De verwijdering van H2S uit zuur gas met katalysatoregeneratie

(1)

adres:

.

Julianalflan 136 2628 Bl Dslft

,

. Verslag behorende van Hl.J. Theunissen M.P. Klinkenberg . onderwerp:

De verwijdering van H2S uit

met katalysato·-regeneratie

R. de Beerenbrouckstraat" 47 2613 AS Delft 123297/126781 Paxlaan 13 2613 Ge Delft 146586 opdrachtdatum: 02-09-1991 verslagdatum: 28-11-1991

(2)

MTE Sulfur Recovery Process FVO 2919

5 MOTIVERING EN KEUZE VAN APPARATUUR 5. 1 Dimensionering van de apparaten

5.1.1 Fornuis

Normaal liggen de verblijf tijden in het fornuis (figuur 5.1) tussen de 0.5 en 1.5 seconden [6]. Als gemiddelde verblijf tijd werd 1 seconde genomen. Bij een debiet van 6.6 m3_{/s is het volume van het fornuis 6.6 m}3

•

Omdat het fornuis bij hoge temperatuur opereert, moeten speciale hitte-bestendige materialen worden gebruikt. Vaak wordt een coating op de fornuiswand aangebracht, die uit enkele lagen kan bestaan. De buitenste laag heeft een isolerende werking, terwijl de binnenste laag zeer hittebe-stendig is.

5.1.2 Waste heat boiler

In de waste heat boiler wordt de warmte van de verbrandingsgassen uit het fornuis (Quit) afgevoerd. Hierbij wordt het gas eerst gebruikt om koelwater op het kookpunt te brengen en te verdampen, waarna de resterende warmte wordt benut om stoom te oververhitten. De verbran-dingsgassen moeten tijdens het koelproces door de buizen heen geleid worden [15].

De voor de berekeningen gebruikte gegevens zijn weergegeven in tabel 5.1 [25].

Tabel 5.1 Gegevens waste heat boiler.

Grootheid Waarde Quit 2.76*106 (W) ~ Hverdamping 1 .7 * 106 (J/kg) CPwater 4.5 *103 (J/kg.K) CPstoom 3.0 * 103 (J/kg.K) C Pverbr .gassen 1.42 * 103 (J/kg.K)

De af te voeren warmte, Quilt moet worden opgenomen door het koelwa-ter. Het koelwater ondergaat hierbij de volgende veranderingen bij 40 bar:

1. Verwarming van 298 K tot 523 K.

2. Overgang van water naar stoom bij 523 K. 3. Verhitting stoom van 523 tot 683 K.

(3)

-'

Hiermee kan de totale enthalpieverandering worden berekend:

H, = CPwater *L:lT =4.5*103 *(523-298) H2 = L:l HverdamPing H3 = CPstoom *L:lT =3.0*103 *(683-523) L:l Htotaa' 1 .0 * 106 (J/kg) - 1.7 * 106 _(J/kg) 4.8 * 105 _(J/kg) 3.2 * 106 (J/kg)

Nu kan de benodigde massastroom ketelwater (<l> m,k) worden berekend:

cp

-

Ouit

(5.1)

m, k -

H

totaal

ct>m,k = 1.1 kg/s.

Het temperatuurverloop in de waste heat boiler kan opgeslitst worden in twee trajekten:

1. Opwarmen en verdampen van het koelwater (298 - 523 K),

waarbij de verbrandingsgassen afkoelen van Tg,fornuis (1543 K)

tot T g,momentaan.

2. Oververhitten van de gevormde stoom (523 - 683 K), waarbij

de gassen afkoelen van Tg,momentaan tot Tg,uit.

Voor het eerste trajekt respektievelijk tweede trajekt kunnen de volgende warmtebalansen worden opgesteld:

0,

<l>m,k * (H,

+

H2 ) = CPverbr.ga8 * ct> m,g * (Tg,fornuis - Tg,momentaan)

Met behulp van de bekende waarden uit tabel 5.2 kunnen nu berekend worden:

0,

=

2.97 MW

T g,momentaan = 827 K

Q2

= 0.53

MW

T g,uit = 700 K

Het logarithmisch temperatuurverschil kan nu met de volgende formule berekend worden [15]:

(4)

MTE Sulfur Recovery Process FVO 2919 C

6. T

lm = (5.2) T, = Ingaande gastemperatuur. T2

=

Uitgaande gastemperatuur. t, - Ingaande watertemperatuur. t2 = Uitgaande waterlstoomtemperatuur.

Dit levert voor de beide trajekten:

ÖT,n

.

,

= 748 K

ÖT'n.2

= 160 K

Het benodigde warmte overdragend oppervlak (A) kan tenslotte bepaald worden m.b.v. de volgende relatie:

A

.

= Q 1 1

hc

,

~*D.

T

lnl

(5.3)

= trajektnummer. hu., =

50

W/m3K hU.2 150 W/m3K

A,

- 79.4 m 2

A

2

22.1

m 2

Zodat het totale warmteoverdragend oppervlak, Atotaa" gelijk is aan

A,

+

A₂

=

101.5 m2•

Voor een specifikatie van de gebruikte en berekende gegevens zie

bijlage

2.

5.1.3

Zwavelkondensors

In de zwavelkondersors vindt de overgang van dampvormige zwavel naar vloeibare zwavel plaats. De zwavel kondenseert hierbij aan de buitenkant van de pijpen, terwijl aan de pijpzijde lage druk stoom wordt gegenereerd

(H2, H7). Voor de warmteoverdrachtskoëfficient (U) werd een waarde van

(5)

Tabel

5.7

Gegevens van stromen voor de dimensieberekeningen. Stoom-

P

9 (kg/m3)

~I

(kg/m31

CPm

(kg/s)

CPv

(m3/s) num-mer

3

0.44 -

2.9

6.6

5

1.36 -

2.26

1.66

6 -

1692

0.63 3.7 10-4

7

1.15 -

2.26

1.96

9

1.12 -

2.26

2.0

10 -

1692

0.2 1.2 10-

4

12

1.27 -

2.48

1.95

15

1.22 -

2.48 2 . .0

0.6 0.4 0.2 Kv 0.1 0.08 0.06 0.04 2 4 6 8 0.1 2 4 6 8 1.0 2 4 6

Figuur

5.2

Ontwerpfaktor,

Kv,

voor vloeistof/gasscheiders.

'--I

c

I

c

I

cl _I

c

C

l-Cl

c

(6)

1100 W /(m2 _.K)_{genomen [15]. In bijlage 2 zijn de specifikaties van de}

kondensors uiteengezet. De hiervoor gebruikte rekenprocedure is gelijk aan die voor de waste heat boiler (hoofdstuk 5.3.2).

5. 1 .4 Vloeistof-gas scheiders

De vloeistof-gas scheiders zijn gedimensioneerd aan de hand van de

methode volgens Evans [1 7]. De scheider kan vertikaal of horizontaal

worden opgesteld. In deze Claus-unit is gekozen voor een horizontaal opgestelde scheider.

De gebruikte gegevens staan vermeld in tabel 5.7.

Allereerst moet de vapour/liquid scheidingsfaktor (V /L) worden bepaald:

V

1>

m , 1

j

P

~

(5 4)

7:=

(-Pm,g

Pl

.

<t>m,g

= gas massastroom (kg/s)

<t>m,1

=

vloeistof massastroom

M.b.v. deze faktor en figuur 5.2 is de ontwerp dampsnelheid- faktor (K)

te berekenen.

Hiermee kunnen de maximale dampsnelheid (Ug,max), het minimale

opper-vlak van de doorsnede (Amin) en de minimale diameter van de scheider

(Dmin) worden berekend.

u

=Kv

l v . lIla x ~

P

1

-

P

g

Pg

(5.5)

A

IIlln

cp

v, q

U

g, lIla x

(5.6)

19

(7)

7 6 5 4 3 2

,

0.5 , I / / /

f-C

Cohesive 20

wlalarm wlo alarm Goed Fair Poor

-FRC _1/2 1 2 3 4

LRC 1 11_h ₂ ₃ ₄

TRC 11_h ₂ ₂ ₃ ₄

These design times represent adequate surge volume and

actually are somewhat lat. In a highly competitive situation,

it is recommended th at the labor factors be cut by 50%.

Table 5.4 Operation Factors tor

External Units Operating Characteristics

Under good contral Under fair control Under poor control

Factor

Feed to or from storage

2.0 3.0 4.0 1.25

Note: These factors assume that there is a board·mounted level recorder. If th is is not so, the following additional multiplying factor must be applied:

Level indicator on board 1.5

Gauge glass at equipment only 2.0

1\ B \ ~ ~Ioble f'. 0 A

_f'"

Sond - hke

f\

Äeroloble

~

\ 1\ 1\

"

~ "- \ I _~ ' / f\,

\\

/ , '\

,

1\

I' 50 100 5 1,000

c

(8)

MTE Sulfur Recovery Process FVO 2919 I

D

run =

~

4 (

A

rn~n ) Tt

(5.7)

<t>v

,

g

= damp-debiet (m3/s)

<t>v

I = vloeistof-debiet

Nadat de ontwerptijd (tontwerp) is vastgesteld kan het vloeistof-volume (VI)

en de vloeistofhoogte (Hl) in het vat worden bepaald:

V1 =c±>V, l ' tontwerp (5.8)

(5.9)

De ontwerptijd wordt bepaald door een aantal faktoren, de instrumentfak-tor, werkfaktor en operatiefaktor. De faktoren leveren responsietijden die een rol spelen bij overlopen van de VIL-scheider. Deze staan vermeld in tabel 5.3 en 5.4.

Hieruit volgt een ontwerptijd van 10 minuten.

Voor een goede dimensionering is een lengte/diameter-verhouding tussen 3 en 5 vereist. Voor het ontwerp is een faktor 4 gebruikt.

In bijlage 2 zijn de ontwerpwaarden van de verschillende gas/vloeistof scheiders gespecificeerd.

5.1.5 Heater

In de heater wordt het procesgas m.b.v hoge druk stoom opgewarmd tot de regenerator temperatuur. De gebruikte stoom koelt hierbij af van 410

Oe

naar 290

0 e

.

In bijlage 2 zijn de verdere specificaties weergegeven.

5. 1 .6 De fluïdiserend-bed reaktoren

Volgens Simek [1,2] zal de verblijf tijd van het gas in de fluïdiserend-bed reaktor drie maal kleiner zijn de verblijf tijd in een fixed-bed Claus-reaktor

(± 4 s). Voor de verblijf tijd (r) in de fluïdiserend-bed reaktor wordt

daarom 1.3 s genomen. Deze geldt zowel voor de regenerator als voor de reaktor.

De voor de berekening benodigde gegevens zijn weergegeven in tabel 5.2. Samen met de gegevens voor de katalysator uit tabel 2.1 en figuur 5.3 [11] kan worden gekonkludeerd dat de katalysator zich gedraagt als een

(9)

Tabel

5.2

Gegevens voor de berekening van het fluïdiserend-bed.

A:

fluïdiserend-bed B: fluïdiserend-bed regenerator reaktor <Pm,g (kg/s)

2.259

2.479 ~

(kg/m3 )

1.15

1.22 Pg

(kg/m.s)

2.82 10-

5

2.03 10

-

5 <Pv,g (m3/s)

1.96

2.0

T (5)

1.3

d_p (pm)

195

bUlk(kg/m3)

795

kat (kg/m3)

1843

fbed (-)

0.57

(/)8 (-)

0.86

CPkat(kJ/kg.K)

1.0 N (-)

3.77 10

8

Ap

1.195 10

-

7

c

L I

(10)

Geldart B-poeder.

Om de hoeveelheid katalysator (Wkat) te bepalen wordt eerst het volume

van het katalysator-bed (V bed) in ongefluïdiseerde toestand berekend

m.b.v. de volgende formules:

V

bed

=

<P

v , g *1 (5.10)

W

ka t =

V

bed

*P

bul k W k8t,regeneretor = 3350 kg kat. V bed ,regenerator = 4.3 m 3 • Wkat,reaktor

=

2000 kg Vbed,reaktor = 2.54 m3 (5.11 )

De minimale fluïdisatiesnelheid (Umf ) volgt uit de volgende relatie [101:

1 '

7

5 (

d

p

U

mi

P q

) 2 +

1

5

0 (

1 -

[;)

(

d

p

U

mi

P

q )

[3tp 5

fl

[3tp2

fl

Umf,reg = 0.051

mis.

(/Ja = bolvormigheid jJ = viscositeit gas

€

=

porositeit van het bed

g

=

valversnelling

Umt,reak = 0.069

mis

(5.12)

De terminale snelheid (Ut), waarbij de deeltjes worden uitgeblazen volgt uit

formule 5.13:

(5.13)

(11)

.. i/ /~ k'/ I 1/ / 0.0 1 L..--~...J....~..I..J..J.JL....-~....I...J--I..I..J..U.I_'-:"""...J...:w....J..J.J.J..I.-_'-:"""J...J....J...J..llJ 1.0

Figuur 5.4 Diagram ter bepaling van terminale deeltjessnelheid.

G,

~

kg

~

=

50

.

\m2.

s)

75 ---~-~~r-~~~-r----.---r-~~-r~-4~~~---- 100 1.0 ... 125 150 0.9 FCC Catalvst

I

§ 0.8 Ü <U ...

-:g o > 0.7

Recirculation of solids needed

0.5 1.0 2 5 10 Uo (mis)

c

(12)

Hiervoor wordt Ut" m.b.v. dp " uit figuur 5.4 [101 bepaald. Hierin geldt voor

d_p" :

(5.14)

Regenerator: Reaktor:

Ut· = 0.80 [-Jo Ut· - 1.80 [-].

d_{p •}

=

4.46 [-].

d

p • -

7.57 [-].

Ut

=

0.86

mis.

Ut - 2.90 mis.

Normaal gesproken wordt nu de fluïdisatiesnelheid tussen de minimale en terminale fluïdisatiesnelheid gekozen.

Voor de fluïdisatiesnelheid kan volgens Geldart [111 maximaal 10 maal de minimale fluïdisatiesnelheid gekozen worden. Aan de hand van gegevens volgens Dalia Lana [5] is een keuze gemaakt voor de fluïdisatiesnelheid in de regenerator en de reaktor. De regenerator opereert bij hoge fluïdisatie-snelheid terwijl de fluïdisatie-snelheid in de reaktor laag is.

Uo,reg

=

0.7 mis.

UO,reak

=

0.35 mis.

In figuur 5.5 zijn voor een FCC-katalysator de verschillende fluïdisatieregi-mes bij varierende fluïdisatiesnelheden weergegeven. De fysische eigen-schappen van deze katalysator komen in grote lijnen overeen met de Kaiser S-501 katalysator (ook een Geldart B-poeder), zodat deze figuur van toepassing is op het hier gebruikte fluïdiserend-bed. In de regenerator zal turbulente fluïdisatie optreden, terwijl de reaktor in het bubbling-regime werkt (figuur 5.6).

Nu kan de fluïdiserend-bed reaktor gedimensioneerd worden, daarvoor moet de hoogte van het fluïdiserend-bed (Hf) bij U_oworden berekend. Allereerst wordt de hoogte van het bed bij minimale fluïdisatiesnelheid bepaald.

H

mf=-A~--~~---

V

bed (5.15)

f . breaktor

(13)

Fixed bed Minimum fluidization

t

;?o

;

:!t.

~

:~:(::.:)':::::

L

l

r

ml .

.

::~

.

;:

:_

.:·.·,;.!.·

· .. . .

~

.

:

.. :·.;.; .. ',·::.· .. :.: ...

~

.

:~:::.:

... -... ': ...

:~::

... : ... ::: .... ;:: ... ; .... ; ..

~

: .... . .: ....: .. _: .. __

~

::.,:.{ .... :: . . ....

_~.:'.:.:~:

. .

~.:.

LIJ

1~f~~;[ili@~

~

_

Gas or liquid (Iow velocity) (a) Slugging (Axial slugs)

11

Gas (a)

1 i

Gas or liauid (b) Slugging (Flat slugs) . ', . .

'.

!

Gas (f) Smooth fluidization '," .', . (c) Turbulent f1uidization (g)

Figuur 5.6 Fluïdisatie regimes.

Bubbling fluidization (d) Lean phasa fluidization with pneumatic transport

---f

i

Gas or liquid (high velocity) {hl

c

C.

I

L

I

c

(14)

~.

A t b reak tor (5.16)

A

1 D

2 reaktor =

T

l1 f . b. reaktor (5.17) Regenerator: Reaktor: A

=

4.6

m2• A -

5.6

m2 0

=

2.4

m. 0

=

2.6

m Hmf

=

0.95 m. Hmf

=

0.4 m

De hoogte van het fluïdiserend-bed (Hf) volgt nu uit de volgende empiri-sche korrelatie

[24]:

Hf

=1+10.978

(

H

mt

Uo-U

mf) 0.738

d

pl . 006 Pka t 0

U

mt

O ' 937 pgO 126 (5.18) Regenerator: Reaktor: Hf = 1.4

m.

Hf = 0.5

m

In het algemeen kan worden gesteld dat de uiteindelijke hoogte van de flu-idiserend-bed reaktor (H) 3 tot 5 maal de hoogte van het bed is.

H $:::: 6

m.

H

$::::

2.5 m

Om de drukval (Cl Pf) over de katalytische reaktoren te bepalen wordt uitgegaan van de volgende relatie (11]:

~p

t

= (

P

ka t

-

P

g)

(

1 -[

)

q. 1

0

-5 (5.19)

mt

(15)

Cl

c

TANGENTIAl. SCROLL HELICAL AXIAL

Figuur 5.7 Doorsnede van een cycloon en de dimensies.

High Efficiency General Purpose High Throughoul

cl

Slalrmand Swifl Lapple Swill Slairmand Swlll

Recommended Duly: (5) (30) (19) (30) (5) (30) Dimênsion ralins: IJ I I I I I I D,/D 0.5 0.4 0.5 0.5 0.75 0.75 ai~ 0.5 0.44 0.5 0.5 0.75 0.8

Cl

h;!) 0.2 (l.21 0.25 0.25 0.375 0.35

Sm

0.5 0.5 0.625 0.6 O.H75 O.S5 110 4.0 3.? 4.0 3.75 4.0 J.7 h,U 1.5 1.4 2.0 1.75 1.5 1.7 BI) 0.375 0.4 0.25 0.4 0.375 0.4 Otl:cr parameters: L Gct'nlctry paramclcr C 55.1 (,4.6 50.4 47.7 Scmii inlcl, C

not "ppliC<lblc

1\k:$urcd 611 5.4 ?2 lUl 7.6 7.2 7.0

Q/!)', m/hr 5.3XO 4,1)50 ("H60 (,J,70 16,100 12,400

c

Tabel 5.5 Ontwerpfaktoren voor cyclonen (zie figuur 5.7)

(16)

ClPf ~ 0.06 bar. Cl Pf ~ 0.06 bar.

Alle specifikaties betreffende de katalytische fluïdiserend-bed reaktoren zijn samengevat in bijlage 2.

5. 1 .7 Cyclonen

Het principe van een cycloon berust het feit dat gas, beladen met deeltjes, een draaiende beweging maakt, waardoor de deeltjes aan een centrifugale kracht worden onderworpen en zich naar de cycloonwand begeven.

Hierna vallen ze via een pijp terug in het gefluïdiseerde bed. In figuur 5.7 is een doorsnede van cycloon met de bijbehorende dimensies weergege-ven.

Voor het ontwerp van de cyclonen is gebruik gemaakt van tabel 5.5 [22). Er is gekozen voor een batterij van 4 high efficiency cyclonen (collection

efficiency>

95

%) om zoveel mogelijk katalysatormateriaal uit de

gas-stroom te verwijderen.

Het gasdediet per cycloon wordt dan:

<t>v,9,CYCI,reg =

0.82

m3/s <t>v,9,cycl,roak

=

0.488

m3 Is

Volgens Leith en Dirgo

[22]

geldt voor de minimale diameter van deze

cyclonen de volgende relatie:

1

D

= (

cp

v , g , C yc 1

,i)

-Z-

(5.20)

m

80

Waarin <t>v,g,cycl,i het gasdebiet in

m

3/h voor de regenerator of de reaktor.

Deycloon = 0.68 m Deycloon =

0 .

52

m

Met behulp van de gegevens uit tabel 5.5 kunnen de cyclonen nu volledig worden gedimensioneerd:

(17)

1 I ~=;: I1

l

;

11 "'1111'11 1 1111': lil

I

i

i!

1I : , sr"UCTU"." SUPM)'" (a) (b) Figuur 5.8 Kaarsenfilter. .J::

'"

E M E Q 0 '-.J:: g u lil 0 (!) 300 250 200 150 100 50

o

1

...-

i-""'"

----

.-...-

,...

----

r--i

111

1

! I ! i 11 i ! ! I1 ! I I i

...-

>--'\ ; ~

----II ...____ ! ~

...-

... l--h111...____ · ~, v

---j..111 ___ , ~

---

'

, I11 , , _, '

Tl

I j j 10 100 ,

Average port:cle size d (Ilffi)

1 10 100 1000 l0-1000 M E Ol E C Q

-

0 l -C Q.1 U C 0 u Vi ::J 0 lO-SQ. loutO "O~f" ACCES$ HYptC.1. BOTH ENOSI

Figuur 5.9 Gas/cloth ratio als funktie van deeltjesgrootte en

stofkoncen-tratie. VENTURI DIIITT GAS COMIIOH IHLE COMPRESSED AIR "ET / OUTLET MANIFOLD ...---H--...., TO FAN EXPANDED BAG ( \ J C L

(18)

Tabel 5.6 Dimensionering cyclonen.

Regenerator Reaktor Aantal 4 4

o

(m) 0.68 0.52 De (m) 0.34 0.26 a (m) 0.34 0.26 b (m) 0.14 0.10 S (m) 0.34 0.26 H (m) 2.72 2.08 h (m) 1.02 0.78 8 (m) 0.26 0.20

5. 1

.8 Kaarsenfilters

Om de laatste resten kleine deeltjes (10-100 pm) uit het procesgas te

verwijderen, is na de cyclonen een kaarsenfilter geplaatst. Zoals uit figuur

5.8 blijkt is de scheiding van stof mechanisch. Het filteroppervlak wordt

bepaald aan de hand van figuur 5.9. Hiervoor dient de gas/cloth ratio te

worden bepaald:

<p .

"i

= V , Q , l

A

t11 ter

(5.21)

Waarin ct>v.g.i het gasdebiet in m3/h voor de regenerator of reaktor.

Uitgaande van een standaard/normaalverdeling voor de katalysator

deeltjes en een collecion efficiency van 95 % van de cyclonen werd de

gemiddelde deeltjesdiameter in het filter geschat op 80 pm. De stof

kon-centratie werd tussen 50 en 1 50 mg/m3 _{genomen. Hieruit volgt:}

Afilter.reg,

=

65 m 2

Afilter.rsak, = 40 m2

Volgens Cheremisinoff [26) wordt, bij een procesdruk van 1-2 bar, het gas

langs het filter geleid zoals geschetst in figuur 5.10.

(19)

METER EO SOL/OS 1 IN 2 3

\~~~~---\I

AIR

...

-,,----THROAT

Figuur 5.11 Doorsnede Venturibuis.

(

-I

LJ

(

cl

I

(20)

I

~

I

Een gebruikelijke buitendiameter van de kaarsen is 2.2 - 2.4 inc (5.6-6.1 cm). Bij een kaarslengte van 2 m volgt hieruit voor het aantal kaarsen: Nfi'ter,reg.

=

1 60 Nfi'ter,reak.

=

1 05

Voor de drukval over de fluïdiserend-bed reaktor/regenerator en daarop volgende cyclonen met kaarsenfilter werd 0.1 bar genomen.

5.1.9 Venturibuis

Het principe van een venturibuis (figuur 5.11) [23] berust op een snel-heidsverhoging van het gas door een vernauwing in de pijp. Hierdoor ontstaat plaatselijk een verlaging van de druk, zodat het de katalysator mogelijk wordt gemaakt de recycle-gasstroom te betreden.

5. 1 . 1 0 De katalysator recirculatie

5.1.10.1 Kinetische beschouwing

Volgens de gegevens uit tabel 2.1 kan de katalysator worden beladen met 7.4 gew. % zwavel. Dit betekent dat het katalytische bed van 3350 kg (Wkat) in de reaktor met 248 kg zwavel (Wzwavel) beladen kan worden. De beladingssnelheid door de reaktie tussen H₂

5

en

50

2 bedraagt

0.2

kgls

(<l>m,zwavel) •

Nu kan de recycle-snelheid (<1> m,reCYcle) van het katalysatormateriaal worden bepaald:

cp

m, recycle CPm ,zwavel

W

kat

IV

zwavel

(5.22)

Zodat <l>m,recYcie = 2.7 kg/s.

De recycle-buis wordt nu alsvolgt gedimensioneerd:

Om de katalysator te kunnen meevoeren van de regenerator naar de reaktor moet, volgens experimentele gegevens [231, de gassnelheid worden opgevoerd tot

25 -

40

mis.

Hieruit volgt dat de buis een diameter van

25

tot 30 cm heeft.

5.1.10.2 Warmte beschouwing

De katalysator die de recycle-buis betreedt is warm. Tijdens het transport naar de fluidiserend-bed reaktor zullen de katalysator deeltjes warmte

(21)

overdragen aan het gas de hierdoor daalt de temperatuur van de deeltjes en stijgt de temperatuur van het procesgas. De deeltjes die de regenerator verlaten hebben een temperatuur van ± 325°C. Met ongeveer deze temperatuur betreden zij de recycle-riser.

Door de hoge gassnelheid is het stomingsprofiel in de recycle-riser turbu-lent, zodat het gas om de katalysator deeltjes kontinu wordt ververst. De warmteoverdrachtsweerstand in het gas kan zodoende worden verwaar-loosd, waardoor slechts de warmteoverdachtsweerstand van de vaste katalysator wordt beschouwd. Voor de berekening werden enkele aan-amen gedaan:

- De warmtgeleidingskoëfficient van de katalysator werd geschat op 2 W/(m.oC) [27].

- De verblijf tijd van de deeltjes in de riser is, vanwege de turbulentie, groter dan die van het gas. Bij een lengte van de riser van 15 m is de veblijftijd van het gas ± 0.5 s en die van de deeltjes 1 s.

- De katalysator temperatuur daalt in de recycle-riser van 325°C tot 140 °C.

- Bij de overdracht gaat 20 % van de warmte verloren door overdracht naar de wand van de riser.

- De gegevens die in de berekeningen zijn gebruikt staan ver-meid in tabel 5.2.

De volgende formule geeft de ralatie voor de door de kataly-sator overgedragen warmte weer [27]:

IL.

P

ka t

Cp,

ka t

nt

Q - overgedragen warmte (W) T1 = begintemperatuur kat. T2 = eindtemperatuur kat. (5.23)

Ap

=

buitenoppervlak 1 kat. deeltje N

=

aantal deeltjes per seconde

dat recycle-riser betreedt

À = warmtegeleidingskoëfficient t

=

verblijf tijd katalysator in

recycle-riser

CPkat = soortelijke warmte kat.

(22)

Invullen van de gegevens levert voor de afgestane warmte Q = 165 kW.

Met een efficiency van 80 % (punt 4 aannamen) wordt er 130 kW aan

het gas overgedragen. Hierdoor stijgt de gastemperatuur in de riser met

Q/(Cp,gas.<l>m,gas) = 28 °C. De temperatuur waarmee het gas

fluïdiserend-bed reaktor betreedt is 1 40 0 C.

(23)

'---' I ~) i J ...) I ~ J

-6 EKONOMISCHE BESCHOUWING [19]

Voor de ekonomische beschouwing wordt uitgegaan van de volgende gegevens:

- 1 jaar

=

8000 uur.

- Produktiekapaciteit (P) = 23.962 kT zwavel per jaar. - Lang-faktor (F) = 4.74

- 1 U.S. Dollar = fl. 1.85

6.1

Investeringen

De totale investeringen worden berekend volgens de methode van Lang [19]. Eerst worden de totale kosten van de apparatuur berekend. Deze kosten worden vermenigvuldigd met de "Lang-faktor" om de totale investeringskosten te verkrijgen.

Per apparaat bedragen de totale kosten:

- Kompressor C 12 93 ktl.

- Kompressor C 16 42 ktl.

- Waste heat boiler H 1 103 kfl.

- Kondensor H2 103 kfl. - Heater H4 80 kfl. - Kondensor H

7

103 ktl. - Kondensor H9 64 ktl. - Vloeistof/gasscheider V11 16 kfl. - Vloeistof/gasscheider

va

12 kfl. - Vloeistof/gasscheider V3 12 kfl. - Fornuis F1 200 ktl. - Reaktor R6 150 ktl. - Reaktor R 1 5 100 kfl. - Kaarsenfilter M 1 5 125 kfl. - Kaarsenfilter M6 180 kfl. - Cyclonen (R6), 4 stuks 40 ktl. - Cyclonen (R15), 4 stuks 29 ktl. 1452 kfl De totale investeringen bedragen: F

*

1452 ktl. =

6883 kfl.

(24)

MTE Sulfur Recovery Process

6.2 Kosten

6.2.1 Variabele kosten

*

De kosten van de hulpstoffen:

- Ketelwater

61920 ton/jaar à tI. 0.5/ton

- Koelwater

15552 ton/jaar à ti 0.05/ton - Hoge druk stoom

6336 ton/jaar à ti 35/ton

* De kosten van het aardgas:

- Aardgas (Qfornuis = 78134 GJ/jaar)

78134 GJ/jaar à tI. 7.44/GJ

*

De elektriciteitskosten: - Kompressor C 1 2 264000 kWh à ti 0.13 - Kompressor C 1 6 144000 kWh

à

ti 0.13

*

De kosten van de katalysator:

- 5.32 ton kat. à ktl. 27/ton

De kat gaat 4 jaar mee, dus jaarlijkse kosten voor de katalysator zijn

* Totale variabele kosten

FVO 2919 31 ktl 1 ktl 222 ktl 254 ktl. 581 ktl. 34 ktl. 19 ktl. 53 ktl. 144 ktl. 36 ktl. 924 ktl. 30 - - - -

(25)

-6.2.2 Niet variabele kosten * Onderhoudskosten:

- 4

%

van de totale investeringen 275 kfl.

* Loonkosten:

Aan de hand van de "Wessel-relatie" [19J worden de loonkosten bere-kend:

manuren

k

~t-o-n--p--r~o-d~u-k~t-- =

,

₍

_{kapaCl tel t}

dag

k = Wesselfaktor N

=

Aantal processtappen De waarde voor k is 1.7 (kontinu proces).

N bedraagt 7 (3 reaktoren, 3 GIL scheiders, 1 blower).

) 0 , 87

(6.1 )

Bij een kapaciteit van 71.88 ton zwavel per dag levert dit 0.29 manuren per ton zwavel. Het bijbehorende aantal funktieplaatsen is 0.87.

- 0.87 funktieplaatsen à 350 kfl. 305 ktl.

Voor deze plant is 4 à 5 man personeel nodig.

* Totale niet-variabele kosten 580 ktl.

(26)

6.3 Opbrengst

* Opbrengst aan zwavel:

- 23962 ton/jaar à tI. 210/ton 5032 ktl.

* Opbrengst hoge druk stoom:

- 31680 ton/jaar

à

fl. 35/ton 1109 kfl.

* Opbrengst lage druk stoom:

- 30240 ton/jaar

à

fl. 28/ton ·847 kfl. * Totale opbrengst 6988 ktl. 6.4 Overzicht I ~ Investeringen: 6883 ktl. Kosten hulpstoffen: 254 ktl. Aardgaskosten: 581 kfl. Elektriciteitskosten: 53 ktl. Katalysatorkosten: 36 ktl. Loonkosten: 305 ktl. Onderhoudskosten: 275 kfl.

~ J Totale kosten (zonder atschrijfkosten): 1504 ktl.

Opbrengst 6988 ktl.

(27)

--/'

6.5 Afschrijving

Er bestaan verschillende methoden om de afschrijving van de fabriek te berekenen. Voor de berekening van de afschrijving van deze plant wordt

gebruikt gemaakt van de "Sum of the years digits"-methode. Bij deze

methode wordt de totale investering (lt) verminderd met het werkkapitaal (lw) afgeschreven tot de restwaarde. De restwaarde kan op 0 kfl. worden

gesteld De afschrijvingskosten per jaar wordt gegeven door de volgende

relatie:

Z d =

2 (

n

-G

+

1 )

(a

- s

)

nc

n

+1

)

(6.2)

De boekwaarde (Sd) wordt gegeven door:

5

d =

5

+ (

a -

5 )

.

( n -0) (n -0 +

1 )

(6.3)

n

(

n

+d )

n = afschrijvingsperiode

d

=

lopend jaar

a

=

af te schrijven bedrag (lt-Iw)

S

=

restwaarde

In tabel 6.1 wordt een financieel overzicht gegeven over de

afschrijfperio-de.

6.6 Return on Investment (ROl)

De ROl wordt berekend aan de hand van de netto winst en de totale investering. De netto winst is gelijk aan:

Netto winst

=

0.5 *

(opbrengst - kosten - afschrijvingskosten)

De faktor 0.5 duidt op 50 % belasting.

Voor de ROl geldt:

ROl

=

nettowinst

1 t

.

100 %

(6.4)

(28)

Tabel 6.1 Overzicht van de ekonomische beschouwingen van het

MTE

Sultur Recovery Process.

Jaar

op-

Kosten

Boekwaar-

Atschrij-

Winst

ROl

brengst

de

ving

[i]

[ktt.]

[%]

1 6988

1504

5294

1176

2154

31.3

2 6988

1504

3882

971 2257

32.8

3 6988

1504

2787

796 2344

34.1

4 6988

1504

1941

647 2419

35.2

5 6988

1504

1294

518 2483

36.1

6 6988

1504

809

404 2540

36.9

7 6988

1504

457

305 2590

37.6

8 6988

1504

216

216 2634

38.3

9 6988

1504

68

136 2674

38.9

10 6988

1504

0

65 2710

39.4

l..,1

c

L

c

r \...,.

c

(29)

De ROl-waarden zijn eveneens opgenomen in tabel 6.1.

6.7 Pay Out Time (POT)

De POT is het aantal jaar dat nodig is om de oorspronkelijke investering verminderd met het werkkapitaal terug te verdienen:

' " POT _L _d-_l

Eo =I

t

-Iw

+

5

(6.5)

Eo = exploitatieoverschot

= opbrenst - kosten = 5484 De POT bedraagt 1 .2 jaar.

6.8 Internal Rate of Return (lRR)

Een ander ekonomisch kriterium is de Internal Rate of Return. Dit is een methode die wel rekening houdt met de verandering van de waarde van geld in de tijd. Hierbij worden cash flows over de looptijd van het projekt omgerekend op de huidige waarde met een zodanig return percentage, dat de som van deze verdiskonteerde cash flows over de lootijd gelijk is aan nul. De basisgedachte hierachter is dat de geldstroom die in de looptijd van het projekt binnenkomt, onmiddellijk geherinvesteerd wordt in projek-ten met dezelfde Rate of Return als het lopende projekt.

-

I

t

+ ",10 L~ -1 _ _ _

...,

W

~

i

....,....,.-

_ _ + 5 +I w+ W Cl -10 ) =0 (6.6)

(

1

+

IRR

)

~

(

1

+

1

1 RU R(J

)

10

100

Wi - winst in jaar i De IRR bedraagt 33

%.

34

(30)

c

Tabel 7.1 Samenstelling afgasstroom.

Komponent MTE Sulphur Konventioneel

_c

Recovery Process Claus Proces

[kg/sl [kg/sl

H

_2S

0.0011

0.006

CO 2 0.173 0.218 C3He 0.0 0.0

H

₂₀

0.052

0.53 N2

1.37 1.525 O2 0.0 0.0

CS2

0.0

0.0 S02

0.001

0.006

I

c

S2 0.00014 0.0

COS

0.0

0.0 c

r

'-c

c

o

(31)

7 KONKLUSIE

Ten opzichte van een konventioneel Claus-proces biedt het MTE Sulfur Recovery Process grote voordelen. De emissie van zowel H2S als S02 reduceert, zoals uit de samenstelling van het afgas blijkt (tabel 7. 1 ). Van de zwavel die het proces ingaat wordt 99.8 % teruggewonnen, hiermee wordt tevens aan de Duitse-emissie standaard (tabel 2.3) vol-daan.

Simek [1] stelt dat voor een zwavelterugwinningsfabriek met een kapaci-teit van

30-40 ton zwavel per dag, een katalysator-konsumptie van

4.8

ton per jaar te verwachten is. Voor het toegepaste fluïdiserend-bed systeem is 5.3 ton katalysator nodig, die na 4 jaar wordt vervangen. In het konventionele proces [12] wordt 50 ton katalysator gebruikt, die een levensduur heeft van 2-3 jaar.

Hieruit blijkt dat het MTE proces een forse reduktie in katalysator verbruikt oplevert.

Het lage katalysator verbruik en de hoge zwavel-recovery leveren resp. een kostenverlaging en een opbrengstverhoging op. De equipment van het MTE proces zal een hogere investering vereisen dan de equipment van een konventionele plant. De fluidesed-bed reaktors met cyclonen en kaarsenfil-ters zijn een stuk duurder dan de simpele fixed-bed reaktoren die in het oude proces worden gebruikt. Verder bevat het proces een tweetal blowers.

De katalysator in de fixed-bed reaktors dient vaker te worden schoonge-maakt, hetgeen meer manuren kost.

Kijkend naar de ekonomische beschouwing blijkt de fabriek over een afschrijfperiode van

10

jaar een toenemende winst te boeken. In

1.2

jaar zijn de gedane investeringen terugverdiend.

Deze zuiveringsinstallatie is niet in eerste instantie bedoeld om te produce-ren en winst te maken. Het belangrijkste doel van de plant is het zuiveproduce-ren van een bepaalde gasstroom om de emisssie van schadelijke stoffen in het milieu te voorkomen.

(32)

8 SYMBOLENLIJST

Symbool Omschrijving Eenheid

A oppervlakte m2 Cp soortelijke warmte KJ/(kg. ° C) ~, d_p deeltjesdiameter m D diameter m € porositeit Cl>m massastroom kg/s

<Ps

bolvormigheid <Pv volumestroom m3_/s gas/cloth ratio 9 valversnelling m/s2

G

vrij Gibbs energie KJ/mol

he warmteoverdrachtskoëfficient W/(m2•oC) H enthalpie KJ/mol Hl vloeistofhoogte m H_mf minimale fluidisatiehoogte m K reaktie evenwichtskonstante warmtegeleidingskoëfficient W/(m.oC) J.1 viskositeit Pa.s OP drukverschil bar Q _warmtestroom _W dichtheid kg/m3 R gaskonstante (8.314) J/(mol. °C) S entropie KJ/(mol. ° C) T verblijf tijd s t tijd s T temperatuur °C U snelheid mts V volume m3

VIL

vapour/liquid-scheidingsfaktor

W

kat hoeveelheid katalysator kg

(33)

9 LITERATUUR

1. Simek I.O., Sulfur unit circulates catalyst, Hydrocarbon

Processing, april

1991.

2. Simek I.O., Sulphur Recovery Process, U.S. Patent

4.801.443, 31

jan.

1989.

3. Pearson M.J., Developments in Claus catalysts, Hydrocarbon

Processing, feb.

1973, 81-85.

4.

Gamson B.W., Elkins R.H., Sulfur from Hydrogensulfide,

Chem. Eng. Prog.

49 (1953) 4, 203-216.

5.

Dalia Lana l.G., Birkholz R.K.O., Behie L.A., Kinetic

Modelling of a Fluidized Bed Claus Plant, Can. J. Chem.

Engng., 65 oct.

1987, 778-784.

6. The Status of Claus Sulfur Recovery Processes, Sulphur

no.

187, 1986,

supplement.

7. Bonsu A.K., Meisen A., Fluidized Bed Claus Reaction

Studies, Chem. Engng. Sci.,

40 (1985), 27-37.

8.

Besher E.M., Meisen A., Fluidisation, Chem. Engng.

Sci., 45

(1990), 3035-3045.

9. Meisen A., Benett H.A., Consider all Claus Reactions,

Hydrocarbon Processing, nov.

1974, 203-216.

10.

Kunii

0.,

Levenspiel

0.,

Fluidisation Engineering, secondedition,

Butterworth-Heinemann,

1 991 .

11. Geldart D.,Gas Fluidisation Technology, John Wiley & Sons,

New Vork

1986.

12.

Giltay A.S., Helmsing M., Het SuperClaus Proces,

FVO

2853,

T.U. Delft, mei

1991.

(34)

-.../

13. Smith J.M., Van Ness H.C., Introduction to Chemical

Engineering Thermodynamics, McGraw Hili Book Company, 4th. ed., 1987.

14. Scott Fogler H., Elements of Chemical Reaction Engineering,

Prentice Hall Inc., 1986.

15. Coulson J.M., Richardson J.F., Chemical Engineering,

Volume 6, Pergamon Press, Oxford, 1991.

16. Perry R.H., Green

0.,

Maloney J.O., Perry's Chemical

Engineering Handbook, 6th. ed., McGraw Hili, 1984 .

17. Evans F.L., Equipment Design Handbook for Refinaries and

Chemical Plants, Houston 1947, Vol. 2.

19. Montfoort A.G., Diktaten Chemische Fabriek, T.U.Delft

1989, deel 1 a, 1 b en 2.

20. Bretherick, Handbook of Reactive Chemical Hazards, 4th.

edition., Butterworth-Neinemann, 1990.

21. Johnstone H.F., Kelley M.D., McKinley D.L., Fog formation

in cooler-condensors, Industrial & Engineering Chemistry,

Vol. 42, 11, 2298-2302.

22. Dirgo J., Leith D., University of North Carolina, Design

of cyclone seperators, Encyclopedy of Fluid Mechanics chapter 41.

23. Marcus A.D., Leung L.S., Klinzing G.E., Rizk F.,

Pneumatic Conveying of Solids, Chapman and Hall, 1990.

j

24. Babu S.P., Shah B., Talwalkan A., Fluidisation

correlati-ons velocity and fluidised bed expansion, American

Insti-tute of Chemical Engineers Symposium series, 74, p. 176,

1978.

25. Weast C., Astle J., CRC Handbook of Chemistry and

Physics, 63 rd. ed., CRC Press Inc., Florida.

(35)

26. Cheremisinoff N.P., Cheremisinoff P.N., Hydrodynamics of Gas-Solids Fluidisation, Gulf Publishing Company Book Devision, 1984.

27. Smith J.M., Stammers E., Janssen L.P.B.M., Fysische

Transportverschijnselen I, D.U.M., Delft, 1986.

(36)

BIJLAGEN

(37)

Apparaatnwmner : H.l . ( ~I) Aantal

. . .

serie/parallel *

ALGEl·1ENE EIGENSCHAPPEN :

Funktie

. . .

.

: \<oe.li \'\~ vo.V\.. d.t. OCf b"'ClV\dill\qi~MI\~ j", ~~ torli\u.\~

· .

Type

.

. · .

: Harmte·".risseleer* Koeler

l',gQQQQligr 1,Z8I;Qa~ el'

Uitvoering

.

. . · .

: met vaste pijpplaten* floating head

haarspeld dubbele P~JP

platenwarmtewisselaar Positie

. .

.

: horizontaal/'Iertj,~~aai. *.

Kapaciteit

.

. . .

_·

_{· · ·}

_·

:

_·

~S-OO

· .

.

_·

.kW (berekend) Wanntewisselend oppervlak

_·

_{· ·}

_·

:

_·

10'. )'

. · ·

_·

.

m (berekend) 2 Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt

_{· ·}

_·

:

_{· · · .}

~o / IS'O

_{· ·}

· Wim K(globaal) 2 Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD)

_·

:

_·

.'?~

_·

.

oe

Aantal passages pijpzijde

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

:

_·

Aantal passages mantelzijde

_·

:

_·

/.

_·

Korrektiefaktor LMTD (min. 0,75).

_·

:

_·

o ..

l!c9

Gekorrigeerde UITD.

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

:

_·

f'.1.

_·

.

oe

BEDRIJFSKONDITIES :

Mantelzijde Pijpzijde Soort fluidum

.

_·

_{· · ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

. .

.

_·

prpCI!J • ~ . .~~.

_·

Massastroom

.

_·

_{· ·}

_·

_{· · · · ·}

.kg/s

_·

~.~

_·

_{· · ·}

_{· ·}

I . ,

_{· · ·}

Massastroom te verdampen/kondenseren. *

_·

_{· ·}

_·

.kg/s

_·

.

-

.

_·

_{· · · ·}

-

_·

Gemiddelde soortelijke warmte

_·

_{· ·}

_·

. kJ/kg.oe

_{· ·}

' .. 'i 2. •

_·

J.e /tj·f

Verdampingswarmte

_{· · ·}

_·

_{· · · ·}

_·

_{· · ·}

_·

_{· ·}

kj/kg

_·

.

-

.

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

-

_·

Temperatuur IN

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

.

.oC .I~

_}.o.

2.~

· · · ·

·

· _·

_·

Temperatuur UIT

_·

_{· ·}

.

. oe

·

<:!~7

.

·

· ':-!

~ o.

_·

Druk

.

_·

_{· ·}

_·

_{· · ·}

_·

bar

/

..

8. .

.

_·

!i9.

_·

·

Nateriaal

_{· ·}

_·

.

l;Iigh .IJIJ0y. ~/et4 .H(1~

4!1"'J

~~

*

Doorstrepen wat niet van toepassing is

(38)

j

~ècnnische üniversiteit Delft

';ak.groe'P Chemische Procestechnolo~ie

Apparaatnummer : H.2-.

_·

ALGEHENE EIGENSCHAPPEN : Fabrieksvoorontwerp No:

.1.0 '8,

Datum : . . . . . Ontwor'Pen door :. Aantal

. . .

serie/parallel *

funktie

.

K 0\1\ de", ~CZ..\A-- \1'(1\1\ 24V~

-·

·

:

Type

.

_·

: Hli!'ftlEewis selaar* Keelel'

Kondensor uQ~Q.mpQ~

Uitvoering

.

_·

_{· ·}

:

m.'

'&8 ti8 11 ij fl111sEes

*

floating head haarspeld

èt!eeele fH:j f'

~ *_,"QIl.~I.I;:m,"ii~.i e e Q l. .. _~ Positie

.

_{· .}

.

: horizontaal/vertikaal*.

Kapaciteit

.

_{· .}

.

_{· ·}

_·

:

_·

· 'tj

0.o.

_·

.kW (berekend) Wanntewisselend oppervlak

. · ·

_·

_{· ·}

_·

:

_{· ·}

/IS""

. ·

_·

_{· ·}

:

_·

5'0

_·

_{· .}

tiro

. ·

· Wim K(globaal) 2 Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD) :

_{· ·}

~~'f

.

_·

oe

_·

_{· · ·}

_·

:

_·

2-

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

:

_{· ·}

I

_·

:

_·

o.,g3

Gekorrigeerde LHTD.

_·

_{· · ·}

_·

:

_·

1.5"~ _} •

_·

oe BEDRIJFSKONDITIES : Mantelzijde Pijpzijde Soort fluidum

_·

_{· · ·}

_·

_{· ·}

_·

.

. ·

_·

p.t"D.C,V.) ~ ~ •

·

l~w~. Massastroom

_·

_{· ·}

_·

_{· · ·}

. kg/s

_·

~.~

. · · ·

_·

C?'.)~

_·

*

.kg/s Massastroom te verdampen/kondenseren.

_·

.

-

.

_·

_{· · .}

-

_·

Gemiddelde soortelijke 0 \ .~3. '3:0 _I._'I:

s.-warmte

_{· · ·}

_·

_{· ·}

.kJ/kg· C

_·

Verdampingswarmte

_{· · · ·}

_·

· ·

_·

kJ/kg

_·

. .

-

_·

-

_{· ·}

Temperatuur IN

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

.oe

_Y2:7.

2.S-·

· · ·

_·

·

· · .

_·

·

Temperatuur UIT

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

. oC

·

I

6.S- .

· · ·

·

.I~Q

·

Druk

_·

_{· ·}

_·

_{· · ·}

_·

bar

_·

.1 ..

8 _·

_·

_!

_·

Hateriaal

_·

.

· H. ..

.ti:

S

·

· H.{1·.S.

· *

Doorstrepen wat niet

(39)

Apparaatnwmner : _H.4·

.

Aantal

.. .

serie/parallel *

ALGE·1ENE EIGENSCHAPPEN :

Funktie C>f \oVQr~V'I. ~fO~.~~ :

Type

.

: Warmtewisselaar* Keclcr

I<;ii1iuiIiIUi8F

U iiiO &.1iIfI C!E'

Uitvoering

.

. .

: !B@t vast@ fl ij flfllaten * floating head h88!!'!:!tleld èt!eee:te t'!:~~ F' l:8ë@Rr, .. aFHU=@W~6 s@;baa.r Positie

. .

.

. .

: horizontaal/vert~~~~~*. Kapaciteit

.

. .

.

. ·

_·

_{· ·}

_·

:

_{· ·}

.'-1

't).

_{· ·}

.kW (berekend) Warmtewisselend oppervlak

.

_·

:

_·

60 _·

_·

_{· ·}

:

_·

_{· ·}

~O

. ·

_·

· Wim K(globaal) 2 Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD)

_·

:

_{· ·}

· S:j

_·

oe

.

_·

_{· · ·}

:

_·

4

_·

· _·

_·

_{· ·}

:

_·

1.

_·

_{· ·}

:

·~

··

~~6

Gekorrigeerde LHTD.

_·

:

_·

_{· ·}

_·

oe

BEDRIJFSKONDITIES :

Mantelzijde Pijpzijde Soort fluidum

.

_·

.

_·

~.,? ~ "OC!)M _.p,..o~u._9.CU.

· · ·

.

·

· ..

·

Massastroom

.

_·

_{· . ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

.kg/ s

_·

O.~2

_·

_{· ·}

2..

16 _·

_{· ·}

Massastroom te verdampen/kondenseren~

_{· ·}

_·

.kg/s

_·

-

_·

. ·

_·

_{· ·}

-

_·

_{· ·}

_·

.kJ/kg· C 0

_{· ·}

_·

~.O

_{. . '.3}

_·

o.

_·

6'1

_·

Verdampingswarmte

_{· ·}

_·

·

· _·

·

· _{· ·}

_·

_{· ·}

kJ/kg

_·

1..:;.

.

.IQ .

_{· · ·}

-

_·

Temperatuur IN

_{· ·}

_·

.oC

., '.0 .

_I

'r

·

· _·

_·

_{· ·}

Temperatuur UIT

_·

_{· · ·}

_·

.oc 2~C? 32.S'"

·

· · ·

·

Druk

.

_·

_{· ·}

bar

_·

I

.

_·

':1.

_·

Hateriaal

_·

. .

_·

.H .. 4·

S

_{· · ·}

_·

H. _·

A .

..s.

_·

·

· *

(40)

~~chnische Gniversiteit Delft

\,'akgroep Chemische ?rocestechnoio~ie

Apparaatnummer :

H'r

ALGEl·1ENE EIGENSCHAPPEN

Funktie

.

Kc"'oe.\l\

.

':.1Z.(1lM...

.

. · ·

~",Q~el

.

Type

. .

. ·

_·

: t,]aEW€erNisse188r*

I'QaJa;r

Kondensor

Uii~"a~er

Uitvoering

. . .

_·

: met: 'TB8 te fl ij flfIlateR

*

floating head haarspeld

dttbbeh p~~p

p l iiI ~iiAlOilRiI~er ... ~s 8 e ~ el!r

Positie

.

. . . .

: horizontaal/m~;a:t~ k • OIl *. :

Kapaciteit

.

. .

.

_·

_{· · · ·}

_·

_{· ·}

:

_·

lOeP,

_{· · ·}

Warmtewisselend oppervlak

_·

· _{· · ·}

:

_{· · · ·}

~o

_·

Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt

_{· · ·}

: I~O

_·

_{· · ·}

/

~O

_·

Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD) :

_·

_{· ·}

12.2....

_·

_{· ·}

_{· · ·}

_{· ·}

: 2-

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

:

_·

{

·

Korrektiefaktor LHTD (min. 0,75).

_·

: .0 .• <8,?

Gekorrigeerde UITD.

_·

_{· ·}

_·

:

_·

IOC)

_{· ·}

_·

BEDRIJFSKONDITIES : Fabrieksvoorontwerp No: ~~ ,~. Datum: . . . Ontworpen door :. Aantal