Proces- en Apparaatontwerpen

Juli 1989

Tweede Fase-Opleiding

Proces- en Apparaatontwerpen

fM ' "

"

i U Delft

Juli 1989

Tweede Fase-Opleiding

Proces- en Apparaatontwerpen

Tweede Fase Opleiding Proces- en Apparaatontwerpen

Technische Universiteit Delft

Faculteit der Scheikundige Technologie

Vakgroep Chemische Technologie

Postbus 5045, 2600 GA Delft

INHOUDSOPGAVE

I

1. Inleiding

2A. De Fluïde Bed-Reactor

2B. Regenerator-Afmetingen 3. De Lege Buis-Reaktor 4. De Nabehandelingstrein 5. Veiligheid

6. Thermodynamica van het Evenwicht

7. Discussie

februari 1989 begon aan het ontwerp van een fabriek voor de hydrodechlorering van koolwaterstoffen.

In het 1 e tussenrapport werd gepoogd aan de hand van de achtergrond-informatie een keuze te maken tussen 3 reactor- configuraties. Die 3 configuraties hadden resp. een fluïde

bed, een fixed bed, en, een "lege" buis, als (hoofd) reactor.

Vanwege de onzekerheden in de grond-aannamen is toen besloten de fixed bed-configuratie niet verder te beschouwen. Er zou worden doorgegaan met de 2 resterende opties (fluïde bed en lege buis).

Daarbij zou de voor beide opties benodigde nabe-handelingstrein apart worden uitgewerkt.

In het 2 e tussenrapport werden de flow sheets van fluïde bed- en lege buis-optie behandeld. De fluïde bed-configuratie, de lege buis-configuratie, en, de nabehandelingstrein, werden ge- modelleerd m.b.v. het flowsheet-programma ASPEN PLUS.

In dit 3e tussenrapport worden de apparaat-afmetingen alsmede andere nadere details van de beide reactor-configuraties en

de nabehandelingstrein bekeken (de hoofdstukken 2A, 2B, 3, 4).

Tevens worden uitbreidingen gegeven van de ASPEN-simulaties en- modelleringen uit het vorige rapport. In hoofdstuk 5 tenslotte wordt een aanvang gemaakt met beschouwingen over de veiligheid in de beide configuraties en de nabehandelingstrein.

juli 1989,

de deelnemers aan

de tweede fase-opleiding

"Proces- en Apparaatontwerpen":

Mark Elderman Amand Keultjes Floris Luger Philip Mees Lodewijk Meijlink

Frans Muller

Pieter Oldenhove

Frank stoter

Piet Verkooijen .

2A.3 Oimensionering van reactoren . . . . • . • . . . • . . . . 2A-2 2A.4 Circulatie-systeem voor het bedmateriaal . . . 2A-9 2A.5 Procesregeling • . . . • . • . . . • . . . 2A-12 2A.6 Flowsheet-berekeningen . . . • . • . . . 2A-13

LITERATUUR . . . • . . . 2A-20

2A.l Inleiding

In het vorige tussenrapport waren de massa- en warmte-balansen van de flowsheet nagenoeg klaar. In dit rapport worden de puntjes op de i gezet en de benodigde regelingen geintegreerd.

De werking van de regelingen zijn middels in ASPEN toegepaste gevoeligheidsstudies weergegeven.

Naast het overall-beeld zijn de verschillende apparaten, zoals

de regenerator en de beide reactoren, gedimensioneerd en is een

ontwerp gemaakt voor het toe te passen circulatie-systeem van

bedmateriaal.

2A.2 De Afmetingen van de Regenerator

M.b.v. simulaties in ASPEN z1Jn de condities bepaald waaronder de regenerator moet opereren. Voor de opzet van het AS PEN- flowdiagram en de simulatie-resultaten verwijs ik naar het vorige tussenrapport en het einde van dit deelhoofdstuk.

Als uitvoeringsvorm voor de regenerator is gekozen voor een fluïde bed-reactor. Deze keuze is vooral gemaakt vanwege het gewenste contact tussen gas en vaste stof-deel tj es (i. h. b. de warmte-overdracht). Om de elutriatie te beperken is gekozen voor een bedmateriaal met een gemiddelde deel tj esdiameter van 100 J.Lm. Als bedmateriaal wordt gedacht aan "gewoon" zand.

De afmetingsberekeningen voor deze regenerator zijn met hun achtergronden weergegeven in het volgende deelhoofdstuk. Het blijkt dat de regenerator zich bij de hoge temperatuur van

1430 K gedraagt als een evenwichtsreactor. Bij het gegeven gasdebiet en een bed-diameter van zo' n kleine 4 m bedraagt de superficiële gassnelheid 0,5 mis. Bij die snelheid zullen pas deel tj es kleiner dan enkele J.Lm worden ui tgeblazen. De hoogte van het bed wordt niet bepaald door bij zondere eisen. Zij moet natuurlijk niet te gek klein worden genomen. Ik stel daarom voor "gewoon" 1 m als bed-hoogte te nemen.

2A.3 Dimensionering van reactoren

2A.3.1 Fluide bed-reactor

Voor het doorrekenen van een gefluidiseerd bed zijn vele modellen bekend en geschikt gebleken. Echter al deze modellen gaan uit van een relatief eenvoudige reactiekinetiek ( zoals eerste of tweede orde ). Vanwege de complexiteit van de kinetiek van de dehalogeneringsreactie is het niet mogelijk gebleken dit kinetiekmodel in een model voor een gefluidiseerd bed-reactor ( vanDeemter-model ) in te passen zonder het kinetiekmodel te vereenvoudigen en te schaden.

Om toch een fluide bed-reactor te kunnen dimensioneren zal er vanui t worden gegaan dat de reactie slechts in de bellen-fase plaatsvindt en dat deze bellen in een plugflow door het bed stijgen. Er wordt dus gewerkt in het "bubbling-bed"-regime.

Deze aanname is conservatief ingesteld omdat een normaal gefluidiseerd bed tevens een reactie in de "dense fase"

vertoont.

Vanuit het kinetiek-model is voor het fluide bed een verblij f- tijd van het gas van 5 seconden gesteld. In deze tijd wordt ongeveer 40 % van het gebonden chloor omgezet in HCI en na deze tijd is de reactiesnelheid laag. In het kinetiek-model is uitgegaan van de plug-flow reactor, welke in het fluide bed dus gelijk staat met de bellen-fase. Vereist wordt dus dat de bellen 5 seconden in het bed verblijven.

fysische gegevens

bedmateriaal: zand (rond) diameter d p : 0.1 mm

s.g. zand rhos : 2635-2660 kgjm3 epsmf : 0.42 [lito ]

gasstromen s.g. rhog viscositeit J1.g massadebiet

vol.debiet

in- 0.3941

2.1347.10-5 1.1544

1. 630

De gassnelheid bij minimale Reynolds-getallen (betrokken op 20, Rep < 20, gegeven door

umf =

1650.J1.g

Dit wordt na invulling

uitgaande stroom 0.7081 kgjm3

3.2446.10-5 Pas 1.1208 kgjs 2.844 m3js

fluidisatie, umf' wordt deeltjesgrootte) kleiner

[1]

umf = 0.006 mjs (Controle: Rep = 0.012 < 20)

bij dan

De stijgsnelheid van een bel met betrekking tot de emulsie- fase, ubr' is gegeven door

[2]

De snelheid van een bel door het bed wordt vervolgens

[3]

Om de belsnelheid en de benodigde bedhoogte te kunnen bepalen

is de grootte van de bellen, db' benodigd. Bellen groeien vanaf

de verdeelplaat tot een maximale beldiameter, dbmax' waarna de

bel uit een valt in kleinere bellen. In commerciele fluide bed-

installatie is de groeifase van verdeelplaat tot dbmax

verwaarloosbaar ten opzichte van de verdere aanwezige bedhoog-

te.

De criteria voor stabiele en onstabiele bellen zijn Ubr < Ut

ubr = Ut ubr > Ut

stabiele bellen

maximale stabiele bellen

onstabiele bellen; uiteen vallen van bellen

Ut is de eindige valsnelheid van een deel tj e en wordt gegeven door

4 (rhos-rhog)2.g2

Ut = ( ___ . __________________ )1/3

[4]

225 rhog.J.Lg voor 0.4 < Rep < 500

Ut = 0.98 m/s (Controle: Rep = 1.2 < 0.4)

De maximale belgrootte is te berekenen uit ubr=Ut dbmax = 0.194 m met ubrmax = Ut = 0.98 m/s

Ut stelt tevens de grens vast voor het optreden van entrainment van vaste deeltjes uit het bed, namelijk Uo < Ut. Uo is bepaald uit het volumedebiet van de uitgaande stroom. Hieruit volgt voor de beddiameter dat D > 2 m.

In tabel 2A.3 .1.1 zijn bij verschillende beddiameters uo, ub, en de benodigde hoogte H om de bellen 5 sec. in het bed te laten verblijven.

tabel 2A.3.1.1 beddimensies

D Cm] Uo Cm/sJ ub [m/s] H [m]

2.0 0.905 1.88 9.4

3.0 0.402 1. 38 6.9

4.0 0.226 1.20 6.0

5.0 0.083 1.12 5.6

Voor D=4 m en H=6 m heeft het bed redelijke afmetingen. Verdere berekeningen worden met deze afmetingen uitgevoerd.

bij deze afmetingen zijn de diverse snelheden:

Uo = 0.226 m/s

u}a = 1. 20 m/s

U f = 0.006 m/s

ubr = 0.98 m/s

Ter bepaling van bedhoogte en porositeit bij minimale fluidisa- tie gassnelheid, resp. Hmf en epsmf' is gegeven

H 1-eps mf

= - - - -

= --- 1-eps

Hmf = 4.9 m eps = 0.52

De hoeveelheid zand als bedmateriaal is M = rhos.(l-epsmf) .Hmf.~~D2

M = 94641 kg zand

[5]

[6]

De drukval over het bed is gegeven door de vergelijking P = Hmf.(l-epsmf). (rhos-rhog).g

P

0.074 MPa

[7]

Voor het ontwerp van de verdeelplaat is er door Kunii&Levens- piel [lit. 1 ] een rekenwijze gegeven die de benodigde hoeveel- heid perforaties geeft. Deze rekenwij ze levert dat 0.26 % van de verdeelplaat is geperforeerd. In tabel 2A.3.1.2. zijn voor verschillende diameters van de perforaties, d per de aantallen per cm2 , Nper ' uitgezet.

tabel 2A.3.1.2. verdeelplaatgegevens d per [cm] 0.05 0.10 0.20 Nper [cm-2 ] 1.32 0.33 0.08

Controles:

Opwarming

Tot welke bedhoogte vindt opwarming van het gas plaats?

Voor gefluidiseerde bedden geldt hp.dp

NUp = --- = 0.3. (Rep )1.3 NUp = 0.~4 ^{met Rep} = ^0.82

hp = 98.7 w/m2/K met kg = 0.105 W/m2/K

[8]

Voor de stationaire toestand geldt

In Tg-Ts

(---) = ---.L ^{hp.a [9]}

Tg,in-Ts GO·CPg

Ts = 900 K ,Tg = 899 K, Tg,in = 565 K

6 (l-epsm)

a = --- - = 0.00036 m- 1 , GO = _uO.rhog = 0.12 kg/m ² /s

d

CPg = ^{0.R00565 J/kg/K}

De hoogte van het bed waar het gas is opgewarmd van 595 K tot 900 K is

L = 0.011 m

Dit betekent dat de opwarming snel gebeurd en in vergelijking met de bedhoogte verwaarloosbaar is.

Fluidisatie

Hoe groot wordt de deeltjesdiameter indien bij de gegeven superficiele gassnelheid geen fluidisatie meer optreedt?

vergelijking [1] blijft geldig voor deeltjes kleiner dan 0.005 m met voor ug ⁼ Uo ^{= 0.226 mis.}

Indien geldt umf = Uo dan is de berekende dp uit vergelijking

[1]

d _p = ^0.0006 m

Dit betekent dat de diameter van de deeltjes tot 0.6 mm mag oplopen. Grotere deel tj es zullen niet meer fluidiseren bij een superficiele gassnelheid van Uo = ^0.226

De deeltjes waarmee wordt gewerkt zijn 0.1 mm groot. Fluidisa- tie lukt niet meer, indien de deel tj es qua diameter 6 keer en qua volume 216 keer zo groot worden

2A.3.2 De Buis-reactor

De buis-reactor wordt adiabatisch bedreven met een ingaande temperatuur van 1100 K en een uitgaande temperatuur van 1367 K.

Deze temperatuurstijging is het gevolg van een sterk exoterme

dehalogenisatie van chloorbenzeen . Omdat de roetvormers in de

fluide bed-reactor zijn omgezet, wordt aangenomen dat geen roet

in de buis-reactor wordt gevormd.

Het doel van de buis-reactor is dat alle resterende gebonden chloor wordt omgezet tot een conversie van 0.9999. uit de thermodynamica is echter gebleken dat zich bij 1367 K zich een evenwicht ingesteld dat niet verder komt dan een conversie van 0.9985. Een verlaging van de temperatuur kan dit evenwicht meer naar hogere conversies verschuiven. Middels Aspen is berekend dat bij een temperatuur van 1000 K wel een conversie van 0.9999 wordt behaald. Een oplossing lijkt dan om aan het einde van de buis middels water/stoom-inspuiting te koelen tot 1000 K.

Nadere gegevens uit het kinetiekmodel geven echte dat bij 1000 K de reactiesnelheid dusdanig laag is dat verblij ftijden van meer dan 20 s benodigd zijn om de laatste 0.14 % om te zetten.

Deze laatste tienden van procenten zijn echter nog goed voor een uitstoot van 15 ton/jaar, het 15-voudige van wat is gesteld.

Een oplossing met een nabehandeling van het gas dat uit de buis komt lijkt onvermijdelijk. Gedacht wordt dan aan een tweede buis-reactor, gepakt met actieve kool. Zoals is weergegeven in rapporten ui t Leiden heeft de kool katalytische werking op de dehalogenisatie.

De dimensionering van de buis-reactor wordt bepaald door twee aspecten:

1. het volumedebiet en de benodigde verblijf tijd van 10 sec.

2. het flow-regime en het streven naar een ideale propstroom

fysische gegevens

s.g. rhog viscositeit J1.g vol.debiet tv

in- 0.3434

4.1251.10- 5 7.9434

uitgaande stroom 0. 2788 kg/m3 4.8925.10-5 Pas 9. 7844 m3/s

Met deze gegevens zijn voor verschillende diameters, 0, de Reynolds-getallen (betrokken op de buisdiameter), Reb, de superficiele gassnelheid, u g , en de uiteindelijke benodigde lengte van de buis-reactor, L, berekend en gegeven in tabel 2A.3.2.1. Deze berekeningen zijn gebaseerd op de uitgaande stroom

tabel 2A.3.2.1. buis-reactor dimensies o [m] Reb [-] u g [mis] L [m]

1.0 70991 12.46 124.6

2.0 35496 3.11 31.1

3.0 23664 1. 38 13.8

4.0 17748 0.78 7.8

5.0 14198 0.50 5.0

Om te komen tot een goede propstroming is het zaak axiale dispersie ofwel backmixing te vermijden. De mate van axiale dispersie wordt bepaald door getal van Bodenstein.

Bo = ^Ug.L [10]

Dax

Dax is de axiale dispersie-coefficient.

Grof genomen geldt voor de variantie in de verblijf tijd a ²

at2 = --- = 2. (l/Bo)

tavg 2 [11]

Waarden voor Dax/UgD zijn experimenteel gegeven als functie van Reb [lit.2] en worden naar l/Bo omgerekend door vermenigvuldi- ging van D/L

Voor de verschillende diameters geeft dit de volgende waarden voor l/Bo en at

tabel 2A.3.2.2 axiale dispersie voor buis

D [m] Reb [-] l/Bo [-] at [-] a [sJ

1.0 70991 0.002 0.063 0.63

2.0 35496 0.019 0.195 1.95

3.0 23664 0.076 0.390 3.90

4.0 17748 0.205 0.640 6.40

5.0 14190 0.450 0.949 9.49

uit de tabel blijkt dat de verblijftijdspreiding aanzienlijk is voor alle diameters. In principe is een zo klein mogelijke diameter het gunstigs voor een goede propstroming. Echter vanwege de gestelde verblij ftijd is voor D=l m de benodigde buislengte 124.6 m. Geschikte afmetingen en redelijke verblij f- tijdspreidingen liggen in het gebied van 2<D<3 m

Voor een diameter van 2.5 m is de benodigde buislengteL: 20 m de relatieve standaarddeviatie at de absolute standaarddeviatie a

0.2

2.0 sec.

Di t betekent dat een gedeelte van het gas slechts 8 s. in de

buisreactor verblijft, hetgeen een verlaagde conversie kan

opleveren. Correctie op de vereiste verblijf tijd van 10 sec. in

de vorm van een verhoging van 2 sec. wordt bewerkstelligd door

de buis te verlengen bij dezelfde diameter tot 24 m. De a is

nagenoeg niet verandert terwijl de verblijf tijd is verhoogt tot

12 sec • • De minimaal aanwezige verblijf tijd is nu 10 sec . •

2A.4 Het Circulatie-Systeem voor het Bedmateriaal

Dit circulatie-systeem is weergegeven in figuur 2A.1 Het vertoont wel erg veel gelijkenis met een dat voor een standaard cat cracking-proces. Ik zal daarom ook alleen een aantal afwijkende en saillante punten belichten.

Op hun weg van weg van reactor naar generator passeren de beddeel tj es eerst een stoomstripper . Hier worden de zware HKW- resten verwijderd en teruggevoerd naar de reactor. De stripper vervult niet zozeer van belang daarvoor bij onze modelstoffen.

We moeten ons ontwerp echter op alle mogelijke halogeen-koolwa- terstoffen oriënteren.

De beddeeltjes worden -middels een overlooprand en een regelklep- uit de diverse vaten afgetapt. De 3 aangegeven regelkleppen zijn zo ingesteld dat er vlak boven de deeltjes zeer dicht -maar niet te dicht- op elkaar gepakt zijn. Er is zo sprake van een zg. stick slip-zone. Dit geeft enige gasdich- ting, wat verbeterd kan worden door stoom-injectie (zie [1]).

Er zal een drukverschil moeten bestaan tussen reactor en regenerator. In het oorspronkelijke cat cracking-proces had de regenerator een hogere druk dan de kraak-reactor. Het samenko- men van kraakgassen met zuurstof (verbranding) zou in de regenerator oververhitting van de cat kunnen geven. Die zelfde reactie levert echter in de kraak-reactor warmte voor de endotherme kraak-reacties.

Wat betekent het nu in ons geval dat reactor- en regenerator- gas elkaar ontmoeten? Het reactor-gas bevat waterstof en HKW's.

Het regenerator-gas bevat zuurstof. Komen zuurstof en HKW's samen dan worden dioxinen gevormd. Dit kan worden tegengegaan door de HKW's in een zo reductief mogelijk milieu te houden.

In de reactor zou een -niet te grote- zuurstof-lekkage zo wegreageren met de aanwezige zuurstof. Dit alles pleit ervoor de regenerator op een hogere druk te bedrijven dan de reactor.

Maar, laten we ons eens een volledige misoperatie indenken:

vanuit de regenerator dringen grote hoeveelheden zuurstof de

reactor binnen. De reactor, die gebouwd is voor een temperatuur

van zo'n 900 K, zal door de verbranding van waterstofgas zwaar

oververhit raken en waarschijnlijk zelfs exploderen.

Nu zetten we de reactor eens op een hogere druk dan de regenerator. Het reactor gas lekt nu bij misoperatie in grote hoeveelheden in de regenerator. De regenerator zal relatief weinig oververhit raken door de waterstof-verbranding. De regenerator is namelijk gebouwd om op 1430 K te opereren.

Bovendien heeft het bedmateriaal geen katalytische functie.

Er worden nu wel dioxinen gevormd, maar waarom zouden die zich anders gedragen dan de ander HKW' s: we zouden kunnen aannemen dat ze ook worden gedehalogeeneerd in de nageschakelde buisreactor.

Het voorstel is nu de reactor op een hogere druk te bedrijven dan de regenerator. Daar pleit nog iets anders voor: in geval van een waterstof-explosie komen er uit de regenerator minder direct HKW's vrij dan uit de reactor.

Voor het circulatie-systeem heeft het voorgestelde drukverschil de volgende consequenties:

-de beddeeltjes moeten vanuit de regenerator tegen de drukval in in de reactor binnenvallen;

-het nodige hoogte verschil tussen regenerator en reactor moet met de weergegeven stijgbuizen (2 stuks) worden overbrugd.

P. S.: De afgebrande beddeel tj es kunnen niet met de HKW-voeding

opwaarts de reactor worden ingevoerd. Hierbij zouden de hete

beddeeltjes de voeding voorwarmen. De voeding verkoolt namelijk

bij verhitting. Voorgesteld wordt de voeding boven de verdeel-

plaat in de reactor te vernevelen. Dit gebeurt weer om

verkoling van de verdeelplaat te voorkomen.

methaan ---_.

lucht 1

stoom

1

"'F~~uur 2A.~.1

C\rc.Ulatle- Sys ^teem voor

~et Bedmate.rLaal

Stoom

5)'1"\

gas

stoom

2A.5 Procesregeling

De gebruikte regelingen zijn weergegeven in de PFD-flowsheet voor de fluide bed-optie welke bij het verslag is ingesloten.

De regelingen worden per apparaat besproken.

-Regenerator

Een goede beheersing van de temperatuur in de regenerator is niet alleen essentieel voor het in de hand houden van de procesvoering van de regenerator maar ook van de procesvoering van fluide bed-reactor en buis-reactor. De

regeling behelst dat de temperatuur van het afgas wordt gemeten en door de methaantoevoer wordt geregeld. Het setpoint van de temperatuur is 1450 K. Middels een ratio-control wordt de luchttoevoer naar aanleiding van de methaan-toevoer geregeld.

Om veiligheidsredenen is gekozen voor deze configuratie. Omdat de lucht aan de hand van de methaantoevoer wordt geregeld zal het niet gebeuren dat slechts lucht in de regenerator zal gaan.

De druk in de regenerator wordt geregeld middels een klep in de gasafvoer.

Indien door een verandering van de evenwichtstoestand (bv.

verandering van koolafzetting) de regeneratortoevoer op een verlaagde/verhoogde waarde uitkomt is een mogelijkheid om de toevoer naar het oude niveau te brengen een bijstelling van de lucht/methaan-ratio of van de zandcirculatiesnelheid.

-Fluide bed-reactor

De temperatuur wordt geregeld middels een additionele water- stroom de reactor in. Het setpoint is 900 K. Zonder deze waterstroom is de reactortemperatuur in geval van evenwicht 950 K, hetgeen de mogelijkheid biedt fluctuaties naar lagere temperaturen (900 < T < 950) opgevangen kunnen worden.

De druk in de reactor wordt geregeld door een klep in de reactorgas-afvoer. In beginsel was het de bedoeling de reactor temperatuur te regelen met de zandcirculatiesnelheid. Omdat het regelen van een vaste deeltjes-stroom waarschijnlijk problemen zal geven en robuust zal zijn is niet voor deze regeling gekozen en is zandcirculatie constant gehouden.

De toevoer van synthesegas wordt via een ratio-control op de

HKW-stroom gestuurd.

-Buisreactor

De temperatuur van de ingaande stroom van de buisreactor wordt via hetzelfde principe van de fluide bed-reactor geregeld met een additionele waterstroom. Het setpoint van deze temperatuur is 1100 K. Zonder de waterstroom is de ingaande stroom op 1150 Kingesteld. De syngastoevoer wordt ook via een ratio-control op de HKW-stroom gestuurd. In plaats van deze ratio-control had eigenlijk een HCI- of H2-concentratie regeling op de syngastoe- voer de voorkeur. Echter het on line-meten van deze concentra- ties geeft praktische problemen vanwege de hoge temperaturen.

Off line-metingen kunnen worden uitgevoerd en indien nodig kan de ratio-instelling worden veranderd.

2A.6 Flowsheet-berekeningen

De flowsheet-berekeningen zlJn gedaan met nagenoeg hetzelfde AS PEN-programma als is beschreven in het tweede tussenverslag . Naast een paar verbeteringen zijn in het programma de additio- nele waterstromen voor de regeling toegevoegd. De gevoeligheden van regelparameters en de invloed van vastliggende parameters- zijn bekeken.

Het AS PEN-programma is aangepast

-in de opzet van de fluide bed-reactor waarbij de opzet van de buisreactor is overgenomen. De inerte componenten worden omgeleid en slechts beschouwd als energiedragers, terwij I de reactanten in de reactor zijn gemodelleerd.

-in de evenwichtsberekeningen van de regenerator. NOx-vorming wordt in de berekeningen meegenomen. Het blijkt echter dat de NOx-vorming verwaarloosbaar is.

-met additionele waterstromen voor de regeling van beide reactor-temperaturen. Zowel de temperatuur van de fluide bed- reactor als van de ingaande buisreactor-stroom zijn ingesteld op 50 K hoger dan is vereist. De aanwezige waterstroom zorgt voor een continue koeling tot de vereiste temperaturen van resp. 900 K en 1100 K.

Vooral door de laatste aanpassing zijn de gegevens van afzonderlijke stromen aanzienlijk veranderd en gegeven in herziene stroomtabellen.

de de

Er is gekeken naar de gevoeligheden van de regelparameters.

Zoals in de vorige paragraaf is besproken geschiedt de regeling

van de regenerator-temperatuur door de totale toevoer van

lucht/methaan met een constante verhouding. Aangezien de

temperatuur van de regenerator een direkte invloed heeft op de

condities van beide reactoren, welke min of meer vast liggen,

is kennis van het regenerator-gedrag belangrijk.

In figuur 2A.6.1.a,b en c z1Jn de luchttoevoer, de zandcircula- tie en de regenerator-temperatuur als functie van de methaan- toevoer weergegeven. Doordat de ingaande buis-temperatuur

(1100 K) en de fluide bed-reactortemperatuur (900 K) vast liggen, zijn bij variatie van één van de vier variabelen de andere drie bekend.

Er is gekozen om de regenerator-temperatuur te regelen met een setpoint van 1450 K.

De zandcirculatie ligt vast op 1.1355 kg/se

De methaan/lucht verhouding is 1: 9 ; met een totale flow van 45 mol/se

In figuur 2A.6.2 is het effect van de lucht/methaan-regeling op de regelingen van de reactor te zien. In figuur a verwacht men bij constant ratio een constante temperatuur. Echter doordat de kooltoevoer niet verandert, vindt er een meer of minder volledige verbranding plaats met als gevolg een verlaging van de CO/C02-ratio en een verhoging van de regenerator-tempera- tuur.

In figuur b en c zijn de reactortemperaturen zonder individuele watertoevoer samen met de watertoevoer om de vereiste tempera- turen van 900 K en 1100 K te bereiken, weergegeven.

Bij een toevoer kleiner dan 35 mol/s ziet men dat de temperatu- ren onder de vereiste temperatuur duiken, zodat de waterrege- ling is uitgeschakeld.

In figuur 2A.6.3 is de invloed van een verandering van koolafzetting weergegeven. In figuur a is de situatie uitgezet waarbij de regeling van de regenerator temperatuur is uitgezet Opgemerkt dient te worden dat de beide reactor temperaturen niet geheel correct z1Jn, omdat door een wij ziging in koolvor- ming tevens de conversies van beide reactoren veranderen, welke in deze plot constant zijn gehouden. uit de CO/co2-ratio blijkt dat bij geen koolafzetting de methaan voldoende is om al het zuurstof om te zetten. Figuur b geeft de lucht/methaan-regeling als functie van de koolafzetting • De knik is veroorzaakt door een bovengrens in de toevoer van 60 mol/se Ook hier geldt dat de methaantoevoer voldoende is alle zuurstof op te maken bij afwezigheid van kool.

Hetzelfde als voor de koolafzetting is gedaan voor de invloed

van de zandcirculatie in figuur 2A. 6.4 . Men ziet in figuur a

voor een niet-geregelde regenerator-temperatuur dat voor

circulatie-snelheden kleiner dan 0.8 kg/s de fluide bed-reactor

te koud is. Voor snelheden groter dan 2 kg/s wordt de buisreac-

tor te koud. uit figuur b blijkt dat ook voor het geregelde

proces de fluide bed-reactor te koud wordt bij circulatiesnel-

heden kleiner dan 0.8 kg/s. De · bovengrens van de circulatie

ligt in dit geval op 1.6 kg/s vanwege de maximale lucht/me-

thaan-toevoer van 60 mol/s

CV

@

0

bi ger"egelU proces bij geregeld proces bij geregeld proces

O--oIIlClt O--oTreg 0 - - 0 zand

45~

0 1575

!

^~

\ ^I

40

1

/

1525

\

l

^X

^...

§ ^~

\

0 I

l-

a

1475

~

35

1450

"

I

/

d

30 14CO

t

0 :2 3 04- 5 6 0 :2 3 4 5 6 0 :2 3 4 5 6

melhaiOl1 [moIIs) methaen (mol/s) methaan [moll sI

~ r-

0 ^{® @}

regenperam. \/ti totregJlow reactor pararn. \/s tot.r~l1ow WS param. vS tot.r8IJflow

meth&ln:lucht = 1 :9 me'lhlililrducht = 1:9 metha!ll'ducht

=

0--0 Trog

--CClIOClCQ

----

^{.-..-.,.. ...}

1600, ,3

,=. I!

\ I

1

1500~

y

^I _{~ ---1} //

"OO[

.Q

]

1

ë

~

^...

---j

/ ^~

1300

~

2

.000

j J

l I ^{f j,}

1200~

!

11001 10 8001 ^~

...

^goor ,J.

, 10

'is

6

4

'i2

10

0 10 20 30 40 ~o 60 70 0 10 20 30 40 ~O 60 70 0 10 20 30 40 50 60 70

totregflow [mol/s) totJsg.flow lmol/sj totregflo... [mol/si

~

]

~ _lO

~

Vi

"

I

! ~

.2

temperaturen vs kool

OI1QefeQeld

6-óTreQ O---OTreac D--OTbuis

1600r---~

o

regen. voeding V$ koOl

Treg geregeld door lucht+meth!l~

--rQ9-v.-1

60

eor---~~

50

/

40

o

zand.circ = 1.1355 kg/s lucht+CH4 = 45 molls lucht : CH4 = 9 : 1

~~~,~o~z~~»~~~~~~~~

---

zandcirc.

=

lucht: CH4 = 9 : 1

COfC02-r.110 w k.oct

-

_ ^...

(b) '--

I

I

.2

t~rnpi;r~turç:,n vs zond

onQef~ld

l>-l>Treg 0 - - 0 T, esc 0 - - 0 Tooi",

2000.---,

o

zandcirculatie [kg/el

regen.. voeding V$ zand

Treg ger.,geld dOOr lucht+mem..an - - - n.g.vO<ld.

3

6 0 . . . - - - -... - - - .

50

40 30

I

20

10

0 2 3

~cu""tie [kola]

koolafzet.= 28.6 gis lucht+CH4 = 45 mails lucht CH4 = 9 : 1

OOJCQ2-fatlO V!!I Z!!I'"d

-

---

koolafzet..= 28.6 gis Treg = 1450 K lucht : 014

=

COÇJ:2-,atto w zard

-

...,..,...

•

I

I ' - -

0

- -

Stroomtabellen

De stroomnummers zijn dezelfde als die in het flowsheet.

stroomnummer 2 3 4

ASPEN-naam SYNGAS 2 LUCHT 1 METAAN

H2 [mol/sJ 11.00 0.0 0.0

02 0.0 8.100 0.0

CO 2.432 0.0 0.0

C02 0.926 0.0 0.0

N2 0.0 32.400 0.0

H2 0 5.955 0.0 0.0

CH4 0.055 0.0 4.500

TOTAAL [mol/sJ 20.367 40.500 4.500

[kg/sJ 0.2392 1.1668 0.0140

TEMP [KJ 1200 298 298

DRUK [bar] 10 8 8

MOLGEW. [g/mol] 11. 745 28.810 16.043

stroomnummer 5

AS PEN-naam SYNGAS 1

H2 [mol/sJ 14.000

02 0.0

CO 3.095

C02 1.179

N2 0.0

H2 0 7.579

CH4 0.070

TOTAAL [mol/sJ 25.922 [kg/sJ 0.3044

TEMP [KJ 1200

DRUK [bar] 10

MOLGEW. [g/mol] 11.745

Stroomtabellen

De stroomnummers zijn dezelfde als die in het flowsheet.

stroomnummer 2 3 4

ASPEN-naam SYNGAS 2 LUCHT 1 METAAN

H2 [molis] 11.00 0.0 0.0

°2 0.0 8.100 0.0

CO 2.432 0.0 0.0

C02 0.926 0.0 0.0

N2 0.0 32.400 0.0

H20 5.955 0.0 0.0

CH4 0.055 0.0 4.500

TOTAAL [molis] 20.367 40.500 4.500

[kgis] 0.2392 1.1668 0.0140

TEMP [K] 1200 298 298

DRUK [bar] 10 8 8

MOLGEW. [gimol] 11.745 28.810 16.043

stroomnummer 5

ASPEN-naam SYNGAS 1

H2 [molis] 14.000

°2 0.0

CO 3.095

C02 1.179

N2 0.0

H20 7.579

CH4 0.070

TOTAAL [molis] 25.922 [kgis] 0.3044

TEMP [K] 1200

DRUK [bar] 10

MOLGEW. [gimol] 11.745

DE FLUIDE BED-REACTOR 2A-17

Vervolg Stroomtabellen

stroomnummer 9 10 6

ASPEN-naam VOEDING FLGAS REGGAS

H2 [mol/sJ 0.0 14.642 3.607

°2 0.0 0.0 5.0 E-11

CO 0.0 3.095 4.223

C02 0.0 1.179 2.959

N2 0.0 0.0 32.400

H20 0.0 9.966 6.059

CH4 0.0 0.106 2.4 E-7

ArCI 1.756 1.865 0.0

DCPaan 1.756 0.0 0.0

DCPeen 1.756 2.651 0.0

TCPaan 1.756 0.0 0.0

MCPeen 0.0 1.443 0.0

HCI 0.0 5.350 0.0

Benzeen 0.0 0.0 0.0

Etheen 0.0 0.0 0.0

TOTAAL [mol/sJ 7.026 40.391 49.248

[kg/sJ 0.85 1.1639 1.2725

TEMP [K] 298 900.2 1431.8

DRUK [bar] 2 1.3 1.3

MOLGEW. [g/mol] 120.987 28.816 25.840

(vloeistof)

stroomnummer la Ic

ASPEN-naam WATER1 WATER3

H20 [mol/sJ 2.905 2.388

TOTAAL [mol/sJ 2.905 2.388

[kg/sJ 0.0523 0.0430

TEMP [K] 298 298

DRUK [bar] 2 2

MOLGEW. [g/mol] 18.015 18.015

Vervolg Stroomtabellen

stroomnummer 2+6+10 11

ASPEN-naam BUISVOED BUISPROD

H2 [mol/sJ 29.249 14.790

°2 5.0 E-11 5.0 E-11

CO 9.749 9.749

C02 5.065 5.065

N2 32.400 32.400

H20 21. 980 24.885

CH4 0.161 7.936

ArCI 1.865 0.0

DCPaan 0.0 0.0

DCPeen 2.651 0.0

TCPaan 0.0 0.0

MCPeen 1.443 0.0

HCI 5.345 14.020

Benzeen 0.0 2.520

Etheen 0.0 0.390

TOTAAL [mol/sJ 110.000 111.700

[kg/sJ 2.6756 2.7280

TEMP [K] 1044.6 1369.0

DRUK [bar] 1.3 1.3

MOLGEW. [g/mol] 24.323 24.411

Vervolg Stroomtabellen

stroomnummer 7

AS PEN-naam REGVAST zand (Si0 2 ) [kg/sJ 1.1355

roet 0.0

C [mol/s] 0.0

H 0.0

TOTAAL [kg/sJ 1.1355

TEMP [K] 1431.8

DRUK [bar] 1.3

MOLGEW. Eg/mol] 60.085 DICHTHEID [gil] 2648.3 (vast)

Toelichting stof-afkortingen ArCl = monochloorbenzeen DCPaan = dichloorpropaan DCPeen = dichloorpropeen TCPaan = trichloorpropaan MCPeen = monochloorpropeen

8

KOOL en ZAND 1.1355

0.0336 2.688 1.344 1.1691 900.2 1.3

-

1382.3 (kool)

(vast)

LITERATUUR

[1] Kunii, 0., Levenspiel, 0., Fluidization engineering, Wiley & Sons Inc., 1969;

[2] Levenspiel, 0., Chemical reaction engineering,

Wiley & Sons Inc., 1972.

D

Dax db d _p dper eps epsmf tv tm 9 Go

hp

H

Hmf kg

L M fJg

N~er rhos rhog a at t avg

T

uO,ug Ut umf ubr

diameter bed of buis dispersiecoefficient beldiameter

deeltjesdiameter diameter perforatie porositeit

porositeit bij minimale fluidisatie volumedebiet

massadebiet valversnelling massaflux

warmte overdrachtscoefficient bedhoogte

bedhoogte bij minimale fluidisatie warmte geleidingscoefficient

buislengte massa bed

gas viscositeit

aantal perforaties per cm2 drukval

dichtheid vaste stof dichtheid gas

standaard deviatie

relatieve standaard deviatie gemiddelde veblijftijd

temperatuur

superficiele gassnelheid valsnelheid van deeltje

gassnelheid bij minimale fluidisatie stijgsnelheid bel

[m~ [m js]

[m]

[m]

[m]

[-] [-j

[m js]

[kgjs]

[mj s 2 ~ [kgjm

[WjKjm ] [ml'

[m]

[WjKjm]

[m]

[kg]

[Pas]

[ljcm2 ] [Pa]

[kgjm3 ] [kgjm3 ] Es]

[-]

Es]

[K]

[mjs]

[mjs]

[mjs]

[mjs]

2B.1 Specificaties . . . • . . . • . . 2B-1 2B.2 Afbrand-Kinetiek . . . • . . . • • . • • . . . • • • . 2B-2 2B. 3 Afmetingsberekeningen . . . . • • • . . • . . . • • • • • 2B-4

SYMBOLEN ••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••• 2B-6 LITERATUUR . . . • . • • • . . . • . . . 2 B-7

2B.0 Vooraf

De regenerator uit de fluïde bed-optie is (net als de reactor) een fluïde bed. Dit i.v.m. het in contact met elkaar brengen van vaste stof-deeltjes en gas. Verder moet de regenerator onderdeel worden van een cirCUlatie-systeem voor vaste staf-deeltjes.

Voor het bedmateriaal is uitgegaan van zand (:::::kwarts) met een gemiddelde deeltjes-diameter van 100

De minimum fluïdisatie- snelheid voor dit materiaal zo'n 0,04 mis. Bij snelheden van 0,5 mis is er geen entrainment van dit bedmateriaal van enige betekenis.

2B.1 Specificaties in: kool (CHO,5)

zand (kwarts) lucht

methaan uit: temperatuur

zand (kwarts) gas:

CO C02 H2 : H20

33,55 gis :1,3355 kgls 40,5 molls

4,5 maIls 1432 K

1,3355 kg/s 49,248 maIls

= ^1,4269

= ^0,5953

2B.2 Afbrand-Kinetiek

De meest eenvoudige manier om de kool van het bedmateriaal te verwijderen is afbranden. In de praktijk wordt dan vaak ook nog stoom toegevoerd (autotherme vergassing). Een andere mogelijk- heid is vergassing met (hete) stoom alleen (allotherme vergas- sing). Maar deze laatste methode vereist bij de afgesproken atmosferische druk grote gemetselde kamers (Pintsch-Hillebrand vergasser, zie [1]).

Rond de eerste helft van de jaren vijftig is er t.b.v. het

cat cracking-proces onderzoek verricht aan de afbrand van kool.

Het bedmateriaal is bij cat-cracking klei, silica-alumina of silica-magnesia.

Een vereenvoudigde benadering is een kinetiek die eeste orde is in het gewichtspercentage kool op het bedmateriaal. Deze

kan worden weergegeven door:

de

- __ = ko exp(-EA/RT) * e * P02 dt

(2B.1) .

In de literatuur [2,3,4,5] worden diverse waarden gegeven

voor ko en EA. ko Varieert tussen de 0,6*10 10 en de 1,8*1010 (100Ib/lb)*(psia*hr)-1. De activeringsenergie EA varieert tussen 26 en 41 kcal/mol (zie ook het overzichtsartikel van Sampath en Hughes [6]).

De invloed van stoom op de vergassing van coke is onderzocht (Johnson en Mayland [2]). De partiële druk van stoom geeft een evenredige verhoging van de reactiesnelheidscoëfficiënt:

(2B.2) . Bij hun proeven gebruikten Johnson en Mayland cracking-cat

met gewichtspercentages kool van zo' n 0,2 % tot 0,5 % op het bedmateriaal. Maar we hebben bij intrede in de regenerator

een percentage kool van zo' n 3 % • Het bedmateriaal wordt daarna afgebrand tot zo'n 0,1% kool (verderop verklaar ik waarom). Dart e.a. [5] hebben geëxperimenteerd met soortgelijke koolpercen- tages.

Maar wat mij veel meer van belang schijnt is dat Dart e.a. een tweede orde-kinetiek hebben opgesteld die de invloed weergeeft van de variatie in koolpercentage. Deze tweede orde-kinetiek wordt weergegeven door:

de 24100

= 0,0213*exp{16,5 (2B.3) •

dt T

Hierin is e in massa-%, P02 in atmosfeer en T in Rankine.

2B.3 Afmetingsberekeningen

Een voor de hand liggende manier om de regeneratorafmetingen te bepalen is uit het 2 fasen-model van Van Deemter (zie [7,8]).

uit de kinetiek van Dart e.a. [5] bepalen we de reactiesnel- heidscoëfficiënt k uit dit model. Daarvoor maken we de volgende aanname: de vaste deeltjes zijn ideaal gemengd. Het gewichts- percentage kool C uit vgl. (2B.3) is dan gelijk aan de eindwaar- de: 0,1 % (waarom 0,1 % leg ik aan het einde van deze bereke- ningen uit). We vinden dan na enig omrekenwerk uit vgl.

(2B.3): k~120 s-l.

Voor deze grote waarde van k kan de conversie worden berekend uit de volgende "analytische" relatie (zie [8]):

Cuit -Na

= ^{e (2B.4),}

met Cin

Na = ^(2B.5).

u

We willen een zodanige conversie dat in het regenerator-afgas nog maar 1 vol.-% 02 over is. We gaan er van uit dat de methaan bij intrede in de regenerator instantaan met de zuurstof reageert. Cin komt dan overeen met zo'n 5 vol.-%.

Dus de conversie moet Cuit/Cin = 0,2 zijn.

Bij een bepaalde superficiële gassnelheid u kunnen we de regenerator-diameter dt berekenen ui t de regenerator-gas stroom (zie

2B.1). M.b.v. de vergelijkingen (2B.4) en (2B.5) en de relatie [8]:

u 1,06 2,5

= ^{(1,8 - )}

~a dt ^Ö ,25 (3,5 - )

L ^ö ,25 (2B.6),

berekenen we nu de reactorhoogte L. De resultaten zijn vermeld

in Tabel I.

Tabel I: regeneratorafmetingen volgens het Van Deemter-model (zie [7,8,9]) u (mjs) dt (m) L (m) m (t)

0,6 3,53 2,50 22

0,5 3,86 2,55 29

0,4 4,32 2,63 42

0,3 4,99 2,72 64

0,2 6,11 2,85 115

0,1 8,64 3,05 286

m (t) [3]

9 13 20 36 81 323

pansing [3] heeft op basis van dimensie-analyse een (ander) model opgesteld voor afbrand in een fluïde bed-regenerator.

Hij verwaarloost eveneens de axiale dispersie. Met dit model kan het gewicht aan bedmateriaal worden berekend. Dit gewicht kan eveneens worden berekend met de ontwerpmethode van Van Swaaij en Zuiderweg [8]. Deze resultaten staan ook in Tabel I vermeld.

pansing voerde proeven uit bij snelheden onder de

0,2 mjs en deeltjes

Dit verklaart de overeenkomst onderin de tabel.

De afbrandreactie verloopt zeer snel. In het 2 fasen-model van Van Deemter [7,8] wordt uitgegaan van reactie in de emulsie- fase. Bij snel verlopende reacties kan echter de reactie op het scheivlak tussen bellen- en emulsie-fase van belang worden. Een maat voor het belang van deze film-reactie t.o. v. die in de emulsie-fase is het Hatta-getal (zie [9]):

Ha= (2B.7).

Nemen we voor Deff de waarde De~f = 20*10- 6 m2js aan en vullen we voor

de waarde voor zand 1n (k ç = 0,008 mjs), dan vinden we

Voor de conversie geldt nu (z1e [9]):

Cuit

= ^{e (2B.8),}

met

Ha voor Ha>2. Aan de eis van een conversie CuitlCin = 0,2

wordt nu makkelijk voldaan al bij geringe bedhoogte.

Voor L= 1 m bij dt = 4 m geldt volgens vgl. (2B.6): Na= kGaL/u=

0,95. De conversie bedraagt dan volgens vgl. (2B.8): CuitiCin = 3*10-3 , wat overeenkomt met 0,015 vol.-% zuurstof in het regenerator-afgas. De (fluïde bed-) regenerator gedraagt zich bij 1430 K als een evenwichtsreactor. Men moet daarbij ook niet vergeten dat de gunstige invloed van stoom, kooldioxide en waterstof op de vergassing niet mee in beschouwing is genomen.

Tenslotte: waarom neem ik C= 0,1 %?

Bij C= 0, 1 % is k (evenredig met C2 ) nog zo groot dat de hiervoor vermelde relaties gelden. Neem ik C nog kleiner, bijvoorbeeld C= 0,01 % dan wordt Ha<2. Met de theorie van Werther [10], waarbij de axiale dispersie wordt verwaarloosd,

is dan te berekenen dat

zodat vgl. (2B.8) overgaat in vgl.

(2B.4). Maar zelfs vgl. (2B.4) zou dan nog te kleine reactor-

maten geven (nI. die uit Tabel I) , daar bij de betreffende

kleine waarde van k de axiale dispersie een rol gaat spelen.

SYMBOLEN a

C -dC dt

Cin Cuit dt E EA Ha k ko k1 k2 k<;

L

m

Na P02 Pst R T u

grensoppervlak per m3 bedvolume

gewichtsfractie kool op bedmateriaal afname kool in de tijd

ingaande zuurstofconcentratie uitgaande zuurstofconcentratie diameter fluïde bed

enhancement-factor activeringsenergie Hatta-getal

1 e orde reactiesnelheidscoëfficiënt reactiesnelheidsconstante

id., alleen verbranding

id., alleen vergassing met stoom stofoverdrachtsconstante, gas ge fluïdiseerde bedhoogte

massa bedmateriaal fluïde bed aantal stofoverdrachtseenheden zuurstof-partiaalspanning

stoom-partiaalspanning

gasconstante= 8,3144 J/mol*K absolute temperatuur

superficiële gassnelheid

kmol/m3 kmol/m3 m

kcal/mol s-l

(%*psia*hr)-l (%*psia*hr)-l (%*psia2 *hr)-1

mis m t

atm of psia . psia

R

mis

LITERATUUR

[1] Schilling, H.-D., Bonn, B., en Krauss, U., Kohlen- vergasung, red. W. Peters, Glückauf, Essen, 1976.

(Eng. ed.: Coal Gasification, Graham & Trotman, London, 1979);

[2] Johnson, M.F.L., en Mayland, H.C., Carbon Burning Rates of Cracking Catalyst in the Fluidized State, Ind. Eng. Chem., Vol. 47, NO.1, jan. '55, p.127-132;

[3] Pansing, W.F., Regeneration of Fluidized Cracking Cata- lysts, AIChE J., Vol. 2, No.1, maart '56, p.71-74;

[4] Metcalfe, T.B., Residence Time Distribution of a Complex Reactor, Chem. Eng. Progr., Vol. 60, No.2, febr. '64, p.71-74;

[5] Dart, J.C., Savage, R.T., en Kirkbride, C.G., Regeneration Characteristics of Clay Cracking Catalyst, Chem. Eng. Pr., Vol. 45, No.2, febr. '49, p.102-110;

[6] Sampath, B.S., en Hughes, R., Regeneration of Coked Catalysts-2, Chem. Proc., mei '74, p.13-17;

[7] van Deemter, J.J., Mixing and contacting in Gas-solids Fluidized Beds, Chem. Eng. Sci., Vol. 13, NO.3, febr. '61, p.143-154 ;

[8] van Swaaij, W.P.M., en Zuiderweg, F.J., The Design of Gas- Solids Fluidized Beds - Prediction of Chemical Conversion, in: Angelino, H., e.a., "Proc. of the Int. Symp.:

Fluidization and its Applications", s. 5.2, p.454-467, Cepadues-éditions, Toulouse, 1973;

[9] Westerterp, K.R., van Swaaij, W.P.M., en Beenackers, A.A.C.M., Chemical Reactor Design and Operation, John Wiley & Sans, 1984;

[10] Werther, J., Mathematische Modellierung von Wirbel-

schichtreaktoren, Chem.-Ing.-Techn., Vol. 50, NO.11,

nov. '78, p.850-860;

3.2 Gevoeligheidsonderzoek vergasser . . . • . . . • . . . • • . . . 3-2 3.3 Dimensionering van de vergasser en de reaktor . . . • . . . 3-5 3.3.1 Keuze van de druk . . . • . . . • 3-5 3.3.2 Afmetingen van de vergasser . . . • . . . 3-7 3.3.3 Afmetingen van de reaktor . . . • . . . 3-7 3.4 De roetverwijdering . . . 3-8 3.4.1 Inleiding . . . 3-8 3.4.2 Enige aspecten van agglomeratie . . . • • . . . • . . . . • 3-8 3.4.3 Behandeling quenchstroom . . . • . . . • . . . • . . . 3-10 3.4.4 Dimensionering apparatuur . . . 3-10 LITERA T'UU'R. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • 3 - 21

3.1 Simulatie resultaten

Ten opzichte van het tweede tussenrapport zijn een aantal veranderingen opgetreden:

1 - De in eerste instantie geplande benzeen recycle gaat niet door, waardoor de vergasservoeding geen benzeen meer bevat.

2 - Om een omzetting van 99.99% te halen moet na de adiaba- tische reaktiefase met water gekoeld worden tot 1100 K. De zo verkregen stroom wordt aangeduid met de naam KOELPROD.

De samenstellingen van de in- en uitgaande stromen van de

vergasser en de reaktor z1Jn gegeven in tabel 3.1. Olie,

zuurstof en roet gaan de vergasser in bij 509 K, stoom bij 507

K.

Tabel 3.1 Samenstelling van de in- stromen van de vergasser

GASIN

Massa fl. (kgis) 1. 5175 Mol fl. (molis) 34.713 Componenten:

(molis)

C02 0.0

CO 0.0

H2 0.0

CH4 0.0

N2 1.0863

H2S 0.0

H20 7.3843

02 20.640

Olie 2.1721

Benzeen 0.0

TCPaan * ^0.0

DCPaan * ^0.0

DCPeen * ^0.0

Cl-Benzeen 0.0

Ethaan 0.0

Etheen 0.0

HCI 0.0

Roet 3.4300

Temp (K) 515.55

Druk (Bar) 30.000 TCPaan = 1,2,3-TrichloorPropaan DCPaan = 1,2-DiChloorPropaan DCPeen = 1,1-DiChloorPropeen

GASUIT

1. 5175 94.239

0.3130 47.131 42.013 0.2569 1.1797 0.7168 0.9589 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 1. 6700 1673.0 30.000

3.2 Gevoeligheidsonderzoek vergasser

en en

uitgaande de reaktor

BYPASS KOE LPROD +RFEED

2.5148 2.8277 109.44 132.3

0.3130 0.3130 47.131 47.131 42.013 27.679 0.2569 8.6426 1.1797 1.1797 0.7168 0.7168 9.1350 26.506

0.0 0.0

0.0 0.0

0.0 2.7000 1.7564 0.0 1.7564 0.0 1. 7564 0.0 1. 7564 0.0

0.0 0.0

0.0 0.0

0.0 14.051 1. 6700 3.4300 1100.0 1100.4 30.000 30.000

De te regelen variabelen van de vergasser zijn de waterstof produktie en de temperatuur in de vergasser. Er

drie regelbare variabelen beschikbaar: de olie toevoer, de zuurstof toevoer en de water toevoer. Om te bepalen welke stromen het best gebruikt kunnen worden voor de regeling van waterstof produktie en temperatuur is een gevoeligheidsstudie uitgevoerd.

Hierbij zijn, uitgaande van de optimale procescondities, de drie

voedingsstromen stapsgewijs gevarieerd. De resultaten zijn

weergegeven in de figuren 3.1-3.6.

Bespreking van figuren 3.1-3.3:

uit de figuren blijkt dat de variatie van de waterstof produktie met de ingangsstromen niet veel afhangt van de druk. Dit levert dus geen beperking op van de toe te passen druk op. Voorts is de waterstof produktie het meest afhankelijk van de olie voeding.

Dit kon ook verwacht worden omdat de olie immers de stroom is die de waterstof atomen aanvoert. Hiermee ligt het ook voor de hand de waterstof produktie te regelen met de olie voeding. We komen hier later op terug.

Bespreking van figuren 3.4-3.6:

uit de figuren blijkt nog duidelijker dat de druk weinig invloed heeft op de gevoeligheid. De water voeding heeft nauwelijks invloed op de temperatuur, terwijl de olie en de zuurstof voeding beide een sterke invloed hebben.

Om te bepalen welke stromen het best gebruikt kunnen worden voor de regeling van de waterstof produktie en de temperatuur is een interactie matrix (relative gain array) berekend. Omdat verwacht werd dat de waterstof produktie het best met de olie voeding geregeld kan worden en de temperatuur het best met de zuurstof voeding is alleen de interactie matrix voor deze twee regelbare variabelen bepaald. Voor de berekening van de interactie parameters moet bekend zijn hoe de te regelen variabelen veranderen bij een kleine verandering van een van de regelbare variabelen, zowel bij gelijk blijven van de andere te regelen variabele, als bij gelijk blijven van de andere regelbare variabele. Voor de bepaling van de afgeleiden zijn stapjes in de voeding genomen van 0,001 kg/s. De berekeningen zijn uitgevoerd voor een druk van 30 bar.

Resultaten van de berekening:

6 temp 6 H2prod

= 3,2 = 0,001

6 02 olie 6 02 olie

6 temp 6 H2prod

= -2,7 = ^0,046

6 olie 02 6 olie 02

6 temp 6 H2prod

= 3,2 = ^0,059

6 02 H2prod 6 02 temp

6 temp 6 H2prod

= -11,2 = 0,053

6 olie H2prod 6 olie temp

Ó

temp

H2prod

Ó

02 olie

02 olie

all = = ^{1 al2} = = ^0,02

Ó

temp

H2prod

Ó

02 H2prod

02 temp

Ó

temp

H2prod

Ó

olie 02

olie 02

a21 = = ^{0,24 a22} = = ^0,87

Ó

temp

H2prod

Ó

olie H2prod

olie temp

De interactie matrix wordt hiermee:

temp H2prod

[a ¹¹ a 12] ⁰² [1, 00 0, 02]

A = =

a21 a22 olie 0,24 0,87

De theorie leert dat de som van de rijen en de kolommen van de

interactie matrix steeds I zou moeten zijn. Wegens de toegepaste

linearisering komt dit niet exact uit. De a's zijn een maat voor

de koppeling tussen de bijbehorende regelbare variabele en te

regelen variabele. Een a van I betekent dat de bijbehorende

regeling niet beïnvloed wordt door variaties in de andere

regelbare variabele. Die regelingen waarbij de bijbehorende a's

het dichtst bij I liggen verdienen de voorkeur. uit de interac-

tie matrix blijkt duidelijk dat, zoals verwacht, de temperatuur

het best met de zuurstof voeding geregeld kan worden, en de

waterstof produktie het best met de olie.

3.3 Dimensionering van de vergasser en de reaktor

3.3.1 Keuze van de druk

De roetproduktie in de vergasser, aangenomen dat de uitgaande stroom in evenwicht is, is gegeven in tabel 2.

Tabel 3.2 Roetproduktie als functie van de druk Druk

(bar) 5 10 20 30 40 50

Roetproduktie (gjs) 18,2 14,3 11,5 5,4 4,8 0,0

Hieruit blijkt duidelijk dat een hoge druk gunstig is als het gaat om het voorkomen van roet.

Voor de investeringskosten is vooral het benodigde materiaal- volume voor de reaktor bepalend. De invloed van de druk op het benodigde volume wordt onderzocht.

Het inwendig reaktor volume Vr is gelijk aan 1j4.1I".D2 .L. Ook geldt:

Vr = tm. tjrho

In ons geval is tm nauwelijks afhankelijk van de druk en ook t is constant, waaruit volgt, met Pjrho=constant

cl Vr =

P

Voor het materiaal volume Vm geldt:

Vm = 1I".D.d.L = c2.D2.L c3.djD Voor de toelaatbare spanning

geldt:

G.d = P.Dj2

Omdat de toelaatbare spanning niet van de druk afhangt geldt

djD = c4.P

Voor het materiaal volume volgt van:

cl.c2.4

Vm = c3.c4.P = ^constant

P.7r

Het benodigde wandmateriaal is dus onafhankelijk van de toegepaste druk.

Omdat bij een hogere druk strengere eisen aan de construktie en de veiligheidsmaatregelen gesteld worden, zullen de kosten toch iets stijgen met de druk. De stijging is echter gering (van den Berg e.a., 1966). Gekozen is voor een druk van 30 bar. Dit is een gebruikelijke druk voor een vergasser.

d = wand dikte (m)

0 = reaktor diameter (m)

L = reaktor lengte (m) rho = dichtheid (kgjm3) t = verblijf tijd (s)

Vm = materiaal volume (m3 ) Vr = reaktor volume (m3)

tm = massastroom (kgjs)

Voor een vergasser van kool en as wordt in de literatuur een verblij ftijd van 3-5 s gegeven (US Patent 4.328.006). Hier is uitgegaan van dezelfde verblij ftijd. De volume stroom neemt in de vergasser enorm toe omdat er drie maal zo veel molen uit de reaktor komen als er ingaan en omdat de temperatuur stijgt van 515 K tot 1673 K. Samen veroorzaakt dit een volumestijging van een faktor 10. De temperatuur zal in het begin van de reaktor al hoog zijn als gevolg van de verbranding van de olie. Voor de dimensionering wordt daarom uitgegaan van de maximale volume- stroom. Deze bedraagt 0.43 m3/s. Met een verblijf tijd van 4 s is het benodigde reaktor volume dus 1.72 m3. Als door een storing de waterstof produktie uitvalt moet er nog voldoende waterstof aanwezig zijn om in de tijd die nodig is om de HKW voeding stop te zetten, de nog toegevoerde HKW

om te zetten. Voor de veiligheid is het dus gunstig om een grote vergasser te hebben.

Bij een lengte/diameter verhouding van 3,5 wordt de vergasser 3 meter lang met een diameter van 85 cm. Het Reynolds getal is ruim groot genoeg voor turbulente (prop-) stroming.

3.3.3 Afmetingen van de reaktor

De verblijf tijd in de reaktor is sterk afhankelijk van de druk.

In figuur 3.7 is dit weergegeven. In deze figuur zijn twee tijden aangegeven. De tijd voor d e e l l i s de tijd benodigd om een omzetting van 99.94% te halen. Veel meer is niet te halen in een adiabatische reaktor omdat bij hoge temperatuur het evenwicht ongunstig ligt. Om het omzettingsevenwicht tot 99.99%

te laten stijgen moet worden gekoeld tot 1100 K door water in te spuiten. De hierna benodigde tijd is aangegeven als deel 2. De benodigde verblijf tijd blijkt sterk te dalen met toenemende druk.

Dit betekent dat het reaktor volume, behalve door de kleinere volume stroom ook door de kleinere verblijf tijd, sterk vermindert bij hoge druk.

Bij 30 bar is een totale verblij ftijd van 3,4 s nOdig. De

ingaande volumestroom bedraagt 0,3284 m3/s. Na de eerste

reaktiefase is dit 0.4096 m3/s en na koelen met water 0.3931

m3/s. Voor een verblijf tijd van 4,3 s is dus een volume van 1,7

m3 nodig, even groot als de vergasser. Als afmetingen kan weer 3

meter lengte met een diameter van 85 cm worden genomen.