De dehydrogenering van ethylbenzeen naar styreen volgens de oxidative reheat methode

Vakgroep Cheniische Procestechnologie

Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp

van

W. Mekkelbolt H. 'Paffen

onderwerp:

De d~bydrogenering van ethylbenzeen naar styreen volgens de oxidative reheat methode( Eliza Dorusstraat 27 2613 ED Delft Prunuslaan 82 2612 VR Delft (015-147511) (015-13.8761) opdrachtdatum : verslagdatum : 6-2-1990 15-10-1990

1--'

IJ

~;

Samenvatting

SAMENVATTING

De doelstelling van dit fab styreen door dehydrogenering va reheat' methode. De produktie vi bed reactor met axiale stroming. methode van united oil Products,

-ii-ieksvoorontwerp was de produktie van ethylbenzeen volgens de 'oxidative dt plaats in een adibatische, gepakt et proces is gebaseerd op een nieuwe genaamd STYRO-PLUS [36J.

De capaciteit van de fabrie~ werd gesteld op ongeveer 100000 ton styreen per jaar. De fabriek i 8000 uur per jaar in bedrijf. De conversie per pass door de react r is 86.7% met een selectiviteit van 93.4%. De zuiverheid waarmee tyreen en ethylbenzeen de destil-latiesectie verlaten is respecti velijk 99.8% en 97%. Als bijprodukten worden benzeen en tolueen gevorm die weer herbruikt kunnen worden in het proces.

De totale investeringskoste bedraagt per jaar k t 5868.63.

return-on-investment 32.5%.

bedragen k t 18054.60. De netto winst e pay-out-time is 2.89 j aar en de

Het fabrieksvoorontwerp is een opdracht in het kader van het vierde jaar van de studie Schei ndige Technologie aan de Technische Universiteit te Delft.

j INHOUD I. 11. 111. IV. V. Inleiding . . . .

Uitgangspunten voor het ontwerp . . . . Beschrijving van het proces . . . .

111.1. Het processchema . . . . 111. 2. De procesflexibiliteit . . . . 111.3. De opstartprocedure . . . . Procescondities . . . . IV. 1. De reactor . . . . IV. 2 • De compressor . . . . IV.3. De destillatiekolommen . . . . V.l. V. 2. V. 3 • V. 4. V.5. V. 6. V. 7.

Berekening van de apparatuur . . . .

Het fornuis . . . . De reactor . . . . De ej ectoren . . . . De warmtewisselaars . . . . V.4.1 Zonder faseovergang . . . . V.4.2 Met faseovergang (de condensors) V.4.3. Met faseovergang (de verdampers)

De compressor .. . . . De flashdrum . . . . De torens . . . . V.7.1. De benzeen/tolueen kolom . . . . V.7.2. De ethylbenzeen kolom . . . . 1 3 5 5 6 6 7 7 9 9 10 10 11 13 14 14 18 20 23 24 24 26 28

VI. De massa- en warmtebalans . . . 31

VII. De specificatie van de apparatuur . . . 31

VIII. De kostenberekening . . . 32 VIII. 1. Investeringskosten. . . . 32 VIII.2. K o s t e n . . . 34 VIII.2.1. De afschrijving . . . 34 VIII.2 . 2. Onderhoud . . . 34 VIII. 2.3. Loonkosten . . . 35

VIII.2.4. Kosten van ethylbenzeen . . . 35

VIII.2.5. Kosten van koelwater . . . 35

VIII.2.6. Kosten van stoom . . . 35

VIII.2.7. Kosten van perslucht. . . ... 36

VIII.2.8. Kosten voor de katalysatoren . . . 36

VIII.2.9. Energiekosten . . . . . . . 36

VIII.2.10.Verzekeringskosten . . . 36

VIII. 3. De baten . . . 36

VIII.4. De winst en verliesrekening. . . 37

VIII.5. De pay out time . . . 38

VIII.6. Return on investment . . . 38

IX. Conclusies en aanbevelingen . . . 39

X. Li tera tuur . . . 40

XI. Symbolenlij st . . . 42

Bijlage 1 Toxiciteit en fysische constanten ASPEN-PLUS

Bijlage 2

Bijlage 3 Bijlage 4 Bijlage 5

Het computerprogramma voor de reactor Specificatie van de apparatuur

,-_.'

- - -

-Inleiding

-1-Ie INLEIDING

Het doel van dit fabrieksvoorontwerp is het ontwerpen van een proces voor de productie van styreen gebaseerd op de oxidative reheat methode.

In de chemische industrie vindt ongeveer 90% van de styreen-produktie plaats via dehydrogenering van ethylbenzeen. Andere produktiemethoden, die vooral vroeger gebruikt werden, zijn:

- oxidatie van ethylbenzeen tot ethylbenzeen-hydroperoxide. Na reactie met propeen ontstaan 1-fenylethanol en propeenoxide. Het 1-fenylethanol wordt gedehydrateerd tot styreen (op dit moment ca. 10% van de wereldproduktie) .

oxidatieve conversie van ethylbenzeen tot l-fenylethanol via acetofenon (fenyl-methyl-keton), gevolgd door dehydratering van 1-fenylethanol tot styreen (wordt niet meer toegepast) .

chlorering van ethylbenzeen, gevolgd door dehydrochlorering. chlorering van ethylbenzeen, gevolgd door hydrolyse tot 1-fenylethanol en dehydratering tot styreen.

Beide laatste methoden hebben als nadeel de dure grondstoffen en het achterblijven van chloor in styreen.

pyrolyse van petroleum en terugwinning uit verschillende petroleum-processen. Het nadeel hiervan is dat het een duur en moeilijk proces is.

Het dehydrogeneringsproces kan op twee manieren uitgevoerd worden, namelijk adiabatisch of isotherm. Het isotherme proces vindt plaats in een buisreactor . De reactiewarmte wordt toegevoerd door indirecte warmte-uitwisseling tussen de processtroom en een passend warmte-uitwisselend medium (bijvoorbeeld een flue gas, BASF-techniek). In dit voorontwerp is onderzoek gedaan naar de adiabatische dehydro-genering van ethylbenzeen naar styreen.

Deze dehydrogenering is een endotherm gebeuren waardoor de temperatuur in de reactor sterk daalt. De begintemperatuur wordt bereikt door oververhitte stoom toe te voegen aan de voeding. Naast de beoogde temperatuurverhoging wordt de partiaalspanning van de componenten verlaagd hetgeen een gunstige invloed heeft op de evenwichtsligging van de dehydrogeneringsreactie. De daling van de temperatuur als gevolg van de reactie is zo sterk dat de snelheid van dehydrogenering niet economisch rendabel meer is. De gewenste commerciële conversie in één katalysatorbed is dan ook niet haalbaar. Hierdoor is het in de industrie normaal dat de productie in meerdere katalysatorbedden plaatsvindt met opwarming tussen twee bedden (interstage reheating). Deze opwarming kan op drie verschillende manieren plaatsvinden:

Directe opwarming door oververhitte stoom met de stroom van het vorige bed mee te leiden in het volgende bed.

Dit geeft inderdaad de gewenste temperatuurverhoging, maar deze methode heeft enkele nadelen:

'.,.' 845 . 'Y':, ~417. ~"I".'~"".:,,, .: , " ,;'>.., ' ••.•. 2132 . . . 3392 ;.:""~-~~/.~.,,, production, thousands of metric tons 791 1295 1967 2120 3129

Average annual increase

Utili-b~ five-~ear 2!!riod! % zation Capacity Production

..

94 10.9 10.4 92 8.5 8.7 92 9.7 1.5 62 4.3 8.1 67

Tabel 1.1 _{Capaciteit en productie in de loop der jaren}

Company

American Hoechst Corp., Baton Rouge, La. American Hoechst Corp., Bayport, Texas Amoco Chemical, Texas City, Texas ARCO Chemical Corp., Channelview, Texas ARCO Chemical Corp., Kobuta, Pa. Cos-Mar, Carville, La.

Dow, Freeport, Texas 00., Midland, Mich.

EI Paso Products, Odessa, Texas Gulf, Donald80nville, La. Monaanto, Texas City, Texas Sun, Corpus Christi, Texasb USS Chemicals, Houston, Texas

Total . il;. j 0.1: . Nameplate capacity, lOS tlyr 290 408 272 454 100 .590 680 "'45 115 272 680 36 ·51 .

~

t~

..

. , (~:t': '~.'1i(~~ !J::~.'f~ ;~, .;'. ..\v"y· Tab~l. I .:2 , ,', .1 P:r:.9d:uc~nten in de V.

s.

rond 1981 North A.p!erica South America Western Europe Eastern Europe Mid-East Aaia, Far East Oceania Africa

Total

':', -Capacity,

loa

t/yr

1975 1980 3,568 165 2,829 699 25 1,511 28 18 8,843 5,279 374 2,525 1,442 25 1,697 116 18 11,476 I" * 1 ? .. ' Aver.,. annual inCft!8N, %

Tabel 1.3 Wereldwijde productiecapaciteit van styreen

" r ....

Percent of

loa

t/'f!. all st'f!.ene Average annual

.e~ ' 1970 1980 1970 1980 growth rate, 'Jo

., , ~ne(fS}' 1073 1596 60 63 4.1 ~itriI~butadiime- 134 224 8 9 5.3 .' itylene (ABS) .tyrene-acrylonitriIe (SAN) 13 35 1 10 .• ItyNDe-butadiene 104 166 6 7 4.8 ~(SBL) .. _. copolymers _{88 63 5 3 -3.3} ~t ~iDtIÖo~e

than

,; 5«J'wt % styrene ~butadiene 253 236 14 9 -0.7 elilItom~ (SBR) uoaaturated polyestér 97 161 5 6 5.2 . ~~UpE) ~ .. polYmere ~taining 11 48 2 15.9 .... than50wt% Ityrene Total · 1773 2529 100 100

Tabel 1.4 Productie van diverse polymeren uit styreen

L. Cl

c

(,

I

I C L C l

Uitgangspunten voor het ontwerp

-2-kosten voor de productie van de stoom

grotere proces stroom die later moet worden gecondenseerd grotere proces stroom door de reactor hetgeen resulteert in een grotere drukval over de bedden

Indirecte warmteoverdracht met behulp van warmtewisselaars. Hierdoor wordt de processtroom niet groter, maar zal er een drukval optreden over de extra apparatuur. Tevens zal er meer stoom nodig zijn in vergelijking met de volgende oplossing. Oxidatieve opwarming (oxidative reheat) door reactie van zuurstof met het geproduceerde waterstof waarbij warmte vrijkomt. Dit is een nieuwe methode die nog niet veel wordt toegepast. De voordelen zijn:

waterstof wordt verbruikt hetgeen resulteert in een betere evenwichtsligging van de dehydrogeneringsreactie

de warmte die vrijkomt is voldoende om de temperatuur weer op de gewenste waarde te krijgen

Het nadeel van deze methode is de extra apparatuur die nodig is, zoals bedden met een katalysator die selectief de oxidatie van waterstof bevordert, de controle-instrumenten en de apparatuur die nodig is om zuurstof in de kolom te krijgen.

Ondanks de nadelen biedt de derde methode zoveel voordelen, naast de al bovengenoemde speelt met name de besparing van stoom een grote rol, dat in de toekomst veel processen gebaseerd zullen worden op de oxidative reheat methode.

Met name united oil Products (UOP) is druk bezig met het verbeteren van het oxidative reheat proces. In 1988 werd de eerste styreen fabriek die gebruik maakt van de oxidative reheat methode, operationeel. Het proces kreeg de naam 'styro-Plus'. Het onderzoek startte al in het begin van de jaren zeventig [15, 37, 40].

In december 1989 kondigde UOP vergaande samenwerking aan met Monsanto en Lummus op het gebied van de productie van ethylbenzeen en styreen, die in de praktijk vaak aan elkaar gekoppeld zijn. Monsanto levert het ethyl benzeen-proces , Lummus de katalysatoren en UOP het styro-Plus proces [7]. Dit artikel was de basis van ons onderzoek naar de produktie van styreen.

De wereldcapaciteit van styreen is sinds de start van de pro-ductie rond 1930 gestaag gestegen. Een overzicht van de capaciteit en de productie in de loop der j aren staat weergegeven in tabel 1.1 [10]. De producenten in de V.S. rond 1981 zijn vermeld in tabel 1.2 [10]. De productiecapaciteit van styreen wereldwijd is gegeven in tabel 1.3. In Europa was de styreenproduktie in 1988 3579000 ton. In 1993 zal dit 4309000 ton zijn en in 2000 wordt een produktie van 5443000 ton verwacht [8].

Het grootste deel van de geproduceerde styreen (ca. 80-90%) wordt gebruikt voor de produktie van polymeren. In tabel 1.4 staat vermeld hoeveel van welk polymeer gemaakt werd in 1980.

II. UITGANGSPUNTEN VOOR HET ONTWERP

De processimulatie is gebaseerd op meerdere patenten van united oil Products, met name het patent us 4.778.941 [36].

De capaciteit van de fabriek wordt gesteld op ongeveer 100000 ton styreen per jaar. De fabriek is gedurende een jaar 8000 uur in bedrij f. De resterende dagen zijn dan beschikbaar voor onderhoud, verplichte vakanties e.d.

De grondstof voor het proces is zuiver, gasvormig ethylbenzeen, afkomstig uit de ethylbenzeenfabriek. Naast ethylbenzeen is ook nog stoom, koelwater en lucht nodig.

Er wordt aangenomen dat de bijproducten weer opnieuw gebruikt en/of verkocht kunnen worden.

De reactor kan op twee manieren worden ontworpen, met radiale stroming of met axiale stroming door de katalysatorbedden. Bij dit ontwerp is gekozen voor de axiale stroming. Dit heeft tot voordeel dat de katalysatorbedden eenvoudig gestort kunnen worden. Een nadeel is de hogere drukval.

Bij de modellering van de reactor werd ervan uitgegaan dat de kinetiek voor de dehydrogenering van ethylbenzeen naar styreen zoals deze vermeld staat in een boek van Froment [9] en een artikel van Sheel [17], geldig is. De katalysator waarvoor die kinetiek geldt, staat niet vermeld. Aangezien de meeste dehydrogeneringskatalysatoren gebaseerd zij n op ij zer (111) oxide mag aangenomen worden dat deze katalysator in deze beide artikelen gebruikt is. De drukval in de reactor wordt berekend volgens de vereenvoudigde relatie van Ergun [6].

In een aantal patenten wordt de scheiding vermeld van benzeen en styreen met behulp van een membraansysteem, b.v. ethylcellulose , polyurethaan elastomeer of polyamide [25, en 28]. In dit ontwerp wordt de scheiding echter met latiekolommen gedaan.

ethyl-

cyano-26, 27

destil-Tijdens het proces wordt een kleine hoeveelheid (0.25 w%) styreenteer gevormd. Dit teer bestaat uit polyethylbenzeen, poly-styreen, styreen-inhibitor produkten en andere aromaten. Om de teer uit de styreenstroom te verwijderen, moet nog een extra toren gebruikt worden. Maar de teervorming is bij dit voorontwerp verwaarloosd. Ook is de scheiding van benzeen en tolueen niet meegenomen in de bereke-ning omdat deze voor het proces zoals hier berekend wordt, niet van belang is.

In een aantal patenten is informatie gevonden over de optima-lisering van de scheidingssectie:

- een inhibitor toevoegen (1 w%), b.v. dinitrofenol, voordat de ethylbenzeenkolom bereikt wordt. Dit voorkomt polymerisatie van styreen. De inhibitor komt in het styreenteer en kan hieruit teruggewonnen en herbruikt worden [31 en 32]

terugleiden van een deel van de styreenteer in de ethylbenzeen-kolom, verhoogt het scheidingsrendement [30].

tolueen kan naar de dehydrogenator teruggeleid worden, waar het omgezet wordt in benzeen en methaan [30].

-uitgangspunten voor het ontwerp

- benzeen kan teruggeleid ethylbenzeenfabriek waar ethylbenzeen [30].

worden naar de het met etheen

-4-alkylator in omgezet wordt

de in

Deze optimaliseringen zijn niet meegenomen in het procesontwerp. De zuiverheden waarmee ethylbenzeen en styreen de destillatie-kolom verlaten zijn respectievelijk gesteld op 97 en 99.8%.

De fysische constanten en gegevens aangaande de toxiciteit van de gebruikte en gevormde stoffen staan vermeld in bijlage 1.

() ~ 1-" IQ C C 11 H H H I-' ::z: (D rt "0 11 o () (D Ul Ul ()

::r

(D

a

~ LUCHT

@

_ _ _ .J _ _ _ _ _ _ _ : ~-- ~ I I I I I ETHYLBENZEEN

o

H 1 F 2 11 3 H 4 11 5 I ' ,---I _ _ _ _ _ _ _ .J I WARMTE'MSSELAAR FORNUIS EJECTOR KOELER EJECTOR ( l H 6 R 7 H 6 C 9 H 10 (I KOELER REACTOR KOELER COIIPRESSOR CONDENSOR ( ' H 11 T 12 H 13 TI. H 15 R7 KOELER FLASH-VERDAMPER VERWARMER KOl.Olol CONDENSOR

n

H 16 T 17 H 16 H 19 (î Hll REBOILER KOLOM CONOENSOR REBOILER

8

r--" I I I I ,--I I I ~

o

T12 ----, H15

(,4î"""'4t----'

BENZEEN+ TOLUEEN ETHYLBENZEEN T 17 fooII4f----' STYREEN WATER

PROCESSCHEMA van OXIDA TIVE REHEAT DEHYDROGENERING VAN ETHYLBENZEEN NAAR STYREEN

W.Mekkelhoit H.Poffen

=

.troomnr. I I temp. In °c

o

(' F obrleklvooron Iwerp 26~ oeplombar 1990 ('\

o

- '

Beschrijving van het proces

-5-lIl. BESCHRIJVING VAN HET PROCES III.1. HET PROCESSCHEMA

In figuur 111.1 wordt het processchema weergegeven. Ethylbenzeen, opgewarmd door de processtroom die de reactor verlaat, en oververhitte stoom worden gezamenlijk de reactiekolom ingevoerd. Beide stromen hebben een druk van 2 bar. Oververhitte stoom wordt verkregen door

stoom van 3 bar en 190°C in een fornuis te verhitten tot 760 °C. De

druk wordt verlaagd met een reduceerventiel.

Na het eerste dehydrogeneringsbed wordt een klein gedeelte (10%) van de stroom afgetapt en gekoeld. Na deze koeling wordt de stroom samen met lucht weer de kolom ingespoten met behulp van een ejector. Door de koeling zal de oxidatie van waterstof sneller verlopen. Tevens is het mogelijk om zo een betere controle op de temperatuur uit te oefenen. De hoeveelheid lucht is gerelateerd aan de temperatuur van de proces stroom aan het einde van het eerste dehydrogeneringsbed. Deze temperatuur is een maat voor de hoeveelheid waterstof die geproduceerd is. De hoeveelheid lucht die toegevoerd wordt, is zo groot dat 85% van de geproduceerde waterstof in het oxidatiebed wordt omgezet waarbij de conversie van zuurstof 99.9% is.

De processtroom wordt vervolgens door een oxidatiebed geleid waar oxidatie plaatsvindt van waterstof. De temperatuur stijgt hierdoor weer naar de gewenste temperatuur voor de dehydrogenering in het tweede dehydrogeneringsbed.

Na het tweede dehydrogeneringsbed wordt weer 10% van de proces-stroom afgetapt, gekoeld en samen met lucht de kolom ingespoten met behulp van een ejector.

Na een tweede oxidatiebed waar weer oxidatie van waterstof plaatsvindt, gaat de processtroom door het derde en laatste dehydro-generingsbed.

De stroom die de reactor verlaat bestaat naast een grote

hoeveelheid stoom uit styreen, tolueen, benzeen, ethylbenzeen en

kleine hoeveelheden methaan, ethaan, koolstofmonoxide,

koolstof-dioxide, argon, waterstof, zuurstof en stikstof. De druk is 0.4 bar en de temperatuur is 611°C.

Door warmteuitwisseling met de ethylbenzeenvoeding daalt de temperatuur naar 463°C. De temperatuur wordt vervolgens met behulp

van koelwater verlaagd tot 125 °C. Dit is het moment om op de

makkelijkste manier de druk te verhogen naar 2 bar met behulp van een centrifugaalcompressor. Deze werkt adiabatisch en door interstage-koeling wordt de temperatuur constant gehouden. Het constant houden van de temperatuur is noodzakelijk om geen problemen te krijgen met

de smeerolie in de compressor. Ook zou een verhoging van de

temperatuur weer een nieuwe koeling noodzakelijk maken voordat de processtroom gecondenseerd kan worden.

Na compressie wordt de processtroom in een condensor met koel-water gecondenseerd. Na deze condensatie wordt de temperatuur tot 40

oe

verlaagd in een warmtewisselaar, waarna in een flashdrum de lichte

gassen worden afgescheiden. Deze gassen zijn argon, stikstof, zuur-stof, waterzuur-stof, ethaan, methaan, koolstofmonoxide en koolstofdioxide. Gezien de temperatuur en de samenstelling van dit gas zal lozen in de buitenlucht geen noemenswaardig probleem zijn. Naast gas-vloeistof-scheiding vindt in de flashdrum ook nog vloeistof-vloeistof gas-vloeistof-scheiding plaats. De vloeistof wordt gescheiden in een waterstroom en een organische productstroom. Het water is vrij zuiver en kan of geloosd worden of gebruikt worden als koelwater.

De organische stroom die overblijft wordt verhit tot 93

o

e

met behulp van stoom en wordt vervolgens in een benzeen/tolueen kolom en een ethylbenzeen kolom gescheiden in benzeen+tolueen, ethylbenzeen en styreen. Benzeen en tolueen kunnen herbruikt worden in het proces voor de productie van ethylbenzeen en ethylbenzeen kan in dit proces op-nieuw worden gebruikt. styreen is het product.

De tij dens het proces geproduceerde stoom kan weer gebruikt worden in de stoomtrein van de plant.

111.2. DE PROCESFLEXIBILITEIT

De apparatuur in dit proces is specifiek ontworpen voor een capaciteit van ongeveer 100000 ton styreen per jaar. Kleine ver-anderingen in de voedingsgrootte zullen echter niet voor

noemens-waardige problemen zorgen. De warmtewisselaars zijn al parallel

uitgevoerd en iets groter gekozen dan noodzakelijk. Indien de

processtroom 10% groter wordt, zal de drukval in de reactor 0.1 bar toenemen en eventueel de compressie in een later stadium met dezelfde compressor bemoeilijken. Hierdoor kan gesteld worden dat de flexi-biliteit tussen de 80% en 120% van de ontwerpcapaciteit ligt. Een lagere capaciteit zal de effectiviteit van de warmtewisselaars drastisch verlagen en een grotere capaciteit is ontoelaatbaar vanwege een te grote drukval in de reactor.

111.3. DE OPSTARTPROCEDURE

Bij het opstarten het proces, wordt begonnen met alleen stoom toe te voeren. Vervolgens wordt langzaam de concentratie ethylbenzeen in de voeding verhoogd. Het toevoegen van lucht is gerelateerd aan de concentratie van ethylbenzeen in de voeding, zodat dit automatisch goed gaat. Alleen de twee destillatiekolommen kunnen bij het opstarten problemen opleveren doordat er geen of maar weinig water de kolommen in mag gaan. De uitvoer van de destillatiekolommen kan dan ook beter gesloten blijven tijdens de opstartprocedure totdat er voldoende hold-up in de kolommen aanwezig is.

1-Procescondities

-7-IV. PROCESCONDITIES

Het proces zoals dat in hoofdstuk III beschreven wordt, kan worden gesimuleerd met behulp van ASPEN PLUS. De reactor is naast de simulatie met ASPEN-PLUS (zie bijlage 2) ook gesimuleerd met een eigen geschreven programma in Turbo Pascal 5.5 (zie bijlage 3). De dimen-sionering van de andere apparatuur is echter met de hand berekend. IV.l. DE REACTOR

De conversie in de reactor wordt berekend met een eigen geschre-ven computerprogramma. Dit programma berekent voor elk dehydrogene-ringsbed de conversie (dehydrogenering en nevenreacties) , de tempera-tuur [9] en de druk [6] als functie van de hoogte in dat bed. De kinetiek heeft niet specifiek betrekking op de bij dit proces gebruikte katalysator (ijzer(III)oxide (Fe20₃) , chroomoxide (Cr20₃) en

kaliumoxide _{(K20». Maar alle commerciële katalysatoren bevatten deze} drie oxides. Het ij zeroxide is de katalysator terwij 1 chroomoxide wordt toegevoegd om sintering en kaliumoxide om cokesvorming tegen te gaan. Ook stoom werkt cokesvorming tegen, omdat cokes en stoom reageren tot CO2 en H2. De katalysator werkt dus zelfregenererend alhoewel op den duur desactivering optreedt. Aangenomen wordt dat de kinetiek zoals deze hieronder is vermeld I gebruikt kan worden. Hierbij

is aangenomen dat de activiteit van de katalysator constant is. Na verloop van tijd zal dit zeker niet zo zijn.

C 6HS-C2H3

+

styreen (S) met: k 1

=

1180.0

*

e(-1092S/T) Kp

=

40000 [Pa] C₆H_S-C₂H_S -+ ethylbenzeen (E) met: k 2 4.4 108

*

e(-2S000/T) C6HS-C2HS + _H2 ethylbenzeen (E) C_6HS-CH3

+

tolueen (T) met: k

=

1048.8

*

e(-11000/T) 3 C2H4 + _{2 H2}0 2 CO + 4 _H2 etheen (C2) W

r 4

=

k4 YC2 Yow [kmol/m3/s] met: k4

=

725.5

*

e(-12S00/T) { 1 } (IV. 1) {2 } (IV.2) { 3 } (IV. 3) { 4 } (IV. 4)

2 3 4 5 6 - 28843 - 25992 12702 19602 50640 10802 Tabel IV.l -1.09 1.90 3.15 - 2.11 -3.96 - 2.50 (-MI;) = {Ij + hjT. De reactie-enthalpien C,. = A + IH + CT2 _{+ DT}J _{(kcal/kil/ol OK)} Species A B C D MW I E -10.294 1.689 x 10-1 -1.149 X 10-4 3.107 X 10-8 106.168 2 S -6.747 1.471 x 10-1 - 9.609 X 10-5 2.373 x 10-8 104.151 3 B -8.101 1.133 x 10-1 -7.206 x 10-5 _{1.703 X 10-}8 _78.114 4 Tol -5.817 1.224 x 10-1 _{- 6.605 x 10-}5 _1.173 X 10-8 92.141 5 C2H4 0.909 3.740 x 10-2 - 1.994 x 10-5 4.192 X 10 -9 _28.054 6 CH~ 4.598 1.245 x 10-2 _{2.860 X} 10-6 - 2.703 X 10-9 16.043 7 HzO(W) 7.701 4.595 x 10-4 _2.521 X 10-6 -0.859 X 10-9 18.015 8 CO 7.373 -0.307 x 10-2 6.662 X 10-6 -3.037 X 10-9 28.010 9 CO2 4.728 1.754 x 10-z -1.338 x 10-5 4.097 X 10-9 44.010 10 H2 6.483 2.215 x 10 -3 - 3.298 X 10-6 1.826 X 10-9 _2.016

Tabel IV.2 : De warmetcapaciteiten van de componenten

\....;

C

C

- ' Procescondities CH₄ + HzO methaan (M) r ₅

=

ks YM YI/ met: k ₅

=

49.3 CO + HzO r ₆

=

k6 (P/T3) met: k6

=

1.3 ~ CO + 3 Hz [kmol/m3/ s]

*

e -(7900/T) [kmol/m3/ sJ ~ cOz + Hz Y_co YIJ [kmol/m3/ s] 10 1Z

_*

e(-88S0/T) [kmol K3/m3/s/Pa] -8-{ 5 } (IV. 5) {6 } (IV. 6)

Voor de gepakte kolom geldt voor het verloop van de fractie voor component i: A

=

--- *

r . 1 (IV.7) dh Fmol met: A

=

oppervlak

=

0.25

*

1r

*

OZ [mz] Fmol molstroom [kmol/s]

r i de omzettingssnelheid van component i [kmol/m3_/s]

De temperatuur in de reactor mag niet hoger worden dan 700 °C omdat anders componenten thermisch gekraakt worden. Het temperatuur-verloop in het bed wordt bepaald met behulp van de reactie-enthalpiën en de warmtecapaci tei ten van de diverse componenten. Oe reactie-enthalpiën voor de reacties als functie van de temperatuur staan vermeld in tabel IV.1. De warmtecapaciteiten van de diverse componenten staan vermeld in tabel IV.2. Voor het temperatuurverloop geldt: dT A ~(r. ~H.) J J [ ° Cim] (IV. 8) dh Fmol L: (Y_{i CPi)} met: A oppervlak [mz]

r.

=

snelheid reactie j [kmol/m3/sJ

~Hj

=

reactie-enthalpie reactie j [kcal/kmoIJ Fmol

=

molstroom [kmol/sJ

Y_i fractie component i [-]

CPi warmtecapaciteit component i [kcal/kmol/oC]

Voor de bepaling van de drukval is gebruik gemaakt van de vereenvoudigde relatie van Ergun [6J:

dP dh (l-E)Z = 150 ---E3 Tl v d z p [Palm] met: E 17 v d_p

=

bedporositeit

=

0.43 viscositeit [Pa s]

superficiële snelheid [mis] deeltjesdiameter Cm]

~ ~ <l.J Cf) L (J) > c 0 U

100

90

80

70

60

50

40

30

20

10

0

0

Evenwichtsconversie

als

functie

van

de druk

1

2

3

4

Druk [bar]

Figuu;.- IV. 1 Druka1:'hankel i~j kheid van de conversie

!,

•

5

Procescondities

-9-Gezien de reactiekinetiek (uit 1 mol wordt 2 mol geproduceerd) zal het evenwicht sterk afhankelijk zijn van de druk (zie figuur IV.l). De druk zal dan ook zo laag mogelijk moeten zijn om een zo groot mogelijke conversie te bereiken. De drukval is echter een beperkende factor waardoor een begindruk van 2 bar is gekozen.

Voor het oxidatiebed wordt aangenomen dat de katalysator (platina op een alumina-drager) specifiek is voor waterstof en geen andere componenten oxideert.

02 + 2 _H2 ---> { 7 }

85% Van de gevormde waterstof en 99.9% van de toegevoerde zuurstof wordt omgezet.

De conversies en de drukval die met het programma berekend worden, kunnen vervolgens in ASPEN PLUS gebruikt worden om de andere parameters te bepalen zoals de enthalpie van de stroom. De temperatuur die na het oxidatiebed door ASPEN-PLUS werd berekend, kon vervolgens als starttemperatuur voor het volgende dehydrogeneringsbed gebruikt worden in de simulatie met het Pascal programma.

IV.2. DE COMPRESSOR

De compressor die in het proces gebruikt wordt om de druk van 0.4 tot 2 bar te verhogen wordt vanwege de temperatuur adiabatisch en isotherm bedreven. Het vermogen dat de compressor moet leveren wordt zelf berekend. Omdat de compressor adiabatisch werkt, zal er geen enthalpie-verandering optreden.

IV.3. DE DESTILLATIEKOLOMMEN

Het artikel van Rengarajan [16] geeft specifieke gegevens over de opwerking van styreen. Hierdoor is het aantal schotels van de kolommen reeds bekend. Met behulp van deze gegevens kunnen de kolommen

met ASPEN-PLUS op een eenvoudige wijze gemodelleerd worden. De

zuiverheid van de diverse stromen is zodanig gekozen dat deze dan wel herbruikbaar, of commercieel verkoopbaar zijn. De zuiverheid van de ethylbenzeen stroom moet 97% zijn en van styreen 99.8%.

V. BEREKENING VAN DE APPARATUUR V.l. HET FORNUIS

Het fornuis (F2) dient ervoor om de stoom te verwarmen van 190°C tot 760 °C bij 3 bar. De hoeveelheid stoom bedraagt 5.28 kg/se De hoeveelheid warmte die per seconde moet worden overgedragen is dan gelijk aan:

Q

=

Fm

*

Cp

*

~T

=

5.28

*

2.12

*

(760 - 190)

=

6.37 MW Indien het fornuis gestookt wordt met

aardgas (verbrandingswaarde (6H) 32 uitgaande van een rendement van 90 %:

aard~as, is de hoeveelheid

MJ/m) die noodzakelijk is

Fv,gas

=

1/0.9

*

Q/~H

=

0.22 m3 gas/s

Vanwege de grootte van fornuizen parallel te zetten. volgt berekend:

de stoomstroom is De afmeting van de

gekozen om twee fornuizen is als

De verbrandingstemperatuur van het aardgas is 2218 °C en de dichtheid van stoom bij het gemiddelde van de in- en uitgaande temperatuur bedraagt 1.02 kg/m3_{• De warmtestroom per fornuis is 3184 kW en de}

hoeveelheid stoom per fornuis bedraagt 2.64 kg/se De stroomsnelheid in de buizen mag maximaal 22 mis zijn. Het gemiddeld logarithmisch temperatuurverschil kan nu berekend worden:

~Tmax

=

2028 °_{C en ÓTmin} = 1458 °C

6T ln

=

1727.4 °C.

Een schatting voor de totale warmteoverdrachtscoëfficiënt (k_u) is

60 W/m2/K. Het warmteuitwisselend oppervlak bedraagt dan: A

=

Q/ (k_{u ÓT ln )}

=

30.7 mZ•

Via tabel V.1 (paragraaf warmtewisselaars) is gekozen voor een pijp-diameter van 0.0254 m, een totale pijp-diameter van 0.79 m en 413 buizen bij 1 passage aan de pijpzijde. De pijplengte is dan 0.93 m. DE L/D-verhouding bedraagt 1.2. De snelheid in de buizen kan als volgt berekend worden:

C _k

=

m_k

P 0.25 'Ir d/ z

20.0 mis met di 0.02 m.

Voor zowel de diameter als de hoogte wordt 1.2 m genomen. Het volume bedraagt dan 1.4 m3_•

Het gas dat het fornuis verlaat is nog steeds op een hoge temperatuur. Deze warmte kan met behulp van warmtewisselaars worden teruggewonnen. Dit is in dit voorontwerp niet meegenomen.

PROCESSCHEMA REACTOR

OXIDATIVE REHEAT DEHYDROGENERING

LUCHT

~

, ,

~

I ,

PRODUCTSTROOM

ETHYLBENZEEN

•

~~

__

~

_______

~~~~_S_T_O_O_M

________ __

Figuur V.I De reactor

Cl

rl

... 1

I

c

L

c

L

V.2. DE REACTOR

De reactor (R7) is een gepakte kolom met een diameter van 4 m. In de kolom bevinden zich 5 bedden (zie figuur V.1). Er zijn 3 bedden met een selectieve dehydrogeneringskatalysator (Dl, D2 en D3) en 2 bedden met een selectieve katalysator voor de oxidatie van waterstof (Ol en 02). Alle stromen in de reactor bestaan uit gassen. In het vervolg van deze paragraaf zijn de stroomnummers gebaseerd op figuur V.I. Gegevens over de samenstelling van de aparte stromen staan ver-meld in de massa- en warmtebalans (hoofdstuk 7) .

De voedingsstroom (S3 = stroom 12 flowsheet) bestaat uit 2 componen-ten: ethylbenzeen en stoom.

Ethylbenzeen (SI): 40.95 moljs=4.35 kgjs T = 540

o

e

P = 2 bar. stoom (S2): 293 moljs = 5.28 kgjs

T = 760 °C P = 2 bar.

De voedingsstroom (S3) heeft een druk van 2 bar, een temperatuur van 650.0

o

e

en een snelheid van 12.8 m3j s (=333.9 molj s = 9.62 kgjs). In het eerste bed bevindt zich een katalysator die selectief de dehy-drogenering beïnvloedt. De katalysator bestaat uit ijzer(III)oxide

(Fe₂0₃) , chroomoxide (Cr₂0₃) en kaliumoxide (K₂0) • Naast dehydrogenering

van ethylbenzeen vinden ook nog de reacties naar benzeen en tolueen plaats. De kinetiek van de reacties staat vermeld in het hoofdstuk Procescondities.

De conversie staat in figuur V.2 uitgezet tegen de bedhoogte. Hieruit blijkt dat bij een hoogte van 4 m het bed optimaal gebruikt wordt. De uitgangsstroom (S4) heeft de volgende specificaties:

P = 1.6 bar T = 558.4

o

e.

F = 351.8 moljs

=

9.6262 kgjs

=

15.3 m3js

De conversie van ethylbenzeen in dit bed bedraagt 43.9%. De selec-tiviteit naar styreen is 93.8%.

De gemiddelde snelheid in het bed is 14.05 m3js. Het volume van het bed is 0.25 'Ir D2 H = 50.3 m3•

De verblijf tijd wordt dan 3.6 s.

Na het bed wordt 10% van de stroom (S6) door een verdamper geleid waar de stroom wordt afgekoeld tot 150

o

e

(S7) en water wordt verdampt. Na toevoeging van een luchtstroom wordt de stroom (S8) met behulp van een ej ector in de kolom teruggevoerd. Met behulp van een verdeelplaat wordt er voor gezorgd dat de stroom goed mengt met de hoofd-stroom (SS).

Vervolgens gaat de gehele stroom (S9) naar het tweede bed, het eerste oxidatiebed.

De ruimte tussen de twee bedden is 2 m hoog. Het volume van de tussenruimte is 1.56 m3_{• De verblijf tijd is hier dan 0.1 s.}

,..., ~ ' - - ' Q) (/) l -Q) >

c

0

U

Conversie als functie van de hoogte

in

de reactor voor de 3 bedden

100 ~---~ 80

60

40 20

o

~---~---~~---~---~---~ 0.00 2.60 5.20 7.80 10.40 13.00 Hoogte reactor

[ml

Figuur V.2 Conversie als functie van de bedhoogte

<-"-1

C

De ingangsstroom specificaties:

(S9) van het eerste oxidatiebed heeft de volgende P

=

1.6 bar T 499.9 °C.

F

=

386.0 mo1js

=

10.62 kgjs

=

15.6 m3js

In het oxidatiebed vindt omzetting plaats van H₂ en O₂ naar stoom. Zuurstof wordt voor 99.9% en waterstof voor 85% omgezet. De omzetting vindt plaats door een zeer snelle reactie aan het platina-oppervlak. Hierbij treedt warmte-productie op. De hoogte van het bed is 2 m. Deze hoogte is niet berekend met behulp van de kinetiek, maar bepaald uit gegevens van de experimentele opstelling van UOP [29].

De uitgangsstroom specificaties: P

=

1. 5 bar

F = 378.9 moljs

=

(SlO) van het eerste oxidatiebed heeft de volgende T

=

644.6 °C.

10.62 kgjs

=

19.6 m3js Het volume van het bed bedraagt: 25.1 m3

•

De gemiddelde snelheid is 17.6 m3js De verblijf tijd is 1.4 s.

De stroom (SlO) gaat nu meteen naar een tweede dehydrogeneringsbed. De katalysator is gelijk aan degene die gebruikt wordt in het eerste bed. Het bed is wederom 4 m hoog. Ook nu blijkt namelijk uit het verloop van de conversie en de selectiviteit dat een bedhoogte van 4 m voldoende is om een redelijke conversie te krijgen. Een hoger bed heeft wel een hogere conversie tot gevolg, maar de conversie per meter bed zou veel te laag worden.

De uitgangsstroom (Sll) van het tweede dehydrogeneringsbed heeft de volgende specificaties:

P 1.1 bar T

=

590.5 °C.

F

=

390.0 moljs

=

10.62 kgjs

=

26.2 m3js

De conversie in dit bed van ethylbenzeen bedraagt 26.6%. De totale conversie van ethylbenzeen is 70.5% met een selectiviteit voor styreen van 93.5%.

De gemiddelde snelheid is 22.9 m3js. Het volume van het bed is 50.3 m3•

De verblijf tijd is 2.2 s.

Ook nu wordt weer 10% van de stroom door een verdamper geleid (S13) waardoor de temperatuur daalt tot 150

o

e

(S14). Met behulp van een ejector en een verdeelplaat wordt de stroom samen met lucht terug-gevoerd naar de kolom (S15). De tussenruimte is 2 m hoog met een volume van 1.56 m3• De verblijf tijd is 0.06 s.

De ingangsstroom specificaties: P

=

1.1 bar

F

=

417.2 moljs

=

(816) van het tweede oxidatiebed heeft de volgende

T

=

533.5 °C.

11. 41 kgj s

=

26. 2 m3 j s

Ook nu wordt 99.9% van de aanwezige zuurstof en 85% van waterstof omgezet aan het platina-oppervlak. De hoogte van het bed bedraagt weer 2 m, bepaald aan de hand van het patent van UOP [29].

r--

Mixing

--+--

Diffuser

---+-I

I

sectlon

I

I

ij

i!ill;;;--;;;;;~",,",-.d'-'...::j-l...

Nozzle - -

I

Motlve gos I "a"

<D/Îli~

<D

Suction gos Constant

" b" Constant

I

I

®

@

I

area mixing section pressure mixing section

Figuur V.3 De ejector

L

L

Berekening van de apparatuur

-13-De uitgangsstroom specificaties:

(SI7) van het tweede oxidatiebed heeft de volgende P 0.9 bar T = 643.8 °C.

F = 411.5 mol/s 11 . 41 kgl s

=

34. 6 m3 Is

De hoogte van het bed is 2 m. Het volume is 25.1 m3•

De gemiddelde snelheid is 30.4 m3/s. De verblijf tijd is 0.8 s

Met deze specificaties gaat de stroom naar het derde dehydrogene-ringsbed. Het derde dehydrogeneringsbed heeft dezelfde specificaties als de eerdere twee, namelijk gelijke hoogte en gelijke katalysator. De uitgangsstroom (S18) van het derde dehydrogeneringsbed heeft de volgende specificaties:

P

=

0.4 bar T

=

611.2 °C.

F

=

418.5 mol/s

=

11.41 kg/s

=

87.7 m3/s

De conversie van ethylbenzeen in dit bed bedraagt 16.2%. De totale conversie van ethylbenzeen is 86.7% met een selectiviteit voor styreen van 93.4%.

De gemiddelde snelheid is 61.2 m3/s. Het volume van het bed is 50.3 m3•

De verblijf tijd is 0.8 s.

De gemiddelde totale verblijf tijd in de kolom bedraagt ongeveer: 9 s. De hoogte van de kolom is 20 m.

De diameter is 4 m.

H/D

=

5

Het volume is 251.3 m3

V.3. DE EJECTOREN

Voor het ontwerp van de ejectoren (M3 en M5) is gebruik gemaakt van Perry [14]. Een schematische weergave van een ejector staat weer-gegeven in figuur V.3. De stroom die afgetapt wordt uit de reactor, gaat de inlaatopening binnen. Als drijvende gasstroom wordt de lucht gebruikt die de reactor ingevoerd moet worden. De kinetische energie van de lucht wordt dus gebruikt om de produktstroom de reactor in te pompen. De druk waarmee de lucht de ejector inkomt is 7 bar. Om in de kolom een goede menging te verkrijgen, is het nodig dat de invoer met grote snelheid gebeurt. Dit wordt gerealiseerd door een hogere inlaat-druk te kiezen. Deze is gesteld op 2.5 bar.

Voor de eerste ejector, na het eerste dehydrogeneringsbed, geldt voor de drukverhouding het volgende:

P

si

Pi

=

7

I

1 • 59

=

4. 4 .

Het oppervlak van de opening waardoor de lucht naar binnen komt moet 4.4 keer kleiner zijn dan het oppervlak van de opening waardoor de afgetapte processtroom binnen komt. Over het volume van de ejector is weinig bekend. Aangenomen wordt dat dit volume zo klein en de volume-stroom zo groot is dat de verblijf tijd in de ejector geen invloed heeft op de totale verblijf tijd. De capaciteit bedraagt 17.5 m3_/s.

- - -

---~0.8I

• • •

11

:ol Cl: ~

~o.71111111

...

l1li

i.O ~o.'

i

~o.a

~

ï

~ u 0°·7 ~ 2

.

...

0.6 T,~

('

(

I ;

~ ~

t. • t, i

hl

OJ T,~

i

~ ~::

hl

0.6 P I TEMPERATURE EFFICIENCY MTD CORRECTION FACTOR

I SHELL PASS 2 OR MORE TUBE PASSES

-t=f.

T-T F1àt./At_ PI RI ~-t~ T,- , 0.4 0..5 0.6 P I TEMPERATURE EFFiCiENCY MTD CORRECTION FACTOR

2 SHELL PASSES 4 OR MORE TUBE PASSES

t -t T-T

F làt./At_

PIT.=T, _{T,- ,}

RI-t=t

_-

_,

Figuur V.4 _{Bepaling van de correctiefactor F(P,R)}

-- -I L l l

I

~

I

I

I

I

Voor de tweede ejector, na het tweede dehydrogeneringsbed, geldt voor de drukverhouding het volgende:

P

si

P i

=

7

I

1 . 1

=

6. 4 .

Het oppervlak van de luchtopening is nu 6.4 keer zo groot als de opening voor de processtroom. Ook nu wordt aangenomen dat de verblijf-tijd in de ejector klein is vergeleken bij de totale verblijf verblijf-tijd. De capaciteit is 30 m3/s.

Omdat de effectiviteit van ejectors ongeveer 90% is, zal de opening voor de lucht iets kleiner moeten zijn.

V.4. DE WARMTEWISSELAARS

De warmtewisselaars hebben een uitwendige pijpdiameter d van 2.54 cm en een inwendige pijpdiameter d. van 2 cm. De steek is 3.12 cm

• • • 1

met een drlehoeklg of vlerkant patroon. De warmtewisselaars moeten vaste pijpplaten of U-bundels hebben.

stoom is beschikbaar bij 3, 10 en 40 bar. Koelwater is beschik-baar met een temperatuur van 20 °C. De temperatuur van het koelwater mag niet hoger worden dan 40 °C i.v.m. ketelsteenvorming. De warmte-wisselaars zijn berekend aan de hand van het dictaat van van den Bergh [3].

V.4.1. ZONDER FASEOVERGANG

De volgende warmtewisselaars zijn van dit type: Hl, H8 en Hll. Warmtewisselaar Hl heeft als doel de ethylbenzeenstroom op te warmen en de productstroom af te koelen. Beide andere warmtewisselaars zijn koelers met koelwater als koelmedium. De af te koelen productstroom stroomt steeds aan de mantelzijde. Bij het dimensioneren van deze drie warmtewisselaars werd de volgende procedure gevolgd:

1) Bepaal uit de uitvoer van Aspen Plus:

voor Hl de massastromen , drukken en in- en ui tlaat-temperaturen voor beide stromen

voor H8 en Hll de massastroom, druk en in- en ui tlaat-temperatuur voor de productstroom

Bepaal van het koelwater de druk en de in- en uitgaande temperatuur.

Bepaal steeds van beide media de warmtegeleidingscoëfficiënt, de viscositeit, de dichtheid en de soortelijke warmte bij het gemid-delde van de in- en uitgaande stroomtemperatuur.

Bereken de benodigde koelwaterstroom met:

[W] (V. 1) 2) Bereken het logaritmisch temperatuurverschil ~Tln met:

(V. 2)

In (~TmaJ ~Tmin)

Bereken P en R en bepaal de correctiefactor F(P,R) uit figuur V.4 voor een warmtewisselaar met 1 shellpass en 2 tubepasses. Als F(P,R) kleiner is dan 0.75, dan moet voor een warmtewisselaar met

o

c'

\ Heat Exchanger Tube Sheet Layout Count Table

37 35 \ 33

i

31

I

291

2~1

251231,4 2P/. 191,4 171,41151,41131,41 121 10

I

8

I

LD. of Shell (In.) - = ='= '= '= '= 'r = = = = = =.= ,= ,= .= ,

1='-0

1269 11431' 1019 I. 881 763 663\\553 481 391 307 247 193 13.5 105 69 33 ~-:i' on I ~'ie" t::. 1127 1007 889

I

765 667 577 \\~93 423 343 277 217 157 11 7 91 57 33 ~~. on l' t::. ~::l ; 965 865 i65 665 58i 495 419 355 287 235 183 139 101 85 53 33 %" on 1" 0 :;.:;.;, 699 633 i 551 i 481 427· 361 30i 247 205 163 133 103 73 57 33 15 1" on 1 L4" t::.

l

il

Q. 111 595 545 1 477 i 413 359 303 255 215 179 139 111 83 65 45 33 17 I' on P.i' 0 ;:

'rn2

1088 ' 91\4\' 8461' 734 626 ' 528 ~ 370 -3-00- 228 166 -1-24-97" 58 :=3=2=il·=h="'=0=n=I='=~6='=t::.=='=; =-1088 972 858 746 646 556 468 398 326 264 208 154 llO 90 56 28 ~:i" on 1" t::. -lc :;! 946 840 7461644 560 486 408 346 280 222 . 172 126 94 78 48 26 ~~" on l' 0 .. 688 608 530 462 I 410 346 292 244 204 162 126 92 62 52 32 16 l' on H~" t::. ~ ~ -l 584 5'>? 460 402 ! 348 298 248 218 172 136 106 76 56 40 26 . 12 l' on ll~' 0 ~

1126

100818821' 7681' 648 558 460 3983ö4234l8O---r349464'~·--8-[-~-,,-'-on-IS-~6-"-t::.--I'-t::- : 1000 882 772 674 566 484 406 336 270 212 158 108 72 60 26 8 ~-:i" on 1" t::. 1 ~-l: g: 884 778 688 5S1i 506 436 362 304 242 188 142 100 72 52 30 12 r.i" on 1 • 0 610 • 532 I 466 I 391i I 340 284 234 192 154 120 84 58 42 26 8 XX l' on Bi" t::. ~:~' 406 I 35ü ! 304 ! 256 . 214 180 134 100 76 , 58 38 22 12 , XX !=l='=o=n=l!=,,='=O==I"'.. I 1172 10241 904 1 788 1 680 1576 484 412 332 266 196 154 108 84 48 I )LX

I

~-:i'

on I·ie· t::.

1='=

10'24 912 802 I 692 I 59/3 508 424 360 292 232 180 134 96 72 44 XX ~~. on l' t::. ~::l 880 778 688

I

590 510 440 366 308 242 192 142 126 88 72 48 XX 3i' on l' 0 ~ .. 638 560

I

486 422 368 308 2,58 212 F6 138 104 78 60 44 24 XX l' on 11i' t::. :l!

a. ;;'

_53_4 ___ 4_76_,_4_14_1_3_60 __ 3_10 __ 2_60 __ 2_14 ___ 1_88 ___ 1_42_ 110 _ _ 84 _ _ _ 74_ 48 _40 ___ 24_ XX I ' on H~"

°

!; 1092 9i6 852 1740 622 534 438 378 286 218 166 122 84 56 28 XX ~~. on 1~~6' t::. \c= ;; 968 852 744 648

I

542 ,462 386 318 254 198 146 98 64 52 20 XX %" on l' t::.

I-

..

-l:.. 1: 852 748 660 WO 482 414 342 286 226 174 130 90 64 44 24 XX %' on l' 0 "

584 508 444 1376 1322 266 218 li8 142 110 74 50 36 20 XX XX l"on U~" t::. 500 440 384 336 286 238 198 166 122 90 66 50 32 16 XX XX l',on H~" 0 _ === .= := "= =I= = _ _

=

_ _

= ='= := =!= = = = = = ='= = - _

c

c

ll06 964 844 732 632 532 440 372 294 230 174 ll6 80 XX XX XX %' on 1%6" t::. [ 964 852 744 640 548 464 388 322 258 202 15ö 104 66 XX XX XX ~i' on 1" t::. -l ~ 818 224 634 536 460 394 324 266 212 158 ll6 78 54 XX XX XX ~i' on I" 0 ;'M 586 514 4-l2 382 338 274 226 182 150 112 82 56 34 XX XX XX 1" on

He

t::. ~ ~ :n 484 430 1 368 318 268 226 184 154 116 88 66 44 XX XX XX )LX I" on Oi" 0 M -1-058- -9-44-'-8-26- -7-16- -5-9f,-J -5-10- -4-16- --3-58- --2-72- --2-06- --1-56- --1-10- --74- -X-X--X-X--X-X-I--~i-'-o-n-I~-~6'-'-t::.--I·t::-

1

940 826 720 626 518 440 366 300 238 184 134 88 56 XX XX XX %" on l' t::. .. 820 i18 632 5.14 458 392 322 268 210 160 118 80 56 XX XX XX ~~. on l' 0 ~ 562 488 426 356 304 252 206 168 130 100 68 42 30 XX XX XX 1" on HC t::. go 478 420 362 316 268 224 182 152 110 80 60 42 XX XX XX XX l' on H~" 0 "' .. _ : = = = =:= := = = = = = = = = = = = = = =:= = =I= =I= = = = = = = I = = -1040 902 790 682 576 484 398 332 258 198 140 94 XX XX XX XX %' on I ~~6" t::. 902 798 694 588 496 422 344 286 224 170 124 82 XX XX XX XX %' on l' t::. ë':;! i60 662 576 490 414 352 286 228 174 132 94 XX XX XX XX XX ~i" on I' 0 ~~_ 542 466 400 342 298 240 190 154 120 90 66 XX XX XX XX XX 1" on HC t::. ~ Q. ,-, 438 388 334 280 230 192 150 128 94 74 XX XX XX XX XX XX l' on 1~" 0 '" ~ ---,--,---~---:I---:,·- 'i 1032 916 796 688 5i8 490 398 342 254 190 142 102 68 XX XX XX %' on 1%0' t::. It:: "11 908 796 692 600 498 422 350 286 226 170 122 82 52 XX XX XX %" on 1" t::. l-l~:

=

792 692 608 512 438 3i4 306 254 194 146 106 70 48 XX XX XX ~' on 1" 0 Ol 540 464 404 340 290 238 190 154 118 90 581 38 24 XX XX XX 1" on -l~" t::.

~~I~ 300 254 206 ~~ 98 ~~~I XX XX XX =XX==I=l="=o=n=l=~="=O==I~_

37 35

-n31f29

27

2s

231_{,4 211,4 191,4 171,41151,4 1,31,4}

u l o

_{8 I.O. of Shell (in.)}

I Allowance made for Tie Rods.

t R. O. B. - 2)1 X Tube Dia. Actual Number of "U" Tubes is one-half the above figures.

~'

2 of meer mantelpassages gekozen worden (zie figuur V.4). Bereken het gecorrigeerde logaritmisch temperatuurverschil. 3) Schat een waarde voor de totale warmteoverdrachtscoëfficiënt ku

en bereken het benodigde warmtewisselend oppervlak met:

(V. 3)

Kies m.b.v. tabel V.1 geschikte waarden voor het aantal buizen z, het aantal passages aan pijpzijde n en de inwendige mantel-diameter Di' Bereken vervolgens de pijplengte L en de verhouding

LIDi' Deze verhouding moet kleiner dan 10 zijn.

4) Bereken de snelheid in de buizen met:

c _k

=

P_k * 0.25 * 1r

*

d/

*

(zin)

[mis] (V. 4)

Deze snelheid moet voor koelwater 1.5 - 2 mis zijn. Voor ethyl-benzeen in de gas fase moet deze snelheid ruim kleiner dan 18 mis

zijn. Bereken het Reynoldsgetal met:

(V. 5)

Lees vervolgens uit figuur V.5 de weerstandscoëfficiënt f af en bereken het drukverlies over de pijpen met:

~Pi

=

_{n * ( f*L/d i} + 4 )

*

0.5

*

P_k

*

c_k 2 [Pa] (V. 6)

Er wordt aangenomen dat de drukval voor koelwater niet veel gro-ter mag zijn dan 0.5 bar. Als de drukval grogro-ter is, kies dan andere waarden voor z, n en D. en doe de berekeningen opnieuw vanaf punt 3, totdat een configuratie gevonden is, die aan de eisen voldoet.

5) Bereken het Prandtlgetal en bepaal uit figuur V.6 het Nusselt-getal Nu bij Pr/Prwand

=

1 en bereken de inwendige warmteover-drachtscoëfficiënt met:

(V. 7)

6) Begin met een keerschotafstand DilB

=

1 en bereken de massastroom per eenheid van doorstroomd oppervlak G_s met:

(V. 8)

(Djs)

*

C

*

B

met: C

=

0.0058 m en s = 0.0312 m

Bereken het Reynoldsgetal aan mantelzijde met:

(V.9) met: De

=

0.0166 m

I .0 .007 .005 .003 .! .002

!

:: .00 /

:-

.0007 5 :: .000 3

...

; .0002 u ~ .000 / 7 .0000 .0000 5 .0000 .0000 3 2 .COOO / L 10 I I I

"

1 I

"

I

I

r-....

I

1'--, I I I p : O,n.ily , Ib./cu. ft.

~ : ViscoSlly at Caloric Temperoture : Ib./ltt.llhr.)

~.: V,scoSlty at Tubt Wall Temperatur. : Ib./lft.llhr)

q" : 1~/~.)O.l4 obave R" : 2,100 <p,: 1!4/~.)O·Z5b.lo. R.,: 2,100 n : Numoer ol Tube Passes Nore :

11' ,n Cenlipo,stIl2.42):I~ in Ib.lltt.llhr.J) For Oim.nSlonless Friclion Factor Multiply Ord,not. ,I, by 144

20 30 50 70 100 200 500

_ ~IGIIZIL!lnl _ flG,IZIL!lnl

<1P, - 2!OllpIlOllq,,1 -5.ZZIl0JlOlOIISIlq,,)

41Pt: Pressur. Drop I psi

0 : /nSid. Oiam./or ol Tub .. ,It.

f : Friction Factor I sq. ft./sq.ln.

G, : Mass V./oC"y, /b.llhr.J(.q. IUCross Seclion)

:/b./hr.l(~ i

o :Acceloral,on ol Grovity ,lt.llhr.l Z

L: Tube Lenqlh, lt.

N: Toto/ Number ol Tubes

S : Spec,tic Grav,'y ol Gas or L,quid Re/erenced to Water _lI.i , -...:::::: ,... !. , _{'1"- ~} , i,' Pip,

_I

Tuo,s

~

l -_:- j r--t- I , I I1 1,000 2,000 5,000 10,000 20,000 501 ~ 100,000 500,000 o G. R" ' T

Figuur V.5 _{De inwendige weerstandscoefficient}

0.45 'ij 0.40 ~ en 00.35 c

-,

"; "; 0.30 U u Q -- 0 ~ ~ 0.25 alO' ~·w 02 o % .0 0.15 1 Figuur V.7

\

\

''''

_'"

~ 2 3 4 5

Oio. Shell/Boffle Pitch

Bepaling van DJB

c

c

c

Cl L

I

!

-Bepaal m.b.v. figuren V.7 en V.8 de weerstandscoëfficiënt f. Als Re te laag is, dan wordt overgestapt op een hogere D./B-ver-houding. De beste warmteoverdracht wordt namelijk bereikt als Re en daarmee de drukval het grootst is. De drukval mag echter niet veel groter worden dan 0.5 bar. De effectieve B wordt als volgt berekend:

Bereken het aantal keerschotafstanden (N+1) met: (N+1)

=

INT

B

=

Lj(N+1) - 0.002 Cm]

(V.10) (V.11) Hiermee kan een nieuwe G_s en Re berekend worden. Bereken de drukval aan mantelzijde met:

f * G_s2 * Di * (N+1)

ÓP _m

= ---

[Pa] (V.12)

2

*

Pw

*

De

7) Bepaal de uitwendige warmteoverdrachtscoëfficiënt au met: (V. 13) waarin jH bepaald kan worden uit figuur V.9.

8) Bepaal de vuilweerstanden Ri en Ru en bereken de totale warmteoverdrachtscoëfficiënt met:

d u du*Ln (du/d;) 1

l/ku = --- + --- + + R; + Ru (V.14)

d; ai 120 _au

9) Bereken het benodigde warmtewisselend oppervlak met (V. 3) en ver-groot dit met 15 % wegens in- en uitstroomeffekten aan mantel-zijde. Bereken de vereiste lengte L en controleer of L/D. kleiner

• • 1

dan 10 lSo Wanneer dlt klopt, bereken dan met deze lengte opnieuw de drukval over de pijpen en aan mantelzijde.

Als voorbeeld wordt warmtewisselaar H8 doorgerekend.

Gekozen is om twee warmtewisselaars met precies dezelfde dimensies parallel te schakelen.

1) uit de uitvoer van Aspen Plus kan voor de productstroom bepaald worden: P

=

0.3509 bar

T_Wl .

=

462.9 °C Twu 125 °C mw 5.7027 kg/s Pw

=

0.2207 kg/m3 In de literatuur is gevonden: Productstroom: Koelwaterstroom: À = 0.04 W/m/K À 0.614 W/m/K TI 2*10-5 Pa.s P 988.1 kg/m3 Cp = 2025 J/kg/K Cp 4046.5 J/kg/K TI = 8.4*10-4 _Pa.s

- - - -

-Gb4 Wärmeübergang bei der Strömung durch Rohre

I

VOI·Wännutlis _{2. Auflage 1974} lOf! Nu 2 (/8(R. ·/(X)OJP,

l,.fdfI3J

(;P' ) 7 7 I. 12.7 Vfj8(Pr 2iJ. IJ I, P'w ~ 5 5 mil ( . (1.82 ·Iog.,fh .1.6' tI J I //w ~ 1 R.

_

.

-

~ I/I/,

r

I .-E A;~.

-

~ _10' ~ / ~

_/

'Nu ~ 'Vi

, ; I

=

~ 105

=

/

<t~\ ,,\ !,I~

,

_A

_W

.

_; IOJ 5

,

5 J § 1 J 1 ~ / 7;1// -;; 1

:::

~ E 1

!ti

W

=

=

.

V 10 2 . 10'

=

I

,

5

c

7 _'ilt J VII 5 !,Ih § 1 .. .. f - . /;,

W

;;; 10' J ~

,

2300 . ~. I ~ ~ 5 ~~ ~ \~'\ ~

'"

~ .~ \ ~ ~

_"

~

_--t

~\ ~ ~ ~ '\;

_t'0

_{\\ ~\} ~ ~ ~

K'I- '\

~ ~,\ ~'" ~ ~ ~ ~

"-

t\.'i-

~ ~ ~ .'\ _~ ~. ~ _{~ ~} ~

::;\

~ ~ ~ ~ ~'\. _{~ ~"}

"

~ - - \~'\i ~ ~ ~ ~ '\~ ~

"-

~t-,. ~ 1\\ ~ ~ ~ ~ ,,\ _~

_0-

_"-

_~

.,.

_~~ ~\ ~ ~ ~ ~ ,,\ _~

0-'"

r>:"

~

,\\

~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ '\. "\. ~:\ ~ ~ ,~~ 1i ~ •

..

,

"-"-

"-

\\ 0.\~_ '\ _~ ~.~ ~-b~ _\."'~

'"

:'\

_"-

!>~'K-,. '~

~~

~~

"'t-..'"

"-

"-,~ ~\.\" l..~ ~r\\

"-

["\.. ~ _{~\~ ~} [~ :,~ ~ I\. .~ .'\ ~

..

~ _~~ ~ ~ ~ ~ ~ l~ [~ _1\\ ~ ~ ~ ~ '\ _{~ ~'\} ~ ~ ~ ~ ~l'\ ~ ~ '\ _{~ ~ ~ ~ ~}

"

~ ~~ ~~ ~ ~ '\ ~~ ~ ~ ~

Figuur V.6 Bepaling Nusseltgetal

c

l...

2) 3) 4) 5) 6) 7) 8) 9)

De in- en uitgaande temperatuur van koelwater is vastgesteld op 20

oe

en 40

o

e

bij 3 bar.

De warmtestroom Q

=

5.7027*2025*(462.9-130) 3844.2 kW. De benodigde hoeveelheid koelwater is

3844.2*103/(4046.5*20)

=

47.50 kg/s.

Het logaritmisch temperatuurverschil en de factoren P en R kunnen berekend worden:

~Tln = (422.9-105)/ln(422.9/105) = 228.2

oe

P = 20/442.9 = 0.045 R = 337.9/20 = 16.9

uit figuur V.4 kan bepaald worden dat F(P,R) = 1 voor 2 shell en 4 tubepasses. Het gecorrigeerd logaritmisch temperatuurverschil is 228.2

o

e.

Een schatting voor de totale warmteoverdrachtscoëfficiënt is 150 W/m2/K. Het benodigd warmtewisselend oppervlak is dan 112.3 m2_{• M. b. v. tabel V. 1 wordt gekozen voor een warmtewisselaar}

met een vaste pijpplaat met 368 buizen, 2 shell- en 4 tubepasses en een inwendige manteldiameter van 29 inch. De lengte van de pijpen is dan 3.82 m en de verhouding L/Di is 5.2.

De snelheid, het Reynoldsgetal en de drukval kunnen nu berekend worden:

c_k 1.66 mis Re 39155

f

=

0.03024 ~Pi

=

0.53 bar

M.b.v. figuur V.6 wordt het Nusseltgetal bepaald bij Pr=5.54: Nu

=

270. De inwendige warmteoverdrachtscoëfficiënt wordt dan: Qi = 8289 W/m2/K.

Er wordt gekozen voor 3.82 m en er zijn geen stroomd oppervlak, het rekend worden:

D;lB= 0.2. De keerschotafstand is dan keerschotten. De massastroom per door-Reynoldsgetal en de drukval kunnen

be-G_s Re 10.9 kg/s/m2 9049 f 0.17 ~Pm

=

0.02 bar

De waarde van jH komt uit figuur V.9: jH = 70.

De uitwendige warmteoverdrachtscoëfficiënt is dan: Qu = 169 W/m2/K.

De vuilweerstanden R. en R zijn beide 1. 76*10-4 m2K/W. De totale warmteoverdrachtscoëfficiènt is dan: ku

=

155 W/m2/K.

Het benodigde warmtewisselend oppervlak is gelijk aan 108.7 m2_•

Dit wordt vergroot met 15 %: A

=

125.0 m2•

De vereiste lengte is 4.26 m en de verhouding L/Di is 5.8. De drukval over de pijpen is 0.57 en aan mantelzijde 0.02 bar. De gegevens van de drie warmtewisselaars zijn vermeld in de apparaten-specificatiebladen in bijlage 4.

I-%j 1-" I.Q s:: s::

..,

<: 00

o

(I) s:: 1-" rt ~ (I) ::I a. 1-" I.Q (I)

r

~ (I) (I)

..,

Ul rt PI ::I a. Ul (") o (I) Hl Hl 1-" (") 1-" (I) ::I rt 0.10 6 5

..

3 2 0.0 9 8 7 6 5 :3 --- .. ..0 C ::I . -1 - . 3 C" "'0

Q),

U) 2 ---: 2 ü:~ ~ ci-a ." ...I~ '-

.

a,+- 0..001 LL. 9 8 7 6 5

..

3 2 0.0001 ( ' 10 100 1.000 2 3

..

5 6 7 8 9 - - 2 3

..

5 6 7 89' ...

,

.,

~

,

."\.

'"

~

" " I'

'\. ~

,

_'t--, ~

""

"

~ ['-.

"

,

_"

_~ ~

"

~

",

~

,

' ~ , ~

"

"

,~

"

"'~

""

,

"

~

'"

~"

_~

,

' ",'"

,

"-10.. " ~ ... 0..

_"

'"

_,

"

_'"

_"

... ,~

"'"

"

r"

... t-- J'--... _t-.

-'" "-

-"- "- r--"- r--t-.. Jo- _~

-P Densily , Ib./cu. fl.

J.L Viseosily al Ihe Calorie Temperalure ,Ib.lft. x hr.

J.Lw Viseosily at the Tube Woll Temperature,lb./fl.xhr.

cps {J.L / Jiw )0.14

Nole: Frie lion Faclors are Dimensional, sq. ft.lsq. in. , la

give IJ.Ps in psi Direetly.

For Dimensionless Friction Factor, Multiply

Ordinate f,by 144. 2 3

..

5 6 7 8 9 1 2 3

..

5 6 789 10 IOC 1,000 ( I ' ( ' ( 6 10..000 100.000 • I~ 2 3

..

5 6 7 B"I ii: ~ 4 :I ti ( .. ,. I 2 3 .. 5 6 789

IJ. - fs xG~xD~{Ne+l) fsxGhD~{Ne+l) .

Ps - = I pSI

2 xg xpxDe xcps 5.22 X IOIOx De X S xcps

B Baffle Spacing ,in.

C' . Clearance bet ween Adjacent Tube, in.

De Equivalent Diameter, fl.

de Equivalent Diameter ,in. See jH Curve for Numerical

Values.

D~ Inside Diameter of Shell,fl.

G_s Mass Velo.eity,lb.lhr.{sq.fI. Flow Area)

9 Acceleratio.n of Gravity 14.18 x JOe fUhr2

L Tube Length, ft.

Ne Number of Baffles

Ne+1 Number cf Times Fluid Crosses Bundie trom Inlet to

Outlet, 12 LlB

p Tube Pitch,in.

d Ps SheJl Side Pressure Drop, psi

t-I-~ I--0 1-' I

-

t-I--

-

t-I- BAFFLE _{t-Cu T /5%1} t--t- I- .:0=-:1-L- .?;::-I-

-

t -I-f-

-

t-f-I-~-O

--

I- I- _-0--1- t -_I--I-

~

,

t=-3

..

!I ij 7 89 DeGs Res = -;:;:-10,00.0. (î ( ' :> :0. f-- I-- ₃₅ t -_I-r-

₄₅

~ 4 5 ij 78 q ~OO,o.oo (1 r-- f--.6.-0_ r--_{f-- I-} I-t--t - I-~-O_ I-fl.-O 2 3

..

5 6 789

o

(' 0.10. 9 8 7 6 5

..

3 2 OOI 9 8 7 6 5

..

3. 2 0.00.1 9 8 7 6 5 4 3 2 0.0.001 10.6

C'

J

V.4.2. MET FASEOVERGANG (DE CONDENSORS)

De volgende warmtewisselaars zijn van dit type: H10, H13, H15 en H18.

Warmtewisselaar H10 heeft als doel de productstroom te condenseren met koelwater als koelmedium.

Warmtewisselaar H13 heeft als doel de productstroom op te warmen, waarbij stoom omgezet wordt in ketelwater.

De warmtewisselaars H15 en H18 zijn de condensors van de destillatie-kolommen.

Het medium dat een faseovergang ondergaat, stroomt steeds aan de mantelzijde i.v.m. de sterke volumeverandering.

Bij het dimensioneren van deze vier condensors werd de volgende procedure gevolgd:

1) Bepaal uit de uitvoer van Aspen Plus de massastroom, de druk en de in- en uitlaattemperatuur of de condensatietemperatuur van de productstroom. 2) 3) 4) 5) 6)

Bepaal van het te condenseren medium de condensatie-temperatuur, de condensatiewarmte, de dichtheid, de warmtegeleidings-coëfficiënt en de viscositeit.

Bepaal van het andere medium bij het gemiddelde van de in- en uitlaattemperatuur de dichtheid, de viscositeit, de warmte-capaciteit en de warmtegeleidingscoëfficiënt en bereken het Prandtlgetal.

Bereken ook de benodigde hoeveelheid koelwater of stoom met:

[W] (V. 15)

Bereken het logaritmisch temperatuurverschil met (V.2) en maak een schatting voor de totale warmteoverdrachtscoefficient.

Bereken het benodigde warmtewisselend oppervlak met (V.3). Kies m. b. v. tabel V. 1 geschikte waarden voor het aantal buizen z, het aantal passages aan pijpzijde n en de inwendige mantel-diameter Di.

Bereken de pijplengte L en de verhouding LIDi. Deze verhouding moet kleiner zijn dan 10.

Bereken de vloeistofsnelheid in de buizen, het Reynoldsgetal en het drukverlies met de formules (V.4), (V.5) en (V.6) en figuur V.5. De vloeistofsnelheid moet 1.5 - 2 mis zijn. Er wordt aangenomen dat de drukval over de pijpen niet veel groter dan 0.5 bar mag zijn. Als de drukval te groot of te klein is, kies dan andere waarden voor z, n en Di en doe de berekeningen vanaf punt 3 opnieuw, totdat een configuratie gevonden is, die aan de eisen voldoet.

Bepaal uit figuur V.6 het Nusseltgetal bij

pr/pr =

1 en bereken de inwendige warmteoverdrachtscoëfficiënt met (V.7).

Kies een waarde voor de uitwendige warmteoverdrachts-coëfficiënt en bereken de schone wandtemperatuur met: