Nafta reforming met adiabatische radial flow reactor en moving bed katalysator

,~?~t

T

U

Delft

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

Nafta reforming

met adiabatische

radial flow

reactor

en

moving bed

katalysator

Auteurs

E.Crezee

BJ.Huizinga

S.v.Schalkwijk

F.H.Schimmer

Keywords

Telefoon

0172-611187

010-5925113

015-2617064

0180-421984

Arabian-light nafta, Reformeren, Platina-Rhenium katalysator, moving bed, radial flow, adiabatische operatie, RON getal

Datum opdracht

Datum verslag

15 september 1995

5 januari 1996

KAT

FUELGAS

r---I I era tie I I I I I stookgas net

AIR

drain

C 110

COMPRESSOR

V 110

H2 SPUTTER

R 110

REFORMER

P 110

VOEDINGSPOMP

H 110

WARM TEW! SSELAAR

P

H

H

H

P

drain

C910

120

BACKUP POMP

T 210

STABIUZER

120

WARM TEWISSELAAR

H 210

WARM TEWISSELAAR

130

WARMTEWISSELAAR

P 211

REFLUXPOMP

140

KOELER

H 211

CONDENSOR

210

REFORMAA TPOMP

V 211

REFLUXVAT

H 212

P 212

P 220

M 410

C 910

I _ _ _ _ .J )----~--;

HEAT

~---_.---~38~----~--~

KAT

r---I I I I I HOStoom I I

REBOILER

T210

BACKUP POMP

BACKUP POMP

VERSE KAT OPSLAG

GAS TURBINE

drain ---,

P211

I I I I drain noor regeneratie

MOGAS

NAFTA REFORMING PLANT

E. CREZEE E. SCHIMMER

FVO :

3154 B. HUIZINGA S. v.SCHALKWlJK December 1995

I I : 36~--~--- -~.~~----_ nerotiel ~

:

r--

-

---

-

-

-

-

-

~

NAFTA

FUELGAS

tookgas net

AIR

C 110

V 110

R 110

P 110

H 110

: !

r

-

---

-

~

: !

i

~2l

I !

i

~~---.J

L---l

f-

C

-~

I I I L_

COMPRESSOR

H2 SPUTTER

REFORMER

drain

VOEDINGSPOMP

WARMTEWISSELAAR

drain

C910

P 120

BACKUP POMP

H 120

WARMTEWISSELAAR

H 130

WARMTEWISSELAAR

H 140

KOELER

P 210

REFORM AA TPOMP

P220

T 210

STABIUZER

H 212

H 210

WARMTEWISSELAAR

P 212

P 211

REFLUXPOMP

P 220

H 211

CONDENSOR

M 410

V 211

REFLUXVAT

C 910

I _ _ _ _ ol ---~38~----~--~ I I I I ___ J

,---REBOILER

T210

BACKUP POMP

BACKUP POMP

VERSE KAT OPSLAG

GAS TURBINE

L...:....:...:...;,.~ noor regenerotie ---.., drain

MOGAS

NAFTA REFORMING PLANT

E. CREZEE E. SCHIMMER FVO : 3154 B. HUIZINGA S. v.SCHALKWlJK December 1995

c::::>

Stroomnr. c:=JTemp. in·C QDrUk in baro

FVONr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

Nafta refonning

met adiabatische

radial flow

reactor

en

moving bed

katalysator

Auteurs

E.Crezee

B.J .Huizinga

S.v.Schalkwijk

F.H.Schimmer

Keywords

Telefoon

0172-611187

010-5925113

015-2617064

0180-421984

Arabian-light nafta, Reformeren, Platina-Rhenium katalysator, moving bed, radial flow, adiabatische operatie, RON getal

Datum opdracht

Datum

verslag

15 september 1995

5 januari 1996

V

OORWOORD

Het voor u liggende fabrieksvoorontwerp is een afsluitende ontwerpoefening van de vakgroep Chemische Procestechnologie. Voor dit ontwerp wilden wij graag een opdracht uitvoeren die betrekking had op de petrochemische-industrie. Via professor Sie was het mogelijk een dergelijke opdracht te vervullen op het gebied van nafta reformen. Wij willen professor Sie dan ook via deze weg bedanken voor het uitgeven van deze opdracht. Hij heeft ons bij lastige problemen de helpende hand toegestoken en de nodige informatie veschaft.

Om een beeld te krijgen van een nafta reform-installatie op ware grootte hebben wij de mogelijkheid

geboden gekregen om op Shell Pernis deze installatie te bekijken. Wij willen de heer F. Wold en de

heer ir. Buis bedanken voor de rondleiding en geleverde informatie.

Daarnaast willen wij ook de heer ing. O.N. Mourits van de firma GEC ALSTHOM te Rijswijk bedanken voor het opsturen van informatie over gasturbines en tevens de heer ing. Hurk van KSB te

Zwanenburg voor informatie over centrifugaalpompen.

januari 1996, Edwin Crezee Bart Huizinga

Sander van Schalkwijk Erik Schimmer

S

AMENV ATTING

In dit ~~brieksvoorontwerp wordt. een continu-regeneratief nafta reformproces ontworpen WaarbIj de nadruk op de reactor hgt. De nafta reforminstallatie produceert 2045 ton MOGAS per dag met een RON van 104. Het systeemrendement bedraagt 90 gew%. Als bijproducten worden waterstof en lights gevormd, respectievelijk 178 en 54 ton per dag. Waterstof heeft een zuiverheid van >95 vol% en kan rechtstreeks naar het waterstofnet worden getransporteerd. De lights kunnen als fuel-gas afgezet worden.

In het ontwerp wordt gebruik gemaakt van een radial-flow moving-bed reactor met inwendige verwarming. Het naftagas stroomt vanuit de centerpijp naar de buitenwand van de reactor om de laagst mogelijke drukval te verkrijgen. Een lage waterstofdruk resulteert in een hoge selectiviteit van de katalysator naar dehydrogeneringsreacties, wat een hogere conversie oplevert.

De reactor opereert bij een druk van 3 bara en een temperatuur van 527°C. De reformreactie vindt plaats met een molaire H2lHC-verhouding van 3. De dimensies van de reactor zijn: hoogte reactor

±

20 meter, hoogte katalysatorbed 12 meter, buitendiameter reactor 5.4 meter. Voor de verwarming van de reactor zijn 1700 pijpen nodig, die samen 41.7 MW aan warmte overdragen. De reactor opereert niet isotherm vanwege de veel grotere warmtebehoefte aan de centerpijp. Hieruit volgt dat er een temperatuursafhankelijk kinetisch model nodig is voor een nauwkeurigere beschrijving van de reactiesnelheden.

Uit het kinetisch model volgt een weight-hourly-space-velocity van 1.68 kg voeding per kg katalysator per uur.

Door de grote hoeveelheden waterstof en andere brand- en explosiegevaarlijke stoffen aanwezig in het proces is een hoge betrouwbaarheid belangrijk. Door het gebruik van een goede procesregeling is dit gewaarborgd. Een ander punt van aandacht is het eventuele sinteren en blokkeren van de katalysator tussen de verwarmingsbuizen. Verder onderzoek is nodig.

Het economisch model is gebaseerd op een looptijd van 8000 uur per jaar, 10 jaar lang. Er is een totaal geïnvesteerd vermogen nodig van 180 miljoen gulden. Uit de kostenberekening blijkt dat de ontworpen reforminstallatie 60 miljoen gulden per jaar winst maakt. Hierbij moet wel vermeld worden dat bij de opbrengstberekening de opbrengsten van waterstof- en electriciteits-verkoop zijn

meegerekend. In de praktijk zullen ze binnen de eigen raffinaderij worden afgezet.

Het is nodig om de ontworpen installatie op basis van de cost-engineering te vergelijken met de huidige nafta reforminstallatie om te bepalen welke het meest rendabel is.

Het geproduceerde MOGAS wordt gemengd met minder hoogwaardige componenten en additieven tot de uiteindelijke motorbenzine. In principe kan dit eindprodukt wereldwijd worden afgezet.

INHOUDSOPGAVE

VOORWOORD ... i

SAMENVA TIING ... ii

INHOUDSOPGA VE ... iii

1 INLEIDING ... ~ ... 1

2 UITGANGSPUNTEN VAN HET ONTWERP ... 2

2.1 Procesroute en procesvariabelen ... 2

2.1.1 Semi-regenerative reformer ... 2

2.1.2 Fully-regenerative reformer ... 2

2.1.3 Continious-regenerative reformer ... 2

2.1.4 Het FVO-3154 ontwerp ... 3

2.1.5 Ontwerpvariabelen voor de reactor ... 3

2.2 Typen koolwaterstoffen ... 4 2.3 Reacties ... 5 2.4 Voeding ... 6 2.5 Katalysatoren ... 7 2.5.1 Katalysatordeactivering ... 8 2.5.2 Katalysatorregeneratie ... 8 2.5.3 Opstarten en inzwaveling ... 9 2.6 Aannamen ... 10 2.6.1 Reactorontwerp ... 10 2.6.2 Warmtewisselaars ... 11 2.7 Overzicht stofeigenschappen ... 11 2.8 Externe specificaties ... 11 2.8.1 Produkten ... 11 2.8.2 Grondstoffen ... 12 2.8.3 Utilities ... 12 2.8.4 Locatie ... 12 3 PROCESSRUCTUUR EN PROCESFLOWSHEET ... 13 3.1 Reactiesectie ... : ... 13 3.2 Stabilizersectie ... 14

3.3 Regeneratiesectie ... 14

3.3.1 Transport van reactor naar regenerator ... 14

3.3.2 Transport van regenerator naar reactor ... 16

3.4 Verse katalysator opslag ... 17

3.5 Stroom en warmte voorziening ... 17

3.6 Thermodynamica ... 17 4 APPARAATBEREKENINGEN ... 18 4.1 Reactorontwerp ... 18 4.1.1 Reactie-kinetiek ... 18 4.1.2 Warmtetransport ... 21 4.1.3 Massatransport ... 24 4.2 Destillatiekolom ... 24 4.2.1 Short-cut methode ... 24 4.2.2 Rigorous-Tower-Model ... 24 4.2.3 Schotel kolommen ... 25 4.2.4 Keuze schoteltype ... 25 4.2.5 Flooding ... 25 4.2.6 Entrainment ... 26 4.2.7 Weeping ... 26 4.3 Flashvat ... 26 4.4 Warmtewisselaars ... 27 4.5 Pompen en compressoren ... 29 4.5.1 Pompen ... 29 4.5.2 Compressoren ... 29 4.6 Gasturbine ... 29 5 MASSA- EN WARMTEBALANS ... 30 5.1 Massabalans ... 30 5.2 Warmtebalans ... 30 6 PROCESBEHEERSING EN REGELING ... 31 7 VEILIGHEID ... 34 7.1 Chemicaliën ... 34 7.2 Preventie ... 36 - iv - FVO 3154

7.3 Milieu ... 36

8 CO ST-ENGINEERING EN ECONOMISCHE ASPECTEN ... 37

8.1 Kosten afhankelijk van produktievolume ... .37

8.2 Katalysatorkosten ... 38

8.3 Arbeidskosten ... 38

8.4 Investeringskosten ... 38

8.4.1 Zevnik-Buchanan methode ... 39

8.4.2 Taylor methode ... 40

8.5 Opbrengst van produkten ... 40

8.6 Return on investment. ... 41

8.6.1 Winst/verlies rekening ... .41

8.7 Intemal rate of return ... 41

8.8 Kosten evaluatie ... 42 9 CONCLUSIES ... 43 10 AANBEVELINGEN ... 44 SYMBOLENLIJST ... 45 LITERATUURLIJST ... 49 BIJLAGEN ... 52

1

INLEIDING

In dit fabrieksvoorontwerp wordt een continu-regeneratief nafta reformproces ontworpen waarbij de nadruk op de reactor ligt. Het katalytisch nafta reformproces is één van de belangrijkste in de olieverwerkingsindustrie om benzinecomponenten met hoog octaangetal te

bereiden. Deze componenten worden gemengd met minder hoogwaardige componenten en additieven tot de uiteindelijke motorbenzin.e. De belangrijkste eisen die aan de benzine worden gesteld zijn:

• klopvastheid (hoog octaangetal) • vluchtigheid

• afwezigheid van corrosiviteit.

De totale capaciteit van de katalytisch reforminstallaties bedroeg in 1990 wereldwijd 8,7 miljoen vaten per dag, [29].

Tegenwoordig worden verschillende katalytische reformprocessen toegepast. De belangrijkste verschillen hebben betrekking op de aard van de katalysator, de katalysator regeneratieprocedures en de opstelling van de apparatuur. Bij huidige processen bestaat de reactorsectie uit meerdere in serie geschakelde reactoren met fornuizen er tussen. Deze fornuizen warmen de gasstroom op, die door de endotherme reformreacties in temperatuur gedaald zijn, voordat het gas de volgende reactor ingaat. De waterstofdruk in de reactor is een belangrijke parameter in het katalytisch reformproces. Een lage waterstofdruk resulteert in een hoge selectiviteit van de katalysator naar dehydrogeneringsreacties, wat een hoger octaangetal oplevert. Ook wordt bij lage drukken de drukval over de reactor

belangrijker, omdat bij dezelfde massastroom aan gas meer compressie-energie nodig is naarmate de druk lager is. Om lagere drukvallen te verkrijgen wordt één reactor ontworpen waarin het gehele katalytische reformproces plaatsvindt.

De gevraagde productiecapaciteit van de installatie is 2000 ton/dag benzinecomponenten met een octaangetal van minimaal 100. De voeding bestaat uit een ontzwavelde en gedroogde Arabian-light straight-run nafta met een kooktraject van 80 - 150°C.

Het katalytisch reformeren vraagt een bifunctionele katalysator, die zure- met dehydrogenerende eigenschappen in zich verenigd. De reacties die de vorming van aromaten en waterstof tot gevolg hebben (dehydrogenatie van cyclohexanen, dehydro-isomerisatie van cyclopentanen en

dehydrocyclisatie van paraffinen) zijn sterk endotherm.

Er wordt gebruik gemaakt van een radial-flow reactor, waarbij het katalysatorbed zich onder invloed van de zwaartekracht beweegt in de annulaire ruimte tussen twee coaxiale cylinders. Het naftagas stroomt vanuit de centerpijp naar de buitenwand van de reactor om de laagst mogelijke drukval te verkrijgen. De benodigde reactiewarmte wordt aangeleverd door een buizensysteem in het bewegende katalysatorbed, waarbij het uitlaatgas van een gasturbine als verwarmingsmedium wordt gebruikt. De regeneratie van de katalysator verloopt continu. De regeneratiesectie wordt hier beschouwd als een blackbox.

Het reactorproduct wordt gecondenseerd waarna uit het condensaat middels destillatie het uiteindelijke product (straight-run mogas component) wordt vervaardigd.

2

UITGANGSPUNTEN

van het ONTWERP

In dit hoofdstuk worden de uitgangspunten van het ontwerp besproken met betrekking op de procesroute, aannamen en stofeigenschappen.

2.1 Procesroute en procesvariabelen

De gangbare processen voor katalytisch reformeren kunnen worden onderscheiden in drie groepen, te weten:

• Semi-regenerative processen • Fully-regenerative processen • Continuous-regenerative processen

Deze processen onderscheiden zich voornamelijk door de manier en de frequentie van regeneratie, hetgeen samenhangt met de gekozen operatiedruk.

2.1.1 Semi-regenerative reformer

Een serni-regenerative reformer is de meest eenvoudige. De installatie bestaat uit een reactor-sectie, een produkt opwerksectie hoofdzakelijk bestaande uit een destillatiekolom (stabilizer) en verder voorzieningen voor de zuivering en de recompressie van het recycle gas. De reactorsectie bestaat uit een voedingsvoorverwarmer, een aantal (veelal drie of vier) adiabatische reactoren die in serie zijn geschakkeld met fornuizen er tussen die dienen om het door de endotherme reactie in temperatuur verlaagde gas weer in temperatuur te verhogen.

De reactoren zijn adiabatisch opererende vast-bed reactoren. Behalve de gebruikelijke cylindrische, axiaal doorstroomde vast bed reactoren worden vanwege beperking van drukval ook dwars

doorstroomde, zgn. radial-flow reactoren toegepast.

De operatiedruk bij semi-regenerative reformers is typisch 20-35 bar. Hiermee wordt een

katalysatorlevensduur bereikt van 0.5 tot 1.5 jaar, afhankelijk van katalysator, voeding en verdere operatie-condities. De regeneratie geschiedt door de operatie te onderbreken en campagnegewijs de regeneratie uit te voeren.

2.1.2 Fully-regenerative reformer

Verlaging van de druk tot waarden beneden 15 bar leidt tot dermate korte levensduren dat de semi-regeneratieve werkwijze onacceptabel is. Om de voordelen van betere selectiviteit bij lagere drukken te realiseren, is bij fully-regenerative reforming de regeneratie een intrinsiek onderdeel van het proces. Door toevoeging van een extra reactor en door installatie van pijpleidingen en

schakelafsluiters kan iedere reactor naar believen onderdeel vormen van de normale operatie, dan wel uit bedrijf worden genomen voor regeneratie, zonder dat de voeding- en produktstroom hoeft te worden onderbroken.

Dit type van constructie leidt tot verlaging van de druk (7-15 bar). Onder deze omstandigheden variëert de katalysator levensduur tussen enkele dagen en enkele weken.

2.1.3 Continuous-regenerative reforming

Ook bij een continuous-regenerative reformer is de regeneratie een wezelijk onderdeel van het proces. Er worden evenwel geen geschakelde vast-bed reactoren gebruikt, maar reactoren met een bewegend bed. Ook de regeneratie vindt plaats in een moving-bed.

De verschillende reactoren zijn boven elkaar geplaatst, waardoor transport van de katalysator onder invloed van de zwaartekracht van reactor naar reactor kan plaatsvinden. De reactoren zijn radial-flow reactoren, waarin de katalysator zich beweegt in de annulaire ruimte tussen twee coaxiale cylinders. De proces stroom beweegt zich in radiale richting door het bed en wordt tussen de reactoren opnieuw opgewarmd in een fornuis. De gedeactiveerde katalysator wordt uit de onderste reactor bij porties verwijderd via een sluissysteem. Dezelfde hoeveelheid aan geregenereerde katalysator wordt via een sluissysteem aan het bovenste reactorbed toegevoerd.

Typische drukken voor continuous-regeneratieve reforming zijn 7-14 bar. De katalysator verblijf tijd bedraagt enkele dagen tot enkele weken.

2.1.4 Het FVO-3154 ontwerp

Het FVO-ontwerp (zie het blokschema in bijlage 2.1) komt in veel opzichten overeen met het

continuous-regenerative reforming proces (CCR). Het grote verschil schuilt hierin dat de boven elkaar geplaatste reactoren met tussengelegen fornuizen zijn vervangen door één radial-flow reactor met geïntegreerde warmtevoorziening in het katalysatorbed. Het voordeel van dit ontwerp is de lage drukval over de reformer. Bij het CCR-proces treden namelijk grote drukverliezen op als gevolg van de fornuizen en de benodigde aan- en afvoerpijpen tussen de reactoren. Een bijkomend voordeel is dat de complexiteit van het proces sterk wordt verminderd. Een ander gunstig aspect is de

kostenbesparing die wordt bereikt door vermindering van het aantal units.

De lagere drukval maakt operatiedrukken van 3-5 bar mogelijk. Onder deze omstandigheden treedt een verhoging van C5

+

in het reformaat op. Er treedt echter ook een versnelde cokes-depositie op de

katalysator op, wat leidt tot katalysatorverblijftijden van enkele uren. 2.1.5 Ontwerpvariabelen voor de reactor

Tijdens de ontwerpfase van de reactor zijn er verschillende variabelen waar men rekening mee dient te houden: liquid hourly space verlocity (LHSV); druk; molaire verhouding tussen waterstof en koolwaterstoffen en het type reactor [16].

Liquid hourly space velocity

Normale waarden voor de LHSV variëren van 1 tot 3 h(l. Voor een unit met een bepaalde capaciteit, bepaalt de LHSV het benodigde katalysatorvolume. Behalve voor zeer lage waarden van de space velocity, bijvoorbeeld kleiner dan 1.0 (waarbij de nadruk op hydrokraking komt te liggen), heeft de grootte van de space velocity veel minder effect op de selectiviteit dan de overige ontwerpvariabelen. Het primaire effect van de space velocity op de procesvoering is dat deze de omlooptijd en de

begin temperatuur bepaalt om een produkt met een gewenst octaangehalte te verkrijgen.

De reactordruk bepaalt in grote mate de omlooptijd en de produktopbrengst. Hoge drukken (10 bar) leiden tot een lange omlooptijd. Echter, door de druk te reduceren verschuift het reactie-evenwicht van de dehydrogenatie-reactie naar rechts, waardoor meer aromaten en waterstof gevormd worden. Tevens betekent een lagere reactordruk dat de kraakreacties geïnhibiteert worden, wat resulteert in een hogere opbrengst aan C5

+

in het reformaat. Een reductie in de druk betekent echter ook een

versnelde cokesdepositie op de katalysator, wat de omlooptijd op zijn beurt weer verkort. Overigens kunnen lage operatiedrukken alleen worden toegepast bij bi metallische katalysatoren, omdat deze een veel hogere tolerantie voor cokesafzetting hebben dan monometallische katalysatoren.

H2:HC molaire verhouding

De H2:HC molaire verhouding is een maat voor de waterstof recycle flow rate. De trend is geweest om deze verhouding van 8:1-10:1 te reduceren tot 3:1-5:1. Een reductie in de H2:HC verhouding

vermindert het benodigde compressorvermogen van de unit. Daarentegen zal een reductie van de H2:HC verhouding ook leiden tot een versnelde cokesdepositie op de katalysator en dus een verkorte omlooptijd. Een reductie van de H2:HC verhouding van bijvoorbeeld 5: 1 naar 4: 1 vermindert de omlooptijd met ongeveer 20% bij dezelfde procescondities. Een reductie in de H2:HC verhouding zal

voorts de partiële waterstofspanning verlagen en als gevolg daarvan de dehydrogenatie-reactie bevorderen en de kraakreactie afremmen.

Type reactor

In reforming units kan gebruik worden gemaakt van downflow reactoren. In een downflow reactor komt de voeding boven in de reactor binnen en stroomt axiaal door het katalysatorbed. Het produkt verlaat de reactor aan de onderzijde.

In het FVO-ontwerp wordt echter gebruik gemaakt van een radial flow reactor, waarbij de voeding ook bovenaan de reactor binnenkomt en vervolgens radiaal via de center pipe door een annulair katalysatorbed stroomt. Het produkt verlaat de reactor ook weer aan de bovenzijde.

De voordelen van een radial flow reactor zijn: een lage drukval over de reactor en een lage fouling rate van het katalysatorbed door deeltjes die met de voeding meegevoerd worden. De nadelen van het radial flow reactor ontwerp zijn: het is moeilijk om het stromingspatroon van de voeding zodanig te karakteriseren dat het volledige katalysatoroppervlak benut wordt en er kan settling van het bed optreden waardoor de voeding de katalysator "bypassed".

2.2 Typen koolwaterstoffen

De componenten in de voeding kunnen worden onderscheiden in: paraffinen, naftenen en aromaten [16]. Paraffinen zijn verzadigde koolwaterstoffen met een rechte (normaal paraffinen) dan wel vertakte keten (iso-paraffinen). Naftenen zijn verzadigde cyclische verbindingen, waarbij aan de ring zijketens verbonden kunnen zijn. Aromaten zijn cyclische verbindingen, waarbij de koolstofatomen door resonerende enkelvoudige en dubbele bindingen met elkaar verbonden zijn. De benzeenring is de standaard aromatische structuur waaraan zijketens of andere ringen verbonden kunnen zijn.

Onverzadigde koolwaterstoffen, geclassificeerd als olefinen, reageren snel met de reforming katalysator en leiden tot cokes afzetting in de reactor. In het algemeen worden deze verbindingen tijdens de voedingspreparatie in de "hydrotreater" reeds verzadigd.

2.3 Reacties

De voornaamste reacties die tijdens reformeren optreden zijn [36] 1:

(a) dehydrogenatie van zesring naftenen (cyclohexanen) naar aromaten;

ol

+

M ethylcyclohexaan Tolueen

(b) isomerisatie van vijfring naftenen (cyclopentanen) naar zesring naftenen;

Ethylcyclopentaan M ethylcyclohexaan

(c) ringsluiting van een acyclische koolwaterstof onder vorming van een cyclische koolwaterstof;

n-Heptaan (d) isomerisatie van paraffinen;

n-Heptaan

1 Als voorbeeld dienen hier de C7 -koolwaterstoffen.

5 -CH₃ 1 H₂- C H

"C/

H C/ "'CH ... I - - -. . ~ 2 1 1 2

+

H2 H₂C--CH2 Ethylcyclopentaan H₃C H "C/ CH_{2 CH3} H3C/ "CH/ "CH/ 2-Methylhexaan FVO 3154

(e) hydrokraking van paraffinen.

n-Heptaan n-Butaan

Reactie (b) gevolgd door reactie (a) noemt men dehydro-isomerisatie, terwijl de combinatie van reacties (c) en (a) dehydrocyclisatie wordt genoemd. De dehydrogeneerreacties, waarbij aan het koolwaterstofmolecuul waterstof wordt onttrokken (reactie a), worden gekatalyseerd door metaalatomen [29]. De isomerisatie-en kraakreacties (b, den e) verlopen voornamelijk via carbeniumionen en vragen derhalve een zure katalysator. Overigens kunnen isomerisatie en hydrogenolyse ook in zekere mate via een metaalgekatalyseerde route verlopen. De

ringsluitingsreactie (c) wordt door zowel zuren als door metalen gekatalyseerd. Het katalytisch reformeren vraagt derhalve een bifunctionele katalysator die zure eigenschappen met

dehydrogenerende eigenschappen in zich verenigd (zie par.2.5, blz.7).

De reacties die vorming van aromaten en waterstof tot gevolg hebben (dehydrogenatie van

cyclohexanen, dehydro-isomerisatie van cyclopentanen en dehydrocyclisatie van paraffinen) zijn sterk endotherm. De hydrokraakreacties daarentegen, waarbij waterstof wordt geconsumeerd voor de vorming van molecuulfragmenten, zijn sterk exotherm. Aangezien de laatste reactie in het katalytisch reformeren zoveel mogelijk wordt beperkt in verband met de opbrengst aan benzine, is het totale reforming proces endotherm.

2.4 Voeding

De samenstelling van de voeding beïnvloedt in hoge mate de reactortemperatuur die nodig is om een reformaat met een voldoende hoge opbrengst en een gewenst RON-getal te verkrijgen. Hoe hoger het paraffine-gehalte van de voeding, des te moeilijker deze te reformeren is. Een nafta met een hoog paraffine-gehalte, zoals de straight run light Arabian nafta waarvan wordt uitgaan bij dit FVO (zie tabel 2.1, blz.7), vereist een hogere reactortemperatuur, produceert minder reformaat en veroorzaakt kortere omlooptijden dan nafta's als de Midcontinent nafta en de West Coast nafta [16].

Voordat de straight run nafta aan de reforming reactor wordt toegevoerd is het noodzakelijk om zwavel en stikstof, die de dehydrogeneerfunctie van platina respectievelijk de zure functie van het gehalogeneerde alumina zouden onderdrukken, voldoende diep uit de nafta te verwijderen. Dit gebeurt door een hydrogenerende behandeling over een NilMo/S/ Al203 of een Co/Mo/S/ Alz03

katalysator [29]. In het algemeen moet voor de bimetallische katalysator Sen N worden verwijderd tot een concentratie van 1 ppm of minder. De voeding mag voorts niet al te veel water bevatten (hooguit

10 ppm), niet alleen omdat anders excessief chloorverlies van de katalysator optreedt, maar ook omdat bij te hoog watergehalte het produktpatroon ongunstig wordt beïnvloed, er wordt met name meer gas gevormd.

paraffinen n-heptaan 18.78 0 2-methylhexaan 18.78 41 n-octaan 7.51 -19 2,2,4-trimethylpentaan 2.72 100 24.89 24 naftenen 14.08 110 5.26 104 aromaten benzeen 1.50 96 tolueen 1.88 124 o-xyleen 1.31 120 p/m-xyleen 2.63 145 0.66 124

Het kooktraject van de nafta is 80-150°C. Het eindkookpunt van de nafta is belangrijk i.v.m. de stabiliteit en de kwaliteit van de benzine. Bij een eindkookpunt boven ca. 200°C worden zwaardere aromaten (di-aromaten) gevormd die ongewenst zijn in verband met de vluchtigheidseisen die aan de benzine worden gesteld, terwijl ook door verhoogde cokesvorming de katalysator sneller deactiveert. Het beginkookpunt van de nafta kan lager worden gekozen, bijv. 60°C, maar de in het vluchtiger deel aanwezige koolwaterstoffen dragen weinig bij aan de octaangetalverhoging doordat aromatisering niet of slechts moeilijk verloopt en de temperatuur ongunstig is voor isomerisatie van de paraffinen.

2.5 Katalysatoren

De voor dit FVO toegepaste reforming katalysator bestaat uit PtlRe/y-AI20) (type CK-542 TRILOBE,

AKZO Chemicais). De katalysator bevat 0.296 gew.% Pt, 0.311 gew.% Re en 0.95 gew.% Cl. Het BET surface area bedraagt 197 m2/g en de fractie metaalatomen die aan het oppervlak blootgesteld zijn bedraagt 0.69. Interne diffusie limitaties worden vermeden door gebruik te maken van

katalysatorbolletjes met een diameter van 1.5 mm [36].

Als dragermateriaal wordt y-AhO) boven Tl-AhO) verkozen, ondanks dat de eta vorm een zuurdere functie heeft dan de gamma vorm [16]. De reden hiertoe is dat y-alumina thermisch stabieler is en tevens na regeneratie meer van zijn oorspronkelijke oppervlak behoudt dan de eta-vorm. Op y-alumina gebaseerde katalysatoren kunnen honderden regeneraties ondergaan voordat ze zoveel surface area hebben verloren dat ze vervangen dienen te worden. De lagere zuurdere functie van het y-alumina wordt gecompenseerd door het chloor-gehalte van de katalysator. Om verlies van chloor (door hydrolyse) tijdens operatie tegen te gaan wordt chloor aan de regenerator toegevoegd (zie 2.5.2, blz.8). Hiermee is niet alleen het verlies aan chloor te compenseren, maar kan tevens het chloorgehalte worden ingesteld op de juiste balans tussen de twee katalytische functies.

Het platina wordt met rhenium gecombineerd om voor verhoogde stabiliteit te zorgen. Door het "verdunnen" van de Pt-atomen aan het oppervlak komen geïsoleerde Pt-atomen namelijk meer voor dan clusters van Pt-atomen, waardoor dehydrogeneringsreacties (die door geïsoleerde Pt-atomen kunnen worden gekatalyseerd) minder benadeeld worden dan tot cokes resulterende

hydrogenolysereacties, waarvoor ensembles van platina-atomen vereist zijn. Voor het vormen van de juiste interactie van de metalen aan het oppervlak is niet alleen de chemie van het opbrengen

belangrijk, maar ook de juiste voorreductie van de oxydische katalysator na de bereiding of na een regeneratie. Ook van belang is het inzwavelen. Bij een bimetallische combinatie als PtlRe zorgt S voor tempering van de sterke activiteit van Re voor het bevorderen van hydrogenolysereacties.

2.5.1 Katalysatordeactivering

Katalysatordeactivatie door vergiften kan van tijdelijke dan wel permanente aard zijn. Voorbeelden van tijdelijke vergiften zijn zwavel, stikstof (zie par.2A, blz.6) en chloor [16]. Hoewel het noodzakelijk is om het chloorgehalte op de katalysator op een bepaalde waarde te handhaven, gebeurt het soms dat er reeds chloor in de voeding zit. In dat geval neemt het

chloorgehalte op de katalysator dus toe, waardoor de balans tussen de zure functie en de metaal functie verstoord wordt. Dit kan tot een verandering in de selectiviteit van de katalysator leiden, wat in een toename van hydrokraking kan resulteren. Een te hoog chloorgehalte uit zich in: een gereduceerde waterstofopbrengst, een toename in de recycle gas dichtheid, een verminderde opbrengst aan

reformaat, een verminderde temperatuursval over de reactor en een toename van HCI in de recycle gas stroom. De overmaat aan chloor kan verwijderd worden door water of alcohol aan de voeding toe te voegen en zodoende het chloor af te wassen.

Voorbeelden van permanente vergiften zijn lood en arseen:

Vergiftiging van de katalysator door lood kan optreden als de voeding van de reformer bijvoorbeeld getransporteerd is in een tanker die eerder gelode gasolie bevatte. Indien de hoeveelheid lood de capaciteit van de voorbehandeling om dit te verwijderen overschrijdt, dan zal lood de reformer binnenkomen wat leidt tot irreversibele deactivatie van de katalysator. Vervanging van de katalysator in de reformer zal dan ook frequent moeten plaatsvinden. Loodvergiftiging kan worden gedetecteerd door een afname van de temperatuursval over de reactor. Een acceptabel loodgehalte in de voeding bedraagt voor bimetallische katalysatoren minder dan 10 ppb. Arseen leidt, evenals lood, tot irreversibele deactivatie. De gevoeligheid van de reforming katalysator voor arseen vergif ti ging is echter nog groter dan voor loodvergiftiging. Het arseengehalte in de voeding dient daarom lager te zijn dan 2 ppb.

Tijdens procesvoering zal, zelfs als geen vergiftiging optreedt, de katalysator toch geleidelijk zijn activiteit verliezen als gevolg van cokesafzetting. De snelheid van cokesafzetting is een functie van de kwaliteit van de voeding, de druk in de reactor, de LHSVen de H2:HC molaire verhouding (zie 2.1.5,

blz.3). De deactivatie kan gecompenseerd worden door het verwarmingsmedium aan de onderzijde van de reactor binnen te voeren. De katalysator is aan de onderzijde van de reactor namelijk het meest gedeactiveerd en de temperatuur van het verwarmingsmedium is daar het hoogst. Een hogere

temperatuur betekent evenwel een afname in de selectiviteit, daar de minder door thermodynamica gelimiteerde kraakreacties, die bovendien een relatief hoge activeringsenergie hebben, belangrijker worden. Naast deze aan het proces min of meer inherente deactivering kan katalysatordeactivering ook optreden door een verlies van metaaldispersie als gevolg van sintering. Dit is veelal het gevolg van te hoge temperaturen, met name in de oxydatieve omgeving tijdens regeneratie. Een andere oorzaak is het verlies van specifiek oppervlak als gevolg van blootstelling aan excessieve temperaturen en waterdamp.

2.5.2 Katalysatorregeneratie

Door de koolafzetting op de katalysator is regeneratie na enige tijd noodzakelijk. De regeneratie behelst in de eerste plaats het afbranden van de afgezette kool [29]. Daartoe dient de atmosfeer in de regenerator (zie tekening 7 in bijlage 3.6) vrij te worden gemaakt van waterstof. Dit vrijmaken

geschiedt door purging met stikstof. Vervolgens wordt de cokes verwijderd in een aantal stappen door telkens de temperatuur dan wel de zuurstofconcentratie van het regeneratiegas te verhogen totdat al de koolstof is afgebrand. De temperaturen mogen hierbij in het algemeen niet de 600°C overschrijden om verlies van metaaldispersie en specifiek oppervlak te voorkomen.

Behalve afbranden van koolstof wordt bij de regeneratie ook een behandeling met chloor onder oxyderende condities toegepast.

Behalve met Ch , kan ook met HCI worden gechloreerd omdat uit de laatste stof Cl₂ via het Deacon evenwicht wordt gevormd. De functie van het oxydatief chloreren is in de eerste plaats het

redispergeren van platina bij een gesinterde katalysator.

Hierbij wordt Pt omgezet in atomair verdeeld platinachloride, dat met twee zuurstofbruggen met Al atomen van de drager is verbonden. Naast de redispersie kan de chlorering nog een andere functie in het geval van een bi metallische katalysator vervullen: tijdens de oxydatieve afbranding van koolstof kan de legering uiteen zijn gevallen in separate fasen van de oxyden. Door de chlorering wordt weer een atomaire verdeling van de metalen verkregen vanuit welke de gewenste metaal interactie door reductie wordt verkregen. Tenslotte kan via de chloreringsstap het chloorgehalte, dat bij het afbranden door het gevormde water sterk kan zijn verminderd, tot het gewenste niveau worden teruggebracht. Tot slot vindt bij de regeneratie, in het geval van een PtJRe/y-Ah03 katalysator, ook nog een

behandeling met waterstofdisulfide plaats om zodoende de katalysator opnieuw in te zwavelen. Door de regeneratie zullen de rhenium-zwavel bindingen namelijk enigszins worden verbroken.

Wanneer een katalysator moet worden vervangen worden uit de verouderde katalysator de kostbare metalen (Pt en Re) teruggewonnen.

2.5.3 Opstarten en inzwaveling

Verse reformkatalysatoren kunnen gemakkelijk vocht opnemen [16]. Dit vocht kan afkomstig zijn van regen of vanwege een hoge luchtvochtigheidsgraad gedurende de inbreng van de katalysator in de reactor of van water dat zich had opgehoopt in lager gelegen delen van de unit. Omdat water het chloor op de katalysator door hydrolyse kan verwijderen, kan dit de balans tussen de metaalfunctie en de zure functie verstoren. Daarom dient de unit gedroogd te worden, laag gelegen delen dienen te worden gedraind en de katalysator moet onder zo droog mogelijke condities in de reactor worden gebracht.

Bij aanlevering van de reformkatalysatoren kunnen de metalen in de oxide-vorm aanwezig zijn of reeds zijn gereduceerd en ingezwaveld. Als de katalysator zich in de oxide-vorm bevindt, dient deze gereduceerd en, vooral voor bi metallische katalysatoren, ingezwaveld te worden voordat de voeding in de reactor wordt gebracht.

Indien het laden van de katalysator is volbracht, wordt de unit op druk gebracht met stikstof. Zodra is gebleken dat de unit lekvrij is, wordt begonnen met het verwarmen van de katalysator. Wanneer de reactortemperatuur 370-430°C bedraagt, kan reductie van de katalysator in de oxide-vorm

plaatsvinden door de stikstofatmosfeer te vervangen door waterstof met een hoge zuiverheid. Na reductie is de katalysator, en vooral een bi metallische katalysator, uiterst reactief. Indien de voeding op dit punt geïntroduceerd wordt, zullen methanatie en excessieve kraking optreden. Deze reacties zijn exotherm en kunnen resulteren in een temperatuur runaway met als gevolg aanzienlijke schade aan de katalysator. Om dit te voorkomen dient de katalysator gedeeltelijk te worden

gedeactiveerd. Gewoonlijk geschiedt dit door 0.06 gew.% (op basis van het katalysatorgewicht) zwavel in de reactor aan te brengen. Meestal wordt voor dit doel waterstofsulfide gebruikt, hoewel men soms de voorkeur geeft aan dimethylsulfide omdat dit handzamer in het gebruik is. Na injectie van het zwavel wordt het recycle gas gecontroleerd op aanwezigheid van H2S als indicatie dat het zwavel zich een weg door het katalysatorbed heeft gebaand.

Als de katalysator eenmaal is gereduceerd en in gezwaveld, kan "sweet" nafta (nafta zonder zwavel) aan de reactor worden toegevoerd bij temperaturen variërend van 370-450°C. Door deze lage temperaturen duurt het langer voordat het gewenste octaangetal is bereikt, maar het vermindert de kans op een temperatuur runaway.

Indien een hoge temperatuursval over de reactor optreedt als gevolg van een hoog nafteengehalte in de voeding, mag een hogere reactortemperatuur worden gebruikt.

Indien er geen sprake is van temperatuursinstabiliteit, mag de reactortemperatuur langzaam worden verhoogd (ongeveer 4°C/hr). Tijdens dit verwarmingsproces zijn er verschillende plateaus waarop de temperatuur constant gehouden dient te worden totdat het vocht- en zwavelgehalte in het recycle gas specifieke waarden hebben bereikt. Binnen deze limitaties, wordt de reactortemperatuur verhoogd tot het niveau dat noodzakelijk is om een produkt met een gewenst octaangehalte te verkrijgen.

2.6 Aannamen

Voor het ontwerp van de reforminstallatie zijn enkele aannamen gemaakt ter vereenvoudiging van de berekeningen.

2.6.1 Reactorontwerp Kinetiek

Voor de kinetiekberekeningen wordt aangenomen dat de operatie isotherm verloopt en dat er geen deactivering optreedt. Dit laatste kan worden bereikt door:

- het verwijderen van sporen polyaromaten (die leiden tot cokesafzetting) uit de voeding via scherpe destillatie;

- de produktie van polyaromaten tegen te gaan (denk hierbij aan katalysatorkeuze). Voorts wordt aangenomen dat er geen dichtheidsverandering optreedt in de reactor.

Bij het de-Iumpen wordt verondersteld dat de paraffinen en naftenen onderling allemaal even snel gereformeerd worden. In de praktijk bezitten zwaardere koolwaterstoffen echter een hogere conversiegraad.

Warmtetransport

Voor de warmtetransport- en drukvalberekeningen wordt het moving bed beschouwd als een fixed bed. Deze aanname is correct wanneer de katalysatorsnelheid door het bed niet groter wordt dan 1 mmls, [32].

Daarnaast wordt de porositeit van het katalysatorbed als constant beschouwd. De katalysatordeeltjes zijn ronde bolletjes, kleven niet, zijn onsamendrukbaar en free-flowing.

Er treedt geen pinning van katalysator tegen de verwarmingsbuizen op, zodat de katalysator langs de pijpen naar beneden blijft stromen. De pinningeffecten treden alleen op tegen de buitenwand van het katalysatorbed.

Bij het berekenen van de overall warmte-overdrachtscoëfficiënt zijn de axiale warmte-overdracht en de axiale dispersie verwaarloosd. Daarnaast is het Prandtl-getal aan de binnenzijde van de wand gelijk gesteld aan het Prandtl-getal van het verwarmingsmedium.

Massatransport

Er wordt aangenomen dat de reactiesnelheid aan het katalysatoroppervlak de limiterende factor in het massatransport is. De morfologie van de katalysator is namelijk van dien aard dat diffusie van

reactanten en producten in de katalysatorporiën optimaal verloopt. In dit geval kan men spreken van Knudsen-flow.

2.6.2 Warmtewisselaars

De viscositeit aan de binnen- en buitenzijde van de wand zijn gelijk aan de viscositeiten van de bulk.

2.7 Overzicht stofeigenschappen

In onderstaande tabel (tabel 2.2) zijn de fysische eigenschappen van de paraffinen, naftenen en aromaten uit de voeding (zie par.2.4, blz.6) weergegeven. Tevens staan in deze tabel de fysische eigenschappen van enkele belangrijke (bij)produkten vermeld:

2.8 Externe specificaties 2.8.1 Produkten

Tijdens het ontwerp is als eis gesteld dat het produkt een Research Octane Number (RON) van 100 moet hebben. Het MOGAS wordt afgekoeld tot de vloeistoffase voordat de additieven toegevoegd worden. Tijdens de reformreacties komt waterstof als bijproduct vrij. Het waterstof dient over een zuiverheid van minimaal 80% te beschikken, voordat het naar het H2 -net kan worden afgevoerd.

2.8.2 Grondstoffen

Als voeding is straight run light Arabian nafta gebruikt met als samenstelling:

paraffinen naftenen aromaten 71 gew.% 21 gew.% 8 gew.%

De concentratie aan S, N en H20 in de nafta mag niet meer dan enkele ppm bedragen.

2.8.3 Utilities

Er wordt ervan uitgegaan dat de volgende utilities aanwezig zijn: • stoom • elektriciteit • water • perslucht • stikstof • zuurstof 2.8.4 Locatie 10 bara en 410°C 220 V wisselstroom 380 V driefasendraaistroom drinkwater met een druk van 7 bara koelwater met een druk van 3 bara 7 bara en 20°C

Voor de locatie van de installatie wordt gekozen voor een bestaande raffinaderij (bv. Shell Pernis). Daartoe dienen dan wel de huidige, boven op elkaar geplaatste, adiabatische reactoren met tussen gelegen fornuizen te worden vervangen door de ontworpen radial-flow reactor met geïntegreerde warmtevoorziening in het katalysatorbed. Tevens zullen enkele andere aanpassingen noodzakelijk zijn, zoals bijvoorbeeld het vergroten van de capaciteit van de regeneratiesectie en het installeren van randapparatuur

De aan- en afvoer van grondstoffen en produkten wordt hierdoor gewaarborgd. Deze locatie bevat in de nabije omgeving van de reforminstallatie een atmosferische destillatiekolom, een afgassenketel en een hydrotreater [29].

3

PROCESSTRUCTUUR en -CONDITIES

Hieronder wordt een beschrijving gegeven van het nafta reforming proces zoals het is

ontworpen tevens wordt een beschrijving gegeven van de regeneratiesectie aan de hand van de literatuur [8 & 24]. De genoemde stroomnummers en apparaatnummers voor de reactie- en

destillatiesectie verwijzen naar de stromen en apparaten op de flowsheet in bijlage 3.1 (A4 formaat) en het bijgeleverde flowsheet op A3 formaat. Voor stroomnummers en apparaatnummers van de regeneratiesectie wordt verwezen naar de tekeningen 5 en 6 (Bijlage 3.4 en 3.5)

De fabriek is onderverdeeld in verschillende secties: • Sectie 100, de reactiesectie • Sectie 200, de stabilizersectie • Sectie 300, de regeneratiesectie • Sectie 400, verse katalysator opslag

• Sectie 900, de stroom en warmtevoorziening

3.1 Reactiesectie

De nafta wordt aangevoerd vanuit een opslagtank waar het opgeslagen is met een gemiddelde temperatuur van 25°e en een druk van 1 bar (stroom 1). Om de nafta op de vereiste druk en

temperatuur voor de reactor te krijgen wordt de naftastroom eerst door een serie apparaten gevoerd. Als eerste wordt de naftastroom door pomp PlIO gevoerd om de druk te verhogen naar 3.6 bara. De druk is hoger gekozen dan nodig, om de druk val over de diverse warmtewisselaars op te vangen. Stroom 2 wordt gemixed met stroom 14, wat een waterstof stroom is, die afkomstig is van de reformer RlIO. Stroom 3 wordt daarna opgewarmd in warmtewisselaar HlIO tot een temperatuur van

57.4°C. Het opwarm medium is afkomstig van Destillatietoren T210 (zie par.3.2, blz.14). Warmtewisselaar HlIO heeft als voornaamste doel het afkoelen van stroom 29.

Na HlIO wordt stroom 4 in warmtewisselaar H120 opgewarmd tot 95°C. De temperatuur mag niet lager zijn, omdat er dan condensatie van stroom 7 (condensatietemperatuur is 105°C) in

warmtewisselaar H130 plaatsvindt, wat weer tot gevolg heeft dat er vloeistof in compressor ClIO terecht komt. De temperatuur van stroom 5 mag ook weer niet te hoog zijn, want dan geeft stroom 9 te weinig van zijn warmte af aan stroom 4. Waardoor warmtewisselaar H140 te groot zou worden. Stroom 5 wordt vervolgens opgewarmd in H130 tot een temperatuur van 527°e. Het opwarmen van stroom 5 gebeurd met de produktstroom van RlIO, stroom 7. Na deze behandelingen heeft de ingaande stroom in RlIO, stroom 6, een temperatuur van 527°e en een druk van 3 bara.

Reactor RllO wordt opgewarmd met afgassen van een gasturbine die door een afgasketel gehaald zijn. Stroom 33 heeft een temperatuur van 752°e en een druk van 10 bara. Nadat deze door de

reactorpijpen zijn gegaan heeft de stroom (stroom 34) een temperatuur van 552°e en een druk van 9.5 bara. Stroom 35 kan op andere delen van de raffinaderij gebruikt worden als verwarmingsgas of eventueel in de stroomopwekking via een stoomturbine.

De katalysator die benodigd is in RllO wordt via stroom 36 van de regeneratiesectie naar de reactor gevoerd, eventueel aangevuld met verse katalysator uit M410. De gebruikte katalsator wordt

vervolgens via stroom 38 afgevoerd naar de regeneratiesectie (zie par.3.3, blz.14).

Stroom 7 uit RllO heeft een temperatuur van 537°e en een druk van 2.8 bara. Deze stroom wordt gebruikt om de voeding van de reactor op te warmen in H130 en H120.

Stroom 7 gaat eerst door H130. Na H130 is de druk van stroom 9 2.6 bar en de temperatuur is dan 111°e.

Voor een goede waterstofscheiding is een druk van 12.5 bara en een temperatuur van 40°C nodig in flashvat

vno.

Stroom 8 wordt dan ook door compressor CllO in druk verhoogd van 2.6 naar 12.9 bara. Deze drukverhoging brengt een temperatuurstijging met zich mee van 111°C naar 258°C, welke wordt gebruikt om stroom 4 op te warmen in H120.

In VllO wordt met behulp van een simpele flash het waterstof gescheiden van de rest van de componenten. Voor het bereiken van deze scheiding is een temperatuur nodig van 40°e. Dit wordt bereikt door stroom 10 door koeler H140 te leiden. Een deel van het afgescheidde waterstof wordt weer teruggevoerd via stroom 14 om de gewenste HlC (mol-) ratio van 3 te krijgen in stroom 3. Het overige waterstof wordt via stroom 13 naar het waterstofnet gevoerd.

3.2 Stabilizersectie

In deze sectie wordt het reformaat (stroom 15) gezuiverd van alle nog aanwezige lichte componenten. Deze componenten hebben en destabilizerende invloed op het produkt en moeten daarom verwijderd

worden. .

Omdat VllO lager staat dan de voedingsschotel van destillatietoren T210 is pomp P210 nodig om de nodige weerstand te overwinnen. Stroom 16 wordt, voordat het T210 ingaat, verwarmd in

warmtewisselaar H210 tot een temperatuur van 152°C. De topdruk in T210 is 12.2 bara en de bodemdruk is 12.3 bara. De topstroom van T210, stroom 18, wordt na gedeeltelijke condensatie in condensor H211 en refluxvat V211 gescheiden in een topprodukt (gas) van 30°C en 12.2 bar, wat naar het stookgasnet wordt geleid, en een refluxstroom (vloeistof) die via pomp P211 (stroom 24) terug de toren wordt ingepompt.

Nadat stroom 25 door reboiler H212 is gegaan, gaat één deel terug de toren in en één deel is de produktstroom (stroom 28), welke een temperatuur heeft van 230°C en een druk van 12.3 bara. Deze hoge temperatuur wordt vervolgens gebruikt om stroom 16 op te warmen in H210 en vervolgens wordt stroom 29 door HllO geleid zodat het een temperatuur krijgt van 30°e.

3.3 Regeneratiesectie

Over de regeneratie zelf zal hier niets worden geschreven. Dit staat beschreven in par.2.5.2, blz.8. De katalysator wordt door de reactor RllO verplaatst onder invloed van zwaartekracht. In de literatuur [8 en 24] is een transportsysteem gevonden voor het transport van de katalysator van de onderkant van RllO naar de top van de regeneratiesectie en van de onderkant van de regeneratiesectie naar de top van RllO. Dit systeem zal hieronder beknopt beschreven worden.

3.3.1 Transport van reactor naar regenerator

Voor de nummering van de stromen van het transportsysteem van RllO naar de regeneratiesectie wordt verwezen naar tekening 5 in bijlage 3.4.

Het systeem bestaat uit een lift-engager 3, een damp-vaste stof scheider 8 en een slot hopper 12. Tevens is er een fijne deeltjes verwijdering getekend, voorgesteld als vaten 15 en 17. Waarin de eerst genoemde de fijne deeltjes verwijdering bewerkstelligd en de tweede het katalysatordistributie-systeem is.Verder is er nog wat regelapparatuur getekend, te weten een differentiëledrukindicator-regelaar (DPIC 37), een differentieledrukindicator (DPI 40), een drukindicator (PI 43), een debiet-indicator (F! 44) en een niveauregelaar (LC 18).

Een regeneratiecyc1us bestaat uit verschillende stappen. Voordat de eerst stap (stap 0) plaatsvindt moeten er eerst een paar aannamen gemaakt worden. Deze zijn:

•

•

•

•

•

Lift-engager 3 is gevuld met katalysator en de katalysator stroom van R110 naar de lift-engager is automatisch gestaakt.

De gas-vast scheider 8 is gevuld met katalysatordeeltjes.

De door klep 11 afgesloten slot hopper 12 is gevuld met katalysatordeeltjes en is onder waterstofdruk.

Het katalysatordistributievat 17 stroomt leeg in de regenerator.

Alle kleppen zijn dicht behalve klep 26 en 36. Klep 36 laat waterstof af aan het waterstofnet.

Tevens is DPIC 37 ingesteld op een drukverschil van nul tussen de lift-engager 3 en de gas-vast scheider 8. Dit alles staat in het systeem als stap "0". Wanneer LC 18 aangeeft dat vat 17 voldoende leeg is, begint stap I.

Stap 1 houdt in het aflaten van de druk in slot hopper 12 door klep 34 te openen. PI 43 is ingesteld op een druk die hetzelfde is als in de regenrator. Wanneer de druk is afgelaten in hopper 12 stopt stap 1 en start stap Il.

Stap Il start door het openen van klep 32, wat een stikstofstroom mogelijk maakt door vat 12. De stikstof verlaat vat 12 door leidingen 33 en klep 34 naar een afgassysteem. Smoorklep 45 zorgt ervoor dat de druk ongeveer drie keer zo hoog wordt in vat 12 ten opzichte van de eerdere waterstofdruk. Wanneer PI 44 een stikstofstroom detecteerd start er een timer die de stikstofstroom afsluit na een periode van ongeveer 60 seconden door klep 32 te sluiten. Hierna wordt de druk in vat 12 afgelaten en start stap Il weer. Deze procedure wordt 3 à 4 keer herhaald om er zeker van te zijn dat alle waterstof is verwijderd uit vat 12. Vervolgens wordt klep 34 weer gesloten en start stap III.

Stap III start na conformatie dat klep 34 dicht is en de stikstofdruk, die gemeten wordt door PI 43, gelijk is aan de druk in de regenerator. Klep 34 en 32 sluiten dan en wordt vat 12 geleegd in vaten 15 en 17 door middel van het openen van klep 13. Als vat 12 leeg is (timer indicatie) dan sluit klep 13 weer. Stap III is klaar en stap IV vangt dan aan.

Stap IV start, na controle dat stap III klaar is, met het controleren of de druk tussen lift-engager 3 en vat 8 nul is met DPIC 37. Vervolgens wordt gecontroleerd of alle kleppen dicht zijn, behalve klep 26 en 36. Op dit punt in de regeling is de druk in hopper 12 lager dan in vat 8. De druk in hopper 12 wordt verhoogd met behulp van de waterstof door klep 24 in pijp 23 te openen. Wanneer DPI 40 een drukverschil van nul aangeeft tussen hopper 12 en vat 8 wordt klep 24 gesloten, klep 11 geopend en stroom de katalysator uit vat 8 in hopper 12. Wanneer vat 8 leeg is (aangeven van LC 10) sluit klep 11 om stap IV af te sluiten.

Stap V start na het signaal van LC 10 dat vat 8 leeg is. Hierna wordt klep 22 geopend, zodanig dat de druk in lift-engager 3 hoog genoeg is om tegen te gaan dat er geen stroom is van katalysatordeeltjes terug de lift-engager in via pijp 5 en voldoende is om te zorgen dat er geen stroming meer plaatsvindt van katalysatordeeltjes van de reactor de lift-engager in. Vervolgens gaat klep 26 meer open om een drukverschil van nul te krijgen tussen lift-engager 3 en vat 8.

Wanneer DPIC 37 aangeeft dat het drukverschil tussen lift-engager 3 en vat 8 nul is start stap VI. Als eerste worden kleppen 7, 22 en 30 gesloten. De druk in lift-engager 3 zal dan weer dalen tot hetzelfde niveau als in de reactor, waardoor er weer katalysator deeltjes zullen stromen van de reactor naar de lift-engager. Vervolgens wordt gecontroleerd of de druk tussen vat 8 en lift-engager 3 weer nul is (DPIC 37) en is stap VI afgelopen en gaat het systeem weer terug naar stap "0" of "ready".

3.3.2 Transport van regenerator naar reactor

Voor de nummering van de stromen van het transportsysteem van de regeneratiesectie naar R110

wordt verwezen naar tekening 6 in bijlage 3.5.

Er is een modificatie nodig voor het systeem beschreven in tekening 6. Tussen de regenerator (0₂ milieu) en de lift-engager 4 (H2 milieu) is een stikstof purge nodig, zoals die beschreven is in

par.3.3.1, blz.14. Het systeem kan direct overgenomen worden en bevat de hopper (12), de druk-indicator

(PI 43) en de debietindicator (PI 44) (Zie ook tekening 5, bijlage 3.4).

Het systeem bestaat uit de volgende (hoofd-)onderdelen: de reactor 28 (voorstellende de bovenkant van R110, zie ook tekening 2, bijlage 3.2), de regenerator 29, de lift-engager 2, een vast-gas scheider 7 en een katalysatordistrubtiesysteem 12. Verder zijn in het systeem de volgende regelapparatuur opgenomen: een differentiëledrukindicator-regelaar (DPIC 23) en een niveauregelaar (LC 27).

Stap "0" of "ready" staat voor de situatie waarin alle kleppen gesloten zijn, behalve kleppen 17 en 26. Klep 17, geregeld door DPIC 23, zorgt voor een drukverschil van nul tussen de lift-engager 2 en vat 7.

Klep 26 staat altijd open om een katalysatorstroom mogelijk te maken van vat 7 naar het distributie systeem 12. Na purgen wordt waterstofgas, wat afkomstig is van het waterstofnet, in lift-engager 2

gevoerd. Een deel van de waterstof wordt via pijp 16 naar vat 7 geleid met een zodanige hoeveelheid dat dit voldoende is om eventuele meegekomen koolwaterstoffen te purgen. Verder is er stroming van katalysatordeeltjes van vat 12 naar de reactor toe.

Stap 1 start op het moment dat LC 27 aangeeft dat het niveau gedaald is onder het minimum. Klep 15

in pijp 14 wordt nu geopend, waardoor de druk zodanig toeneemt dat er geen stroming meer is van katalysatordeeltjes van de regenerator naar de lift-engager 2. Dit stopt zodra DPIC 23 aangeeft dat er een drukverschil is van nul tussen lift-engager 2 en vat 7. Wanneer dit is bereikt stop stap 1 en start stap Il.

Stap II start met het openen van klep 6 (in pijp 5) en klep 21. Hierdoor wordt lift-engager 2 geleegd via pijp 5 in vat 7. Wanneer lift-engager 2 leeg is en de druk tussen lift-engager 2 en vat 7 weer gelijk is, worden kleppen 6, 15 en 21 gesloten en stopt stap II en begint stap UI.

Stap III start met het sluiten van klep 17. De druk in lift-engager 2 zal dalen en gelijk worden aan de druk in de regenerator, waardoor er weer een katalysator stroom mogelijk wordt van de regenerator naar de lift-engager 2. Tevens zal de druk in vat 7 gelijk raken aan die in vat 12. Stap UI stopt na een ingestelde tijd die voldoende is om de drukverschillen weg te nemen.

Wanneer de timer verstreken is, start stap IV door het openen van klep 11 gevolgd door het openen van klep 10, in pijp 9. Na voldoende tijd om alle katalysatordeeltjes uit vat 7 te laten stromen start stap V.

Stap V begint met het sluiten van klep 10 en wordt afgesloten met het sluiten van klep 11. Klep 11

wordt later gesloten dan klep 10 om katalysatordeeltjes de tijd te geven te bezinken.

Stap VI begint met het sluiten van klep 11 en stopt met de conformatie dat klep 11 daadwerkelijk gesloten is. Nu zijn alle kleppen, behalve klep 26, gesloten en wanneer er is conformeerd door DPIC 23 dat er daadwerkelijk geen drukverschil is tussen lift-engager 2 en vat 7 bevindt het systeem zich weer in stap "0" of de "ready" toestand.

3.4 Verse katalysator opslag

In tekening 1 in bijlage 3.1 is de verse katalysatoropslag aangegeven met M410. Hierin is een

voorraad opgenomen om de verpulverde katalysatordeeltjes te vervangen. Dit is ongeveer 2 vaten per jaar, (standaard vat 159 liter). Met een dichtheid van de katalysator van 500 kglm3 is dat ongeveer 160 kg per jaar. Dan is er ook nog een voorraad nodig om eventuele calamiteiten op te vangen. Verder moet er eens in het jaar of eens in de 1

Y2

jaar de volledige inhoud vervangen worden. Dit gebeurd door vanuit M410 en via pijp 37 de verse katalysator toe te voeren. In plaats van dat de katalysator, via pijp 38, naar de regeneratie gaat, wordt deze nu afgetapt en naar de fabrikant gestuurd voor recycling van het aanwezige platina en rhenium.

3.5 Stroom en warmte voorziening

De warmte die nodig is om RllO op temperatuur te houden wordt geleverd door turbine-eenheid C910. Deze turbine-eenheid maakt deel uit van een bestaande sectie van de raffinaderij waarin stroom wordt opgewekt. De afgassen uit C910, die een temperatuur hebben van ongeveer 750°C, worden gebruikt om de reactor op te warmen. De precieze uitleg van dit systeem is te vinden in parA.6, blz.29. De voeding van C910 bestaat uit lucht (stroom 32) en stookgas (stroom 31). De temperatuur van de gasstroom na de reactor is 552°C. Het gas komt niet in kontakt met de katalysator en de nafta, maar wordt door een pijpenbundel, in de reactor, geleid. Een gedetailleerde tekening hiervan is te zien in bijlage 3.2 (tekening 2). De tekening zelf wordt uitgelegd in parA.l.2, blz.21.

De uitgaande warmtestroom wordt via stroom 35 naar een eventuele stoomgenerator geleid. 3.6 Thermodynamica

Tijdens de simulaties in CHEMCAD III is gebruik gemaakt van het API-Soave-Redlich-Kwong model. Dit model geeft goede resultaten voor een koolwaterstofsysteem met gemiddelde tot hoge drukken en temperaturen, zoals bij dit ontwerp het geval is.

In de reactor is er uitgegaan van de ideale gaswet. Dit is gerechtvaardigd door het feit dat er gewerkt wordt met een hoge temperatuur (527°C) en een lage druk (3 bara). Voor de kinetiek en de daarbij behorende formules wordt verwezen naar parA.l.l, blz.18.

4

APPARAATBEREKENINGEN

In dit hoofdstuk zullen de diverse apparaten die gebruikt worden in de fabriek in detail worden uitgewerkt.

4.1 Reactorontwerp

4.1.1 Reactie-kinetiek

Het complexe nafta-mengsel is reeds bij de beschrijving van de voeding (zie par.2.4 ,blz.6) sterk vereenvoudigd. Voor het beschrijven van de reactie-kin etiek is echter verdere simplificatie noodzakelijk. Daartoe wordt de voeding zodanig gelumpd, dat iedere klasse - normaal- en iso-paraffinen, vijf- en zesring naftenen, aromaten - door één component wordt weergegeven die representatief is voor zijn klasse. Voorts is het redelijk om aan te nemen, dat elk van deze klassen over hetzelfde aantal koolstofatomen beschikt [31]. Voor de nafta, gebruikt in dit FVO, zijn dat er 8. Voor Cs-koolwaterstoffen is in de literatuur geen kinetisch model beschikbaar. Daarom is gebruik gemaakt van het model van Van Trimpont e.a. [16] dat de reforrning van CTkoolwaterstoffen, op een commerciële ingezwavelde PtlRe/AhOrkatalysator onder niet-deactiverende omstandigheden, beschrijft. De in dit model beschreven Hougen-Watson snelheidsvergelijkingen en

parameterschattingen staan hieronder weergegeven: Isomerisatie:

nP7

H

SBP7

Hydrokraking:

SBP7

+

H

2 H 2C~ A -E/RT

P

_ P

SBP7 oP7 K pi [I = o·e Ao (kmol/kg kat. h) 3.85.1014

[ =

A .

e

-E/R.T[ PSBP7 ] 2 0

P

.r

H Ao (kmol/kg kat. h) 1.46.1017 E (kj/mol) 201.1 E (kj/mol) 241.0 4.1 4.2

Ringsluiting:

nP7

~

SN7+H

₂ Ringexpansie:

- A

-E/R-T f3 - o' e Ao (kmol/kg kat. h) l.77·1031 P _

P

SN7 'PH oP7 K p3

P

_ P

6N7 E (kj/mol) 454.1

SN7

~

6N7

SN7 K A -E/R-T _ _ _ _ .:...p4_ f4 = o' e Ao (kmol/kg kat. h) J.05·1024

Dehydrogenatie van zesring naftenen:

A

-E/R-T

fs = o' e

Ao (kmol/kg kat. h) 2.69.1011

Adsorptieterm voor de zure functie:

PH'!

E (kj/mol) 332.6 P

_PA7'P~

6N7 K

e

pS E (kj/mol) 154.6

Met als constanten:

Kc6-

= 90.1; KP7 = 9.0; K1A7

=

7.5 baf l

Adsorptieterm voor de metaalfunctie:

Met als constanten: KOP7

=

1.84 bafl; ~N7

=

2.23 bafl; K 2A7

=

12.7 bafl

4.3

4.4

4.5

4.6

4.7

Dit model is te gebruiken voor Cg-koolwaterstoffen door voor de snelheidsvergelijkingen een

constante te plaatsen, die corrigeert voor het feit dat Cg-koolwaterstoffen veel sneller reformeren dan C7-kool waterstoffen.

De Kp waarden in bovenstaande vergelijkingen kunnen worden berekend m.b.v. onderstaande formule [30]:

waarbij K volgt uit:

K =K·P-

u p

-R

·

T

·

lnK=ilG

De ilG waarden kunnen worden bepaald indien de vormingsenthalpiën en -entropiën van de reactanten en produkten bekend zijn, veel van die waarden zijn terug te vinden in de literatuur [37], via:

4.8

4.9

ilG = ilH - T . ilS

4.10

Aan hand van de plug flow ontwerpvergelijking [28], kunnen de conversies gerelateerd worden aan de reciproke waarden van de Molar Hourly Space Velocity (MHSV):

dXnP7(1) = [1

dYMHSV

4.11 dXSBP7 (2) = [2

dYMHSV

4.13 4.15

Voor reactanten en produkten in de gasfase geldt:

dX5N7 (4)

dYMHSV =r

4

Indien nu wordt verondersteld dat de operatie isotherm verloopt en dat tevens de ideale gaswet van toepassing is, dan zijn voor de partiële drukken de volgende relaties af te leiden:

4.12 4.14 4.16 4.17 4.18 4.19 4.20 4.21 4.22

4.23 waarbij:

e

.

=~

I

P

np70 4.24

Bovenstaande set van vergelijkingen kan worden gesimuleerd met behulp van het programma RRStiff. Daartoe dient wel de samenstelling van de recyc1estroom bekend te zijn. Deze werd door middel van iteraties gevonden. De opzet van de simulatie was om die space-velocity te bepalen, waarbij het produkt aan de gestelde RON-eis, van minimaal 100, voldoet.

Het resultaat van deze simulatie en een overzicht van de nog onbekende parameters staat in bijlage 5.1.

Na de kinetische analyse diende het model weer gedelumpd te worden. Daartoe werd verondersteld dat alle componenten uit een klasse in dezelfde mate omgezet dan wel geproduceerd worden als de representatieve component van zo'n klasse. In de praktijk bezitten zwaardere koolwaterstoffen echter een hogere conversiegraad.

4.1.2 Warmtetransport Algemeen

Voor de meeste reacties wordt de hoogste conversie bereikt bij isotherme condities binnen een beperkt temperatuurtraject. Om isotherme condities te verkrijgen is een

warmte-overdragendoppervlak nodig dat de temperatuur controleert in de reactor. Wanneer de temperatuur in de reactor daalt door de sterke endotherme reacties, zullen de reformreacties nauwelijks nog verlopen. Door verwarmingbuizen in de reactor te plaatsen is het mogelijk de benodigde reactiewarmte aan te voeren. De belangrijke parameters voor het ontwerp van deze reactoren zijn de drukval van het reagerende gas en de warmte-overdracht aan de buis wand. Deze parameters zijn bepaald aan de hand van een model opgesteld door P. Hesse en D. Ringer, [11]. Hoewel dit model uitgaat van een

pijpenbundel in een fixed bed in plaats van een moving bed, kan vanwege de lage snelheid van het katalysatorbed

«

1 mm/s) het model toch gebruikt worden, [32]. De stromingsrichting van het gas in de reactor is outward TI-shaped om het pinningeffect en verstoringen in de axiale drukverdeling over de centerpijp tegen te gaan, [32]. De reactor is gedimensioneerd aan de hand van de berekende space-velocity uit het kinetische model en de benodigde reactiewarmte die toegevoerd moet worden via het buizensysteem. De berekeningen staan uitgewerkt in bijlage 5.2.

Mi

I

1-

_I

--

ti

,--t2

_it

~t

t

II

_ti

L1

t

Figuur 4.1: outward n-shapedflow

Om de reactor isotherm te houden moet alle warmte gevraagd door de endotherme reacties, geleverd worden door het buizensysteem in het katalysatorbed. Zowel de voeding en het product zijn op reactortemperatuur wanneer ze de reactor binnenkomen, respectievelijk verlaten.

De benodigde reactiewarmte werd berekend aan de hand van de enthalpie balans [30]. Reactorberekeningen

De berekeningen aan de reactordimensies en warmte-overdracht zijn uitgevoerd in Mathcad 5.0PLUS

door middel van een iteratieproces. Hierbij wordt elke keer getoetst of de afmetingen van het katalysatorbed voldoen aan de eerder berekende space-velocity en of er voldoende warmte wordt overgedragen naar het katalysatorbed. De berekening staat uitgewerkt in bijlage 5.2.

Aan de hand van de space-velocity kan de benodigde hoeveelheid katalysator berekend worden om de reacties te laten plaatsvinden. Vervolgens is met het benodigde aantal verwarmingspijpen, het totale volume van het reactorbed te bepalen. De mechanische drukval over het bed is te berekenen met de volgende formule, [27]:

(

_J

0.l

72 . 11 . eI>

A .

E .

11

-p . dp

=

2 m • dx

+

deqU . A . E <I> m • deqU

4.25

Voor de porositeit van een gepakt bed met pijpen geldt:

E = (

0345

+

0.646

~: J

4.26

Bij het bepalen van de snelheidsprofielen over het katalysatorbed mag de superficiële gassnelheid bij de buitenwand van het bed, de kritische pin snelheid niet overschrijden. Aangenomen wordt dat geen pinningeffecten optreden tegen de ronde verwarmingspijpen, omdat de katalysatordeeltjes voldoende bewegingsruimte hebben, (pijpsteek > 10 dp).

Bij het beschrijven van het warmte-overdracht in een gepakt bed wordt gebruik gemaakt van het tweedimensionale pseudo-homogene model van Schlünder en Hennecke [27]. In de meeste technische gevallen is het toegestaan de axiale warmtegeleiding en axiale dispersie te verwaarlozen. De overall warmte-overdracht tussen buizen en gas wordt bepaald door de effectieve radiale

warmtegeleidingscoëfficiënt en de warmte-overdrachtscoëfficiënt aan de buiswand [11]. De effectieve radiale warmtegeleidingscoëfficiënt wordt gegeven door:

Ar _~_ Pep

À À

8

4.27

Schlünder en Hennecke gebruikten een eenvoudige uitdrukking voor Àe, afgeleidt voor een kubische bolstapeling:

Het Nusseltgetal voor de overall warmte-overdracht in een gepakt bed tussen buis en gas wordt verkregen uit:

Nu=Nu . Du .(_2 _ _ 1-expz.erfcJZJ

W d

p

Jrt:z

Z

4.28

Waarin voor Z geldt: _4.30

De warmte-overdracht aan de wand wordt berekend met de volgende empirische relatie:

Nu

w =C·Pem p 4.31

Waarin C afhangt van de pijpenbundelgeometrie en m een functie is van het Pec1etgetal. Deze parameters kunnen afgelezen worden uit tabel 2, pagina 1070 van Chemie-Ing.-Techn. 40 [27].

Vervolgens kunnen de effectieve warmte-overdrachtscoëfficiënt tussen het katalysatorbed en gasstroom en de warmte-overdrachtscoëfficiënt tussen naftafilm en buiswand berekend worden, zie bijlage 5.2. Het Reynolds- en Prandtlgetal van het verwarmingsmedium worden eerst gesteld om de warmte-overdrachtscoëfficiënt van het verwarmingsmedium aan de binnenzijde van de buis te kunnen berekenen. Later worden deze gestelde waarden in het programma gecontroleerd. Rekening houdend met vuilafzetting aan de pijpen wordt de overall warmte-overdrachtscoëfficiënt tussen

verwarmingsmedium en gas:

4.32

Om de uiteindelijke warmtestroom van het verwarmingsmedium naar het naftagas te berekenen, wordt eerst het benodigde temperatuurverschil voor kruisstroom van naftagas langs de verwarmingspijpen bepaald. De hiervoor benodigde paramaters worden afgelezen uit de grafieken 4 en 5 van VDI-Wärmeatlas 2, pagina CaS-6 [26]. De warmtestroom wordt berekend met, [2]:

4.33

Indien niet voldaan wordt aan de benodigde warmtestroom, moeten de verschillende parameters (katalysatorbed afmetingen, aantal pijpen, pijpsteek, pijpdiameter, temperatuurverschil

verwarmingsmedium-naftagas) aangepast worden. Daarnaast wordt gelet op realistische uitkomsten van de berekeningen. In tabel 4.1 op blz.23 worden de belangrijkste reactorgegevens weergegeven, zoals berekend volgens bijlage 5.2.

reactor moving bed radial flow outward 1t-shaped flow

WHSV 1.68 [kg/(kg.hr) ] 527-537 kat.bed 4.4 [m] 1.24 [m] 12.0 [m] in reactor 22.2 pijpen aantal 1700 steek 8.7 [cm] buitendiameter 6.35 [cm] (2.5") wanddikte 0.6

verw.medium temperatuur 877 [0C]

massastroom 188 [kg/sJ

snelheid in .. 19.2