Katalytische procesroute van butadiëen naar ethylbenzeen

~ .

.

.

.J}~i·

T

U

Delft

Technische Universiteit Delft

FVO Nr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

Katalytische procesroute

van butadiëen

Auteurs

A.C. Dirks

~- :0.

A.C. Koningen

P.C. Roozen

A.F. de Ruijter

Datum opdracht

Datum verslag

naar ethylbenzeen

Telefoon

015-146492

~-+., '/~

01880-13638

015-611541

015-570053 ~i f

18 februari 1994

30 mei 1994

Samenvatting.

In het kader van het studieonderdeel Fabrieksvoorontwerp van de studie Scheikundige Technologie aan de TU Delft is gekeken naar een ontwerp van een fabriek voor de produktie van ethylbenzeen uit butadiëen. De ontworpen fabriek heeft een capaciteit van 100 kton butadiëen per jaar.

Het proces wordt uitgevoerd in twee stappen. De eerste reactiestap is een dimerisatie van butadiëen naar vinylcyclohexeen in een continue geroerde tankreactor. Deze reactie wordt gekatalyseerd door ijzernitrosylchloride-op-zink. Bij een temperatuur van 80

oe

en een druk van 3.3 bar heeft deze reactie een conversie van 95 %, met een selectiviteit van 100 %. De tweede reactiestap is de dehydrogenatie van het vinylcyclohexeen tot ethylbenzeen in een adiabatische gepakt bed. De reactie wordt gekatalyseerd door palladium op een magnesiumoxide-drager. Bij deze reactie ontstaat ethylcyclohexaan als bij produkt. De selectiviteit naar ethylbenzeen is 93 %, bij een conversie van 100 %. De fabriek wordt naast een kraakinstallatie geplaatst waarvan butadiëen betrokken wordt.

Er is geprobeerd een proces te ontwerpen met recycle van ethylcycohexaan. Het is gebleken dat een dergelijk proces technisch en economisch haalbaar is. Het proces is rendabel uit te voeren bij een butadiëen inkoopprijs van maximaal 368 $/ton, waarbij de verkoopprijs van het ethylbenzeen de geldende marktprijs is. De produktstroom mocht een maximale vervuiling van 100 ppm bevatten.

Inhoud.

Samenvatting. Inhoud. 1 Inleiding. 2 De uitgangspunten. 2.1 Randvoorwaarden en specificaties. 3 Reacties. 3.1 Stap 1. 3.1.1 Bijprodukten stap 1. 3.2 Stap 2. 3.2.1 Bijprodukten stap 2.

3.2.2 Kinetiek van reactie 2 en 3. 4 Procesroute.

4.1 Katalysatoren.

4.2 Hulpstoffen, stoom en koelwater. 5 De apparatuur.

5.1 De reactoren. 5. 1. 1 Reactor RL 5.1.2 Reactor R18. 5.2 Vaste stof verwijderen. 5.3 Warmtewisselaars.

5.3.1 Koeling van reactor Rl. 5.3.2 Reboilers.

5.3.3 Condensoren .

5.4 Apparatuur voor drukverandering. 6 Berekeningen.

6.1 Berekening van de reactoren.

6.1.1 Het ontwerp van de dimerisatie-reactor. 6.1.2 De koeling van de dimerisatie-reactor. 6.1.3 Het ontwerp van de hydrogenatiereactor. 6.2 Vaste stof behandeling.

6.2.1 De kleinste deeltjesgrootte.

6.3 Koel- en verwarm apparatuur. 6.4 De kolommen. 6.4.1 Kolom T4. 6.4.2 Kolom TW. 6.4.3 Kolom T23. 6.4.4 Vloeistof-gas scheider. 7 Massa- en wanntebalans. 8 Apparatenoverzicht. 9 Procesregeling. 10 Veiligheidsaspecten en vestigingsplaats. 10.1 Vestigingsplaats. 10.2 Veiligheidsaspecten . Blz 1.

2.

FVO 3082 4.

1<

~

J

R

\A-5.

'])

j

5.

6. ) 6.

T)(

IJ I )) "

6'

i

7. ROl

XI:..(

7.'

8.

;

9. 9.

ILo

,'D \'

10. 11. 11. -

I:

0 / \ ) "

+

cl,~.

11. --

1< ()

I

f>

v.. t c;{t-",L 11.

eve

""~J..:

12. 2 vt 1 . 12. 12.

13.

13. 14. 14. 14. 14. 15. 15. 15. 16. 17. 17. 17. 18. 18. 19.

'KIi

J 'J(", -r_'\.-I~ 20.

Jlol

Di

21.

1'20,

~~

22'1

22.

J

to (()); 22.

11 Economie. 11.1 Investeringskosten. 11.1.1 Guthrie investeringen. 11.1.2 Taylor investeringen. 11.1.3 Lang investeringen. 11.2 Economische criteria. 11.2.1 Return On Investment. 11.2.2 Internal Rate of Return. 11.2.3 Pay-Out Time.

11.3 Evaluatie van de kostenberekeningen 12 Conclusies, suggesties en aanbevelingen. 13 Symbolenlijst.

14 Literatuurlijst. 15 Met dank aan.

Bijlagen:

1 Processchema.

2 Massa- en energiebalansen stroomschema. 3 Stroomtabellen. 4 Apparaatlijsten. 5 Specificatiesheets. 6 Materiaalkosten en inkomsten. 7 Kostenberekening. 8 Fysische constanten. 9 HAZOP analyse. 24·

t

24. 24. 1::'u

I»

i 24·1 1l \) I Q "\ 24.",

25.

}

25.

R

v I ~\.A 26. 27. 27.

n

28. ~~ 29. 30. 35.

~---~----====~==~~~==============--~~---

-4 FVO 3082

1 Inleiding.

Butadiëen ontstaat o.a. als bijprodukt bij het kraken van mengsels van hogere koolwater-stoffen (zoals nafta). Het is een kleurloos gas dat bij kamertemperatuur een dauwpunt heeft van 2.5 bar. Doordat er in kraakinstallaties steeds meer overgegaan wordt op zwaardere voedingsstromen neemt de produktie van butadiëen toe. De vraag stijgt echter minder snel. Hierdoor daalt de prijs van butadiëen ( zie figuur 1).

600 west Europeon butadlene Spot Prlce

soa

n

/

\,

400 !:i / \

I

\

/\

-~ 300

/

~

_\

_~/

200 \/ ~ loo ~~~~~~--~~~~ 1966 1969 1990 1991 1992 )aar Figuur 1.

Bij deze lagere prijs wordt het economisch haalbaar het butadiëen te gebruiken voor de produktie van ethylbenzeen (i.p.v. de gebruikelijke route uit etheen en benzeen). Bij een butadiëen-prijs onder de 200 $/ton is het ethylbenzeen-proces zeker op een

rendabele manier uit te voeren.

De jaarlijkse produktie van butadiëen bedraagt ongeveer 6 miljoen ton en neemt nog steeds toe (zie figuur 2).

Buladlene Supply vs. Demond

10. - - - -- - - , 9~---_; 6~---~---4 ~ 7~---·~----~

1

6

~

/;-~

5 ~ 4~~-+----~----~--~

De vraag zal dat niveau niet kunnen

bijbenen, er zal een overschot ontstaan. Er zijn verschillende manieren voorgesteld om het overschot aan butadiëen te verwerken:

- Co-cracking. - Hydrogenering.

- Produktie van andere chemicaliën,

1960 1965 1990 1995 waaronder ethylbenzeen.

L-__ ~I~~~~~~~~~~~~~~_~

__

r __________ l-~

Figuur 2.

Ethylbenzeen, een kleurloze vloeistof, kan uit butadiëen worden geproduceerd door een Diels-Alderreactie gevolgd door dehydrogenatie. De traditionele produktiemethode voor ethylbenzeen is uit etheen en benzeen. Fabrieken voor de produktie van ethylbenzeen uit etheen en benzeen hebben meestal een capaciteit van 400 kton per jaar of groter. De grootste toepassing van ethylbenzeen is de produktie van styreen. Styreen is een

monomeer dat in de polymeer-industrie wordt omgezet in polystyreen. Ethylbenzeen is giftig en wordt er van verdacht kankerverwekkende eigenschappen te hebben. Vanwege de slechte geleidende eigenschappen kan er bij stroming statische elektriciteit ontstaan. Deze statische elektriciteit kan de oorzaak zijn van explosies. Een goede aarding van de installatie is daarom van belang.

2 De uitgangspunten.

2.1 Randvoorwaarden en specificaties.

De opdracht was een fabriek te ontwerpen voor de produktie van ethylbenzeen uit butadiëen met als tussenprodukt vinylcyclohexeen.

Er wordt vereist dat het gaat om een tweestaps katalytisch proces:

- Dimerisatiereactie (Diels-Alder) van butadiëen naar vinylcyclohexeen (VCR). - Dehydrogenatie van VCR naar ethylbenzeen.

De fabriek moet de butadiëen stroom van twee thermische krakers gaan verwerken, hiervoor heeft de fabriek een capaciteit nodig van 100 kton butadiëen per jaar.

De produktspecificaties voor het ethylbenzeen moeten volgens de markteisen zijn; dat wil zeggen maximaal 100 ppm aan verontreinigingen.

Er is al een dergelijk proces ontworpen (door DSM) waar de dehydrogenatie plaats vindt in een isotherme reactor met een inert verdunningsmiddel. In dit FVO zal worden

geprobeerd een proces te ontwerpen met in de dehydrogenatie stap een recycle van ethylcyclohexaan (ETCYCRX), zodat het gebruik van moeilijk te scheiden inerte stoffen (bv stikstof) overbodig zal zijn.

2.}

l,/pt.

pvuces,

(blN/,(.,l/

(o~

·\---..e)

/

bed~Jf\~~(/

('~po.('\·f ~;~

Q.

.1.

V

0

~J.

'1 l A

cp

( 0

ketd--t

es

\ p/T.J

t

c<J.) e )

~

( 0

\--1')

0 <, "

h

-

t- J

~

v

1

7.z...

1.3.

A~vl)e'r

v~lV1~VV-\pvocL\A.k~c.--.

-ef

~

'1

1

h

~

'" (

e

~

-

(p

I

~

f

C0

~

) L 0

~

p

0 J.

J

t- \') \r

1

L ' €

-- t--b

_

~E'CÄV\

f,>

6 FVO 3082

3 Reacties.

3.1 Stap 1.

In structuurformules ziet de Diels-Alderreactie er zo uit:

Rl

Hierbij komt per gevormd mol VCH

145

kJ warmte vrij. Theoretisch zijn ook

trimerisaties en tetramerisaties van butadiëen mogelijk (Octrooi [5]). Voor deze reacties zijn hogere temperaturen nodig dan voor de dimerisatie reactie.

3.1.1 Bijprodukten stap 1.

Bij de Diels-Alderreactie van butadiëen kunnen onder bepaalde omstandigheden bijprodukten ontstaan. Hoewel de gebruikte katalysator een hoge selectiviteit heeft, kunnen bij minder gunstige reactieomstandigheden o.a. de volgende bijprodukten ontstaan:

- Cyclooctatriëen. - Cyclooctadiëen 1,5.

- 5-Methylheptatriëen 1,3,6. - Cyclododecatriëen.

Over het ontstaan van bijprodukten bij het gebruik van ijzernitrosylchloride op zink als katalysator zijn geen gegevens gevonden. De gegeven bijprodukten worden gevormd bij een hoge temperatuur of bij gebruik van andere katalysatoren. 5-Methylheptatriëen 1,3,6 is gevonden als bij produkt bij het toepassen van andere ijzerverbindingen als katalysator. De belangrijkste vraag is wat voor effect de eventuele bijprodukten hebben op de rest van het proces. Bij lage concentraties bijprodukten wordt de centrifuge niet nadelig beïnvloed (geen grote verandering van het dichtheidsverschil). Polymerisatie in de destillatiestappen zal niet optreden. De bijprodukten hebben een lagere vluchtigheid dan alle andere

processtromen, waardoor ze uiteindelijk in de ethylbenzeen produktstroom terechtkomen. Om de kwaliteit van het produkt te waarborgen dient de vorming van deze bijprodukten te worden voorkomen.

3.2 Stap 2.

In de tweede reactor reageert het VCH tot ethylbenzeen en waterstof. In structuurformules

ziet de 2e reactie er als volgt uit:

+

R2

Hierbij komt per mol gevormd ethylbenzeen 39 kj warmte vrij. Er kan een vervolgreactie plaatsvinden tussen ethylbenzeen en waterstof, onder vorming van ETCYCHX. In

structuurformule ziet deze reactie er zo uit:

R3

Hierbij komt per mol gevormd ETCYCHX 223 kj warmte vrij.

3.2.1 Bijprodukten stap 2.

In de dehydrogenatiereactor ontstaat één bijprodukt; ETCYCHX. Deze stof wordt gebruikt om de dehydrogenatiereactor te koelen en om het reactie-evenwicht in gunstige zin te beïnvloeden.

8 3.2.2 Kinetiek van reactie 2 en 3.

Kinetiek van de reacties 2 en 3 wordt gegeven volgens de volgende evenwichtsvergelijkingen, op basis van vormingsenthalpiën.

Waarin: VCH .,. ETBZ + H 2 ETBZ + 3H 2 t, ETCYCHX K 2 = 2.59 * 10 -20 _{*e 50600/RT} R de gasconstante in cal/(g*mol) T de temperatuur in K.

De evenwichtsconstanten leverden, na simulatie, niet dezelfde selectiviteiten als in de volgende tabel.

Tabel 1. Temperatuur tegen conversie en selectiviteit.

Temperatuur (OC) Conversie ETBZ selectiviteit ETCYCHX

selectiviteit

250 100 % 91 % 9 %

300 100 % 97

%

3

%

325 100 % 98 % 2 %

Om dit te corrigeren werden de constanten van reactie 3, na omschrijving naar:

B

Ln(K )

=

A +

-el- T

FVO 3082

, aangepast totdat ze overeen kwamen met de waarden in de tabel. Dit leverde een A en een B op van respectievelijk -14.9919 (-) en 9584.3 (11K).

~ 3.

6

8.3_

2~.8

~

4 Procesroute.

Het proces is een vervolgproces op een bestaande continu opererende fabriek. Daarbij komt dat de dehydrogenatie-reactor niet geschikt is voor batchgewijze produktie als gevolg van de benodigde opstarttijd, een gevolg van de gekozen katalysator. De fabriek zal daarom als continu systeem ontworpen moeten worden.

4.1 Katalysatoren.

De Diels-Alderreactie kan zowel ongekatalyseerd als gekatalyseerd worden uitgevoerd. Als katalysator komen verschillende metaalcomplexen in aanmerking. Voorbeelden van katalysatoren zijn metaalgesubstitueerde zeolieten, magnesiumoxide en zirconiumoxide. Reactie met bovenstaande katalysatoren verloopt echter alleen bij verhoogde temperatuur (±600 °C). Verreweg de beste resultaten worden gevonden met ijzernitrosylchloride-op-zink (verhouding 1 op 10) als katalysator. Bij een lage temperatuur (80°C) en lage druk wordt een conversie bereikt die groter is dan 95 % met een selectiviteit van 100 %. Daarom is voor deze katalysator gekozen. Een nadeel is wel de korte levensduur van de katalysator waardoor er constante vernieuwing van de katalysator nodig is.

De dragerdeeltjes zijn zinkdeeltjes van gemiddeld 20 Jlm in diameter. De deeltjes zijn echter niet alle even groot. Voor de simulaties is een normale verdeling genomen voor de deeltjesgrootte. De verdeling met een verwachting van

20

Jlm is geconstrueerd volgens Hausner (lit [27]).

Als katalysator voor de dehydrogenatie-reactie wordt palladium (2 gew. %) op

magnesiumoxide gebruikt. Het voordeel van deze katalysator is een hoge omzetting in combinatie met een hoge selectiviteit. Tevens is de lange levensduur bij normale

procesvoering een voordeel, welke alleen bereikt kan worden door het proces langzaam op te starten (Octrooi [3]). Er moet wel gelet worden op de maximaal toelaatbare temperatuur in de reactor. De palladium katalysator deactiveert namelijk snel bij een temperatuur hoger dan 350°C. De eerste stap, de Diels-Alderreactie, geeft een

produktstroom van VCH, butadiëen, katalysator en tetrahydrofuran (THF). Het THF is nodig bij de katalysatorbereiding. Het reageert niet met de andere stoffen. Het VCH moet worden gescheiden van de andere componenten om het verder te kunnen omzetten in ethylbenzeen. Eerst wordt de katalysator verwijderd door een centrifuge. Vervolgens kan het THF en het butadiëen worden verwijderd door destillatie. In een tweede toren worden het THF en het butadiëen van elkaar gescheiden, zodat ze kunnen worden hergebruikt in de voedingsstroom en in de katalysatorbereiding. Het verkregen YCH reageert in de tweede reactor tot ethylbenzeen en een beetje ETCYCHX, onder vorming van waterstof. Het waterstof kan worden verwijderd in een vloeistof-gas scheider. Het ETCYCHX wordt door destillatie gescheiden en voor een deel naar de tweede reactor teruggeleid, waar het oververhitting van de reactor voorkomt.

10 FVO 3082

4.2 Hulpstoffen, stoom en koelwater.

Buiten de katalysatoren is alleen THF een hulpstof. De THF wordt gebruikt bij de

produktie van de ijzemitrosy1chloride-op-zink katalysator. Het complexeren van zink en de ijzerverbinding lukt alleen in de aanwezigheid van een organisch oplosmiddel, in dit geval THF.

Als koelmedium wordt zoet water gebruikt. Zeewater zou ook kunnen, maar met zeewater is er sprake van grotere corrosie door het aanwezige zout. Als verwarmingsmedium wordt oververhitte stoom gebruikt.

5 De apparatuur.

5.1 De reactoren. 5.1.1 Reactor Rl.

De dimerisatie van butadiëen wordt gekatalyseerd door ijzernitrosy1chloride op

zinkdeeltjes. De zinkdeeltjes met een diameter van ongeveer 20 lJlll moeten in suspensie worden gehouden. Bij een temperatuur van 80

oe

en een druk van 3.3 bar is de conversie 95 % en heeft de reactie een selectiviteit van 100 %. Aangezien de reactie exotherm is en er bijprodukten ontstaan bij een temperatuur boven 100°C moet de reactor goed gekoeld worden. Verder moet de katalysator constant worden ververst i.v.m. deactivatie. Om de

reactie goed te laten verlopen moet de processtroom een verblijf tijd van 1 uur hebben.[ D (..L(

~

~

y j ] Bovengenoemde eisen kunnen als volgt worden samengevat:

_ Turbulent stromingsgedrag ~ .

b

.

\J . \A..l (,\.t< 'f \) c:v-.

- Hoge verblijftijd

- Uniforme temperatuur/concentratie

Deze voorwaarden leiden tot de keuze voor een CSTR.

5.1.2 Reactor R18.

De hydrogenatie-katalysator is palladium op een magnesiumoxide-drager. De temperatuur in de reactor stijgt van 136

oe

naar 314°C en de druk daalt van 1.1 naar 0.8 bar. Bij deze omstandigheden bedraagt de conversie 100 % en bedraagt de selectiviteit naar de

omzetting naar ethylbenzeen is 93 %. Het bijprodukt is ETCYCHX. De selectiviteit van de reactie naar ethylbenzeen wordt hoger indien de temperatuur toeneemt, de katalysator zal echter vanaf een temperatuur van 350°C snel deactiveren.

De gebruikte katalysator heeft een lange levensduur mits de temperatuur beneden de 350°C blijft. Er kan worden gekozen voor een gepakt-bed reactor. waarbij gelet moet worden op de temperatuur in de reactor. In essentie zijn er twee mogelijkheden: - Een isotherme reactor.

- Een adiabatische reactor.

Bij de isotherme reactor moet er gebruik gemaakt worden van een multi-tube reactor i.v.m. de warmte afvoer. In de adiabatische reactor moet er aan de instroom een inerte stof worden toegevoegd om de stroom te verdunnen. De inerte stof (bijvoorbeeld stikstof) moet later weer worden verwijderd. De stikstof is moeilijk te scheiden van de in de reactor gevormde waterstof, om dit te voorkomen is gekozen voor een recycle van ETCYCHX. Voor de adiabatische reactor kan een fixed-bed worden gebruikt.

12 FVO 3082

5.2 Vaste stof verwijderen.

Voor het afscheiden van vaste stof zijn er verschillende mogelijkheden: - Centrifuge.

- Settler.

- Vloeistofcycloon . - Zeven.

Een vloeistofcyc1oon is in dit geval niet geschikt door het lage percentage vaste stof in de processtroom. Zeven is een batchgewijs proces, dit kan beter worden vermeden in een continu opererende fabriek. Voor zeven zijn de gebruikte deeltjes ook te klein. Een settler heeft een hoog verlies aan procesvloeistof. De beste keus is daarom een decanting

centrifuge.

5.3 Warmtewisselaars.

5.3.1 Koeling van reactor Rl.

Voor warmteafvoer uit de reactor zijn er diverse keuzes, de meest gebruikelijke zijn een koelspiraal of een koelmantel. Door de aanwezigheid van vaste stof is een koelspiraal af te raden, er zou beschadiging van de katalysator en lof de spiraal op kunnen treden. Koelen met een mantel is wel mogelijk. Als koel medium wordt water gebruikt.

5.3.2 Reboilers.

De reboiler van toren 4 (T4) is er een van het type thermosyphon, hij wordt verwarmd met stoom van 10 bar en 210

oe.

De na condensatie ontstane waterstroom heeft een temperatuur van 180

o

e.

De reboiler van toren 10 (TlO) gebruikt de helft van de waterstroom uit reboiler 7 (H7) als verwarmingsmedium omdat deze stroom nog voldoende warmte-inhoud heeft. Het is een interne kettle reboiler. De reboiler van toren 23 (T23) is een interne kettIe reboiler. Als verwarmingsmedium wordt stoom van 40 bar en 410 °C gebruikt. De ontstane waterstroom heeft een temperatuur van 250

o

e.

5.3.3 Condensoren.

Er zijn vijf condensoren in het proces (HS, Hll, H19, H20 en H24), één op de top van elke destillatietoren en twee tussen reactor R 18 en de vloeistof-gas scheider. Alle

condensoren , op één na (H 19), worden met water gekoeld. H 19 wordt gekoeld met processtroom 30.

De condensoren op torens T4, TlO en T23 staan horizontaal met koelwater in de buizen. De condensor op toren T4 en T23 zijn partiële condensoren, de condensor op de andere toren is een totale condensor.

5.4 Apparatuur voor drukverandering.

In het proces zijn meerdere malen drukverhogingen of drukverlagingen nodig. Om energie terug te winnen worden bij drukverlagingen expanders gebruikt. De compressors en expanders zijn van het centrifugale type.

14 FVO 3082

6 Berekeningen.

6.1 Berekening van de reactoren.

6.1.1 Het ontwerp van de dimerisatie-reactor.

Uit de randvoorwaarden voor deze reactor volgt dat deze een CSTR moet zijn. Uit de gegevens van de katalysator blijkt dat de reactor een verblijf tijd van 1 uur moet hebben. Uit de verblijf tijd en de volumestroom door de reactor is het minimale reactorvolume te berekenen. Uit V.d. Bleek (lit [33]) volgt dat voor deze volumestroom de ingaande stroom genomen moet worden. Met een ingaande volumestroom van 21.0518 m3/uur en een verblijf tijd van 1 uur volgt dat het minimale reactorvolume 21.0518 m3 _bedraagt.

De CSTR moet zo hard geroerd worden, dat de zinkdeeltjes net gedispergeerd zijn. Uit V.d. Akker (lit [32]) volgt dat de benodigde roersnelheid 52 min-' is. Er wordt verder gerekend met een afgeronde roersnelheid van 60 min-i. Uit deze roersnelheid volgt dat de stroming in de reactor turbulent is (Re

=

4.3x106).

6.1.2 De koeling van de dimerisatie-reactor.

Het oppervlak van de CSTR is echter net niet voldoende om de reactiewarmte af te voeren. Een koelspiraal aanbrengen is echter geen oplossing: er zou door de zinkdeeltjes grote slijtage ontstaan. Hierdoor is er voor gekozen de geometrie van de reactor zo aan te passen dat het oppervlak voldoende is om alle warmte af te voeren. De diameter van de CSTR wordt zo 2.5 m en de minimale hoogte 4.3 m. Deze hoogte wordt iets hoger genomen, nl. 4.5 m, zodat er enige speling is i.v.m. de veiligheid van het proces. Er is voor de overige berekeningen aangenomen dat voor deze geometrie nog steeds de formules voor de standaard reactor gelden.

Uit Coulson (lit [8b volgt voor de warmteoverdrachtscoëfficiënt voor de inhoud van de reactor dat deze 14500 W.m-2

•0C-' bedraagt.

pit""

'-"<<:>

I.~-J

~

Aangezien er geen bijzondere extreme omstandigheden in de reactor heersen, is staal de goedkoopste oplossing. Uit Coulson (Iit [8a], hoofdstuk 13) blijkt dat de minimale dikte voor een vat met een diameter van 2.5 m 10 mm is. Doordat maximale druk in het proces slechts 5 bar mag zijn, hoeft voor de druk de wanddikte niet groter genomen te worden dan deze minimale dikte. Om voldoende speling te hebben i.v.m. de slijtage door de zinkdeeltjes, is gekozen voor de minimale dikte voor een vat met een diameter van 3.0 m,

~~ijk 12 mm. De warmteoverdrachtscoëfficiënt voor de wand bedraagt hierdoor 3300 .m-2•0C-'. De koelmantel werd benaderd als een vlakke plaat waartussen het

oei water turbulent stroomt. De warmteoverdrachtscoëfficiënt voor het koelmedium bedraagt zo 15000 W.m-2

•0C-'. Uit de drie warmteoverdrachtscoëfficiënten volgt voor de totale warmteoverdrachtscoëfficiënt dat deze 2300 W.m-2

•0C-' bedraagt. Uit V.d. Akker (Iit [32]) volgt een roervermogen van 35 kW.

6.1.3 Het ontwerp van de dehydrogenatiereact .

De twee belangrijkste variabelen voor he ntwerp van de dehydrogenatiereactor zijn de maximale temperatuur en de verblijftijd. Uit de vereiste verblijf tijd, de doorstroom en de porositeit (E = 33 %) van de gebruikte katalysator deeltjes volgt het volume van de reactor. Om de drukval over het systeem zo laag mogelijk te houden moet de reactor zo kort mogelijk zijn (ht

[3In.

De doorstroom wordt mede bepaald door de mate van verdunning met ETCYCHX, dat oververhitting van de reactor moet voorkomen.

6.2 Vaste stof behandeling.

De rekenmethoden voor het ontwerpen van centrifuges kunnen onder andere worden gevonden in Coulson (lit [7]) en McCabe (lit [14]). Het Chemcad programma maakt gebruik van deze procedures. Men moet echter zélf een waarde voor het toerental geven. Gezien de doorvoer en de geringe hoeveelheid vaste stof is gekozen voor 1000

toeren/minuut. De bij de doorvoerItoerental passende afmetingen van het apparaat zijn weergegeven in bijlage 4.

6.2.1 De kleinste deeltjesgrootte.

In de literatuur is geen deeltjesgrootte-verdeling te vinden voor zinkdeeltjes met een diameter van 20 ILm. Het is vereist de minimale diameter van deze deeltjes te weten, omdat het zeer ongewenst is dat na de centrifuge nog zinkdeeltjes in de processtroom aanwezig zijn. Zinkdeeltjes zullen zorgen voor versnelde slijtage van pompen en

compressoren. Ook bestaat de mogelijkheid dat de tweede reactor door de deeltjes dicht zal slibben. De centrifuge, die de zinkdeeltjes na de dimerisatie-reactor uit de

processtroom haalt, wordt ontworpen aan de hand van deze minimale diameter.

In Hausner (lit [27]) wordt een deeltjesgrootte-verdeling gegeven voor zinkdeeltjes met een gemiddelde diameter van 51 ILm. Deze verdeling werd omgerekend naar de gewenste deeltjesgrootte-verdeling, waarbij de verhouding van de spreiding van de deeltjesgrootte, en de gemiddelde deeltjesgrootte-verdeling, hetzelfde bleef.

16 FVO 3082

6.3 Koel- en verwarm apparatuur.

De warmtewisselaars zijn berekend met de procedures uit Coulson Oit [8a], hoofdstuk 12). De warmtegeleidingscoëfficiënten voor de stoom- en waterstromen zijn gegeven in Grievink (lit [34]). Aangezien er niet met bijzonder corrosieve stoffen gewerkt wordt kan er staal gebruikt worden voor de apparatuur. Voor oppervlakken die met stoom in contact komen moet er roestvast staal worden gebruikt.

De reboiler H7 is een thermosyphon met verdamping van de procesvloeistof in de buizen. Er is voor een thermosyphon gekozen omdat dat de meest economische oplossing is. Er is gebruik gemaakt van oververhit stoom van 10 bar en 180°C. De warmtewisselaar is uitgerekend volgens de Kern methode uit Coulson (lit [8a], hoofdstuk 12).

De reboiler Hl3 wordt verwarmd met de hete waterstroom uit de reboiler H7. Er kan niet voor een thermosyphon worden gekozen omdat de volumestroom verwarmend medium te klein is. Om een goed contact te krijgen wordt er gekozen voor een interne kettle

reboiler, waarbij het hete water door de buizen stroomt. De totale

warmteoverdrachtscoëfficiënt kan worden berekend met de methode voor pool-boiling volgens Mostinski (Coulson(1it [8a], hoofdstuk 12».

De condensoren H5 en HII zijn beide van het horizontale type. De koelstroom loopt door de pijpen van de warmtewisselaar. Omdat lekkage niet gewenst is en het temperatuur-verschil tussen de stromen klein is wordt er gekozen voor een U-buis warmtewisselaar. De berekeningsmethode is weer volgens Kern. De koelstroom komt de apparatuur binnen op 20°C. Door de lage temperatuur van de gewenste topstroom kan de koelstroom maar gering opgewarmd worden. De uitgaande temperatuur van de koelstroom is genomen op het maximaal haalbare in deze situatie: 25°C.

De condensor H24 is van het type floating head en is horizontaal. Het koelwater heeft hier een uitgaande temperatuur van 40 °C. De condensor heeft één tube pass.

6.4 De kolommen.

Voor de berekeningen van de kolommen is gebruik gemaakt van de procedure volgens Olujié (lit [9]). Voor de berekeningen van de gedetailleerde berekeningen van de schotels is gebruik gemaakt van de procedure volgens Coulson (lit [8a], hoofdstuk 11.13). Voor de berekeningen aan gepakte bedden is gebruik gemaakt van de methoden in Olujié (lit [9]). Voordat er kan worden begonnen met rekenen aan de kolommen dienen gegevens als druk, temperatuur en het theoretisch aantal schotels bekend te zijn. Hiervoor werden de gegevens van de simulaties uit Chemcad genomen.

6.4.1 Kolom T4.

Dit is een kolom met de volgende eigenschappen:

- Eenvoudige scheiding door groot verschil in kookpunt voor top- en bodemprodukt. - Bevat geen corrosieve componenten.

Hieruit is af te leiden dat met vele types kolommen een scheiding gerealiseerd moet kunnen worden. In dat geval gaan onder andere de economische aspecten meetellen. Door de grote beschikbaarheid van de gegevens, de ervaring met dit type en de relatief lage prijs is er voor zeefplaten gekozen voor kolom T4.

Er moet verder nog een keuze gemaakt worden voor de tray-spacing in de kolom. Omdat het om een eenvoudige scheiding gaat en omdat de kans op schuimvorming gering is kan er een kleine tray-spacing van 30 cm gekozen worden.

6.4.2 Kolom TI0.

Dit is een kolom met de volgende eigenschappen:

- Eenvoudige scheiding door groot verschil in kookpunt voor top- en bodemprodukt. - Bevat geen corrosieve componenten.

Dit leidt weer tot de keuze van zeefplatenkolommen met een tray-spacing van 30 cm. Voor de gedetailleerde berekeningen van de schotels moet er een aanname worden gedaan over de condities in de kolom. Er is aangenomen dat de kolom opereert op 80 % van de flooding condities. De weir height en de gatdiameter zijn geschat.

18 FVO 3082

6.4.3 Kolom T23.

Dit is een kolom met de volgende eigenschappen:

- Moeilijke scheiding met klein verschil in kookpunt van top- en bodemprodukt. - Bevat geen corrosieve componenten.

Voor moeilijke scheidingen is het gebruikelijk om onder verlaagde druk te werken. Om de drukvallaag te houden wordt er gekozen voor een gepakte kolom. Bij gepakte kolommen kan men kiezen voor random of gestructureerde pakkingen. De random pakkingen zijn over het algemeen goedkoper dan de gestructureerde pakkingen.

Door bovenstaande overwegingen is gekozen voor een random pakking van het type IMTP 70.

6.4.4 Vloeistof-gas scheider.

Deze scheider is in essentie een flashvat. De instroom dient een verblijftijd in de scheider te hebben van enkele minuten om de scheiding goed te laten verlopen. De druk van de uitgaande vloeistofstroom wordt verkregen door de heersende gasdruk en de

hydrostatische druk van de vloeistofkolom in de scheider (2 meter vloeistof) bij elkaar op te tellen.

7 Massa- en warmtebalans.

Met behulp van de resultaten verkregen uit de simulaties van de fabriek in Chemcad kan een massabalans worden opgesteld. De massa- en energiestromen zijn weergegeven in het schema van bijlage 2. Voor alle processtromen zijn de massa- en energiestromen

20 FVO 3082

8 Apparatenoverzicht.

Van de gebruikte apparatuur zijn de capaciteit, de doorvoer, het vermogen en de

omstandigheden berekend met het programma Chemcad. Met de uitkomsten van Chemcad is voor meerdere apparaten een gedetailleerder ontwerp gemaakt. Alle apparaten zijn in apparaatlijsten weergegeven in bijlage 4. De verder gedetailleerde specificaties voor kolommen en warmtewisselaars zijn weergegeven in bijlage 5.

9 Procesregeling.

De procesregeling van het ethylbenzeen proces is ontworpen volgens de methode

beschreven in Stephanopoulos (Iit [30]). De bewuste methode verdeelt het proces in een aantal secties, per sectie wordt de best passende regeling gekozen. Als dit voor iedere sectie is gebeurd, worden de verschillende secties samengevoegd en de tegenstrijdige regelingen verwijderd. Het resulterende schema staat in bijlage 1.

De procesregeling is als volgt:

Om de doorzet van de ethylbenzeen-fabriek te controleren wordt er een flowcontrol

aangebracht op de voedingsstroom butadiëen. De benodigde vaste verhouding butadiëen tot THFlkatalysator in de reactor wordt geregeld door de ingaande stromen te vergelijken met een ingestelde verhouding, aan de hand hiervan wordt de voedingsstroom THFlkatalysator aangepast. Omdat ook de verhouding tussen recyc1estroom THF en de voedingsstroom THFlkatalysator vast ligt, heeft een verandering in de voedingsstroom THFlkatalysator tot gevolg dat de recyclestroom THF moet worden aangepast. De recyclestroom THF wordt geregeld door de recycle/purge-verhouding aan te passen.

Reactor Rl heeft een temperatuur- en levelcontrol, verder is er een alarmerend pressure-indicator aanwezig. Om te zorgen dat er downstream geen zinkdeeltjes aanwezig zijn wordt het toerental van de centrifuge gekoppeld aan een composition-control in de uitstroom van de centrifuge.

Om de zuiverheid van de stromen in de hand te houden worden de destillatietorens geregeld. De destillatietorens die in het proces aanwezig zijn worden in principe allemaal hetzelfde geregeld. Het vloeistofniveau in de accumulators wordt met een levelcontrol constant gehouden, bij de partiële condensoren wordt het vloeistofniveau geregeld aan de hand van hoeveelheid gecondenseerde gas, bij de totale condensor gebeurt dit door een afsluiter in de destillaat uitstroom.

De reflux van de torens wordt bepaald aan de hand van een composition-control in de destillaatstroom. In de bodem van de kolom wordt het vloeistofniveau constant gehouden met behulp van een leveIcontrol en wordt de temperatuur geregeld aan de hand van

doorstroom van hete stoom in de reboiler of zoals in Tl 0 aan de hand van de hoeveelheid heet water.

De stroom VCH in de reactor RI8 wordt in een vaststaande verhouding met ETCYCHX opgemengd. Om deze verhouding te waarborgen wordt via een flowcontrol in de VCH stroom de hoeveelheid gerecycled ETCYCHX bepaald.

De compressoren, pompen en expanders worden geregeld om de ingestelde drukken vast te houden. De warmtewisselaars worden geregeld aan de hand van de temperatuur, bij de geïntegreerde warmtewisselaars wordt bij een afwijking van de temperatuur de bypass bijgesteld en bij de normale warmtewisselaars wordt het koelwaterdebiet aangepast.

22

10 Veiligheidsaspecten en vestigingsplaats.

10.1 Vestigingsplaats.

Aan de vestigingsplaats voor de fabriek kunnen de volgende eisen worden gesteld: -Goede infrastructuur

-Water aanwezig i.v.m. koeling.

Een zoetwaterbron heeft de voorkeur i. v. m. de corrosieve eigenschappen van zeewater.

-Gematigd klimaat i. v. m. koeling.

Koelen is goedkoop bij een lage koelwatertemperatuur. Tropische gebieden zijn daarom geen goede keus als vestigingsplaats. IJskoude gebieden zijn ook niet geschikt, omdat de extreem lage buitentemperatuur het warmteverlies van bijvoorbeeld destillatietorens te sterk doet toenemen.

C

-In

d~buurt

van een butadiëen plant i.V.m.

grondst~

-10.2 Veiligheidsaspecten.

-

-Over de veiligheidsmaatregelen kan het volgende worden gezegd: - Elektrostatische ontladingen

FVO 3082

De grondstof (l,3-butadiëen) en het produkt (ethylbenzeen) hebben beide een gering geleidingsvermogen. Hierdoor kunnen er door stroming elektrostatische ontladingen worden opgewekt. Bij onvoldoende aarding van de installaties kan dat volgens Chemiekaarten (lit [15]) leiden tot explosies. Er moet daarom extra aandacht worden geschonken aan de aarding van de fabriek.

- Brand- en explosiegevaren.

Butadiëen kan bij snel uitstromen met lucht spontaan ontbranden. Butadiëen en ethylbenzeen reageren volgens Chemiekaarten (lit [15]) heftig met

oxidatiemiddelen, ethylbenzeen vormt makkelijk explosieve mengsels met zuurstof. Het contact met zuurstof en onder andere peroxiden moet hierom vermeden

- Stikstofmonoxide, chloor en katalysatorbereiding.

In de simulaties van het proces is de bereiding van de katalysator niet meegenomen. Er is aangenomen dat er kant en klare katalysator in THF aanwezig is. In

werkelijkheid moet de katalysator echter gemaakt worden uit ijzer(ill)chloride en stikstofmonoxide. Tijdens deze bereiding komt chloor vrij. Stikstofmonoxide (NO) en chloor zijn beide giftig. NO is tevens zeer corrosief bij menging met water en/of zuurstof. Ook reageert NO heftig met butadiëen. Om contact tussen NO en

butadiëen te vermijden is het aan te bevelen de bereiding van katalysator batchgewijs uit te voeren en te transporteren naar de ethylbenzeenfabriek. Deze werkwijze komt overeen met het ontworpen proces.

- Persoonlijke risico's

Alle proces stoffen zijn giftig of hebben anderszins gevaarlijke eigenschappen. Er moeten daarom maatregelen genomen worden om werknemers en omgeving tegen de processtoffen te beschermen bij eventuele calamiteiten. Voor de werknemers houdt dat in dat er voldoende ventilatie moet zijn en dat er persoonlijke

beschermingsmiddelen beschikbaar moeten zijn. Voor de omgeving gaat het om maatregelen tegen vrijkomen van de processtoffen, een goede voorlichting, alsmede het hebben van een rampenplan.

Voor beide reactoren is een HAZOP (HAZard of OPeration) studie gedaan. Er is gewerkt volgens de procedure in Bibo (lit [35]). De resultaten van deze studies zijn weergegeven in bijlage 9.

24 FVO 3082

11 Economie.

De investeringskosten van de fabriek zijn uitgerekend met de methoden van Guthrie, Lang en Taylor. Deze gegevens zijn gebruikt voor de berekeningen van de Return On

lnvestment (ROl), de Internal Rate of Return (IRR) en de Pay Out Time (POT). Voor dergelijke berekeningen zijn de , produkt- en utilitieprijzen nodig. De grondstof-en produktprijzgrondstof-en zijn afkomstig uit het PEP Yearbook (lit [28]). De prijzgrondstof-en voor THF grondstof-en katalysatoren zijn afkomstig van ir. H.A.M. Duisters (DSM). Bij de berekening is

uitgegaan van het bouwjaar 1993.

11.1 Investeringskosten. 11.1.1 Guthrie investeringen.

De methode van Guthrie is gebaseerd op het berekenen van de kostprijs per apparaat aan de hand van de afmetingen en het gebruikte materiaal. De kostprijs van de fabriek volgt uit het sommeren van de apparaatkosten. Voor deze berekeningen is gebruik gemaakt van Douglas (lit [11]), Guthrie (lit [2]), Kharbada (lit [1]) en Matley (lit [10]). Uit de

berekening volgde een investeringsbedrag, voor de vaste kosten (IF)' van 2.96 mln dollar voor de fabriek. De gebruikte formules en berekeningen staan in bijlage 7.

11.1.2 Taylor investeringen.

De methode van Taylor deelt de fabriek op in procesblokken en geeft elk blok aan de hand van de relatieve doorzet, materiaal, risico, druk en temperatuur een partiële costliness index. De investering volgt dan uit een combinatie van de capaciteit van de fabriek en sommatie van de indices. Het investeringsbedrag, voor de bouw (IB)' berekend met Taylor is 18.7 mln dollars. Voor deze berekeningen is gebruik gemaakt van Taylor (lit [29]). De gebruikte formules en berekeningen staan in bijlage 7.

11.1.3 Lang investeringen.

De Lang investeringen is net als de methode van Guthrie gebaseerd op de afmetingen en materiaal soort van de apparatuur. De gevolgde werkwijze staat in Coulson (lit [8]). De gebruikte formules en berekeningen staan in bijlage 7.

11.2 Economische criteria.

Om de economische haalbaarheid van het ontwerp te onderzoeken wordt er gekeken naar de ROl, IRR en de POT. Bij de economische berekeningen zijn de volgende aannamen gemaakt:

- Een afschrijvingstermijn van 10 jaar. - De katalysator gaat 5 jaar mee. - 2 Jaar bouwtijd.

- 2 Functieplaatsen.

- Een restwaarde voor de fabriek van 10 %. - 8 % rente.

- Een restwaarde van 90 % voor de katalysator. - De winst wordt voor 50 % belast.

11.2.1 Return On Investment.

De ROl wordt gevonden door de jaarlijkse winst, na belasting, te delen door de

investeringen in vaste kosten en werkkapitaal (lF+lw). Om de winst te kunnen berekenen moeten de opbrengst en de kosten bekend zijn. Voor het bepalen van de totale kosten wordt uitgegaan van een vereenvoudigd model volgens Montfoort (lit [23]). In dit model worden de kosten onderverdeeld in drie groepen. Deze zijn:

- Variabele kosten, Kp, de kosten die direct afhankelijk zijn van de hoeveelheid produkt die geproduceerd wordt.

- Semi-variabele kosten, KL' de kosten die niet direct produktie afhankelijk zijn. Een voorbeeld hiervan zijn de loonkosten.

- Investerings-afhankelijke kosten, KJ, kosten die voorgesteld kunnen worden door een fractie van de investeringskosten. Voorbeelden hiervan zijn de rente en afschrijving. De totale kosten worden dan gevonden door deze groepen met hun bijbehorende gewichtsfactoren op te tellen. De opbrengst van de fabriek kan eenvoudig gevonden worden door de produktiehoeveelheid te vermenigvuldigen met de verkoopprijs van ethylbenzeen.

26 FVO 3082 De ROl wordt ook gebruikt om de minimale verkoopprijs, van ethylbenzeen, te bepalen.

Hierbij wordt de norm ROlmin op 10 % genomen. Voor dit proces is ook de maximale

inkoopprijs van butadiëen bepaald waarbij het proces nog rendabel is. Hiervoor wordt dezelfde norm gebruikt, ROlmin =10 %, waarbij de ethylbenzeen verkoopprijs constant wordt verondersteld. De ROl, IF+IW' winst na belasting, maximale inkoopprijs van butadiëen en de minimale verkoopprijs van ethylbenzeen staan in de volgende tabel.

Tabel 2. Economische data voor het berekenen van de ROl

I

Lang Guthrie Taylor

Investeringen, 4.09 mln dollar 3.18 mln dollar 25.11 mln dollar

IF+IW

Totale kosten, 43.29 mln dollar 42.99 mln dollar 50.11 mln dollar

KT

Opbrengst 48.8 mln dollar 48.8 mln dollar 48.8 mln dollar

Winst na 2.76 mln dollar 2.91 mln dollar -1.31 mln dollar

belastingen

ROl 67.3 % 91.3 % n.v.t.

max. inkoopprijs 365.77 $/ton 370.51 $/ton 255.50 $/ton

minimale 496.1 $/ton 490.78 $/ton 619.9 $/ton

verkoopprijs

11.2.2 Internal Rate of Return.

Bij deze methode is uitgegaan dat de fabriek in twee jaar gebouwd wordt. Tevens wordt er vanuit gegaan dat de restwaarde van de fabriek en katalysator evenals het werkkapitaal in het twaalfde jaar weer vrijkomen. De IRR wordt iteratief opgelost volgens de methode in

Montfoort (lit [23]).

Tabel 3. Internal Rate of Return

I

Cashflow ( in mln dollars )

Jaar Lang Guthrie

0 -2.375 -1.850 1 -3.475 -2.950 2 tlrn 6 3.135 3.201 7 3.025 3.091 8 tlm 11 3.135 3.201 12 1.655 1.655

I

IRR

I

52.9 %

I

66.3 %

I

De methode van Taylor is niet in deze tabel opgenomen omdat dit een negatieve cashflow zou opleveren over een periode van 12 jaar. In jaar één wordt de katalysator gekocht. Na vijf jaar wordt deze omgeruild, na bijbetaling, voor een nieuwe vulling.

11.2.3 Pay Out Time.

Een andere methode om de haalbaarheid van het ontwerp te bepalen is het kijken naar de POT. Bij deze methode wordt gekeken naar het minimum aantal jaren dat nodig is om de oorspronkelijke investering, minus de restwaarde, terug te verdienen. Onder oorspron-kelijke investering wordt alleen maar de afschrijtbare vastgelegde kapitaalsinvestering gerekend. Deze methode deelt de vastgelegde kapitaalsinvestering door het jaarlijkse exploitatieoverschot. Het jaarlijkse exploitatieoverschot is de opbrengst minus de variabele kosten en de semi-variabele kosten. Voor Lang en Guthrie is de POT respectievelijk veertien en elf maanden, na het afdragen van belastingen.

11.3 Evaluatie van de kostenberekeningen.

Uit de bovenstaande berekeningen volgt dat er grote verschillen bestaan tussen aan de ene kant de investeringen berekenen aan de hand van de verschillende procesblokken (Taylor) en aan de andere kant aan de hand van de te gebruiken apparatuur (Lang en Guthrie). Deze verschillen zijn niet te verklaren door de onnauwkeurigheden in de gebruikte methoden, maar in het feit dat de methode van Taylor minder bruikbaar is voor kleine fabrieken. Op basis van de Lang en Guthrie berekeningen is het proces economisch aantrekkelijk door zijn hoge ROl, IRR en korte POT. Wil het proces rendabel worden volgens de methode van Taylor, dan moet de inkoopprijs van butadiëen dalen tot 255 $/ton. Of de verkoopprijs van ethylbenzeen moet stijgen tot 620 $/ton.

28 FVO 3082

12 Conclusies, suggesties en aanbevelingen.

Het is mogelijk gebleken een fabriek te ontwerpen voor produktie van ethylbenzeen uit butadiëen, met een capaciteit van 88.9 kton ethylbenzeen (uit 100 kton butadiëen) per jaar. Het proces blijkt uitvoerbaar met een recycle van ethylcyclohexaan. Het produkt

voldoet aan de markteisen; dat wil zeggen minder dan 100 ppm vervuilingen.

Economisch gezien blijkt de fabriek haalbaar bij verkoop van het ethylbenzeen tegen geldende marktprijzen. Zelfs bij een inkoopprijs van butadiëen van 368 $/ton is de fabriek nog steeds economisch haalbaar.

Een probleem vormt de waterstofstroom uit de vloeistof-gas scheider. Deze stroom bevat een te hoge concentratie ethylbenzeen en ethylcyclohexaan. Door sterk koelen van deze stroom zou het ethylbenzeen en ethylcyclohexaan verwijdert kunnen worden, waardoor het waterstof als produkt verkocht kan worden. Tevens wordt de opbrengst aan

ethylbenzeen zo verhoogd.

Een punt voor verder onderzoek zou de kinetiek van de tweede reactor kunnen zijn, specifiek gericht op de recycle van ethylcyclohexaan. Dit omdat de gegeven evenwichts-constanten niet bekend zijn binnen het temperatuurtraject.

13 Symbolenlijst.

afkorting C

CSTR

ETBZ

ETCYCHX

Is IF

Iw

KI KL Kp IMTP IRR H HAZOP IRR kj kton M mln MTA Q POT ppm R Re ROl

RVS

T T THF

VCH

E

r-un

$ omschrijving compressor.

continues stirred tank reactor. ethylbenzeen.

ethy1cyc1ohexaan.

investeringsbedrag voor bouw. investeringsbedrag voor vaste kosten. investeringsbedrag in werkkapitaal. investerings-afhankelijke kosten. semi-variabele kosten.

variabele kosten.

Intalox Metal Tray Packing. Internal Rate of Return. heat-exchanger.

HAZard of OPeration. Internal Rate of Return. kilojoule.

kiloton.

massastroom (kg/s).

miljoen.

metric tonnes annually.

energiestroom (kW).

Pay Out Time. parts per million. reactor.

getal van Reynolds. Return On Investment. roestvast staal. ton (1000 kg). toren. tetrahydrofuran. viny1cyc1ohexeen. porositeit. micrometer Amerikaanse dollar.

30

14 Literatuurlijst

[1] Kharbanda, Q.P. Stallworthy, E.A.

Capital cost estimating for the process industries. 1 e druk 1988.

Butterworths, London, UK. [2] Guthrie, Kenneth.M.

Process plant estimating, evaluation and contro!. 1 e druk 1974.

Craftsman book company of America, Solana Beach, Califomia, USA. [3] Smith, J.M. Van Ness, H.C.

Introduction to chemical engineering thermodynarnics. 4e druk 1987 ©1959.

McGraw-Hill Book Company, New York, USA. [4] Smith, J.M. Stammers, E. Janssen, L.P.B.M.

Fysische transportverschijnselen I. 6e druk 1989 ©1973

Delftse Uitgevers Maatschappij, Delft, Nederland. [5] Weast, Robert.C.

Handbook of chemistry and physics. 1 st student edition 1988.

CRC Press, Boca Raton, Florida, USA. [6] Coulson, J .M. Richardson, J.F.

Chemical engineering,

Volume 1; Fluid flow, Heat transfer, Mass transfer. 3e herziene druk 1977 ©1954.

Pergamon Press, New Y ork, USA. [7] Coulson, I.M. Richardson, J.F.

Chemical engineering, Volume 2; Unit operations 4e Druk 1991 ©1955.

Pergamon Press, New York, USA. Hoofdstuk 9.8.5 blz 378 ..

[8a] Coulson, J.M. Richardson, lF.

Chemica! engineering, Volume 6; Design.

1 e Druk (gecorrigeerd) 1991 ©1983.

Pergamon Press, New Y ork, USA. Hoofdstuk 10 blz: 320-327

Hoofdstuk 11 blz: 457-479 Hoofdstuk 12 blz: 511-621 Hoofdstuk 13

[8b] Coulson, J .M. Richardson, J.F.

Chemical engineering, Volume 6; Design.

2e _{Druk 1993 ©1983.}

Pergamon Press, New Y ork, USA. paragraaf 12.18.3 [9] Olujié,

Z.

Scheidingsprocessen II (diktaat ST 77). 1 e druk 1993. TU Delft, Nederland. [10] Matley, Jay.

Modern cost engineering, Methods and data Volume II.

1 e druk 1984.

McGraw-Hill Publications, New York, USA.

[11] Douglas, James.M.

Conceptual Design of Chemica! Processes.

1 e druk 1988.

McGraw-Hill Book Company, New York, USA.

[12] Janssen, L.P.B.M. Warmoeskerken, M.M.e.G.

Transport phenomena data companion.

Ie druk 1987.

Delftse Uitgevers Maatschappij, Delft, Nederland.

[13] Duisters, Harrie.A.M. Haenen, Johan.G.D

Oil & Gas J. 19 maart 1993 56-59.

[14] McCabe, Warren.e. Smith, Julian.e. Harriott, Peter.

Unit operations of chemica! engineering.

5e druk 1993.

McGraw-Hill, New York, USA. blz: 1068-1071

32

[15] Chemiekaarten; gegevens over veilig werken met chemicaliën. ge _{druk 1993/1994.}

[16] Csicsery, Sigmund.M.

J. of Catal. 18, 30-32 (1970).

[17] Maxwell, I.E. de Boer, J.J. Downing, R.S. 1. of Catal. 61, 493-502( 1980).

[18] Suzuka, Hiroyasu. Hattori, Hideshi. Appl. Catal. 47, L7-L8 (1989). [19] Janowski, ASophianos. Wolf, F.

React. Kinet. Catal. Lett., Vol 8 No. 4,443-449 (1987). [20] Lewis, Richard.L.

SAX's Dangerous properties of Industrial Materials. 8e druk 1992

Van Noste and Reinhold, New York, USA [21] Montfoort, AG.

Collegediktaat "De chemische fabriek" deel IA 1989.

TU Delft, Delft, Nederland. [22] Montfoort, AG.

Collegediktaat "De chemische fabriek" deel IB. 1989.

TU Delft, Delft, Nederland. [23] Montfoort, AG.

Collegediktaat "De chemische fabriek" deel ll. 1989.

TU Delft, Delft, Nederland.

[24] Aldrich catalog handbook of fine chemicaIs. 1988/1989.

Aldrich chemie, Brussel, België.

[25] WEBCIlWUBO prijzenboekje ten behoeve van ramingen 16e druk 1992.

Nederlandse stichting voor kostentechniek, Leidschendam, Nederland.

[26] Kirk-Othmer.

Encyc10pedia of chemical technology.

3e druk 1978/4e druk 1993.

Wiley, New York, USA

[27] Hausner, H.H.

Handbook of metal powders,

hoofdstuk 2, Basic characteristics of metal powders.

Ie druk 1966.

Reinhold Publishing Corporation, New York, USA pagina 16

[28] PEP Yearbook 1988

[29] Taylor, J.H.

Eng. & proc. econ., 2, 259-267 (1977)

[30] Stephanopoulos, George

Chemical process con trol;

an introduction to theory and practise

1 e druk 1984.

Prentice-Hall, Englewood Cliffs, New Jersey, USA

[31] Green, Don.W. Maloney, James.O. Perry, Robert.H.

Perry's chemical engineers' handbook

6e druk 1984.

34

[32] Akker, H.E.Av.d.

Collegedictaat Fysische Transport van

Conversieprocessen en Produktbewerkingen ST43 hoofdstuk 13 en 14.

[33] Bleek CM. van den Gerritsen, AW.

Collegedictaat Reactorkunde I ST27 1992, TU Delft, Nederland.

sheet nr 25.

[34] Grievink, J. Meijer, F.A van den Ham, A

Handleiding voor het maken van een fabrieksvoorontwerp.

September 1993 TU Delft, Delft

[35] Bibo, B.H. Bos, P. Lernkowitz, S.M.

Chemical risk management. 1990 TU Delft, Delft Hoofdstuk VIII. ************Octrooien************ [1] [2] [3] [4] [5] [6] Octrooi TERINZAGELEGGING TERINZAGELEGGING TERINZAGELEGGING Octrooi Octrooi EP 199209 Al NL 7901188 NL 7905327 DT 2548428 NL 153511 NL 3075881 FVO 3082

15 Met dank aan

H.A.M. Duisters, DSM research Geleen

R. Beelaerts, Shell Nederland Chemie B.V.

Dit fabrieksvoorontwerp is uitsluitend bedoeld voor studiedoeleinden.

'.

rmm __

mmm~u_uu_mum

__

--_m_-iull~

~

7

i"1;:;{

u u

T®i

~

-,

I ~ ~t)N

~o.'

h~

: THF /KAT. 0-0'

~---I--'ltT

BUTA~IE:

M-r---fV

J

i

L-,-__

W

J

1

r---I I I Koelwater R 1 M 2 C 3 T 4 H 5 V 6 H 7 C 8 C 9

GEROERDE TANK REAKTOR

CENTRIFUGE TURBINE KOlOM KOELER VLOEISTOF-GAS SCHEIDER REBOILER COMPRESSOR TURBINE '%o(~i§ T 10 H 11 V 12 H 13 H 14 C 15 H 16 C 17 R 18 I L __ _ I I o I 11.lf C : I I I c. (J \.~ \0 ~ 0'( ~I;g

tA,V\I\.k--

~ o () rT'\

l>p?

b~l.

eh

v.lt.,vd.\\t-'-'

1.

T4 \0;

ó.-t.

..,.,(.~ ' ) -vJ~ \...a~ · ~"f""'­

~~t~

"",o~'t'~

0'"

L KOlOM H 19 KOELER H 20 VLOEISTOF-GAS SCHEIDER V 21 VERWARMER C 22 WARMTEWISSELAAR T 23 TURBINE H 24 KOELER V 25 COMPRESSOR H 26

GEPAKT BED REAKTOR

T10 WARMTEWISSELAAR KOELER VLOEISTOF-GAS SCHEIDER TURBINE KOlOM KOELER VLOEISTOF-GAS SCHEIDER REBOILER

,Hr

~

'7

~

KATALYTISCHE PROCESROUTE VAN BUTADIEEN NAAR

A.C. Dirks AI. de Ruljter A.C. Koningen P.C. Roozen

T23

'-I

_

@7.

ETHYLBENZEEN

Fobr. Voorontwerp No. 3082

Mei 1994

VOOR - MASSA-EN

IN _WAARTS

WARMTE BALANS RETOUR UIT

M M Q

I

Q 3.45 5597 0.02 -28.06 butjieen thflkat _R1 48.78 -7.76e5 koelwater 3.64 ... . . . .. 5 1386 M2 3.64 ! - - - i ... 9 1378 C3 3.64 ~ ~~---4 ... ~ 1378.6 T4

~~1

~solids --" I"" M Q 0.17 275.6 M Q 48.78 -7.72e5 0.038 7.68

11---

0-.0-5

-.----+---t

-14.62 ,; I I I I • ,I I 0.643 0.6431 -8.44e3 . f -9.7ge3 &....-_ _ _ _ _ _ _ .... t--_-

_~-_-

... -t

T

l ___

H_ 7

----o

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

... __

---IL...-_ _ ...I

IN VOOR , RETOUR UIT WAARTS , M , , M M Q _M Q Q

_,

, Q l+

,

,

28.15 -4.48e3 koelwater :koelwater 28.15 -4.47e3

H5

..

, , ,

,

, , I , V6 , _, r- , , 0.20 , , .. G~ I . . . __ . . . , .. 335.3 ~ C8 0.20 ...

~

.. 339.3

re

·

. '

:

....

T10

re

-.. _.

'

_. , : ,. 0.017

I

' :

"

,.

·

··

·

·

6

-48.43 ' _,: _. 0.643 _{, :} 0.643 -9.84e3 H13 -9.7ge3 condensaat

!U

' . • • 1' fabrieksvoorontwerp n° 3082

VOOR

•

IN _WAARTS RETOUR UIT

M M M Q _M Q Q Q ~ H11 5.81 -92.5e3

I

5.81 -92.4e3 koelwater koelwater V12 ... butadieen purge 0.018 30.62 ::: 0.012 -33.9

•

thf purge 2.2 -35.0e3 2.2 -34.8e3 H16 koelwater koelwater 0.01 ... 18 -14.62 C15 ~ C9 3.43 .@ 1795

•

fabrieksvoorontwerp n° 3082

IN VOOR RETOUR UIT WAARTS M M M Q _M Q Q Q 4.02 ... @- H14 _~ 1031

.~

3.44

1

~ 1795 0.58 -772.4 C17 4.02 ... ~ 1896 R18 4.02 o . o • • • • ... 24 1904 't

r

H19

-3.92 37.02 4.02 ... . . 26 -842.3

11.94 -190e3 koelwater koelwater 11.94 -18ge3

-"" _, H20

4.02

.

@I

1852

WAARTS M M M Q _M Q Q Q 0.10 -9.08 V21 waterstof 3.92 -1843 ... (2~ C22 (30) ... 3.92 -1843

IC

···

:

~ T23 ~-.:

3.80 -48.5e3 stoom 3.80 -56.68e3

H26 ...

_..

3.09 102.3 ethylbenzee~ , ~ 110 -17.5e5 110 -174e5 H24 koelwater

T

fabrieksvoorontwerp n° 3082

VOOR

..

IN

WAARTS

RETOUR

UIT

M M M Q M Q Q

•

Q 0.58

D

_-772.4 V25 0.25 -342.5 la bume pool ... Massa in kg/s Warmte in kW

214.8 -28.9ge5

•

TOTAAl:

...

~ 214.8 -28.9ge5

STROOM/COMPONENTENSTAAT

ApPARAATSTROOM 1 2 7 4 5

~ katalysator butadiëen butadiëen katalysator reactor 1 voeding voeding reactor 1 reactor 1

produkt-instroom instroom stroom

COMPONENTEN M M M M M ! 1,3-butadiëen 0 3.45222 3.61489 0.00000 0.18074 ethylbenzeen 0 0 0 0 0 vinylcyclo- 0 0.00345 0.00345 0.00001 3.43757 hexeen waterstof 0 0 0 0 0 ethylcyclo- 0 0 0 0 0 hexaan tetrahydrofur 0.01185 0 0.00000 0.01693 0.01693 an "zink" 0.00380 0 0 0.00380 0.00380 methanol 0 0.00005 0.00005 0.00002 0.00007 1,2-butadiëen 0 0.00035 0.00342 0.00000 0.00342 TOTAAL: 0.01565 3.45607 3.62181 0.02077 3.64254 Q Q Q Q Q TOTAAL: -28.06 5597 5875 -42.69 1386

1-

j

M IN KG/S

T

7

Q IN kW _{L:l •} FABRIEKSVOORONTWERP No 3082 _{"lo.:) --"'>}

'80

.0

STROOM/cOMPONENTENSTAAT (vervolg) ApPARAAT - STROOM -+ COMPONENTEN 1 1,3-butadiëen ethylbenzeen vinylcyclo-hexeen waterstof ethylcyclo-hexaan tetrahydrofur an "zink" methanol 1,2-butadiëen TOTAAL: TOTAAL: M IN KGjS Q IN kW 8 afgewerkte katalysator M 0.00000 0 0.00000 0 0 0.00000 0.00380 0 0.00000 0.00381 Q 7.681 FABRIEKSVOORONTWERP No 3082 9 zinkvrije topstroom centrifuge M 0.18074 0 3.437570 0 0 0.01693 0 0.00007 0.00342 3.63874 Q 1378 10 12 13

instroom topstroom instroom

1e ₁e ₂e

destillatie destillatie destillatie

M M M 0.18074 0.18074 0.18074 0 0 0 3.437570 0.00004 0.00004 0 0 0 0 0 0 0.01693 0.01693 0.01693 0 0 0 0.00007 0.00007 0.00007 0.00342 0.00342 0.00342 3.63874 0.20120 0.20120 Q Q Q 1378.6 335.3 339.3

ApPARAAT -STROOM .... COMPONENTEN ! 1,3-butadiëen ethylbenzeen vinyl cyclo-hexeen waterstof ethylcyclo -hexaan tetrahydofuran "zink" methanol 1,2-butadiëen TOTAAL:

I

TOTAAL: M IN KG/S Q IN kW 16 topstroom 2e destillatie M 0.18074 0 0 0 0 0.00000 0 0.00000 0.00341 0.18416

I

Q 306.2

FABRIEKSVOORONTWERP No 3082

15 bodem 2e desti l latie M 0.00002 0 0.00004 0 0 0.01692 0 0.00007 0.00001 0.01705

I

Q -48.43 19 6 20 purge recycle purge butadiëen butadiëen THF M M M 0.01807 0.16267 0.00000 0 0 0 0 0 0.00003 0 0 0 0 0 0 0.00000 0.00000 0.01185 0 0 0 0.00000 0.00000 0.00005 0.00034 0.00307 0.00000 0.01842 0.16574 0.01193

I

Q

I

Q

I

Q

I

30.62 275.6 -33.90

STROOM/COMPONENTENSTAAT (vervolg) ApPARAAT - STROOM -> COMPONENTEN 1 1,3-butadiëen ethylbenzeen vinylcyclo-hexeen waterstof ethylcyclo-hexaan tetrahydrofur an "zink" methanol 1,2-butadiëen TOTAAL:

I

TOTAAL: M IN KG/S Q IN kW 3 recycle THF M 0.00000 0 0.00001 0 0 0.00508 0 0.00002 0.00000 0.00511

I

Q -14.62 FABRIEKSVOORONTWERP No 3082 11 bodem 1e destillatie M 0 0 3.43753 0 0 0.00000 0 0 0 3.43753

I

Q 1812 14 17 23 instroom 2e reactor M M M 0 0 0 0 0 0.01878 3.43753 3.43753 3.43753 0 0 0.00002 0 0 0.56324 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 3.43753 3.43753 4.01957

I

Q

I

Q

I

Q

I

1795 2668 1896

STROOM/COMPONENTENSTAAT (vervolg) ApPARAAT - STROOM ---> COMPONENTEN 1 1,3-butadiëen ethylbenzeen vinylcyclo-hexeen waterstof ethylcyclo-hexaan tetrahydrofur an "zink" methanol 1,2-butadiëen TOTAAL:

I

TOTAAL: M IN KG/S Q IN kW 24 uitstroom 2e reactor M 0 3.14689 0.00000 0.05010 0.82258 0 0 0 0 4.01956

I

Q 1904 FABRIEKSVOORONTWERP No 3082 26 M 0 3.14688 0.00000 0.05010 0.82256 0 0 0 0 4.01954

I

Q -848.3

I

27 28 29

vloeistof- vloeistof- vloeistof-gas scheider gas scheider gas scheider instroom topstroom bodem

M M M 0 0 0 3.14688 0.03601 3.11087 0.00000 0 0.00000 0.05010 0.05007 0.00003 0.82256 0.01500 0.80756 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 4.01954 0.10107 3.91847 Q

I

Q

I

Q

I

-1852 - 9 . 076 -1843

STROOM/COMPONENTENSTAAT (vervolg) ApPARAAT - STROOM -+ COMPONENTEN ! 1,3-butadiëen ethylbenzeen vinylcyclo -hexeen waterstof ethylcycl o-hexaan tetrahydrofura n "zink" methanol 1,2-butadiëen TOTAAL: TOTAAL: M IN KG/S Q IN kW 30 M 0 3.11087 0.00000 0.00003 0.80756 0 0 0 0 3.91847 Q -1843 FABRIEKSVOORONTWERP No 3082 31 instroom 3e destillatie M 0 3.11087 0.00000 0.00003 0.80756 0 0 0 0 3.91847 Q 37.02 33 32 21

topstroom bodem recycle

3e ₃e _ethylcycl

o-destillatie destillatie hexaan

M M M 0 0 0 0.02682 3.08404 0.01878 0.00000 0 0.00000 0.00003 0 0.00002 0.80463 0.00294 0.56324 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.83148 3.08698 0.58204 Q Q Q -1138 102.3 -796.8

G

f",-vGjl-

[eH

@

yt. C'(

[Ic-

E

C \--\

STROOM/COMPONENTENSTAAT (vervolg) ApPARAAT-STROOM --> COMPONENTEN 1 1,3-butadiëen ethylbenzeen vinylcyclo-hexeen waterstof ethylcyclo-hexaan tetrahydrofur an "zink" methanol 1,2-butadiëen TOTAAL:

I

TOTAAL: M IN KG/S Q IN kW 34 purge ethylcyclo-hexaan M 0 0.00805 0.00000 0.00001 0.24139 0 0 0 0 0.24944

I

Q -342.5 FABRIEKSVOORONTWERP No 3082 22 recycle ethylcyclo-hexaan M 0 0.01878 0.00000 0.00002 0.56324 0 0 0 0 0.58204

I

Q -772.4 25 16 THF 4.1/107.5 M M M 0 0.00000 3.14689 0 0.00000 0.00001 0.05010 0 0.82258 0 0 0.00508 0 0 0 0.00002 0 0.00000 4.01956 0.00511

I

Q

I

Q

I

Q

I

1031 -14.62

Bijlage 4 Apparaatlijsten

apparatenlijst voor reactoren, kolommen en vaten

APPARAAT NO. Rl R18 T4 T10 V21

Benaming reactor 1 reactor 2 toren 1 toren2

gas-Type CSTR FIXED BED vloeistof

scheider Abs. druk 3.3 1.1. .0.8 2.6 .. 2.9 3.8 .. 4.1 1/1 [bar] 5 Temp [Oe] ₈₀ 135.9 .. 299. 72 .. 172 35.7 .. 11 30/30 2 5.7 Inhoud [m3_{] 22 22.06 34.64 1. 935 2.88} Diameter [m] 2.5 2.37 1.4 0.37 0.56 L of H [m] 4.5 5 22.5 18 11.7

Vulling: * _{zeef- zeef- geen}

schotels schotels Schotels

( + aantal) 56 41

Vaste pakking

Magnesium-oxide

Kat. type heterogeen Katalysator

Kat. vorm mobiele is

katalysator palladium ijzer- op de nitrosyl- reactor-chloride op pakking zink (2 gew.%) deeltjes van 20 lJ.m Speciaal te gebruiken materiaal Aantal in - serie 1 1 1 1 1 - parallel 1 1 1 1 1

Overig Koelmantel koeling

om de door middel

reactor, van recycle

zie HTXR

ethylcy-specifi- clohexaan

caties

Apparatenlijst voor reactoren, kolommen en vaten {vervolg}

APPARAAT NO. T23 V6 V12 V25

Benaming toren 4 refluxvat refluxvat refluxvat

Type toren 1 toren 2 toren 4

Abs. druk 0.3/0.43 2.6 3.8 0.3 [bar] Temp lOC] 90.6/107.2 31.4 30.7 91 Inhoud [m3 ] 402.05 1 0.15 20 Diameter [m] 3.1/2.7 1 0.363 2 L of H [m] 29.6/31.2 1.3 0.363 6 Vulling: * _IMTP random nr Schotels 70 ( + aantal) Vaste pakking Kat. type Kat. vorm Speciaal te gebruiken materiaal Aantal in - serie 1 1 1 1 - parallel 1 1 1 1 Overig FABRIEKSVOORONTWERP NO. 3082

Apparatenlijst voor warmtewisselaars en fornuizen

APPARAAT NO. Rl-mantel H7 H5 HU

Benaming mantel reboiler cond reboil

Type 1e

1e 2e

destillatie destillatie destillatie

Medium

- pijpen vatinhoud bodem top bodem

- mantelzijde koelwater stoom koelwater heet water

Capaciteit Uitgewisselde 4048.14 1357.9 589 40.05 warmte [kW] Warmtewisselen doppervlak 38.7 175.67 157.9 1. 52 [m2 ] Aantal - _{serle 1 1 1 1} - _{parallel 1 1 1 1} Abs. druk [bar] 3 2.96 3 10 - _{pijpen 3.3 40 2.1 4.1} - mantelzijde Temp. in/uit [OC] :Qij:Qzijde 80 172.1 20/25 180/150 mantelzijde 20/40 220/180 72/31.4 116.3 Speciaal te

gebruiken staal RVS staal staal

materiaal Overig