Thermische dehydrogenatie van isobutaan tot isobutyleen

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

w

..

'"

Technische Universiteit Delft

~

~CA

\

I

q-~-"

(0 0 0

F.V.O. Nr:

2873

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp

van

B. Hofman

C.P. van de Putte

onderwerp:

THERMISCHE

DEHYDROGENATIE van

ISOBUTAAN tot ISOBUTYLEEN

adres:

Lingestraat 29

Terneuzen

01150-95016

Alexanderstraat 46 Zoetermeer

079-163784

opdrachtdatum:

28 augustus 1990

verslagdatum:

17 mei 1991

•

•

•

•

•

,

.

,

I j

•

•

•

•

•

•

Catofin

process selected

for Texas MTSE plant

ABB Lummus Crest Inc. announced th at ~he Catofin isobutane dehydro-genatlOn process was selected for a 500,000 tpy MTBE plant to be located in Deer Park, Texas.

The facility, with a total installed cost of approximately $200 million, will be operated by Global Octanes Corp. for Mitsui ~nd. Company (U.S.A.) Inc. !he project IS scheduled for completion

m early 1992.

The C~tofin process is a proven pro-cess used m the production of reformu-lated ga~oline. It affords a simpier,

more rehable design with the highest per pass c.onversion (greater than 60%),

uses an mexpensive catalyst that has

higher catalyst selectivity and can be

used in larger single-train units (up to 32,000 bpd).

Producers are able to increase MTBE production beyond current i so-butylene supply limitations, increase MTBE yields and significantly reduce recycle rates.

" ... dat krijgsvolk [huurlingen] slechts in de oorlog trekt terwille van een loon, dat niet voldoende is om hen voor u te doen sterven. Zolang gij dan ook geen oorlog voert, willen die troepen gaarne in uw dienst staan, maar zodra de krijg ontbrandt, maken zij zich uit de voeten."

•

•

•

•

•

•

•

•

•

SAMENVAnlNG

Dit verslag beschrijft een proces voor de thermische dehydrogenering van iso butaan tot isobutyleen. Als belangrijk nevenproduct wordt propyleen gevormd. De reactie vindt plaats in een fornuis bij een temperatuur van 600-770°C en een druk van 4-2.6 bar. De once-through conversie is 61.8 %. De selectiviteiten (once-through) voor beide producten zijn respectievelijk 30.1 en 43.9 %.

~

()

f -

-De scheidingstrein werkt bij een druk van 20 bar. -De scheiding begint met koelen tot 2 ° C. Na deze koeling volgt een drie-fasenscheider waarin de volgende stromen worden gescheiden:

- gasstroom met voornamelijk C2-- oliefase met daarin de C3 +

- waterstroom

De gasstroom met voornamelijk C2 en lichter wordt van de resterende zwaardere componenten ontdaan in een absorber. Het absorptiemiddel is een lichte olie. Een gedeelte van de uitgaande gasstroom wordt als brandstof voor het fornuis gebruikt.

Uit de oliefase met de C3 en zwaardere componenten wordt het restant C2- verwijderd in een stripper. De bodemstroom van deze stripper gaat vervolgens naar een destillatietoren, waar de lichte olie van de producten wordt gescheiden. De lichte olie wordt teruggevoerd naar de absorber om als absorptiemiddel te fungeren.

De productstroom gaat naar een laatste destillatietoren. In deze toren wordt een 98.8 % zuivere propyleen-topstroom verkregen. De bodemstroom is isobutyleenrijk (31.9 mol%) en kan worden gebruikt voor verdere procesvoering (bv. MTBE productie).

/ '

De kapaciteit van het proces bedraagt 47000 ton isobutyleen en 51000 ton propyleen per jaar. De

investering bedraagt 124 miljoen gulden. De totale jaarlijkse bedrijfskosten zijn 99 miljoen gulden. De .

opbrengsten bedragen 119 miljoen gulden per jaar. De fabriek wordt in tien jaar volledig afge-

f'j

~ schreven. Bij een rentestand van 10 % wordt een verlies geleden van 6~en guld~n

.!.

De

Pay Out Time is 5.3 jaar. De Return On Investment bedraagt in het eérSte

laarlJ:'7%

/~(

>u-,~ ~U-t

Y

Dit resultaat kan enerzijds worden verklaard door de hoge investerings- en bedrijfskàsten die het

gebruik van de compressoren met zich meebrengen en anderzijds door de lage selectiviteit voor isobutyleen. Hierdoor is dit proces, bij de onderzochte procescondities, niet competitief met katalytische dehydrogenatieprocessen.

•

I

I

.

INHOUDSOPGAVE

1. INLEIDING

2. UITGANGSPUNTEN VOOR HET ONTWERP 2

•

2.1 Voeding/producten 2

2.2 Eigenschappen stoffen 2

2.3 Materiaalkeuze 2

3. BESCHRIJVING VAN HET PROCES 3

I

.

3.1 Procesbeschrijving 3 I 3.2 Procesregeling 4 3.3 Opstarten 4 I 3.4 Veiligheidsaspecten 4 I

I

4. PROCESCONDITIES 5

•

4.1 Het reactorgedeelte 5

4.2 Het quenchgedeelte en de compressietrappen 6 4.3 De scheidingstrein 7 4.4 Processimulatie 7

•

5. APPARATEN 9 5.1 Refluxdrums 9 5.2 Pompen 9 5.3 Warmtewisselende apparaten 9 5.4 Driefasenscheider 10

•

5.5 Compressoren en expander 11 5.6 Kolommen 11 5.7 Fornuis 12 6. MASSA EN WARMTEBALANS 13

•

7. OVERZICHT SPECIFICATIE APPARATUUR 28 8. ECONOMISCHE BESCHOUWINGEN 45

8.1 Productie afhankelijke kosten 45 8.2 Loonafhankelijke kosten 46

•

8.3 Investeringskosten 46

8.4 Totale kosten 47

8.5 Economische criteria 47 8.6 Evaluatie van het proces zonder compressoren 48

9. DISCUSSIE EN CONCLUSIE 50

•

10. SYMBOLENLIJST 51

11. LITERATUURLIJST 53

12. BIJLAGEN 54

•

A. Reactormodel 55

B. Berekening overige apparaten 60

ii

•

PROCES OLEFLEX STAR CATOFIN

producent uOP Phillips AIR Products

•

reactor verticaal moving oven horizontaal bed, bed, adiabaat cyclisch adiabaat

aantal 3-4 gestapeld 3-8

katalysator platina AI₂0_{3 /} Cr₂0

•

regeneratie continu iedere run cyclisch met lucht conversie 80-90 gew. % 75-85 gew% selectiviteit 91 mol % 90 mol %

•

verwarming interheaters via kat regeneratie druk 1 bar 2-7 bar < 1 bar

temperatuur 500-675°C

•

scheiding koeling, compressie, compressie,absor- compressie,f1ash, koeling, expansie ber, stripper cryogeen

bijzonderheden H₂ recycle compressor met tussenkoeler

•

Tabel 1 : Overzicht van de verschillen tussen de drie katalytische dehydrogenatieprocessen

•

•

•

•

•

Figuur 1 : Overzicht van de productie van isobutyleen

•

•

•

•

•

•

•

'

.

•

I

i

.

•

•

H1. INLEIDING

Dit fabrieksvoorontwerp behandelt de productie van isobutyleen (en propyleen) uit isobutaan. De dehydrogenering wordt thermisch uitgevoerd. Aanleiding tot dit onderzoek is een artikel uit Hydrocarbon Processing [1]. In het artikel wordt een processchema beschreven dat concurrerend zou zijn met de katalytische dehydrogenatieprocessen.

Als concurrerende processen worden in de praktijk verschillende uitvoeringen van katalytische dehydrogenatieprocessen aangetroffen. Deze uitvoeringsvormen zijn:

- OLEFLEX van UOP Inc. [2-7] - STAR van Phillips Petroleum [8] - CATOFIN van Air Products [9-12]

Het grote verschil tussen deze processen is de manier waarop warmte aan de reactie wordt

toegevoegd, welke katalysatoren gebruikt worden, de wijze van regeneratie van de katalysator en de manier waarop de reactanten verwarmd worden. De verschillen in het reactorgedeelte hebben consequenties voor de procesvoering en de procescondities van de scheidingstrein. De onderlinge verschillen tussen de drie katalytische processen staan aangegeven in tabel 1. Voor een uitgebreide beschrijving van deze processen wordt verwezen naar Rood en Arnoldus [13].

Het voordeel van het thermische dehydrogeneringsproces is volgens Soudek en Lacatena [1] de flexibiliteit van de installatie voor de verschillende eindproducten. De selectiviteit voor isobutyleen is weliswaar lager dan in de katalytische processen, maar het verkrijgen van grote hoeveelheden (waardevol) propyleen als nevenproduct zou het proces in de praktijk competitief moeten maken. Deze bewering lijkt op voorhand redelijk daar er in Maleisië op dit moment een fabriekscomplex wordt gebouwd voor de gelijktijdige productie van zowel propyleen als isobutyleen met het OLEFLEX-proces [14].

In dit voorontwerp zal worden bekeken of het thermische dehydrogeneringsproces in de praktijk concurrerend is.

De productie van isobutyleen bedroeg 14 miljoen ton worldwide in 1989. Drie miljoen ton werd geproduceerd via het thermische dehydrogenatieproces (stoomkraken). In 1994 wordt een totale productie van 20 miljoen ton isobutyleen verwacht, waarvan 4 miljoen ton via stoomkraken [15], zie figuur 1. In Nederland wordt isobutyleen geproduceerd door ARCO Rotterdam. Dit isobutyleen wordt verwerkt tot MTBE.

De productie van propyleen in W-Europa bedroeg 13 miljoen ton in 1989. Een lichte stijging wordt voor de komende jaren verwacht [16]. Veel propyleen wordt verwerkt tot

poly-propyleen.

Het grootste gedeelte van de geproduceerde isobutyleen wordt gebruikt voor de productie van methyl tertiaire butyl ether (MTBE). Dit MTBE wordt gebruikt als loodvervanger in benzine. Ook kan isobutyleen worden gebruikt voor de productie van de brandstof 2,2,4-trimethyl-pentaan. Deze brandstof heeft een octaan getal van 100 en kan worden gemaakt door het dimeer van isobutyleen te hydrogeneren. Verder is isobutyleen de grondstof voor butylrubber. Butylrubber is een polymeer met een goede chemische resistentie en een hoge gasdichtheid. Hydrateren van isobutyleen geeft een tertiair butylalcohol wat o.a. wordt gebruikt bij de bereiding van parfums en cosmetica. Aceton en mierezuur kunnen worden verkregen door oxidatie van isobutyleen.

-1-r--

..

L

Typical Propylene Product Specifications

'Chemical'

'

Polymer

'

grade

grade

Propylene

%

mol min.

93'00 99'5

Hydrogen

ppm mol max.

_{3°0 3°0}

Methane

ppm mol max.

_{3°0 3 00}

Ethylene

ppm mol max.

_{3 00}

₃

00

Ethane

ppm mol max.

1000 1000

Propane

_%

mol

balance

balance

Methyl acetylene

ppm mol max.

10 10

Propadiene

ppm mol max.

_{3 0 3 0}

Butadiene

ppm mol max.

10 10

Sulphur

ppm mol max.

_{5 5}

Water

ppm mol max.

₅ 5

Tabel 2 : Eisen aan propyleenstromen

Stof

_TfPc~l

Vlampunt

T1·o<t.]b

Explosiegren-

MAC

[ 0 C]

zen (vol.

%

(ppm)

in lucht)

Acetyleen

-

brandb.gas

305

1. 5 -100

-Waterstof

-253

brandb.gas

-

4.0-76

-Ethyleen

-104

brandb.gas

425

2

.

7-34

-Isobutyleen

-7

brandb. gas

465

1.8-9.6

-Isobutaan

-12

brandb. gas

460

1.8-8

.

4

-1,3Butadieen

-5

brandb.gas

415

1.4-16

.

3

50

Propyn

-23

brandb. gas

-

1.

7

-?

1000

Propaan

-42

brandb.gas

470

2

.

1-9.5

-Propyleen

-48

-108

460

2

.

0-11

.

1

-l-Buteen

-6

brandb.gas

384

1. 6 -10

-Methaan

-162

brandb.gas

537

5.0-16

-Ethaan

-89

brandb.gas

515

3

.

0-12

.

5

-Tabel 3

Enige fysische constanten van de voorkomende

stoffen.

•

•

.

1

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

H2. UITGANGSPUNTEN VOOR HET ONTWERP

2.1 Voeding/produkten

In dit voorontwerp wordt uitgegaan van een capaciteit van 47000 ton isobutyleen per jaar. Bij 8000 bedrijfsuren per jaar komt dit neer op een productie van 1.62 kg isobutyleen per seconde. In de niet-produktieve uren zit onder andere de tijd die verloren gaat aan het ontcoken van de reactor.

Bij deze capaciteit is, indien geen isobutaan-recycle aanwezig is, 260600 ton isobutaan per jaar als voeding nodig. Met een MTBE-unit echter is de isobutyleen selectief van de isobutaan te scheiden, zodat niet-omgezet isobutaan gerecycled kan worden. De isobutaanvoeding is dan 161700 ton per jaar.

Aangenomen wordt dat de voeding bestaat uit chemisch zuiver isobutaan. Hierdoor beperkt dit voorontwerp zich tot isobutyleenproduktie (met de bijprodukten) zoals voorgesteld door Soudek en Lacatena [1]. Bijmengen van andere komponenten kan het te verkrijgen productenpakket veranderen en aldus de concurrentiepositie wijzigen. Doordat van zuiver isobutaan wordt uitgegaan, is het proces beter te vergelijken met de katalytische varianten. Tevens is dan een moleculair kinetiekmodel te gebruiken in plaats van een radicaalschema.

Als bijprodukten worden zowel een zware (BTX) als een lichte fractie (CZ) gevormd. Beiden kunnen

in het fornuis worden verbrand. Het overschot kan worden verkocht als brandstof.

Tevens wordt een propyleenstroom verkregen. Deze voldoet nog niet volledig aan de specificaties voor polymergrade propyleen (zie tabel 2). Door selectieve hydrogenatie van propyn en eventueel een nieuwe scheiding is aan de specificatie te voldoen.

. Het water dat als verdunningsmiddel in het fornuis heeft gediend en het proces via de driefasen-scheider verlaat, moet eerst worden gezuiverd. Daarna is het echter weer te gebruiken in het proces.

2.2 Eigenschappen stoffen

In tabel 3 staan enige eigenschappen van de uitgangsstof,tussen- en eindproducten. Bij nadere beschouwing van de tabel blijkt dat alle stoffen explosief en zeer brandbaar zijn. Er moet worden voorkomen dat lucht in contact met de processtromen komt omdat in dat geval zeer explosieve mengsels worden gevormd. Hierop zal nader worden ingegaan bij de veiligheidsaspecten in het volgende hoofdstuk.

2.3 Materiaalkeuze

De buizen van het fornuis moeten worden gemaakt van een Cr-Ni (25-20) legering die bestand is tegen de hoge temperaturen die heersen aan de buitenkant van de buizen [20]. Ook de warmte-wisselaar op het fornuis zal wegens de hoge temperatuur van een (licht) gelegeerd staal gemaakt moeten worden. De compressoren en de driefasenscheider kunnen worden gemaakt van met RVS gecoat koolstofstaal. De torens kunnen van koolstofstaal gemaakt worden. Voor de internals van de torens kan beter voor roestvast staal gekozen worden daar roestvorming hier de scheidende werking kan verlagen en dus snel onderhoud (vervanging) nodig is.

De warmtewisselaars H11 en H19 maken gebruik van een brine als koelmiddel. Deze apparaten moeten van roestvast staal gemaakt worden. De brine bestaat uit een CaCI₂ oplossing. Een groot nadeel van het gebruik van deze brine is de hoge corrosiviteit. Door de brine licht basisch te maken (pH 7.5-8.0) en door toevoeging van natriumdichromaat (inhibiteert de corrosie) kan een koelsys-teem 20-30 jaar functioneren alvorens corrosie het syskoelsys-teem onbruikbaar maakt [22,25].

-2-L _____________________ _ H I WEDINGWORVERWARUER H • OVERVERHITTER R 2 fORlUS (2X) V l SlOCMlRUM C 4 COWPRESSOR (lX) H 7 CllOCHER,I\OOAIIPER H • lUS5'!NKCELER .cJX) V 12 DRlEfASDISOiODEJl

•

•

•

•

•

•

Ugill End. Off Go.

2 '20.3] I I I I I I I L ____________ _ T 15 ABSCMER T 11 STIIIPPEJI T 20 DElUTNiSER T 25 DEPROPNISER .. 21 lURIIINE

•

C3-S11IEAII ~ I~ C4-PROOUCTSTREAM

PROOUCllE VAN ISOBUTEEN DOOR lHERMISOiE DEH\1)ROGENERINC VAN ISOBUTAAN B. Hofmon

e.P . .wo d. Putt.

Osw-nummor

•

Fobr. Vou-onlworp Nr. 287l

Aprt 18111

o

Ab.oIul. druk In bar

0

T ... p. In 'C

•

_•

_•

"Tl (Ö. c: c:

.,

I\) I

!a

-0

Cl

o CD CII CII o :T CD 3 Ol

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

- - --- - - -- - - -- - - -- - - -- - - -

-H3. BESCHRIJVING VAN HET PROCES

3.1 Procesbeschrijving

Het proces wordt beschreven aan de hand van het flowschema van figuur 2.

Er wordt uitgegaan van een stroom zuiver isobutaan die het proces binnenkomt op een druk van 4.5 bar en een temperatuur van 20°C. Opwarming van deze stroom vindt plaats door enerzijds

warmtewisseling met de rookgassen van het fornuis en anderzijds door de injectie van oververhitte stoom. Deze handelingen zijn symbolisch weergegeven als warmtewisselaar H1. De toegevoerde stoom verwarmt niet alleen de voedingsstroom, maar is ook noodzakelijk om een goed reactie-mengsel te verkrijgen. De aanwezigheid van stoom vermindert de vorming en afzetting van coke tijdens de thermische dehydrogeneringsreactie in fornuis F2.

De productstroom die het fornuis verlaat wordt gequencht in het apparaat H7. Verdere afkoeling van de productstroom vindt plaats in stoomoververhitter H6 en warmtewisselaar H5. De zojuist beschre-ven serie warmtewisselende apparaten (H5

tjm

H7) vormt samen met stoomdrum V3 het stoom-genererend systeem. De opgewekte stoom heeft een druk van 40 bar. Deze stoom wordt over een turbine (M 29) geëxpandeerd tot 10 bar. De opgewekte energie wordt gebruikt om een gedeelte van de compressoren aan te drijven. De geëxpandeerde stoom wordt gedeeltelijk, na smoren tot 4.3 bar, gebruikt om het isobutaan te verdunnen (zie hiervoor). De rest van de stoom wordt gebruikt voor de reboilers H 17 en H28.

Vervolgens wordt de hoofdstroom op een druk van 7.9 bar gebracht door drie compressoren in serie (C4). De drie tussenkoelers van deze compressoren staan in de flowsheet weergegeven als H8. Met de volgende compressor (C9) wordt de productstroom op 20.3 bar gebracht. De hoofdstroom wordt nu gemengd met de volgende twee stromen:

- verzadigde absorptieolie uit absorber T15

-topstroom uit stripper T16

De nu verkregen stroom wordt in H10 met water gekoeld tot 50°C. De volgende koelingsstap wordt uitgevoerd met een brine waardoor koeling tot 2 ° C wordt gerealiseerd (H 11).

Na deze koeling worden in de driefasenscheider (V12) de volgende drie stromen verkregen: - gasstroom met voornamelijk C2 en lichter

- oliestroom met C3 en zwaardere componenten - waterstroom.

De gasstroom gaat naar de absorber T15. Het absorptiemiddel in deze toren is een lichte olie. De condities zijn zo gekozen dat C3 + in het absorptiemiddel wordt opgenomen en C2- de absorber via de top verlaat. Deze topstroom kan als brandstof voor het foruis worden gebruikt. De bodemstroom die uit verzadigde lichte olie bestaat wordt (na op druk brengen met pomp P14) toegevoerd aan hoofdstroom 11.

De oliestroom die de driefasenscheider verlaat wordt op iets hogere druk gebracht (P13) voordat hij stripper T16 binnengaat. In stripper T16 wordt de oliestroom van het restant C2- ontdaan. De topstroom van de stripper wordt toegevoerd aan hoofdstroom 11. De drukverhoging vóór de stripper is noodzakelijk omdat de topstroom dezelfde druk moet hebben als hoofdstroom 11. Echter het op druk brengen na de stripper vereist een compressor. Daar een pomp veel goedkoper is,

wordt hieraan de voorkeur gegeven.

De bodemstroom van de stripper gaat naar destillatiekolom T20. De functie van dit apparaat is het scheiden van de absorptieolie en de producten die erin zijn opgenomen. De schone lichte absorp-tieolie die over de bodem komt, wordt afgekoeld tot 27°C met behulp van warmtewisselaar H24. Een gedeelte (ca. 4 %) wordt vervolgens gespuid. Dit gedeelte kan worden verkocht als stookolie. Het niet gespuide gedeelte wordt afgekoeld tot 2°C met een brine (H19). Na het op druk brengen van de stroom met pomp P18 kan de lichte olie weer als absorptiemiddel worden gebruikt in T15.

3-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

--~ --~---~

De topstroom van T20 gaat naar destillatiekolom T25. De producten worden in deze kolom gescheiden in twee fracties :

- topstroom met 98.8 mol% zuiver propyleen - isobutyleenrijke (31.9 mol%) bodemstroom

3.2 Procesregeling

De isobutaanvoeding wordt opgemengd met een stroom stoom alvorens de reactie zal plaatsvinden. Om de verhouding stoom/ isobutaan constant te houden wordt er gebruik gemaakt van een flow

ratio controller (FFC).

De kwaliteit van het reactiemengsel wordt geregeld door meting van de temperatuur van de

uitgaande productstroom. De temperatuurmeting is dan ook rechtstreeks gekoppeld aan de hoeveel-heid brandstof die wordt gebruikt om het fornuis te verwarmen. Aandacht moet worden geschonken aan de kwaliteit van de regeling van het fornuis. Een goede regeling kan cokevorming verminderen en de brandstofkosten verlagen. Dit bespaart veel geld.

De hoeveelheid absorptieolie die nodig is in de absorber T15 is gekoppeld aan de hoeveelheid en samenstelling van het aangeboden gas van stroom 22. Daarom worden de flow en samenstelling van stroom 22 en 28 gemeten (FI). Via een functie Y wordt dan vervolgens bepaald hoeveel absorptieolie er moet worden gespuid. Dit wordt dan vervolgens geëffectueerd door de flowcontroller (FC) van stroom 27.

3.3 Opstarten

Alvorens reactanten kunnen worden toegevoerd zullen alle apparaten luchtvrij moeten worden gemaakt in verband met de eventuele vorming van explosieve mengsels. Dit luchtvrij maken kan worden uitgevoerd door het doorleiden van stoom of stikstof. Bij de overgang tussen produktie en ontcoken (met zuurstof!) en weer terug zal ook tussentijds gepurged moeten worden.

Bij het opstarten van de fabriek is vooral het op temperatuur brengen van de reactorbuizen een zaak die voorzichtig moet gebeuren. Het opwarmen van de buizen moet geleidelijk gaan, daar te snelle temperatuursveranderingen de kwaliteit van het buizenmateriaal sterk verminderen. Slechtere buizen betekenen niet alleen een extra risicofactor vanuit het oogpunt van de veiligheid, maar brengen ook extra kosten mee (snellere vervanging met bijbehorende shutdown) die vanuit economisch oogpunt erg onaantrekkelijk zijn. Verder is het testen (o.a.lekdetectie) van elk apparaat afzonderlijk zeer belangrijk daar er, gezien de gevaarlijke stoffen waarmee gewerkt wordt, geen risico's mogen worden genomen.

3.4 Veiligheidsaspecten

~. Het gevaarlijkst~ onderdeel van deze plant is het fornuis. Voordat de branders in de firebox

aang~en worden, moeten de rookgasventilatoren deze ruimte 5

à

10 minuten spoelen

met lucht. Aan de proceskant van het fornuis is een vergrendelingssysteem voldoende om de gevaren van misoperatie te minimaliseren. Een lek in een reactorbuis is eenvoudig te detecteren doordat dan de fireboxtemperatuur oploopt (extra brandstof komt vrij) en de druk in de buis wegvalt. Een snelle shutdown is dan voldoende om verdere calamiteiten te voorkomen. In de fabriek moeten op vele plaatsen extra afsluiters geplaatst worden, zodat bij eventuele problemen de toevoer naar het betreffende stuk afgesloten kan worden.

4

-I

:!:J

---

--

---

---

--

--

-i;~utaaJl isobutyleen iai.erstof piopyieen lIlét.ttaan

13.00 6.00 / / / 10.40 / / / / 4.80 7.80 5.20 2.60 / i /

/

/ /

/

_3.60 / . / __ - 2.40 . '

/

,

:

.. ", .1." "'I" I. .' / ,

/r-;t--j.'- /,~'

//'r

1.20 ./~,~ ~ ... "

ç!'"

-~ 0.00 i.-...:;; ... _ - - ' -_ _ ' - - _ ... _....J 0.00 o 20 40 60 80 100 lengte

L

:l butadieen

r~pyn mtyleen frepaan

0.20

r---....,

1.00 0.16 _0.80 0.12 _0.60

~I

o

t

o

0.08 0.04 0.20 0.00 L....-_~_..I!:.::....J__._:<::..:..:.;.~L...._--..J 0.00

o

20 40 60 80 100 lengte

~

-

...

I

\!:!

dÁl:1 1.00 0.90 0.80 0.70 E 0.60 0

e

_0.50 U; Ö E 0.40 0.30 0.20 0.10 0.00 0 20 40 60 80 100 lengte

~:!lIperatuur _{:,ük iólectiviteit sdectiviteit}

voor isob!ityleen :,or yiopyieen

1050

/"":::""---~...:..:....-____1

4

1010

,

r

"

R

"-... ~ ;...

970

==' ==' -'-' _rtj ;...

i

2 ... 930

890

850 '-_----" _ _

....1... _ _ - L -_ _ I....-_--I

0

o

20 40 60

80

100

lengte

Figuur 3 : De samenstelling, druk 'en temperatuur van het reactiemengsel als functie van de lengte

van de buis. ,~ ' -- ----"--

-•

I

•

I I

.

1

I I I

·

1

I

•

•

•

_I

•

•

i

I

.

I I I

/

.

•

•

•

•

•

•

•

•

;

.

H4. PROCESCONDITIES 4.1 Het reactorgedeelte

Het kinetisch model

Hoewel de reacties die optreden tijdens het thermisch kraken radicaalreacties zijn, wordt in dit voorontwerp uitgegaan van een moleculair reactieschema van Froment [26]. Het voordeel hiervan is de lage complexiteit. Nadeel is echter dat er niet mag worden afgeweken van de experimentele omstandigheden.

Het model gaat uit van de volgende reacties :

[1 ] [2] [3] [4] [5] [6] [7] [8] [9] [10] [11 ] [12]

Reacties [10] en [12] zijn geen kloppende reacties omdat C6+ een range van producten omvat. Om toch fysische constanten (soortelijke warmte, vormingsenthalpie) te kunnen gebruiken voor deze reacties wordt aangenomen dat C6 + beschreven kan worden als benzeen.

De kinetiekvergelijkingen die bij dit reactieschema horen zijn te vinden in bijlage A.

De reactor

Een kraakreactor bestaat uit twee delen, de convectieve sectie en de stralingssectie. In de convec-tieve sectie wordt de voeding voorverwarmd van 20 tot 600 ° C door de afgassen van de stralingssec-tie en door de injecstralingssec-tie van stoom. Ten hoogste 1 % van de reactie vindt hier plaats. In dit vooront-werp wordt de convectieve sectie beschouwd als een warmtewisselaar (afgasketel) waarin geen reactie optreedt. De verhouding stoom/isobutaan bedraagt 0.4 kg stoom/kg isobutaan.

De stralingssectie van het kraakfornuis bestaat uit lange buizen die in een vlammenzee hangen. De warmteoverdracht vindt hier voornamelijk plaats door straling. In bijlage A staan zowel de balansen die de stralingsectie beschrijven als het PSI-programma waarmee de reactor is uitgerekend.

De hoeveelheid toegevoerde warmte neemt af naar het einde van de buizen toe. Hierdoor wordt de

vormnrg~rminder

a:---De conversie van isobutaan bedraagt 61.8 % per pass. De temperatuur en druk van de uitgaande stroom zijn respectievelijk 769°C en 2.56 bar. De opbrengst aan isobutyJeen en propyleen is hierbij maximaal. In figuur 3 staan de resultaten van de reactormodellering .

Het brandstofverbruik

De enthalpiebalans voor de convectieve sectie levert voor de toe te voeren warmte (ac):

Oe

=

H_{uit -} H_in

=

1.00*108 - 1.9030*107 -5.1195*106

=

7.585*107 kJ/hr [13]

-5-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

De reactiesectie heeft een gemiddelde heatflux van 41670 J/mZs. Met 12 pijpen van 100 m en een diameter van 10.16 cm per buis geeft dit een totale heatflux (ar) van de stralingszone :

ar

=

5.7458*107 kJ/hr. [14]

De totaal over te dragen warmte is dan :

a

=

Oe +

ar

=

1.3331*108 kJ/hr. [15]

Aan de vlamzijde moet deze totale hoeveelheid door middel van verbranding en afkoelen van de gassen geleverd worden.

De branderkoptemperatuur in het fornuis is 1J1J7°C bij 15 % overmaat lucht [28]. De enthalpie van de verbrandingsgassen (C0₂.N₂.H

_z

O) bij deie temperatuur is 6.7767*105 kJ/kmol methaan verbrand. Met een uitgaande temperatuur van 135°C (H

=

2.660*105 kJ/kmol methaan) na de convectieve sectie. is dan 323.8 kmol methaan/hr nodig.

Cokevorming en regeneratie

Om cokevorming te verlagen wordt in de convectieve sectie stoom toegevoegd. Hierbij heeft de stoom de volgende drie functies:

- het verlaagt de partiële koolwaterstofspanning waardoor secundaire reacties geremd worden

-het haalt coke van de buizen volgens de reactie :

- door oxydatie van de buizen wordt het katalytisch effekt van de buiswand op cokevorming verlaagd.

[16]

De hoeveelheid stoom die toegevoerd wordt hangt af van de zwaarte van de voeding en de

intensiteit van het kraken. In de praktijk varieert de verhouding van 0.25 (ethaan) tot 1.0 kg stoom/kg voeding bij zware olie. Omdat in dit voorontwerp met een geringe heatflux en een lichte voeding gewerkt wordt. is 0.4 kg stoom /kg isobutaan voldoende.

Door de coke op de buizen zal de warmteoverdracht verminderen. Als nu de buistemperatuur in het fornuis of de temperatuur van de produktstroom uit de quencher te hoog wordt. zal moeten worden geregenereerd. In de praktijk betekent dit na 40 (zware olie) à 90 (ethaan) dagen voor het fornuis. De quencher moet ongeveer eens per maand worden geregenereerd. Vaak worden fornuis en quencher gelijktijdig geregenereerd.

Regenereren wordt uitgevoerd bij 600

à

800°C met stoom en lucht. Begonnen wordt met 1 % lucht bij te voegen. De luchttoevoer wordt dan geleidelijk verhoogd tot 15 %. Dit moet voorzichtig

gebeuren daar anders de temperatuur in het fornuis te hoog wordt door het exotherme karakter van de reactie. Bij 950 ° C en 10 % lucht duurt deze regeneratie ongeveer 10 uur. Na drie van deze

(normale) regeneraties moet het quenchgedeelte gereinigd worden met waterjets (300-700 bar) [30].

4.2 Het quenchgedeelte en de compressietrappen Het guenchgedeelte

Het reactoreffluent moet zeer snel ( < 0.01 seconde) na de reactor worden afgekoeld om ver-volgreacties te voorkomen. Dit gebeurt in een quench systeem gevolgd door een warmtewisselaar. Bij dit zeer snelle afkoelen moet veel warmte worden overgedragen. Deze hoeveelheid warmte kan worden gebruikt om stoom te genereren.

Boiler feed water (BFW) wordt het systeem binnen gepompt met een temperatuur van 20 ° C en een druk van 40 bar absoluut. Dit water gaat door warmtewisselaar H5. Hierbij wordt het water verwarmd

-6-I--- -~

stroom

5

7

8

9

Tabel 4

H rin kJ/hrl

H rin kJ/kmol/hr]

-

30374

0.13098

*

10 9

--

-22788

0.45824

*

10 8

-Enige enthalpiewaarden voor het berekenen van het

stoomgenererende systeem

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

I

:

.

I

•

•

•

•

•

•

I

•

I

•

•

•

en toegevoerd aan een stoomdrum. Het water uit deze stoomdrum gaat naar de quencher (H7) waar het wordt verdampt tot stoom. Het stoom gaat terug naar de stoomdrum. waar eventueel niet verdampt en geëntraineerd water wordt opgenomen in de vloeistoffase. Het stoom gaat vanuit de stoomdrum naar de oververhitter H6. Daar wordt het stoom oververhit tot 327 ° C. Deze stoom wordt geëxpandeerd over een turbine tot 10 bar en 192 ° C. Een gedeelte van deze stoom wordt gesmoord tot 4.3 bar en 176°C. Dit gedeelte kan dan worden gebruikt als verdunningsmiddel van het isobutaan voor de reactie. De rest van de stoom wordt gebruikt voor de reboilers H17 en H28.

Over het gehele stoomgenererende systeem is een warmtebalans op te stellen :

Hstroom7 + Hstrooms

=

Hstroom9 + Hstrooms'

Met de enthalpiewaarden uit tabel 4 kan vgl. [17] worden omgeschreven tot:

0.13098*109

+

-22788*m_w = 0.45824*108

+

30374*"'w

met: "'w

=

de hoeveelheid water die per uur in stoom wordt omgezet [kmol].

[17]

[18]

Oplossen van vgl. [18] levert dat 1.6018*103 kmol stoomjhr kan worden opgewekt. Dit komt overeen met 8.01 kg stoom per seconde.

De compressietrappen

Na de quenchzone moet de productstroom op druk gebracht worden voor de scheidingstrein. Deze drukverhoging gebeurt in twee opeenvolgende compressietrappen. De eerste compressietrap (C4) bestaat uit drie compressoren in serie. met na iedere compressor een tussenkoeler. Deze drie tussenkoelers (HBa tjm H8c) zijn gedimensioneerd in paragraaf 5.3. waarbij over iedere tussenkoeler een drukval van 0.1 bar is aangenomen. De tussenkoeling mag niet te diep zijn omdat anders de aanwezige stoom gaat condenseren. De uitgaande temperatuur van de eerste drie compressoren bedraagt maximaal ongeveer 160°C. Deze temperatuur wordt als maximum opgegeven in v.d. Bergh [18] in verband met het kraken van smeeroliën.

De tweede compressietrap (C9) bestaat uit één compressor. Deze brengt de productstroom op 20.3 bar. De uitgaande temperatuur bedraagt 219°C, zodat er gebruik moet worden gemaakt van speciale smeeroliën.

4.3 De scheidingstrein

De koelers H10 en H11 vormen samen met scheidingsvat V12. absorber T15 en stripper T16 een eenheid. De absorber werkt het best bij hoge druk terwijl het goed functioneren van de stripper wordt bevorderd door een zo laag mogelijke druk [29]. Als compromis wordt voor de eenheid geko-zen voor een druk van 20.3 bar. De koeling voor de driefasenscheider moet zo diep mogelijk zijn opdat zoveel mogelijk C3 + in de vloeistoffase wordt verkregen. Er wordt gekoeld tot 2 ° C. Diepere koeling is niet mogelijk omdat het aanwezige water dan bevriest.

Ook destillatiekolom T20 werkt bij een druk van 20.3 bar omdat de bodemstroom wordt gebruikt in absorber T15.

4.4 Processimulatie

De processimulatie is uitgevoerd door het proces in drie stukken te knippen. Deze drie stukken zijn :

1. het reactorgedeelte (zelfgeschreven PSI programma)

2. het quenchgedeelte met de daarop volgende compressietrappen (Chemcad)

3. de scheidingstrein (Chemcad).

--- --- --- --- --- ---

_.--

- -

- - - -

- - - -

---

- -

- -

----.

1

--

HTXR

HTXR

COMP

HTXR

~ i. _2. 3. 4.

•

I r -

HTXR

COMP

HTXR

-

COMP

f-+-

•

5. 6. =1. S.

•

~

COMP

9.

•

Figuur 4 : Blokschema voor de modellering van quencher en compressietrappen.

•

1

1

MIXR

PUMP

TOWR

•

1. '1. 3.

1

₁

HTXR

HTXR

FLASH

1I.

s

.

,

.

1

•

. -

TOWR

_~

i...-

TOWR

PUMP

1. 3.

,

.

I

•

~

_TOWR

L

HTXR

DIV

10.

""

.

11.

J

*

•

HTXR

PUMP

13.

"'4.

Figuur 5 : Blokschema voor de modellering van de scheidingstrein.

•

•

•

•

•

•

•

I

_I

.

•

•

•

•

•

Reactormodelleringen

Het zelfgeschreven PSI programma staat in bijlage A.

Simulatie van guenchgedeelte en compressietrapoen

Het blokschema van deze modellering is weergegeven in figuur 4. De drie warmtewisselaars van het stoomgenererende systeem zijn weergegeven als HTXR 1 en 2. De eerste warmtewisselaar stelt de verdamper en oververhitter voor. De tweede warmtewisselaar is de BFW voorverwarmer. Vervolgens komen de drie compressoren (met tussenkoeling) van de eerste compressietrap. De compressor van de tweede compressietrap is de laatste unit in deze modellering.

Simulatie van de scheidingstrein

Het blokschema van dit gedeelte staat weergegeven in figuur 5. In MIX module 1 worden de volgende stromen samengevoegd :

- hoofdstroom komend uit de compressorserie

- stroom verzadigde absorptieolie uit de absorber (TOWR 3) - gasstroom komend via de top van de stripper (TOWR 8)

De koeling van de hoofdstroom is gesimuleerd met de modules HTXR 4 en 5. De driefasenscheider is bepaald met FLASH unit 6. De gasstroom uit de driefasenscheider gaat naar de absorber (TOWR 3). De oliestroom wordt op druk gebracht (PUMP 9) voordat hij de stripper (TOWR 8) binnengaat. De bodemstroom van TOWR 8 gaat naar de destillatiekolom TOWR 7. De bodemstroom van deze unit is de schone absorptieolie die na koeling, spui, wederom koeling en op druk brengen wordt terugge-voerd naar de absorber. De topstroom van TOWR 7 gaat naar destillatiekolom TOWR 10. Uit deze module komen de twee productstromen.

-8-I

I

•

•

•

•

•

I

.

•

•

•

•

•

H5. Apparaten 5.1 Refluxdrums

De refluxdrums V22 en V27 dienen de gecondenseerde topstromen van de destillatietorens T20 en T25 op te vangen en te zorgen voor een bufferwerking. Aangenomen wordt dat de verblijftijd van de vloeistof in de vaten gemiddeld 5 minuten bedraagt. Er wordt verder aangenomen dat de lengte/dia-meter verhouding gelijk is aan 3. De vaten krijgen de volgende afmetingen:

V22 V27 Volumestroom [m3/s] 0.0302 0.0211 Volume [m3] 9.0579 6.3274 Lengte [m] 4.7000 4.1700 Diameter [m] 1.5670 1.3900 5.2 Pompen

Deze apparaten zijn doorgerekend met het Chemcad flowsheetprogramma. Er is uitgegaan van een efficiency van 70 %. De resultaten van de berekeningen zijn :

Pin [bar] Puit [bar] W_theor. [kW] W_orakt. [kW]

P13 20.0 20.3 0.828 1.183 P14 20.0 20.3 0.382 0.546 P18 19.7 20.0 0.311 0.444

5.3 Warmtewisselende apparaten

Deze zijn uitgerekend met behulp van v.d. Bergh [17]. Bij het ontwerp is uitgegaan van shell and tube warmtewisselaars. De warmteoverdracht die plaatsvindt voldoet aan de vergelijking :

met: Q ku Au t.T_gem

=

hoeveelheid overgedragen warmte [W]

=

overall warmteoverdrachtscoefficlent [W /m2 /K]

=

uitwendig buisoppervlak warmtewisselaar [m2]

=

gemiddelde temperatuursverschil [K]

Het gemiddelde temperatuursverschil wordt uitgerekend met de formule :

t.T_gem

=

F(P,R)

*

_t.T1n

met: F(P,R) = correctiefactor te bepalen uit appendix 1,2,3 uit v.d. Bergh [17]

t. Tin = logaritmisch temperatuursverschil [K]

-9-[19]

Q LlT_gem ku A

Ll~in

LlP uit c_k du

D

.

I I

IjD

s z

B

Nb

nb nm opm.

s

z

B

Nb

nb nm Haa H8b H8c H24 1177 992 476 3789 106.9 112.0 119.4 49.4 300 300 300 570 37 30 13 135 0.6 0.4 0.5 0.5

-

-

-

0.3 1.6 1.4 1.9 1.7 0.0254 0.0254 0.0254 0.0254 0.489 0.489 0.387 0.737 4.2 4.2 3.0 5.3 8.6 8.6 7.7 7.3 0.032 0.032 0.032 0.032 110 90 56 332

-

-

-

0.18

-

-

-

29 8 4 6 4 1 1 1 2

U-tubes U-tubes fixed-tubes U-tubes ... ...

drukval in de buizen [bar] drukval aan mantelzijde [bar]

...

snelheid van stroom door de buizen [mis]

uitwendige buisdiameter [m] manteldiameter [m]

lengte van de buizen [m] steek [m]

=

aantal buizen [-]

afstand tussen de keerschotten [m] aantal keerschotten [-]

aantal passages buiszijde [-] aantal passages mantelzijde [-]

...

Tabel 5 : Uitkomsten van het dimensioneren van enkele warmte-wisselaars en condensors

•

•

•

H21 H26 3487 2762

•

52.4 17.1 500 50 134 320 0.4 1.8

-

-1.5 1.7 0.0254 0.0254

•

0.787 0.890 4.2 8.6 5.4 9.7 0.032 0.032 376 466

-

-

•

-

-4 8 1 1 U-tubes fixed-tubes ... ...

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

.

'

•

•

•

•

•

Het logaritmische temperatuursverschil is te berekenen met de formule:

[21 ]

De warmteoverdrachtscoëfficlent ku kan worden afgeschat met tabel 2 uit appendix 9 [17]. Het benodigde pijpenoppervlak kan nu bepaald worden door formule [19] om te schrijven :

Q

[22]

Vervolgens kan de warmtewisselaar gedimensioneerd worden. Hiervoor wordt het recept gevolgd zoals beschreven op de pagina's 44 t/m 46 in V.d. Bergh [17]. De resultaten van deze berekeningen staan weergegeven in tabel 5.

Reboilers en condensors worden volgens hetzelfde principe berekend. Er moet echter rekening mee worden gehouden dat er nu een faseovergang optreedt.

Voor de reboilers is berekend :

H 17 H 23 H 28

a

[kW] 4987 5014 2902

T_gem [Kj 58 30 78

ku [Wt.m2/

K]

700 700 700

Au

[m ]

124 239 53

Bij de bovenstaande berekening is er van uitgegaan dat de stoom een fractie boven condensatietem-peratuur was bij het binnenkomen van de reboiler.

De uitkomsten van berekeningen aan de condensors H21 en H26 staan vermeld in tabel 5.

5.4 Driefasenscheider

In de driefasenscheider V12 worden de volgende stromen gescheiden :

- gasstroom met voornamelijk C2-- oliestroom met voornamelijk C3+ - waterstroom

Bij de dimensionering van dit apparaat is er van uitgegaan dat de gasstroom meteen na binnen-komst het apparaat verlaat. Het apparaat wordt zo vereenvoudigd tot een decanter. Een decanter is in de praktijk een horizontaal liggend cilindrisch vat. De berekeningswijze staat vermeld in bijlage B.

De resultaten staan weergegeven in de onderstaande tabel 6.

-10-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

~v,oliefase

~

v taterstroom voume diameter lengte Ijd Auitwisselina met: ~v,x

~itwisseling

[m3js] 2.76*10.2 [m31,s] 3.56*10.3 [m] 7.12 [m] 1.22 [m] 6.10 5.00 [m2] 6.44

= de volumestroom die de fasenscheider binnenkomt

=

uitwisselingsoppervlak tussen de beide fasen Tabel6: Uitkomst van de dimensioneringsberekening aan fasenscheider V12.

5.5 Compressoren en expander

Deze apparaten zijn berekend met het Chemcad flowsheetprogramma. Er is uitgegaan van een efficiency van 75 %. De resultaten van de berekeningen zijn :

apparaat _{Pin Puit} K. _{Tin Tuit}

W~rakt

.

[bar] [bar]

[0C]

[0C]

[ W] C4a 1.56 3.12 1.19 107 160 1395.3 C4b 3.02 5.44 1.20 117 163 1195.9 C 4c 5.34 8.00 1.21 127 159 826.9 C9 7.90 20.3 1.22 142 219 2048.9 M 29 40.00 10.0 1.55 327 192 1819.5 5.6 Kolommen Absorber T15

Deze is zo ontworpen dat zoveel mogelijk C3 + wordt teruggewonnen. Het absorptieproces verloopt beter bij hoge druk, lage temperatuur en grote hoeveelheid absorptieolie.

De temperatuur in de absorber kan worden geregeld door de temperatuur van de ingaande absorptieolie.

Het dimensioneren is uitgevoerd met behulp van het Chemcad pakket. Dit programma gebruikt hiervoor een Glitsch ontwerp procedure [19]. De resultaten zijn te vinden in de specificatiebladen.

Stripper T16

De stripper moet het restant C2· uit de productstroom verwijderen en bepaalt daarmee de zuiverheid van de propyleenstroom die het proces verlaat. Bij een druk van 20.3 bar wordt de stripper bedreven met een boll-up ratio

0J

jB) van 1. Het ontwerp is gedaan met [19].

Debutaniser T20

Deze is zo ontworpen dat 99.9 % van de isobutyleen over de top en 99.9 % van de absorptieolie via de bodem gaat. Er is gekozen voor een grote zuiverheid van de absorptieolie om ophoping in de recyclestroom naar de absorber te voorkomen.

De druk bedraagt 20.3 bar. De refluxratio is 0.96. Het ontwerp is gedaan met [19].

-11-, - - _ . _ - - - -- - - -- - - -- - - -- -

-I

•

I

•

'

I

.

•

•

•

•

•

•

•

Depropaniser T25

In deze kolom wordt de propyleen gescheiden van de C4 fractie. De topstroom is 98.8 mol % zuiver propyleen. De reflux ratio bedraagt 4.49 bij een druk van 20.3 bar. Het ontwerp is gedaan met [19] en de resultaten zijn te vinden in de specificatiebladen. In deze situatie zit er nog 0.5 mol % propyn in de C4 productstroom. Met een hogere refluxratio is het mogelijk meer propyn in de topstroom te krijgen. wat na selectieve hydrogenatie extra propyleen geeft. De keuze hiervoor hangt af van de vervolgprocessen.

5.7 Fornuis

De buizen in het fornuis hebben een lengte van 100 m. en een diameter van 0.1016 m. Bij een productie van 0.135 kg isobutyleenjsjbuis zijn er 12 buizen nodig voor een productie van 47000 ton per jaar. Met zes buizen per fornuis zijn er dus twee fornuizen nodig.

-12-•

j

.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

H8. MASSA EN WARMTEBALANS

De massa- en warmtebalans zijn te vinden op de volgende bladzijden. De balans is in twee delen geknipt. Het eerste deel loopt tot vlak na de reactor en het tweede deel omvat de rest van het proces. Deze tweedeling is gemaakt omdat het eerste deel van het proces (tot en met de reactor) gebruik maakt van de vormingsenthalpieën van verbindingen bij het berekenen van de enthalpie. Het tweede deel is gesimuleerd met het Chemcad programma. Het Chemcad flowsheetprogramma gaat

bij de berekeningen van de enthalpie uit van een vormingsenthalpie van nul voor de verbindingen.

?

Het tweede deel van de balans heeft dus een andere basis dan het eerste deel. Het verschil in ~

I,

<{ ,

enthalpie tussen de uitgaande stroom van deel I en de ingaande stroom van deel 11 is gelijk aan de

V-'

som van de vormingsenthalpieën van de verbindingen in die stroom.

Verder kan worden opgemerkt dat de massabalans van het eerste deel niet geheel kloppend is. Dit is te wijten aan rekenfouten bij de numerieke integratie.

-13-•

IN

•

M

Q

I

•

9·0~' I"~\.O~

•

1 .•

'1 $'l.!I' .0'1

•

I

I

I

6o~~~.&ó

•

•

_I

\

•

•

I

•

I

I

•

•

Voor-

Ma

waarts

Warm

M

Q

voe.l i " ' ...

cv

...

st.o. ....

@

12..'~ \;:r.J~:~S

.,.Nla\Qf

®

I

I

\

I

n

ssa -e

tebala ns

_ fl", • !ClS

®

\o{.'1.

It1.

~

-14-Retour

UIT

M

M

Q

Q

\

I

U'1.1.f

.,~

I

I

I

I

'4&.fS91of .,+~ _\

I

1

I

i I I I

I

Î

1

1'l..6~

I

_'1l139.Jsl

I

I

I

\ j

I

_i \ i

1

\ \ \ I

I

;

I

: :

I

I !

I

I

_I

1

i

I

!

1

i

j

_I

i

I

I

i I _I I 1

J

•

•

•

•

•

,

I

•

•

•

•

•

•

•

I

I

I

I

I

,\1)..',

I

I

I

I

6"-l'&3.; ~

Massa in kg/s

Warmte

in

kW

I

I

~

I

-

"'

-I

I

---...; ~

-

I

~

I

--

I

--Totaal

I

11).. 111 'i

1~~"3.

"

,

-15-Fa bri eks

v

0

or ont 'vverp

No:

'l~':l3

_, , I I , i ! : 1 I I

!

I i

I

i !

i

:

I ! ,

!

I ! ! I , I i I

I I

I

.

IN

_waarts

Voor-•

M

Q

M

Q

•

11.61;

'36361.3 1

•

•

I

I

I

I

i

I

r

I

I

1

•

1

I

l

I

I

L

I

•

&.01 -iOIU'j

I

I

Massa -en

Warmtebalans

I

1

H.S

.

I

Retour

M

Q

I

I

I

I

I \

M

1

I

I

UIT

I

I

Q

\

I

I

I

I

\

I

_I

I

I

I

I

I

I

I

@

• r - \

-r--'

~I

I

\

:

t

M.~.

st.oom

®

:--_~_~_.3"=---.!.-, G_~....:o!3_.3~~

@

I

I

t - - - - '

I

3.6'4

I

~2.aS.I'1

I •

w

1 1 _ _

~_...:..I_I_ftl,~.~_3

-

I

_, _ - - I I ,2..6 ... I l·l:~n.L

,

®

•

-16-•

\

I

Ill.6"05

G)

I

I

I

1'l.~2.I. ~

d,

I

I

\

I

I

I

I

I

•

I

",.illeiei

...,

CLi·

I

1

I

~4q·961

I

I

I

I

\ \

\.

---

I

I

I

I

•

_I

I

•

I

I

,..

'--•

I

0 _{1 ... Ch.IQ~t'} keel_te,.

I

_'l.bloi'5.5

I

\·tB.

I

I

----•

I

1'2..610405 Il4'4.~

;@

I

I

I

I

-'--

_I

I

I

I

.

I

'lO'i~. ~6 CII,,-';01 f>J C~.

I

_I

I

I

•

I

1'1.6\.(05

Al)

IS!J'13.0 '15.111 ~Ir

®-

10. '3134 16601.'1. -~I.fó.oS5

•

0 _kDcJ...at.er ~.h ... ~r. 1~1'1'b.6 klO, 1

I

I

I

~-

®--I

_I

'l..16~_156"4.:'':.. 1

_I

I

•

•

I

I

'1.!I. 1\ 8

@

I

\

I

'l5ll.b'T

,

~

...

I

t"irw: brll\C:

\

\

I

~g7.2..L.j

0 k \I.

I

\

I

I

I

I

!lS. I' -1'31C)% .~

1-

®

I

_I

1

I

•

•

I

,

I

I

I

I

_

...

I

I

V.I'l. _ter"

I

1-~'b54.

I

I

3

.

M.'i

I

@

i

I

I

I

I

I

I

I

I

Ig.!,.~ S'1-I.i.6 S

I

®rl

I

I

I

I

I

I

I

I 'l..&~S4S I liP

-@

I i I ~tOj. 35 I I

I

i

I

1

·17-I

I

!

I

1 I

I

·

I I

I

I _I

I

I

I

I

·

•

_I

I

I

o .'~4 é> 1

I

I

•

I

I

I

I

I

I

I

I. 1~3

I

I

I

•

I

I

I

•

I

I

I

I

•

I

I

I

498q'2.

I

I

I

I

•

\

I

I

I

•

I

I

I

\

•

•

,

1

_I

I

I'i'~~

1'.~5'

I

@,

..

~

I I

®

S~4.~S

I

!----4\

1.6456 T.~5.

~

10. 11 '3 L.! I...-!,,-," -L.!"4~.b;) -@~

I

13.3'l."1

I

-10'2.1. ~4

I

.

i

_I ~-Qrbe,.;", W PI'i.

T:

I

I

@--

-

-

I

_10.'"''

I

_I

I

~n

I

I Clf 1te.',DI .;.; 1 g. a'5'~

~

-t;l-S.3?'2. 1 St;,DQ .... 16.&g6

€l

~99%·o3

I

I

I

?I~.

T

::.r

~

T16. ~ "-!"""""

r-L..

~ loI.r

t

,

j

UT~

.

I

I

!

i !

r

i

-18-I

-4I.!ó.o'llS

I

'l,.lb~f

---~

1 Sb",. 5'1.. c.otIdeO\ s-rt: I

t

,

I

I

I

1 \ O.

I

_~

I

•

I

,Ir ~ '1.?I 50'1.6~

I

'St:oooo\ ~ ,. ~

_o

I·

j

I

9·ll'L

I~

11081.10 r

-I

I

~..,. ~ _H.~ kDd~ O. 13.11 2--1c:lS.J.l1 ~,....

---Gi)

~l"",~

I

.

1q8!.5?>

I

-6'T'l. 9·~'l.36 '2.0

\W

I

~

•

_I

• riN:

.4.1,

.

Drltle

o·

9·~2.l6 10...,.... - f02.'1..!&

~

_

....

O·4Li'4<6 _Qt~W Pol'.

•

I

®--•

....--....

k.cel...,.t:e.r

".2J.

IceeIWlllb:r O. \

I

'--,....

•

_

....

•

_Va.

I

I

I

~,....

•

I

I

6·983 'l.4~I.

z.o

~

"

•

-19-•

I

•

•

•

•

•

•

•

•

'l.O. 6;: , ·1383

-@

~41.f'·'1.D

'2J3O

2.. 'l.6 _~~m kGeiloG~1" O. '1"tGo~.1

~

Massa in kg/s

Warmte in kW

T

~

I-T2.S. ~

,...

-~ Cl.!P'DQI&.Ads 5.2.D'1.. to"1Cj."tO

®

~~

t

O·

•

H'i.~

"':.

,.. "

-~ H.2,6 kDe!~ .~ '2.162.· Ol-;

--

~-V'l.l· -~

@

C~ stre."" ::~8'3 S3l..o~\ ~

--Ta t a al

~

I

'2D.65 "tLf606.

t.

Fabri eks

voor ont

werp

No:

2.21,3

-20-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

ApPARAAT- -+ STROOM COMPONENTEN 1 Waterstof Methaan Ethaan Propaan I-Butaan Etheen Propeen Cs-2-Buteen I-Buteen 1.3Butadieen Benzeen Water Acetyleen Propyn TOTAAL: ApPARAAT--+ STROOM COMPONENTEN T TOTAAL: MIN KGjS Q IN kW Stroom/componenten staat 1 2 3 4 5 M M M M M 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 9.048 9.048 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 3.620 8.01 0 0 0 0 0 0 9.048 12.668 8.01 1 2 3 4 5 Q Q Q Q Q 1422.08 27n7.8 44994.4 23924.8 13514.7

-21-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

I

ApPARAAT- -+ STROOM COMPONENTEN T Waterstof Methaan Ethaan Propaan I-Butaan Etheen Propeen Cs-2-Buteen I-Buteen 1,3Butadieen Benzeen Water Acetyleen Propyn TOTAAL: ApPARAAT- -+ STROOM COMPONENTEN T TOTAAL: MIN KGjS

a

IN kW 6 M 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 3.62 0 0 3.62 6

a

5285.1 Stroom/componenten staat 7 8 9 10 M M M M 0.068 0 0.068 0.068 1.14 0 1.14 1.14 0.09 0 0.09 0.09 0.001 0 0.001 0.001 3.45 0 3.45 3.45 0.28 0 0.28 0.28 1.78 0 1.78 1.78 0.07 0 0.07 0.07 1.63 0 1.63 1.63 0.007 0 0.007 0.007 0.44 0 0.44 0.44 3.62 8.01 3.62 3.62 0.03 0 0.03 0.03 0.03 0 0.03 0.03 12.64 8.01 12.64 12.64 7 8 9 10

a

a

a

a

36361.3 -10139.4 12721.7 13394.2

-22-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

ApPARAAT- -+ STROOM COMPONENTEN T Waterstof Methaan Ethaan Propaan I-Butaan Etheen Propeen Cs-2-Buteen I-Buteen 1,3Butadieen Benzeen Water Acetyleen Propyn TOTAAL: ApPARAAT- -+ STROOM COMPONENTEN T TOTAAL: MIN KGjS Q IN kW 11 M 0.068 1.14 0.09 0.001 3.45 0.28 1.78 0.07 1.63 0.007 0.44 3.62 0.03 0.03 12.64 11' Q 15543.0 Stroom/componenten staat 12 13 14 15 M M M M 0.074 0.074 0.074 0 1.46 1.46 1.46 0 0.35 0.35 0.35 0 0.002 0.002 0.002 0 3.99 3.99 3.99 0 0.75 0.75 0.75 0 2.98 2.98 2.98 0 0.08 0.08 0.08 0 1.83 1.83 1.83 0 0.008 0.008 0.008 0 9.80 9.80 9.80 0 3.63 3.63 3.63 3.62 0.13 0.13 0.13 0 0.04 0.04 0.04 0 25.12 25.12 25.12 3.62 12 13 14 15 Q Q Q Q 16661.2 2512.7 -1310.8 -4854.8

-23-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

ApPARAAT- -+ STROOM COMPONENTEN T Waterstof Methaan Ethaan Propaan I-Butaan Etheen Propeen Cs-2-Buteen I-Buteen 1 ,3Butadieen Benzeen Water Acetyleen Propyn TOTAAL: ApPARAAT- -+ STROOM COMPONENTEN T TOTAAL: MIN KG/S alN kW 16 M 0.004 0.25 0.21 0.002 3.76 0.37 2.54 0.08 1.75 0.008 9.78 0.003 0.08 0.04 18.86 16

a

574.6 Stroom/componenten staat 17 18 19 20 M M M M 0.002 0.002 0.004 0.004 0.08 0.08 0.25 0.25 0.05 0.05 0.21 0.21 0.28E-3 0.28E-3 0.45E-3 0.002

0.23 0.23 0.30 3.76 0.1 0.1 0.37 0.37 0.44 0.44 0.76 2.54 0.003 0.003 0.004 0.08 0.08 0.08 0.12 1.75 0.34E-3 0.34E-3 0.50E-3 0.008

9.30 9.30 0.06 9.78 0.92E-3 0.92E-3 0.003 0.003 0.02 0.02 0.08 0.08 0.003 0.003 0.005 0.04 10.31 10.31 2.16 18.86 17 18 19 20

a

a

a

a

-446.1 -446.6 1564.52 575.8

-24-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

ApPARAAT- -+ STROOM COMPONENTEN T Waterstof Methaan Ethaan Propaan I-Butaan Etheen Propeen Cs-2-Buteen I-Buteen 1,3Butadieen Benzeen Water Acetyleen Propyn TOTAAL: ApPARAAT- -+ STROOM COMPONENTEN T TOTAAL: MIN KG/S alN kW 21 M 0.07 1.14 0.09 0 .25E-3 0.28 0.001 0 . 22E-3 0 0.04 0 0.03 0 1.65 21

a

2393.7 Stroom/componenten staat 22 23 24 25 M M M M 0.07 0 0 0 1.21 0 0 0 0.14 0 0.002 0 .28E-3 0 0.001 0 0.23 0.001 3.46 0.001 0.38 0 .25E-3 0 0.44 0 1.78 0 0.003 .62E-3 0.08 .62E-3 0.08 0.002 1.63 0.002 .33E-3 0 0.007 0 0.021 9.32 9.72 9.32 .93E-3 0 0 0 0.05 0 .45E-3 0 0.003 0 0.03 0 2.64 9.32 16.70 9.32 22 23 24 25

a

a

a

a

2969.4 -1021.9 3998.0 -1022.4

-25-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

I

•

•

ApPARAAT- -+ STROOM COMPONENTEN T Waterstof Methaan Ethaan Propaan I-Butaan Etheen Propeen Cs-2-Buteen I-Buteen 1.3Butadieen Benzeen Water Acetyleen Propyn TOTAAL: ApPARAAT- -+ STROOM COMPONENTEN T TOTAAL: MIN KGjS alN kW 26 M 0 0 0.001 0.001 3.45 0.25E-3 1.78 0.07 1.62 0.007 0.01 0 0.45E-3 0.03 6.98 26

a

2441.2 Stroom/componenten staat 27 28 29 30 M M M M 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.001 0 0 0 0.001 0 0.001 0.001 0.003 0 0 0 0.25E-3 0 0 0 1.76 0 0.64E-3 0.64E-3 0 0 0.002 0.002 0.001 0 0 0 0 0.39 9.71 9.71 0 0 0 0 0 0 0 0 0.45E-3 0 0 0 0.01 0.39 9.71 9.71 1.78 27 28 29 30

a

a

a

a

-28.2 -705.4 3083.1 532.0

-26-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

ApPARAAT- -+ STROOM COMPONENTEN T Waterstof Methaan Ethaan Propaan I-Butaan Etheen Propeen Cs-2-Buteen I-Buteen 1.3Butadieen Benzeen Water Acetyleen Propyn TOTAAL: ApPARAAT- -+ STROOM COMPONENTEN T TOTAAL: MIN KG/S alN kW Stroom/componenten staat 31 32 33 34 M M M M M 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 3.45 0 0 0 0 0 0.02 0 0 0.07 0 0 1.62 0 0 0.007 0 0 0.01 0 0 0 4.39 8.01 0 0 0 0.02 0 0 5.20 4.39 8.01 31 32 33 34

a

a

a

a

a

2049.4 60955.6 6409.3 11694.5

-27-•

•

H7. OVERZICHT SPECIFICATIE APPARATUUR

In dit hoofdstuk staan de apparatenlijsten en de specificatielijsten van de berekende apparatuur.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

-28-•

- - -

-•

•

Apparatenlijst voor warmtewisselaars en fornuizen

APPARAAT NO. H 1 R2 H 10 H 11 Benaming voorver- koeier koeler

•

Type warmer fornuis product- product-voeding stroom stroom Medium stoom + stoom + koelwater brine

- pijpen isobutaan kws

---

---- mantel----

- -

---

stoom + stoom +

•

zijde rookgas rookgas kraakgas kraakgas Capaciteit Uitgewisselde 21070 7980.3 14148.6 3823.44 warmte [kW] Warmtewisse-lend opper- 191.5 vlak [m2]

•

Aantal - serie 2 - parallel parallel

•

Abs./Eff.1 Pa Pa Pa Pa

druk [bar] abs. abs. abs. abs.

- pijpen 4 2.56 3

-- mantel-- 1 1.5 20.15 20 zijde Temp. In/uit [OC]

•

piipzijde 20/600 600/769 143/50 50/2 mantelzijde 20/40 -30/-10 Speciaal te licht

gebruiken gelegeerd Cr-Ni gecoat gecoat materiaal staal (25-20) staal/RVS staal/RVS

•

Overig

•

•

•

1 Aangeven wat bedoeld wordt

•

•

SPECIFICATIEFORMULIER WARMTEWISSELAAR

APPARAATNUMMER: H 8a Aantal serie : 1 Aantal parallel:

•

Algemene eigenschappen

Type : -tussenkoeler compressor Uitvoering : - haarspeld

Positie : - horizontaal

Capaciteit : 1177 [kW] (berekend) Warmtewisselend oppervlak

.

37 [m2] (berekend) Overall warmteoverdrachts-coëfficiënt

.

300 [W/m2.K] (globaal) Logaritmisch temperatuursverschil (LMTD) 108.1

[0C]

•

Aantal passages pijpzijde 4

Aantal passages mantelzijde 1 Correctiefactor LMTD (min. 0.75)

:

0.99

Gecorrigeerde LMTD 106.9

[0C]

•

Bedrijfscondities

Mantelzijde Pijpzijde

Soort fluïdum kraakgassen koelwater

•

Massastroom [k9/s] 12.64 14.06

Massastroom te

- verdampen [k9/s]

---

---- condenseren [k9/s]

---

---Gemiddelde soortelijke warmte

•

[kJ/kg.oC] 2.15 4.186

Verdampingswarmte [kJ/kg]

-

-

-

-

--Temperatuur IN lOC] 160 20

Temperatuur UIT lOC]

_~

40

~

•

Druk [bar] 3.1 3

Materiaal gecoat staal RVS

•

•