvergelijking. Voorwaarde hierbij is ook weer dat de aldus verkregen data fysisch relevant dienen te zijn.

260 240 220

P

200

f='

180 160 140 "\. "\.

o

-'"

... 0.2

-

r---

I-r--...

"""

...

"'---

r-.

\

-

-

-0.4 0.6 0.8 x1 (-),y1 (-)

Figuur 3.2.3. Txy-diagram van het systeem mono-ethanolamine(l)/di-ethanolamine(2) bij een druk v:m 0.5 bar.

Het nadeel van de Peng-Robinson-toestandsvergelijking is dat niet het hele systeem goed beschreven wordt. Dit is echter voor de betreffende componenten alleen het geval wanneer deze in grote overmaat aanwezig zijn. De betreffende componenten zijn echter in het hele proces alleen als zeer kleine fracties aanwezig, zodat aangenomen wordt dat de toestandsvergelijking in dit gebied fysisch relevant is.

FVO 3174 Hoofdstuk 4. Proces flowsheet- en apparatuurberekeningen

4. PROCES FLOWSHEET- EN APPARATUURBEREKENINGEN

§4.1

Adiabatisch gepakt bed reactor ontwerp

De reactor die in detail wordt ontworpen is de reactor Rl. Deze reactor is een adiabatische gepakt bed reactor. De omzetting van ammoniak en etheenoxide tot mono-ethanolamine wordt gevolgd door de omzetting van mono-ethanolarnine en etheenoxide tot di-ethanolamine. In het verleden werd deze laatste reactie gevolgd door nog een omzetting van di-ethanolamine tot tri-ethanolamine en werd deze reactie gekatalyseerd door water toe te voegen. In de literatuur [3] is een proces gevonden dat gebruik gemaakt van een organische 'ion-exchange resin', Amberlite 200, als katalysator, zodat het voorheen gebruikte water hier overbodig is. _{Ten tweede wordt er gebruik gemaakt van een overmaat NH3,}

waarbij de NHfiO-molratio 50: 1 bedraagt. Een voordeel van dit Amberlite 200 en deze overmaat NH3 is dat er een hoge yield aan MEA, namelijk 93 wt% in de produktstroom, verkregen wordt. De procescondities in de reactor zijn een temperatuur van 100-120 °C en een druk van ongeveer 130 bar.

In de literatuur is het volgende reactiemodel geponeerd:

NH3+EO~MEA MEA+EO~DEA

Het mechanisme is als volgt voor MEA vorming:

NH3 + HA ~ H.jN .. A (reversibele adsorptie) EO + H.jN .. A ~ EO •• ~N .. A

NB3 + EO··H.jN"A ~ HOCH2CH2,H3N··A + NH3

HOCH2CH2H3N .. A ~ HOCH2CH2H2N + HA (4.1.1) (4.1.2) (4. 1.1 a) (4.l.Ib) (4.l.Ic) (4.l.Id)

waarin HA de zure Amberlite 200 katalysator is en H.jN"A adsorptie aangeeft. Het mechanisme voor DEA vorming is analoog.

Stap (c) is een nucleofiele reactie. De volgende gegevens uit de literatuur zijn beschikbaar voor de reacties (4.1.1) en (4.2.1), gebruik makend van Amberlite 200, zie tabel 4.1.1.

Tabel 4.1.1 Kinetiek data'

4.34 + 0.49 2.6 ± 0.2

D.E"", (kj/mol) 95 ± 8

T=375 K

waarin de snelheidsconstanten k op de volgende manieren gedefineerd zijn:

rl

=

kl CN CE r2= k2 CM CE

(4.1.3)

(4.1.4) (4.1.5)

Hierbij wordt aangenomen dat de activeringsenergie voor beide reacties hetzelfde is [3], en Tref=375K.

Zoals uit de snelheidsvergelijkingen blijkt, zijn deze vergelijkingen bruto-snelheidsvergelijkingen (dus per m3 reactor). In de snelheidsconstanten zitten dus de effecten van massa-overdracht, effectiviteit etc.

verdisconteerd. Als deze relaties gebruikt worden, moet natuurlijk gezorgd worden dat de hydrodynamica rondom de deeltjes (massa-overdracht is immers afhankelijk van de hydrodynamica) bij de full-scale reactor analoog is. Opschalen van een vloeistof reactor zal verder geen problemen geven. I

De experimentele adiabatische laboratoriumreactor werkte in het gebied van plug-flow, zie bijlage UA, en de stroming rondom de deeltjes was laminair, zie bijlage lIB. De full-scale adiabatische reactor werd op dusdanige manier ontworpen dat deze ook in het plug-flow gebied terecht kwam, zie bijlage lIB. Er is gekozen voor een adiabatische reactor om de volgende redenen:

FVO 3174 Hoofdstuk 4. Proces flowsheet- en apparatuurberekeningen

1. Isotherme operatie van een gepakt bed reactor is moeilijk (ook in verband met de procesregeling) 2. De adiabatische temperatuursstijging is vanwege de overmaat NH_J niet erg grooJ

Om de reactor te beschrijven is het nodig een reactor element te bekijken, zie figuur 4.1.1.

)

1

x óx

Figuur 4.1.1 Reactorelement

Over dit reactor element zijn de volgende balansen op te stellen:

Massabalansen: (4.1.6) (4.1.7) (4.1.8) O='Î>v ·C _D

I

_x -0 ·C

I

+ k · c · c ·A·& ,v D x+L~X 2 E M (4.1.9) Warmtebalans: O=ó

·

e

.

T

I

-0

·

e

·

-rI

- ó H·k·c ·C

·

A

·L

~X

, m P x ,m p 'lx+óx rl I E N (4.1.10) - Ó H·k ·C ·C ·A·Óx r2 2 E M

Deze vergelijkingen zijn om te schrijven naar:

'Î>v dCE

- - - =

_{A dx} -k 'cE' c _I V -k7 .cE'c \1 I - I (4.1.11) (4.1.12) (4.1.13)

9

_v dc D - - - = + k ? .cE'cM A dx - (4.1.14) (4.1.15)

Door over te gaan op dimensie loze variabelen (zie hoofdstuk 11, Symbolenlijst) worden de volgende vergelijkingen verkregen:

.

\'5>

~

ti

~ p<>~t!Î~

i~"

i~

VaM.

h

e~

b.eJ?

FVO 3174 Hoofdstuk 4. Proces flowsheet- en apparatullrberekeningen dYE - - = dz (4.1.16) dYN - - = dz (4.1.17) dYM = dz (4.1.18) dYD = dz (4.1.19) d8 dz - (4.1.20)

hierin zijn: Y; = _{n/nNI" z=xIL.. 8=TfJrtl}

Hierbij is aangenomen dat de reactie-enthalpie voor beide reacties hetzelfde is [3]. Voor de

t.H

reactiesnelheidsconstanten k en de groep _ r - zijn experimenteel bepaalde correlaties gevondén [3]:

Cp [M act (

I)]

k i =ki(Tref)exp - - 1--RT_ref

e

Cp 1 I I

-:----'---:- =

+ _. : ;

-(-t.rH) 31.3 2.08 (424.6+5.3'10-6 ·_{(P-13MPa)-8· Tre/ )}

Voor de drukval over de reactor is de Ergun-relatie (in dimensieloze lengte) gebruikt:

dP

= _

L . (150 . ( (1-

E) 2

J

Tl ',U + 1.75. 1 -

E

.

P . u

2]

dz E 3 d; E 3 d p

(4.1.21)

(4.1.22)

(4.1.23)

Voor de dichtheid is aangenomen dat deze constant is [13]. De drukval over de reactor is klein t.O.v. de druk in reactor. Hierdoor kan de viscositeit onafhankelijk van de druk gesteld worden en hoeft alleen de afhankelijkheid van de temperatuur in rekening gebracht te worden. De viscositeit van het mengsel i~

volgens de onderstaande mengregels en de DIPPR (Design Institute for Physical Propeny Datat correlaties [16] uitgerekend:

In(ll)

=

LX;

In(Tl;) (4.1.24)

rI.

=

exp(A.

+~+

C. ·In T+D. 'TEi)

'\1 I T I I (4.1.25)

omgeschreven naar de hiervoor gebruikte variabelen worden de molfracties Xi:

_ Y i . nNI' <P m _ Y i . n Nf

X· - -

-=:----'--I LYi .nN!'<p m LYi ·nNI

(4.1.26)

met: L,Yi . nNI

=

nNI '(YM

+

YD

+

YE

+

YN)

Door simultaan oplossen van de differentiaalvergelijkingen, met de volgende randvoorwaarden: z=O: YE

=

0.019761; YN

=

1; YM= 0; Yo= 0; 8 = 1; z =1: P= 13 MPa;

2 American Institute of Chemical Engineers (AIChE)

FVO 3174 Hoofdstuk 4. Proces flowsheet- en apparatuurberekeningen

en de voorwaarde dat de verblijf tijd ., in de 0 aeschaalde reactor hetzelfde is als in de

laboratoriumreactor wordt d reac or oorgere end en ge . :--Her resultaa van e berekeningen is te vinden in hoofdstuk 6, Specificatieforrnulieren. De hoeveelheid katalysator is gemakkelijk te berekenen als het reactorvolume uitgerekend is. De hoeveelheid volgt uit de volgende formule:

~Iou)

?

m."

~

Vu,w'

p .. ""u" . ."

(4.1.27)

I\) , V--

~

Het resultaat van de berekeningen is dat de reactor 3.88 m3 groot (reactief volume) is en een diameter

\ van 1.25 m heeft. De lengte van het bed die hierbij hoort is 3.16 m. Wegens het gebruiken van verdelers voor de vloeistof etc. wordt de reactorlengte iets groter, nl 3.5 m. De hoeveelheid katalysator die nodig is bedraagt 3104 kg. De uitlaatverhouding van MEA en DEA bedraagt 13.73 kglkg (Vamling [3]13.71 kglkg). In verband met corrosiebestendigheid is gekozen voor Stainless Steel 316. De wanddikte bedraagt 6.4 cm en de wanddikte van de hemisferische top bedraagt 3.2 cm. Er is gekozen voor een hemisferische top vanwege de hoge interne druk. Voor details van het mechanische ontwerp wordt verwezen naar hoofdstuk 6, Specificatieforrnulieren.

De profielen voor dimensieloze temperatuur, druk en dimensieloze concentratie, die verkregen kunnen worden door het simultaan oplossen van de differentiaalvergelijkingen, staan weergegeven in figuur 4.1.2, 4.1.3 en 4.1.4. 1.07 " . . . - - - . , - - , - . , . - - " . . . . , . . , . - - - , 1.06 1.05 1.04

...

1.03 1.02 1.01 1.00 -l"---'---;.---.,~---_:__'---' 0.00 0.20 0.40 0.60 0.80

z [-]

Figuur 4.1.2. ~imensieloos temperatuursprofiel.

13.016 13.014 13.012 'ëii' 13.010 a. _13.008 ::E a. _13.006 13.004 13.002 13.000 0.00 0.20 0.40 0.60 0.80

z [-]

Figuur 4.1.3. Drukprofiel.

Uit fig. 4.1.3 blijkt dat de drukval over de reactor verwaarloosbaar klein is.

~ (L~

D)

J

1.00

FVO 3174 Hoofdstuk 4. Proces flowsheet- en apparatuurberekeningen 2.50&02 1.000 2.00&02 0.995 1.50&02

.

;:.. 1.00&02 0.990

.

;:.. 0.985 5.00&03 O.OOE+OO 0.980 0.00 0.20 0.40 0.60 0.80 1.00 Z [-]

Figuur 4.1.4 ~imensieloos concenttatieprofiel.

Uit fig. 4.1.4 blijkt dat de concentratie ammoniak nagenoeg constant blijft. Dit was te verwachten, aangezien ammoniak in enorme overmaat reageert met etheenoxide. Deetheenoxide, zoals uit bovenstaand figuur blijkt, is nagenoeg weggereageerd.

In figuur 4.1.5 staat een schematische voorstelling van de reactor weergegeven [17].

FVO 3174 Hoofdstuk 4. Procesflowsheet- en apparatuurberekeningen

\w

(.,

\Je

e,\

v

rJ.-1J».-

1.

~ ~

.,

kl '"

/,)~

H4

~

.

~\~q

'"

'1

§4.2

Vacuüm destillatietoren ontwerp

In een laatste scheidingsstap (T2) dienen het mono-ethanolarnine en het di-ethanolamine van elkaar gescheiden te worden. De kookpunten van de twee componenten liggen zodanig ver uit elkaar dat dit · gedaan kan worden met een conventionele scheidingsstap. namelijk destillatie. Het gevaar dat echter schuilt in het toepassen van een destillatieve scheiding is het feit dat DEA onder atmosferische omstandigheden bij 263°C ontleedt. De temperatuur in de reboiler dient in ieder geval dus lager te zijn dan de ontledingstemperatuur van DEA. Een volgend gevaar is de thermische ontleding van MEA boven een temperatuur van 150°C onder atmosferische omstandigheden. In dit proces is daar echter geen sprake van. omdat deze thermische ontleding alleen plaats kan vinden. wanneer bepaalde bijprodukten bij de katalytische reactie gevormd worden. Met de katalysator die in dit proces gebruikt wordt. worden deze bijprodukten echter niet gevormd [3. 13. 18]. De oplossing om het gevaar van de

ontleding van DEA te voorkomen is om de kolom onder verlaagde druk te bedrijven. Om er zeker van te zijn dat het hoofdprodukt MEA ook niet ontleedt. wordt gekozen voor een topdruk van 0.25 bar. De druk in de bodem van de kolom kan naderhand berekend worden. wanneer alle drukvallen bekend zijn. De belangrijkste parameters waarop de kolom ontworpen wordt zijn de gewenste industriële zuiverheden van MEA en DEA. repectievelijk minimaal 99 wt9ó en 98 wt9ó. Via de Fenske-Underwood-Gilliland-shortcutmethode voor de berekening van het minimale aantal theoretische schotels met Fenske-methode ter bepaling van de hoogte van de voedingsschotel. wordt berekend. met opgave dat de refluxratio 1.3 maal zo groot moet zijn als de minimale refluxratio uit economische overwegingen. dat het theoretische minimale aantal schotels 12.65 is en dat de theoretische voedingsschotel gelocaliseerd is op schotel 6.825. Deze berekening is uitgevoerd met het simulatiepakket CHEMCAD lIl.

In werkelijkheid zal de kolomefficiëntie zeer laag zijn. Dit komt door het feit dat systemen van amines

sterk schuimvormend zijn. waardoor de stofoverdrach! sterk achteruit gaat. Door dit feit dient de kolom overgedimensioneerd te worden. mede vanwege het vergrootte gevaar van het optreden van allerlei neveneffecten. zoals weeping en flooding. waardoor de kolomefficiëntie lager wordt. Uit de literatuur

[19] blijkt dat voor systemen van amines voor de kolomefficiëntie een waarde gevonden wordt tussen de

0.3 en 0.5. Voor dit proces wordt uitgegaan van een kolomefficiëntie van 0.4. Dit heeft tot gevolg dat de kolom 32 schotels heeft en dat de voedingsschotel gelocaliseerd is op schotel 17. Opgemerkt dient te worden dat de laatste trap geen schotel is. maar vormgegeven wordt door de reboiler.

Het grootste probleem bij het dimensioneren van de kolom wordt gevormd door de kleine refluxstroom. die berekend kan worden middels een massabalans over de topsectie. De gasstromen in de top- en bodemsectie zijn ongeveer gelijk. Als gevolg van de kleine refluxstroom wordt berekend dat de kolomdiameter in de topsectie groter is dan in de bodemsectie. respectievelijk 0.509 m en 0.382 m. Aangezien de kolom overgedimensioneerd dient te worden vanwege het sterk schuimende karakter van

systemen van amines. wordt gekozen de gehele kolom een diameter te geven van 0.6 m.

De volgende stap die genomen dient te worden is de keuze tussen een gepakte kolom of een schotelkolom. Voor dit proces is gekozen voor een schotelkolom. omdat gepakte kolommen niet geschikt zijn voor lage vloeistofdebieten. Dit komt door h t feit dat voor een gepakte kolom voldoende vloeistof aanwezig moet zijn voor de vorming van een vloeistoffilm op het pakkingsmateriaal. Als schoteltype is gekozen voor een zeefplaat. omdat dit type schotel de laagste drukval geeft. wat voor dit proces gunstig is. Verder kan aeze scnote oeareven woroen tot een redelîjke turn-downratio. is eze schotel het goedkoopste type en is er veel van bekend.

Ten gevolge van de kleine vloeistofdebieten in de kolom en de relatief kleine kolomdiameter wordt gekozen voor reverse flow over de zeefplaat. Dit heeft tot gevolg dat het vloeistofniveau op de plaat hoger is. waardoor er een beter contact is tussen de vloeistof en dampfase. Een schematische voorstelling van een voor dit proces gebruikte type schotel staat weergegeven in figuur 4.2.1.

~

(ö

c>

cL,

J

I

..

FVO 3174 _Hoofdstuk 4. Proces flowsheet- en apparatuurberekeningen

Nimc.e wOlJer perforalic 'fOOr OOfJcrsccunirtg

Figuur 4.2.1. Zeefschotel voor reverse flow. de pijl geeft de stromingsrichting van de vloeistof aan. Door het grote verschil in vloeistofdebiet over de zeefschotels in de top- en bodemsectie, dienen de schotels voor deze twee secties afzonderlijk gedimensioneerd te worden. Bij het ontwerp van de dimensies van de afzonderlijke onderdelen van de schotels werd in eerste instantie geoptimaliseerd naar een minimale drukval over de schotel, de vloeistofhoogte in de downcorner van maximaal de h~lft van de hoogte tussen twee opeenvolgende schotels en de verblijf tijd van de vloeistof in de downcomer. De verblijf tijd van de vloeistof in de downcorner dient tenminste zeven seconden te zijn voor sterk schuimende systemen teneinde een goede scheiding te krijgen tussen de vloeistof en gasfase en zodoende het gevaar van flooding te beperken. Tijdens de optimalisatie werd ervoor gezorgd dat de gassnelheid bij 70% tumdown altijd ruim groter is dan de snelheid waarbij net geen weeping meer optreedt en dat de afstand tussen de middelpunten van de zeefgaten groter is dan tweemaal de diameter van de zeefgaten.

;fSlóV'lJ tussen de: midJc:lpuntcn

V"JtI de z:cefgalcn

breedte ong~rfora:rd: I':IRJ voor cm.Icrslcuning

Figuur 4.2.2. Belangrijke onderdelen zeefschotel.

Door de optimalisatie worden de dimensies van een aantal onderdelen van de zeefschotel vastgelegd.

Belangrijke onderdelen van een zeefschotel zijn de lengte van de overlooprand, de lengte van het afscheidingsschot tussen de downcorner van de bovenliggende schotel en de downcomer naar de onderliggende schotel en de hoek tussen de uiteinden van de downcorners, zie figuur 4.2.2. De breedte van de calmingzones en de breedte van de ongeperforeerde rand voor ondersteuning kan ingesteld worden.

De parameters waarmee geoptimaliseerd kan worden zijn het downcomeroppervlak, het totaal oppervlak van de zeefgaten en de diameter van de zeefgaten. Ten gevolge van de optimalisatie is besloten om de afstand tussen twee opeenvolgende zeefschotels in de topsectie op 0.45 m te stellen i.p.v. de eerder gestelde 0.9 m in de bodemsectie. Dit komt door het feit dat het vloeistof debiet in de top van de kolom zo klein is, dat de vloeistofhoogte in de downcorners in de topsectie laag is, waardoor deze afstand kan worden verlaagd, zie figuur 4.2.3.

FVO 3174 Hoofdstuk 4. Proces jlowsheet- en apparatuurberekeningen M E A l D E A . - - - l MP..5tCMm I ._~ ____ ..•• _ .... _._. ______ O."'j m O.ilm ---'--_...l-_ _ _ DEA Figuur 4.2.3. Schematische voorstelling destillatietoren.

De hoogte tussen de voedingsschotel en de bovenliggende schotel is eveneens gesteld op 0.9 m,

aangezien de voedingsstroom op deze schotel geflasht wordt en er dus voldoende ruimte beschikbaar

moet zijn om de twee fasen die aldus ontstaan te kunnen scheiden.

Evenals de reboiler fungeert ook het systeem van condensor, refluxdrum en stoomejekteur als een

evenwichtstrap. In de top van de kolom heerst een druk van 0.25 bar, welke in stand gehouden wordt

door een stoomejekteur. In de refluxdrum heerst een druk van 0.10 bar t.g.v. de drukval over de condensor. Dit heeft tot gevolg dat de ammoniak, die eveneens gecondenseerd is in de totale condensor

en deze als verzadigde vloeistof verlaat, gedeeltelijk verdampt in de refluxdrum als gevolg van de

lagere druk die hier heerst ten opzichte van de druk i:J de condensor. De damp in de refluxdrum bevat

een zeer hoge molfractie aan ammoniak, zie figuur 4.2.4, waardoor de stoomejekteur vrijwel alleen ammoniak, afkomstig van het mengsel uit de top van de kolom, verwijderd. Door het in stand houden

van het vacuüm in de refluxdrum m.b.v. een stoomejekteur wordt het produkt dus in feite verder

gezuiverd, zodat het gerechtvaardigd is om in de praktijk met mindere strenge condities te werken zonder dat hierbij de specificaties in gevaar komen.

10 1 1 1 1 I I IL 8

I

1 I

1

/ i

I

I

1 1

1

l / i

ca 6

e

i

1

1

1 /

./1

1

1

-"! ::J ₄ i5 I 1 /

1

1

1

1 /

I

2

I

1..-/1

1

1 1

1

1/ 1 I

1

o ~I I I I I I

o

0.2 0.4 0.6 0.8 x1 (-).y1 (-)

Figuur 4.2.4. Vloeistofdampevenwicht voor het systeem ammonia( l)fMEA(2) bij 297.6 K (temperaruur na verlaten condensor).

Aangezien ethanolamines corrosief zijn is de materiaalkeuze gevallen op stainless steel 316. Ten

gevolge van de geringe diameter van de kolom, worden de schotels in de vorm van cartridges

aangebracht. Aangezien de kolom onder vacuüm opereert, dient de kolomwand de externe druk van 1

bar te kunnen weerstaan. Uit berekeningen volgt dat de wanddikte minimaal 6 mm moet zijn.

Alle berekeningen en aannames t.b.V. de dimensionering van de destillatiekolom voor de

MEA/DEA-scheiding staan weergegeven in bijlage IIE. De specificaties van de destillatietoren staan weergeven