Methanolsynthese in een slurryreactor

(1)

adres:

E. du Perronlaan 162, , 2624 NB Delft. Van Hasseltlaan 2625 JH Delft.

-slurryreactor.

/v.

-2813

opdrachtdatum:

augustus 1989

verslagdatum:

juli 1990

(2)

I ., I

I

1

'-I

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

SAMENVA TT ING.

Er is een ontwerp gemaakt van een fabriek waarin methanol uit synthesegas wordt geproduceerd in een slurryreactor: Het synthesegas borrelt door en reageert in squalaan waarin katalysatorkorrels (koper- en zinkoxide op een aluminiumoxide drager) zijn gesuspendeerd.

De nadruk bij het ontwerp is gelegd op het ontwerpen van de slurryreactor.

De capaciteit bedraagt 320.000 ton methanol per jaar.

De totale kosten zijn groter dan de opbrengsten. Dit wordt voornamelijk veroorzaakt door de hoge prijs van het synthesegas (de afschrijving van de plant en de kosten voor het aardgas bedragen samen de helft van de totale kosten). Bovendien gaat er erg veel energie verloren (via compressor, koel-, kil- en ketelwater), die beter benut moet kunnen worden.

(3)

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

2813

INHOUDSOPGAVE.

pagina SAMENVA TTING.

1.

INLEIDING. 1

2.

METHANOLSYNTHESE.

2.1

REACTIES. 3

2.2

KINETIEK VAN DE METHANOLSYNTHESE. 4

3.

PROCESBESCHRI..JVING.

3.1

UITGANGSPUNTEN. 5

3 .

2

PROCESSCHEMA. 5

3.3

PROCESFLEXIBILITEIT . 5

3.4

PROCESREGELING. 6

3.5

OPSTARTEN. 6

4 .

DE REACTOR.

4.1

KEUZE REACTORMODEl. 7

4.2

MODEL BUISREACTOR MET CIRCULERENDE SLURRY. 8

4.2.1

MODEL AANNAMEN. 8

4.2.2

BALANSEN. 9

4.2.3

BEGINVOORWAARDEN. 12

4.3

OPTIMALISA TIE. 13 ~

5.

OVERIGE APPARATEN. 17

5.1

DOORREKENEN MET CHEMCAD. 17

5.2

DESTILLA TIETOREN. 17

5.3

WARMTEWISSELAARS. 20

5 .

4

VLOEISTOF-GAS-SCHEIDERS. 31 '-.."

5.5

COMPRESSOREN. 32

5.6

POMP. 33

5.7

DIVERSEN. 33

6.

MASSA- EN WARMTEBALANS. 35

1'--

7.

SPECIFICA TIE APPARATUUR. 36

I

_8.

KOSTENBESCHOUWING. 37

9. CONCLUSIES. 42

v

10.

LlTERA TUUR. 43

(4)

I '-'

J

'-.

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

2813

12. BIJLAGEN.

1.

KINETIEK VAN DE DRIE FASEN METHANOL SYNTHESE.

*

2.

VERGELIJKINGEN OM

Bos

EN

Bo

L TE BEREKENEN.

3.

VERGELIJKINGEN VOOR DE TEMPERATUURAFHANKELIJKE VARIABELEN MET OVERZICHT VAN DE BIJBEHORENDE CONSTANTEN.

4.

HET PROGRAMMA SLURRY.PAS.

5.

BESCHRIJVING VAN HET PROGRAMMA SLURRY.PAS.

6 .

MASSA- EN WARMTEBALANS VAN HET SYSTEEM.

7.

COMPONENTSTATEN.

(5)

I J

I~

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

2813

Pagina: 1

1. INLEIDING.

Methanol is vandaag de dag één van de belangrijkste

bu 1 kchemic al iën. De produk tie van methano 1 word t sinds het beg in van deze eeuw op steeds grotere schaal uitgevoerd.

Als ui tgangss tof word t voora 1 aardgas gebrui kt, maar ook na f ta, zware ol ie-residuën, steenkoo 1 en biomassa behoren tot de mogelijkheden.

De eerste processtap vormt het maken van synthese-gas uit de genoemde uitgangsstoffen door middel van ' steamreforming' en

partiële oxidatie. De samenstelling van het synthese-gas

(voornamelijk kooldioxide, koolmonoxide en waterstof) kan worden gevariëerd door het verhogen of verlagen van de oxidatiegraad • Bovend ien kan er koo 1 d iox ide toegevoegd worden, dat bij voorbee 1 d afkomstig is uit een ammoniak-fabriek. (Om deze reden worden methanol- en ammoniak-fabrieken vaak in dezelfde area gebouwd.) De volgende processtap is de synthese van methanol.

Vanaf het begin van deze eeuw wordt methanol geproduceerd met behulp van het door BASF ontwikkelde hoge-druk proces. Omdat de toegepaste katalysator (Zinkoxide of Chroomoxide), slechts een lage activiteit vertoont, moet bij hoge temperaturen (250°C 400°C) en drukken (250-300 bar) worden gewerkt om nog enige opbrengst te kunnen krijgen. Koper katalysatoren vertonen een hogere aktiviteit, maar konden vanwege de vergiftiging door zwavelcomponen ten niet worden toegepast, totdat er twin tig jaar geleden 'schoner' synthese-gas ter beschikking kwam. Daardoor kan tegenwoordig bij drukken van 50 tot 100 bar (lage-druk proces) en

°

temperaturen van 200-300 C gewerkt worden. Drie twee-fasen reactortypen worden toegepast:

ICI Adiabatische multibed reactor met koude voeding

tussen de bedden. Lurgi

Haldor Tops0e:

Multitubereactor met kokend water koeling ertussen.

Adiabatische multibed reactor met indirecte

koeling.

Allen zijn ' fixed bed' reactoren met een verschillende manier van koelen.

De bij de reactie vrijgekomen warmte moet tussen de produkt- en reac tan ten-s tromen goed worden ui tgewi sse 1 d , om het proces economi sc h rendabe I te houden. Met de bovengenoemde reac tortypen zijn de mogelijkheden van warmte-terugwinning beperkt.

Door de toepassing van een derde fase, een inerte vloeistof in de

reactor, wordt het warmte-terugwinningsprobleem aanzienlijk

vereenvoudigd. De reactiewarmte wordt als het ware in de slurry van vloeistof met katalysatordeeltjes gevangen.

Er moet met een recycle-systeem worden gewerkt, omdat de conversie van methanol in deze reactoren vrij laag is (± 15%).

(6)

1'-./

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 2

In dit F.V.O. wordt getracht een fabriek te ontwerpen op basis van de genoemde drie-fasen slurry reactor. Hierbij blijft het maken van het synthese-gas buiten beschouwing. Voor de voeding van de toegepaste methanol-reactor wordt uitgegaan van een zo gunstig mogelijk synthesegas (mits reëel haalbaar). Derhalve ligt het accent van dit ontwerp op de reactorkundige aspecten.

Dit F.V.O. is gemaakt in het kader van de opleiding tot scheikundig ingenieur aan de TU Delft.

(7)

, v ---1

I

F" ABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 3

2.METHANOLSYNTHESE

§

2.1

REACTIES

Wannee~ methanol gesynthetisee~d wo~dt uitgaande van synthesegas,

t~eden de volgende ~eacties op

co

CO 2 CO 2 + + + 2 H 2 3 H z H 2

..

CH OH <I CH OH + 3 CO + H 0 z H 0 2

Reactie (C) wo~dt de wate~-gas-shift ~eactie Gunstige omstandigheden voo~ deze exothe~me van 80 ba~ en een tempe~atuu~ tussen 473 en Het synthesegas bevat behalve CO, COz en Hz

ine~t, waa~van aangenomen wo~dt, dat het

(CH,,) bes taa t.

(A)

(8 )

(C)

genoemd.

reacties zijn een d~uk

573 K.

ook een volledig

hoeveelheid uit methaan

De katalysato~en voor de methanol vorming bestaan uit koper en zink

op d~age~s van aluminium- of chroomoxide, zoals de katalysato~

MK 101 van Haldo~ Tops~e (geb~uikt door G~aaf[l]).

Volgens V.d.Berg [2] kunnen echter ook nevenreacties optreden CO + 2 CO + 3 H z 4 H z

..

CH

"

+ C H OH + z 5 H 0 z H 0 z (0 ) (E)

Deze reacties kunnen kinetisch onderdrukt worden door de samenstelling van de katalysator nauwkeurig in de gaten te houden

en doo~ nauwkeurige temperatuu~controle (beide reacties zijn

exotherm). Om wille van de eenvoud wo~dt aangenomen dat ~eacties (0) en (E) hie~ niet opt~eden.

Een andere complicatie is de vorming van dimethylether 2 CH OH

3 CH OCH 3 3 + H 0 z (F)

Normaal gesp~oken wo~dt de evenwichts-hoeveelheid aan dimethylether gevormd. Het is mogelijk de ether te recyclen na scheiding van de vloeiba~e reactieproducten. Er wordt gesteld dat inderdaad de evenwichts-concentratie aan dimethylether gevormd

en ge~ecycled wo~dt, waarna het in dit F.V.O als ' inert' beschouwd

wo~dt (en daa~doo~ de fysische eigenschappen van methaan

(8)

2813

Pagina: 4

§

2.2

KINETIEK VAN DE METHANOLSVNTHESE

De traditionele methanolsynthese is een twee-fasen proces (de reactie van het gas vindt plaats aan het (vaste) k atalvsator-oppervlak). In dit fabrieksvoorontwerp wordt de drie-fasen methanolsynthese nader bekeken De katalysatordeeltjes zijn gesuspendeerd in een inerte vloeistof.

De volgende transport-stappen kunnen voor de reactanten onderscheden worden

-Massaoverdracht van de gasfase naar het gas-vloeistof-interface. - Massaoverdracht van het gas-vloeistof-interface naar de bulk

van de vloeistof.

-Tr~nsport in de bulk van de vloeistof.

- Massaoverdracht van de bulk van de vloe~stof naar het v loeistof-vast-interface.

-Reactie aan het katalysatoroppervlak. De reactie-producten ondergaan dezelfde tegengestelde richting.

stappen. maar in snelheidsbepalende stap wordt in dit verslag voor de reac tiek inetiek van het onderzoek.

Graaf [1] behandelt het onderzoek naar de van elke reactie «Al, (8) en (Cl). Daar echter niet verder op ingegaan, alleen wordt gebruik gemaakt van de resultaten

(9)

recycle gas spui

SYNTHESEGAS

METHANOL

slurry met katalysator

water

FIGUUR

1.

VEREENVOUDIGD PROCESSCHEMA VAN METHANOLSYNTHESE IN SLURRYREACTOR.

o

c

°l

(10)

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

2813

Pagina: 5

3. PROCESBESCHRIJVING.

§

3.1

UITGANGSPUNTEN.

De opdracht is het ontwerpen van een ' fabriek ' die een productie van 1000 ton (= 1 miljoen kilo9ram) methanol per dag kan leveren.

Dit komt overeen met 3.13

*

10 mol methanol per dag ( molmassa van methanol bedraagt 32 gram per mol ). Dit betekent dat er 1302

kmol methanol per uur geproduceerd moet worden. De hoeveelheid methanol die per uur uit de reactor(en) komt, zal iets hoger moeten zijn, afhankelijk van de selectiviteit bij de scheiding van methano I .

Het synthesegas wordt verkregen bij een temperatuur van 340 K en een druk van 4 bar.

De katalysator is de MK 101 van Haldor Tops0e. Voor het bepalen van de fysische gegevens van de katalysator wordt echter van de

fysische eigenschappen van aluminiumoxide uitgegaan. Er wordt uitgegaan van 330 productiedagen per jaar.

§

3.2

PROCESSCHEMA.

Een vereenvoudigd processchema is weergegeven in figuur 1.

Synthesegas wordt na compressie gemengd met de recyclestroom en op de juiste ingangstemperatuur gebracht door warmtewisseling met de uitgaande gasstroom. In de reactor (R6) wordt CO en/of COz gedeeltelijk omgezet in methanol. De slurry waarin de katalysator gesuspendeerd is, verlaat via een overlooprand de reactor en wordt na koeling tot ingangstemperatuur weer de reactor ingepompt. De uitgaande gasstroom wordt, na warmtewisseling met de ingaande gasstroom, gekoeld tot een zodanige temperatuur dat scheiding van methanol en water van het niet-gereageerde synthesegas mogelijk is in een vloeistof-gas-scheider (VlO). Van de gasstroom wordt een

gedeelte gespuid om ophoping van inert te voorkomen. Het

resterende gas wordt gecomprimeerd en gemengd met de voeding

synthesegas. De vloeistofstroom wordt geëxpandeerd tot

atmosferische druk en aan een destillatiekolom (T13) toegevoerd. Deze wordt zo bedreven dat 99.9 'l. van de ingaande hoeveelheid methanol via de top de kolom verlaat. De rest van de topstroom bestaat uit CO, COz en Hz (en eventueel H20), die afgescheiden kunnen worden door de topstroom te koelen tot een temperatuur

waarbij alleen methanol vloeibaar is (bijvoorbeeld

kamertemperatuur).Het bodemprodukt bestaat voor het grootste deel uit water, de rest is methanol.

§

3.3

PROCESFLEXIBILITEIT.

Meerdere grondstoffen kunnen worden omgezet tot synthesegas. Wanneer als grondstof aardgas met zwavel verontreinigingen gebruikt wordt, ontstaat waterstofsulfide. Of dit H2S een negatieve invloed

(11)

I-.J

FABRIEKSVOORONTWERP NO : 2813 Pagina: 6

heeft op de katalysator in de slurryreactor is (ons) niet bekend. dit vraagt nader onderzoek.

De methanolsynthese vindt plaats in vijf parallel geschakelde ·units· . elk bestaande uit de apparaten 1 tot en met 10. Mochten er problemen optreden in een onderdeel van één unit, dan kan de plant nog altijd op 80 ï. van de capaciteit doorgaan. De invloed van deze productie-afname op de atmosferische destillatie is niet onderzocht. Het lijkt echter aannemelijk dat, aangezien de samenstelling van de destillatie-voedingsstroom niet verandert, het uitvallen van één unit betrekkelijk eenvoudig op te vangen is. §

3.4

PROCESREGELING.

De volgende regelingen kunnen worden genoemd

o De temperatuur in de slurry-reactor kan worden geregeld door met pomp PB de slurrysnelheid te regelen.

oDe vloeistofniveaus in de vloeistof-gas scheiders kan worden geregeld met de regelklep in de uitgaande vloeistofstroom.

o Om ophoping van inert te voorkomen is een spui (stroom 15) geplaatst. De grootte van deze spui hangt af van de fractie inert in het synthesegas en de fractie die via de voeding van de destillatiekolom in het eindproduct terecht komt. Als regelpunt voor de spui kan de fractie inert van de recyclestroom gebruikt worden.

§

3.5

OPSTARTEN.

Op het moment dat het proces in werking wordt gesteld, moet in de slurry-reactor de slurry met katalysator aanwezig zijn. Het lijkt dus voor de hand 1 iggend om voor het opstarten de slurry-pomp te starten en pas ."anneer de temperatuur in de buurt van de 560 K komt de warmtewisselaar H7 in gebruik te nemen.

(12)

--~

t

•• (:> •••••• . ;) 0 0 'J

0 A. BUISREACTOR MET WANDKOELING.

0::> 'J 0 0 .e:, ::> 0

t

· · 0 · · · • 0 0 0 0

0 B. BUISREACTOR MET CIRCULERENDE SLURRY. G

0 0 0 0 0 0 0

f

C. MEERVOUDIG GEROERDE KOLOMREACTOR.

FIGUUR 2.

SCHEMA TlSCHE WEERGAVE VAN DE BEHANDELDE REACTOREN.

Ç.;:

o

c

(13)

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

2813

Pagina: 7

4. DE REACTOR

§

4.1

KEUZE REACTORMODEL

Zoals al in de inleiding is aangegeven vormt de keuze van het reactormodel het belangrijkste ontwerp aspect voor dit F.V.O .. Een aantal varianten zijn mogelijk (zie figuur 2). Alle modellen gaan uit van een slurry, waarvan de vloeistoffase bestaat uit squalaan ( C30H62 = 2,6,10,15,19,23-hexamethyltetracosaan ) met daarin gedispergeerd de katalysator ( Haldor Tops0e MK 101, 40~

<

dp

<

60j...lm).

Bij het beschouwen van de verschillende typen slurryreactoren wordt gelet op katalysatorverdeling, de mogelijkheid om de reactiewarmte af te voeren en de uitvoering van de reactor (ingewikkelde reactor ~ hoge investering).

1. Buisreactor met wandkoeling.

De uitvoering van deze reactor is eenvoudig. De vloeistof-slurry

wordt in batch in de reactor gehouden en het synthese gas wordt er doorheen geblazen. De vrijgekomen reactiewarmte wordt door de slurry opgenomen en vervolgens via de wand aan het koelmedium afgestaan.

Problemen, die bij deze reactor kunnen optreden zijn:

o De ka ta 1 ysator sed imen teert of za 1 in ieder geva 1 verre van homogeen verdeeld zijn. Om dit te compenseren zou een roerwerk kunnen worden aangebracht.

o De warmte wordt niet voldoende afgevoerd als gevolg van het slechte wandcontact (of te kleine wandoppervlak) en het slechte mengen van de reactorinhoud. Wederom kunnen we dit oplossen door het aanbrengen van een roerwerk, echter hiermee lossen we niet het probleem van een te klein wandoppervlak op. Een oplossing hiervoor zou zijn het aanbrengen van koelbuizen over de lengte

van de reactor, nu kunnen we echter niet meer roeren en blijft het sedimentatie-probleem bestaan.

2. Buisreactor met circulerende slurry.

Bij deze reactor wordt de slurry buiten de reactor in een koeler

gekoeld, de slurry wordt rondgepompt en gaat in meestroom met het gas door de reactor. Het sedimentatie-probleem is voor een groot deel verdwenen en de warmteafvoer kan worden geregeld door de

slurrysnelheid te variären. De uitvoering van deze reactor is vrij

eenvoudig.

(14)

I~

1'-'

v

I

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

2813

Pagina: 8

3. Meervoudig geroerde kolomreactor.

Deze reactor bestaat uit een kolom. die door m~ddel van keerschot-ten is onderverdeeld in een aantal compartimenten. Een centrale centrale roeras voorz~et elk compartiment van een turbineroerder. Problemen met sedimentatie van de katalysator treden niet meer op, omdat een homogene verdeling mag worden verondersteld (afhankelijk van de roersnelheid~). De reactiewarmte wordt via de wand

afgevoerd. De uitvoering van een dergelijke reactor is ingewikkeld en zal hoge investeringen vergen.

De reactor met circulerende slurry is qua uitvoering een

eenvoudige reactor (dus lage investering), de temperatuur kan eenvoudig geregeld worden (in tegenstelling tot de reactoren waarbij de slurry in de reactor blijft) en er treedt minder attritie op dan bij de meervoudig geroerde kolomreactor.

Verder spelen ook storingsgevoeligheid en onderhoud een rol. (Een pomp is eenvoudiger te vervangen dan een kompleet roerwerk).

Het bovenstaande in overweging nemend, lijkt het ons het best om te kiezen voor een buisreactor met circulerende slurry.

§

4.2

MODEL BUISREACTOR MET CIRCULERENDE SLURRY

§

4.2.1

MODELAANNAMEN.

o Er vindt geen warmte-uitwisseling met de omgeving plaats.

(adiabatische procesvoering)

o Voor de gasfase wordt propstroom aangenomen. (Bodenstein getal

erg hoog)

o De effectiviteitsfactor voor de porie-diffusie wordt gelijk aan 1 gesteld. (dp

<

100 j.J.ffi).

o De vloeistof-vast overdracht wordt verwaarloosd.

o Voor de slurryfase wordt een axiaal dispersiemodel aangenomen. o De katalysator-verdeling in de reactor wordt beschreven met een

sedimentatie-dispersiemodel.

o In de energiebalans wordt de gasfase verwaarloosd, dat wil

zeggen de hoeveelheid warmte die door het gas wordt opgenomen wordt verwaarloosd ten opzichte van de hoeveelheid warmte die door de slurry wordt opgenomen.

o De fysisch-chemische parameters zijn alleen afhankelijk van

temperatuur.

o Alle drie de reacties. zowel de methanol vorming als

COz-shift, worden beschouwd.

de

(15)

, -' FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 9 §

4.2.2

BALANSEN. o Gasfase: d P L dx (e~,g U g)

= -

(K1.a \ ( H i.

e

( 1 ) Log o Vloeistoffase:

(uit-in) + (uit-in) + Overdracht + Reactie

=

0 buLk fLov di.spersi.e

de d i., 1. dx - D x dx ( dx o Katalysator:

E

v _i.,k k P i.

e

_\.,1. = 0 (2 )

De katalysatorbalans bevat een sedimentatieterm. De totale balans ziet er als volgt uit:

U l de d 2 e kat kat U

-

D = 0 €l ss dx s dx (3) 0 Energie: d d dT ( U l P e T) - ( €l À - ) -

E

€ e r ( Ó. H) dx p dx a.x dx l kat k r k k (4 )

De opgestelde balansen z~Jn alleen numeriek oplosbaar met behulp van een orthogonale collocatie methode, die niet voorhanden is en waarbij we op schier onoverkomelijke problemen zouden stuiten. Bovendien is het probleem ingewikkeld vanwege de niet-lineaire kinetiekvergelijkingen (zie bijlage 1).

Het model wordt daarom aangepast.

De volgende model-aannamen worden toegevoegd:

o Het buismodel wordt vervangen door N tankjes o Voor de katalysator wordt per tankje een

verondersteld.

o De temperatuurafhankelijke parameters worden

de temperatuur van het voorgaande tankje.

in serie.

homogene verdeling steeds berekend met

(16)

'-J 1-..../ FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 10 AANGEPASTE BALANSEN o Gasfase: p '-C - C '-,g,N '-,g,N-1

=

(Kla) i. ( _C V H i.,l,N t i. ,N ( 5) o Vloeistoffase: P

"

=

(K a) ( C V + l i. H d,N t i. ,N ~L ( C,," .t.N -_ _ C i.,t,N-1

E

v V r IS C (6) ,-,k t ... k.N l kal o Energie: ~l P_N Cp,N T_{N -} ~l P_N- ₁ _{C p ,N_1} T_{N _1}

=

E

v L,k V t r i.,k,N C ka.t € l (6 rH ) k ( 7 )

Het volumedebiet ~g is niet constant, hoewel dit in bovenstaande

vergelijkingen wel wordt verondersteld. Het debiet neemt in de reactor namelijk toe ten gevolge van de temperatuurtoename en de drukafname (die op 5% gesteld wordt, hoewel dit waarschijnlijk vrij groot is). De toename van het debiet

wordt echter tegengewerkt door de voortschrijdende reactie, die een afname van het aantal molen veroorzaakt. Daarom wordt het

volumedebiet in elke tank gecorrigeerd

~

=

g,N T N T P - (0.05 P o p (N -~ (-~=1) - ~ (~=O) g 9 1) / N ) ta.nk (1 + ex ~) ~ g,O (8 ) met ex

=

~ (~=1) g

=

contractiefactor ) (Sa)

(In de andere vergelijkingen wordt de drukval steeds verwaarloosd)

Voor de katalysator wordt vergelijking (3 ) gebruikt:

U dC d2C

L kal kal

U 0 = 0 ( 3)

€ ss dx s dx

(17)

, ~, I V

1-1°

' , - " FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 11

De balansen worden op de volgende manier dimensieloos gemaakt

Y LI'N X i.,N

e

N =

=

Ph

=

g,N C C

=

~ ~ ~ , g , N

,

met C C g g H i. , L , N i. ,N P T -T N f ,

°

T f , 0 g,N g,O Dit resulteert in 1 y ₌ i.,N Ph ~ g,N g,o ( + R T

e

f , 0 N ( KL a ) ~ V H i. ,N H X = ~,N P V € l

e

=

e

+ N N-t ~ L PN-1

e

N Ph

=

g,N

e

P - 0.05 P 0 1 P

=

_V _R _T (9a) m (9b) (9c) (9d) Ph ~ g,N g,O ( 10) (Kta)" V l R T

e

) _{f ,}

°

N H i. ,N Y P ~ X P t L ,N L i. ,N-1 + + V € C R H l L kal i. ,N i. , N - t ~ _L + V _{(K La)}i. t ( 11) C R kal ( 12) C T p,N-1 f , 0 P ( 1 + _ex ~ ) ( 13) (N

-

1 ) / N tank

(18)

~)

I

I"

2813

Tenslotte voor de katalysator :

met C Ba ko.t,N s C ka.t,O W ka.l = Cko.t .. N Pt

*

exp( (Ba Ba L ) ( 1 s 80 s

-

(N-0.5) / N to.nk - ₈₀

*

L

Bijlage 2 geeft de vergelijkingen waarmee Bos en

kunnen worden. Pag ina: 12 ) )

-*

Bal Ba

*

l ( 14) ( 15) berekend

In bijlage 3 zijn de vergelijkingen en/of schattingen voor alle

parameters opgenomen. Tevens zijn de vergelijkingen voor de

reactiekinetiek in bijlage 1 vermeld.

§

4.2.3

BEGINVOORWAARDEN. oY

=

0.067, CO,O y C02,0 Y H2,0 = 0.082, = 0.614, Y

=

0.003, CH30H,0 Y

=

0.0006, H20,0 Y

=

0.2334. i.nert,o

Deze waarden zijn bepaald met behulp van de samenstelling

synthesegas en de samenstelling van de recyclestroom.

van

oAllereerst moet opgemerkt worden dat de mol fracties van elke

component in de slurry alleen de verhouding van de verschillende

componenten ten opzichte van elkaar aangeven. Er is namelijk

geen molfractie squalaan, de som van de molfracties van

koolmonoxide, kooldioxide, waterstof, methanol, water en inert

wordt op 1 gesteld.

Als eerste benadering voor de mol fracties van elke component in

de vloeistoffase z~Jn dezelfde waarden als in de gasfase

aangehouden. Maar aangezien de ingaande slurry dezelfde

samenstelling moet hebben als de uitgaande slurry worden steeds

de mol fracties van de uitgaande slurry gebruikt als nieuwe

schatting voor de molfracties van de ingaande slurry, totdat

in-en uitgaande waardin-en practisch aan elkaar gelijk zijn. De

(19)

25

rrSif!

(1.)

+

~ol(M

=

3 " 20 Usl

=

0.004 ftÎs "tank

=

20 UD

=

5 15 o+---+---+---+---+---~ RH 0.5 0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 Ugas (""'s)

FIGUUR 3.

DE CONVERSIE ALS FUNCTIE VAN DE GASSNELHEID Bid GEWICHTSFRACTIE KAT AL YSA TOR.

ST'1\! I E-4 <..3Ikg/s)

20

15

10

5

Dsco

101'1

=

3 " Usl

=

0.004 ""'s

"tank

=

20

UD

=

5 O+---~---+---~---~---~ 0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 Ugas (""'s) ""at VARlERENDE FIGUUR 4.

DE SPACE TIME YIELD OP VOLUMEBASIS ALS FUNCTIE VAN DE GASSNELHEID BI..J VARlERENDE GEWICHTSFRACTIE KATALYSATOR.

c

C l

c

o

c

o

(20)

~J v I ---' I FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 13

x

=

0.053. 0 0 , 0 X

=

0.068. C02,O X

=

0.539. H2,0 X

=

0.032, CH30H.0 X

=

0.015. H20,0 X

=

0.293. ~ na r t ,0 0

e

=

o.

°

0 Ph

=

1. g,O

In totaal zijn er dus twaalf vergelijkingen, die simultaan

opgelost moeten worden, namelijk vijf voor de gasfase (voor elke

component één), vijf voor de vloeistoffase (voor elke component

één), één voor de temperatuur en één vergelijking voor het

gasdebiet. Hiervoor is het programma SLURRY.PAS geschreven

(bij-lage 4). Een beschrijving van dit programma is opgenomen als

bij-lage 5.

§

4.3

OPTIMA LIS A TIE.

De te optimaliseren parameters z~Jn

a. Het aantal tanks om de reactor te modelleren ( N tank) .

b. Het massapercentage katalysator in de slurry ( W kat) .

c. De lengte-diameter-verhouding van de reactor (LDl en de

dia-meter ( DkoLom) .

d. De gassnelheid aan de ingang van de reac tor (Ug,o) . e. De slurrysnelheid aan de ingang van de reactor(Usl,o) .

Ad a.

Om het buisvormige karakter van de reactor te behouden is gekozen

om het model door te rekenen in 20 stappen (Ntank

=

20).

Ad b.

Het maximaal haalbare massapercentage katalysator in de slurry zal

ongeveer 40% bedragen omdat bij een hoger percentage de deeltjes

niet meer goed te suspenderen zijn. Er zal gestreeft worden naar

een zo laag mogelijk percentage, niet alleen vanwege betere

dispersie-mogelijkheden, maar ook vanwege de lagere kosten bij

lager katalysatorgebruik. Het percentage mag echter niet te laag

worden, de evenwichtsomzetting moet wel bij een reële

(21)

20 15 10 :; 0

t

0 FIGUUR 5. ""at 40x 35 y. 30 y. 20 y. Ugas

=

0.2 /V's

c

Usl

=

0.004 1'115

"tank

=

20 UD

=

5

cl

1 2 3 4

DE CONVERSIE ALS FUNCTIE VAN DE KOLOMDIAMETER BIJ VARlERENDE C

GEWICHTSFRACTIE KAT AL VSA TOR.

I

STW I E-4 (nl/kg/s) 20 15 10 5 0 0

FIGUUR 6.

m

1 2 3 4 Dsrolott (",)

DE SPACE TIME VIELD OP VOLUMEBASIS ALS FUNCTIE VAN DE DIAMETER BIJ VARlERENDE GEWICHTSFRACTIE KATALYSATOR.

c

0'

I

c

I

Cl

I

0 KOLOM-C I I

(22)

v

2813

Pagina: 14

Ad c.

In principe geldt: hoe groter de reactor, des te beter verloopt

de omzetting. Daar is echter een grens aan verbonden waneer de

evenwichtsomzetting is bereikt, heeft vergroten van de reactor

geen zin meer.

Gezien het buisvormige karakter van de reactor wordt de

lengte-diameter-verhouding op 5 gesteld, waarbij de diameter nog vr~J te

kiezen is, echter met een maximum van ongeveer 4 meter (de lengte

is dan 20 m) wegens constructietechnische redenen.

Ad d.

Hoe kleiner de gassnelheid, hoe hoger de conversie, maar des te

groter de gassnelheid, des te meer er kan reageren (resulterend in

een grotere recycle).

Volgens Perry [4] moet Ugas kleiner dan 0.6 mis z~Jn, omdat er bij

grotere waarden geen bubble flow meer optreedt. Het gaat dan over

in slug-flow (piston), waardoor er geen goede uitwisseling tussen

het gas en de slurry meer mogelijk is ..

Ad e.

Een lagere slurrysnelheid resulteert in een snellere toename van

de temperatuur in de reactor.

De slurrysnelheid wordt zo gekozen dat de temperatuur aan de

uitgang van de reactor niet hoger is dan ongeveer 560 K, omdat de

kinetiek slechts geldig is in het gebied van 470-560 K. Hogere

temperaturen stellen ook veel hogere eisen aan het

constructie-materiaal .

Bij het optimaliseren wordt gebruik

Yield op volumebasis (STYV). Deze

optimaal gebruik wordt gemaakt van

STYV wordt als volgt berekend:

gemaakt van de Space

geeft aan in hoeverre

een volume-eenheid reactor.

~9,NYCH30H,N - ~9,oYCH30H,O + ~sl(XCH30H,N XCH30H,O)

Time er De STYV

=

_{---~----~---Vm} C V kat tank

Het programma SLURRY.PAS wordt over een groot gebied afgetast.

Allereerst wordt de massafractie katalysator gevarieerd bij

verschillende gassnelheden en bij vaste waarden voor de andere

parameters. ( Voor deze 'vaste' parameters worden de waarden

gebruikt die Graaf [1] gebruikt in zijn berekeningen. Deze waarden

bed ragen : Dkolom = 3 m, Usl = 4 mml S . Nlank

=

20.)

In de figuren 3 en 4 zijn de resultaten weergegeven. Er is weinig

verschil in conversie bij gebruik van 30, 35 of 40 % katalysator, vooral bij lagere gassnelheden. Het verschil in STYV bij de

genoemde percentages is iets groter : Bij gebruik van 30 %

katalysator is de STYV hoger dan bij 35 en 40 %.

Variatie van de massafractie katalysator als functie van de

(23)

25

T

t

0

=

3.3 '"

o =

4 '"

20t D=3.

t

15

o

=

2 " 10 0=1 '" 0 0.0 0.1 FIGUUR 7. I\at

=

0.3

..,

--* fit 0.2 0.3 0.4 0.5 Ugas (""s)

DE CONVERSIE ALS FUNCTIE VAN DE GASSNELHEID BIJ KOLOMDIAMETER. UW I E-4 (!tl/kg/s) 20 15 10

t

5+

f

I\at

=

0.3 Usl

=

0.004 ""s "tank

=

20 UD

=

5

- - *

""----o+t---+---~---~~---~---~!

M 0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5

FIGUUR 8.

Ugas (""s) VARlERENDE

DE SPACE TIME YIELD OP VOLUME BASIS ALS FUNCTIE VAN DE GASSNELHEID

c

Cl

c

cl

G

c

o

(24)

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

2813

Pagina: 15

levert de figuren 5 en 6 op.

Bij deze curves moet het volgende opgemerkt worden: Hoe groter de

diameter, hoe groter het volume van de reactor ( de

lengte-diameter verhouding is vast op 5 gekozen ). Daarom kan geen conclusie met betrekking tot de diameter getrokken worden. Per

diameter kunnen de conversies bij de gegeven massafracties

katalysator wel onderling vergeleken worden, maar vergelijking van conversies bij verschillende diameters is niet relevant.

Verwacht wordt ( op basis van de gegevens van Graaf [1] ) dat de diameter van de kolom ongeveer 3 m bedraagt. Een massafractie van 30 ï. is ook nu het gunstigst. Daarom wordt gekozen voor 30 ï. wlw katalysator.

In de figuren 7 en 8 zijn de conversie en de STYV verschillende combinaties van Dkolom en UgQS uitgezet. Er

bij blijkt STYV dat bij een diameter van 3.3 m zowel de conversie als de

maximaal zijn. ( Dit is uit de figuren zelf practisch niet af leiden, er zijn echter extra berekeningen gedaan in het gebied tot 4.5 m diameter. )

te 3 m

Dus gekozen wordt voor een reactordiameter van 3.3 m. Met een lengte-diameter-verhouding van 5 betekent dit een reactor van 16.5 m lang. Er is echter nog extra lengte nodig om de reactor van een overlooprand te voorzien, via welke de slurry ( squalaan met katalysatordeeltjes ) afgevoerd wordt. In verband hiermee wordt de totale lengte van de reactor op 17.5 m gesteld.

Moeilijker wordt het als we de gassnelheid gaan optimaliseren, omdat er een tegenstrijdigheid optreedt. Zowel de conversie als de Space Time Yield moeten zo groot mogelijk zijn, de conversie om de recyclestroom zo klein mogelijk te houden en de STYV om het reactorvolume zo gunstig mogelijk te benutten (en het dus zo klein mogelijk te houden).

In de figuren 9 en 10 zijn de conversie en STYV als functie van UgQS uitgezet. Gekozen wordt nu om de nadruk meer op een kleinere recyclestroom te leggen, dan op een beter gebruik van het reactorvolume. Een grotere recyclestroom heeft namelijk behalve een groter reactorvolume ook een grotere vloeistof-gas-scheider (VlO), een grotere compressor en grotere warmtewisselaars tot gevolg. De negatieve invloed van een lagere STYV wordt dan ook meer dan gecompenseerd door de positieve invloed van een lagere gassnelheid ( en dus hogere conversie ).

Gekozen wordt nu voor een gassnelheid van 0.15 mis.

Als laatste wordt het systeem voor de slurrysnelheid

geoptimaliseerd. Uit de figuren 11 en 12 blijkt, dat een slurry snelheid van 0.0035 mis ( = 3.5 mmls ) het best voldoet. Dit geeft een temperatuur van 563.4 K aan de uitgang van de reactor. (Deze

temperatuur ligt nog binnen de temperatuurgrenzen van de

(25)

Conversie (:t.) 25

T

I t 15 10 5 Wtcat

=

0.3 Dtcoloe.

=

3.3 " Usl

=

0.004 ",s "tank

=

20 UD

=

5 o+---~---~---~---~---~·

m

0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 Ugas (,v5) FIGUUR 9.

DE CONVERSIE ALS FUNCTIE VAN DE GASSNELHEID.

STW I E-4 (1'I3/kg/s) 20 15 10 5 Wtcat

=

0.3 Dtcolm.

=

3.3 " Usl

=

0.004 MIs "tank

=

20 UD

=

5 O+---~---~~---~---~---~· ~ 0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 Ugas (MIs) FIGUUR 10.

DE SPACE TIME VIELD OP VOLUMEBASIS ALS FUNCTIE VAN DE GASSNELHEID.

-1

c

Cl

c

I

Cl

I

cl

c

I

ol

I

Ol

I

1

(26)

,-,'

v

IJ

2813

Pag ina: 16

De optimale situatie is nu :

Een reactor van 17.5 m lengte met een diameter van 3.3 m, waardoor met een superficiële snelheid van 3.5 mm/s een vloeistof wordt rondgepompt met daarin 30 massa ï. katalysator en waardoorheen synthese gas met een superficiële gassnelheid van 0.15 mis wordt geblazen.

Het resultaat van deze situatie is:

T

=

563.4 K Y

=

0.0529 N CO,N P

=

76.2 bar Y

=

0.0680 N C02,N !:;tota.a.L

=

16.7 ï. Y H2,N

=

0.539 STYV

=

10.2 10 - 4 m3kg -:l -:l _s _Y

=

_0.0310 CH30H.N ~

₌

1.47 m s 3 -:l Y

=

0.0153 ga.s,N H20,N

Met behulp van het volumedebiet gas aan de uitgang, het molair volume bij T

=

563.4 K en P

=

76.2 bar en de molfractie methanol aan de uitgang kan berekend worden, dat er 281 kmol methanol per uur per reactor geproduceerd wordt. Daaruit volgt dat er 5 reactoren nodig zijn, elk met een volume van 149.7 m3 ( totaal dus 748 m3 ) , om aan de gewenste productie te voldoen. ( Dit betekent

totaal 1407 kmol methanol per uur. )

De totale voeding bedraagt 5312.1 kmol synthesegas per uur. Dit komt bij T

=

340 K en P

=

4 bar overeen met 10.43 m3 per seconde.

(27)

Conversie (1.) 25 20 15 10 5 Wtat :: 0.3 OJcolOlt :: 3.3 1'1 Ugas :: 0.15 ",s "tank :: 20 UD :: 5 O+---4---~---+---+--~----~--+---~--~--~ AR

o

2 4 10

FIGUUR 11.

DE CONVERSIE ALS FUNCTIE VAN DE SLURRY SNELHEID.

ST~

jf-'

,.,/kgls' I IS ~

t

lOt

t

5t

1 t

I

"'kat :: 0.3 DJcolot1 :: 3.3 M U_gas :: 0.15 w's Ntank :: 20 UO :: 5

o~f------r-~----

n U

FIGUUR 12.

2

DE SPACE TIME YIELD OP VOLUMEBASIS SNELHEID.

10

ALS FUNCTIE VAN DE

SLURRY-1

c

o

I

C

I

,

Ol

j

I

(28)

...,,'

FABRIEKSVOORONTWERP NO : 2813 Pagina: 17

5. OVERIGE APPARATEN.

§ 5.1 DOORREKENEN MET CHEMCAD.

Het volledige processchema is weergegeven in figuur 13. De stromen en de apparatuur zijn doorgerekend met het programma ChemCad [SJ, om de grootte, de samenstelling, de druk en de temperatuur van elke stroom te bepalen. Voor elk apparaat zijn de dimensies daarna apart berekend. Hierbij moet opgemerkt worden dat de gehele methanolsynthese-'unit' tot en met vloeistof-gas-scheider VlO in vijfvoud voorkomt (dat wil zeggen Mi, C2, H3, C4, M5, R6, H7, P8, H9 en VlO komen vijf keer voor). Bij de thermodynamica is gebruikt gemaakt van een Soave-Redlich-Kwong toestandsvergelijking, die speciaal vaar mengsels van water en methanol is aangepast. (Deze

vergelijking is standaard aanwezig in ChemCad.)

Het uiteindelijke resultaat is een productstroom van 1316.4 kmol per uur, waarvan 1260.8 kmol per uur methanol is. De rest is voornamelijk kooldioxide (42.7 kmol per uur) en water (9.2 kmol per uur). Het kooldioxide ontsnapt wanneer de produktstroom tot een temperatuur van bijvoorbeeld 300 K (methanol is dan vloeibaar) afgekoeld wordt.

Uiteindelijk is de productie aan methanol 968.3 ton per dag.

§

5.2

DESTIILATIETOREN.

De scheiding van water en methanol atmosferische destillatie.

Met de resultaten van ChemCad wordt volgens de methode die beschreven Zuiderweg [6].

gebeurt door middel van de kolom gedimensioneerd wordt in het dictaat van De schotelefficiency is geschat op 0.8, hetgeen volgens Zuiderweg een goede waarde is voor lichte koolwaterstoffen. De waarde van 0.8 geldt voor waarden van de belastingsfactor tussen 0.04 en 0.1 en bij de berekeningen blijkt dit steeds het geval te zijn.

Bij een refluxverhouding van 2 is een aantal theoretische schotels van 12 gevonden, er zijn dus 15 practische schotels. Bij een schotel hoogte van 0.8 m komt de totale kolomhoogte op 12 m. De voeding komt binnen op schotel 6.

Met de gegevens van ChemCad (zie tabel 1) wordt de diameter bepaald van de theoretische schotels 1 (de topschotel), 4 (net boven de voeding), 5 (de voedingsschotel), 6 (net onder de voedingsschotel) en 12 (de bOdemschotel).

(29)

o

l>Oc ( ) ( ) c ~I""!:::o

o

Cf) ;oCf)~ . () W ::t. I""! ::I l>

<

l> Z ::I I""! ~ ::t l> Z

o

r "0 ;0

o

c

() ~ fii C :::j Cf)

<

Z ~ ::t I""! Cf) I""! G) l> Cf)

z

Cl) r C ;0 ;0

<

I

o

~

(j)

0)

~(5 ""0"'.

I

"

r}

tsj

(

l

-

lol r: f!

..

~I. ~ C7 _-Q:D

fv11

~1~l1~tik? )

8m'Kl~

J

~r

l)

3

C4 -. -- -~ ~

~

lvi5

@illocb

• I

---~] ~- ---TURBINE SX R 6 REACTOR COMPRESSOR SX H 7 ~OELER WARMT[~SSELAA'l SX P 8 POMP COMPRESSOR SX H 9 KOELER fI ECIRO"'OTO~ S~~_ ~ '_0 L-G SCHEIDER

n

o

5x ~,y ~X 5X 5X ....

t

~

-

lj~iJ

>

,

'.

, ( 4 ) I 7.>063tQ

I

--~ R6

..

---

-...---

J

IA 11 EXPANSIEPOMP IA 12 DYNAMO T IJ DESTILLATIEKOLO'" H 14 REBOILER 2X H 15 CONDENSOR 2X .. _----.. -- . - - - --. - - - -("

éf1-M12

--

J

V 16 L-G SCHEIDER H 17 PRODUKT KOEl ER ~X_ (- ₍₁ r13

~~8

-~

-

zs

\ -koel~tp._~ "I I <ID~}-.

t:TITI

G)

• ~D_Sloom

-

j

H14r --

..

(

I

q

[Vkilwot~r

-

·

Hl"r.

.

-

..

H17 METHANOL I,~ ~ ~O()J

C?)

WA If I~ .--

.

PROCESSCHEMA van METHANOLPRODUCTIE uit SYNTHESEGAS in SLURRYREACTOR

Wllmo van der 8,rrgh Mark de C, oof

Fnbrif'!k<; ... oo(ordN~rr na: 261) IllIlort 1990

o

Stro':..,,::-=:_ 0 ~~p.rot=l~ ~_ _ ( ) AIJ, dw" In bor

(30)

2813

Pagina: 18

Tabel 1. Gegevens ChemCad.

schotel flow (mol/s) Mgem (g/mol) pgem (kg/m 3 )

9 1 9 1 9 1 1109.21 745.12 32.02 31.90 1.165 4 1107.25 737.45 31.66 30.65 1.144 5 1102.91 1335.73 31.18 29.26 1.120 6 1149.73 1332.76 31.07 29.20 1.115 12 1087.40 1283.18 19.45 18.21 0 .6366

Het actief schoteloppe~vlak van schotel 1 wo~dt op de manie~ be~ekend. (De be~ekening voo~ de ande~e schotels op dezelfde manie~.)

De flowparameter ~ wordt bepaald met vergelijking (16)

_~_L_'_9

_ _ :_gl_< [ : 91.

r'

g.s

Invullen van de gegevens leve~t

q> =_7_4_5_._1_2 __ *_3_1_. _9_0_*_1_0_-_3_ [ 1. 165 1109.21 * 32.02 * 10-3 741.7 ] 0 . !5 = 0.0265. 1 741.7 750.6 761.3 761.5 913.3 volgende ve~loopt (16)

Uit het dictaat van Zuiderweg [6J wordt bij een schotelhoogte van 0.8 m afgelezen dat de maximale belastingsfacto~ voor flooding gelijk is aan

1\

=

O. 137

=

U ( 17)

s,max g,s,max

Met de operationele waa~de voo~ de belastingsfacto~ 1\9 = 0.75

*

I\s.max komt de supe~f i c i ë l e gassne 1 heid Ug.s dan op 2.59 m/s.

Het actief schoteloppe~vlak wo~dt dan

~ A act

=

u

moL,g g , s M 9 1109.21

*

32.08

*

10-3 2.59 * 1.165

=

11.77 m 2

(31)

2813

Pag~na: 19

De resultaten van deze en de andere schotels staan vermeld in tabel 2.

Tabel 2. Berekening actief schoteloppervlak.

schotel 4' À (mis) U (mis) A (m2 )

s • max g.s a.ct 1 0.0265 0.137 2.59 11. 77 4 0.0252 0.137 2.63 11.65 5 0.0436 0.135 2.64 11.63 6 0.0417 0.1355 2.66 12.04 12 0.0292 0.0136 3.86 8.61

Schotel 12 heeft de meeste kans op doorrekenen. Als deze zo wordt ontworpen dat dit niet gebeurt,zal doorrekenen ook niet bij andere schotels voorkomen.

De statische druk op de schotel wordt geschat op

hl P

l g

=

0.05

*

913.3

*

9.81

=

448 N/m

2

Volgens Zuiderweg [6] moet de perforatiestuwdruk dan hoger dan 60 N/m2•

0.5 P UZ __

>

60 ~ U

=

13.73 mis

9 9 g,ml.n

Het maximale oppervlak aan gaten wordt dan 33.2 A

=

= 2.42 m2 gal U 13.73 g .ml.n -5

Gaten van 5 mm doorsnede hebben een oppervlak van 1.96 10 Dat betekent dat er per schotel 123250 gaten zijn. Voor een stukje schotel met een driehoekssteek s geldt :

zijn (18) 2 m . klein

V~

lS/

A a.ct

=

11.77 2 m = 123250

*

~

10.5 mm 2 1/ 2 s 2 S

(32)

2813

Pagina: 20

Samengevat: 123250 gaten van 5 mm doorsnede en steek 10.5 mm

(vrij klein, maar acceptabel ).

De grootste kolomdiameter wordt gevonden voor de schotel net onder de voedingsschotel (Aad = 12.04 mZ) . Het werkelijk oppervlak

bedraagt 14.45 mZ (10 % van het schoteloppervlak voor bovenkant valpijpen). Dit betekent dat de maximale diameter 4.29 m is. De

lengte van de overlooprand bedraagt 0.7

*

4.29

=

3 m.

9 5.3

WARMTEWISSELAARS.

De warmtewisselaars zijn doorgerekend volgens de methoden uit het dictaat van Van den Berg [7].De hieronder gebruikte vergelijkingen zijn daaruit afkomstig. Fysische gegevens zijn afkomstig uit het Handbook [8J of Perry [4J.

Warmtewisselaar H3.

De warmte van het reactorproduct (gas) wordt gebruikt om reactantenstroom op te warmen. De reactantenstroom heeft hogere temperatuur aan de uitgang dan het reactorproduct, het gebruik van een 1-1 warmtewisselaar noodzakelijk is.

1. Gegevens koude stroom ( re ac tan ten) :

Samenstellin~troom: 629 Kmol hr -1 -1 770 Kmol hr 5764 Kmol hr -1 29 Kmol hr -1 6 Kmol hr -1 2197 Kmol hr -1 T =330 K i.n T =473 K ui.l )r:-=402K p =81.2 bar C p=31 .25 J ma 1 - l_K-1

M

=10.56 g mol-1 1') =0.25 mPa.s

Over te dragen warmte :

CO COz Hz CH30H H20 CH4 -3 P =28.2kg m 1\

=

0 • 17 W m -1 K -1 de een zodat Q = 2.60

*

31.25

*

(473 - 330)

=

11620 kW. (De uitgaande temperatuur van de warme stroom wordt hiermee berekend. )

(33)

F ABRJEKSVOORONTWERP NO : 2813

2. Gegevens warme stroom:

Samenstelling stroom: 480 617 4895 282 140 2197 T =563 K i.n T =415 K ui.l

) r:-

= 489K p =76.2 bar Kmol hr -1 Kmol hr -1 Kmol hr -1 Kmol hr -1 Kmol hr -1 Kmol hr -1 C = 32.82 J mol -1 -1 K p

Pi

₌

10.98 g mol 1)

=

0.25 mPa.s Logaritmisch temperatuurverschil 6T = 87.53 K Ln -1 CO COz Hz CH30H HzO CH" p

=

23.0kg À = O.17W

3. Geschatte overall warmte overdrachtscoëfficiënt

4. Geschat V.O. =

=

k

=

570 W m -z K -1 u Q k 6T u Ln 11620.103 570

*

87.5 z = 232.98m Pagina: 21 -3 m -1 -1 m K (19 )

5. We kiezen de volgende uitvoeringsvorm voor de warmtewisselaar:

6.

o

= 0.737 m (29 inch) patroon

:6

1. d = 0.0254 m (1 inch) u d.

=

0.0200 m z = 427 1 = 6.83 m e f f liD = 9.27 i.

De warme stroom gaat door de buizen met een snelheid:

v

=

"

= m p

*

TT/4

*

dZ _1.

*

z 26.35 23

*

n/4

*

0.022

*

427

=

8.54m/s Oké (20)

(34)

CJ 1,-,

I'""'

2813

Pagina: p v di. R e = - - - (21 ) T) 23

*

8.4

*

0.02 = _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ -= 1. 57104 0.2510-3

Grafiek A-14 geeft f = 0.0345. zodat de drukval wordt:

( d f

_*

1

4)

1 t::P

_*

*

= n + p

*

( l ) / l ) )m 2 ~

'"

t::P = 0.13 105 Pa Oké

7. Optimalisering drukval om de buizen. equivalente diameter: 4 * (0.86/2

*

sZ_ n/8 * du ) * v 2 D

=

_1/2 TT d = 0.0182 m u (T)/T) )m ~1 (22)

'"

(23) Ter oriëntatie wordt begonnen met een maximale keerschotafstand 8

=

Di. en een grootste keerschotopening van 45%.

m.., G

=

_~.,.-~~:--~~ D /s

*

C

*

B s ~ 26.4 =~0-.~7~3~7~/~0~.~0~3~1~8~~*~0-.~0~6~4~*~0~.~7~3~7--=245.33 kg Gs De Re

=----=

l) 245.33

*

0.0182 0.25 e-3 Uit A-15 volgt dan

=

1.786.104 f= 0.230. -1 -2 S m (24) (25)

Dit resulteert in 10 keerschoten met een onderlinge afstand van 0.781 m.

5 -2

De drukval wordt: 6P

=

1.21.10 N m Oké I

8. Bereken ing cx .• L Re =1.57 104

J

Pr =4.35 Nu

=

175 À ,)(. =Nu - d - = 1487.5 W m-2K-1 ₍₂₆₎

(35)

u

,-' · 0

I

2813

9.8ereken~nq c)( . -

"

Re

=

1.786 Pr

=

4.36 Grafiek A-13 _ Nu = Pag~na: j H

=

65 jH (Pr)1/3

=

106.2 c)(u = Nu -0- = 991.8 W m-2K-1 e 10.Vuilweerstanden : R = R = 0.000176. i. u 11.0verall warmteoverdrachtscoëfficiënt: d l d l n ( d / d ) 1 u u U è . -1 k _u

=

_-d-_. -t u +----""'!"":~---+-+ R 120 c)( i. '..1

12.Het verwarmend oppervlak wordt nu:

V.O.

=

300 m2 + R u ( ~, \ ..:... f J (28) (29)

Met 10% toeslag in verband met in- en uitstroomverschijnselen

2

wordt het V.O.

=

330 m .

Een warmtewisselaar met een grotere Di. nemen. (31 inch).

Resumé: 1-1 warmtewisselaar 0 0.787 481 1 1 11

=

m z

=

s

₌

t

"

d /d = 0.0254/0.02 m/m i-passage u L = 8.60 m k = 442 W m -2 K- 1 . u B

₌

0.781 N

₌

10. Warmtewisselaar H7

De reactiewarmte, die door het squalaan is oogenomen, wordt

gebruikt voor de productie van stoom in warmtewisselaar H7.

1.Gegevens koude stroom (ketelwater ) :

T = 450 K

J

en T = 450 K T = 450 K k ui.l P = 9.3 bar

(36)

. - J v ~. FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 24 tJ-I

=

2024 kJ kg -1 _P l vap -3 P _vap

=

4.95 kg m p c M

₌

18.0 g mol -1 Cl T)

=

0.25 mPa s

..,

_{Gegevens warme squalaanstroom:}

...

T

₌

563 K

]

i.n

'F

₌

518K T

₌

473 K IJ ui..l P

=

76.2 bar

ë

p

=

1092 J mol -1 K-1 _P

Pi

= 325 g mol - 1 1\ 1) = 1.118 mPa s Logaritmisch temperatuurverschil 889.7 kg -3

=

m lq =

=

221.2 bar

=

42.9 10-3 N 818 kg m -3 0.10 W m -1 K -1 : 6T = 56.5 K Ln -2 m

3. Over te dragen warmte: Q = 40.5

*

1092

*

(563 - 473) = 3980 kW

4. Bepaling van de maximale warmteflux voor het te verdampen

water.

q* =0.054 Cp ) 0 . 5 &-I (O'(p . _p ) g ) 1 / 4

mo.x va.p va.p ll.q va.p .

-2 =1068 kW m

5.Geschatte overall warmte overdrachtscoëfficiënt

k = 500 W m -2 K-1 u 3980.103 6.Globale V.O. = 500

*

56.5

*

q

=

Q = 28.4 kW m-2

v.o.

= 140 m . 2

7. We kiezen de volgende uitvoeringsvorm voor

warmtewisselaar: D = 0.686 m (27 inch) patroon d = 0.0254 m ( 1 inch) u d

₌

0.0200 m 1. Z

=

284 1 eff = 6.24 m liD

₌

9.10 1. de

8. De warme stroom gaat door de buizen met een snelheid: 0.0259 v

=

IJ rr/4

*

0.022

*

284/ 2

=

0.58 mis Te laag ~ (30) ( 31 ) U-bundel

---

(37)

-._, FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 25 We nemen 4 passages: z=266 en 1 = 6.63 ~ v = 1.24 mi s 818

*

1.24

*

0.02 Re

=

1") 1.118 10-3

G~afiek A-14 geeft f

ve~gelijking (22) wo~dt: óP = 0.12 105 Pa. oké. = 0.0317.

'"

zodat de d~ukval Oké. volgens

9. Be~ekening au m.b.v. de vergelijking van Mostinski voo~ kokende

media. u - 3 = 0.036.10 * P 0.69* (q*)0.7 * c ( 1. 8

*

P 1. 2 + 4

*

(-p-)

+ 10

*

c P i.O )

(-p- )

c = 6159 W m-2 K-t 10.Be~ekening ()(. Re p~ I.

=

1. 82104 )

=

12

Nu

=

195 ()( = Nu ~ /\ d = 975 W m -2 K-t ~ p 0. i.7

(-p- )

c

De invloed van de wandtempe~atuu~ is te ve~waa~lozen.

11.Vuilwee~standen R.

=

0.000326 R

=

0.000176. u Ove~all wa~mteove~d~achtscoëfficiënt: k

=

490 W m-2 K-i. u

12.Het verwa~mend oppe~vlak wo~dt nu: V.O. = 143 m2

+

(32)

(26)

Met 10% toeslag in ve~band met in- en uitst~oomve~schijnselen

wo~dt het V.O.

=

158 m2•

Resumé: U-bundel warmtewisselaa~

o

=

0.686 m ~ d Id

=

0.0254/0 .02 m/ m u L

=

7.45 m z

=

266 4-passages k

=

490 W u - 2 m

(38)

'"-'

v

I

2813

Warmtewisselaar H9

het reactorproduct (gas)

in watergekoelde koeler.

product gecondenseerd. stroom (koelwater):

De temperatuur van

koeler verlaagd

gedeelte van het

1.Gegevens koude T i.n T -_= 293 K ] 303 K

T

k

=

298 K ui.l p C p M

=

1 bar

=

4.186 kJ kg-tK-t -1. = 18.01 g mol D

=

0.789 mPa.s

Over te dragen warmte 2. Gegevens warme stroom:

Samenstelling stroom: Q = 480 P = 995 kg Î\ = 0.614 W Pr = 5.43 14680 kW Kmol hr -t CO m 617 Kmol hr -t COz 4895 Kmol hr -1. Hz word t na Hierbij -3 -1. -1. m K 282 Kmol hr -1- CHsOH 140 Kmol hr -1. HzO 2197 Kmol hr -t CH" T

=

415 K

]

i.n T = 360 K T

=

305 K ..., ui.!. P

=

76.1 bar C

₌

32.25 J mol -1. K-1. p

=

23.0 kg m -3 p -t -t -t

M

₌

10.56 g mol Î\

=

0.17 W m K 1")

=

0.25 mPa.s Logaritmisch temperatuurverschil : é:. T Ln

=

44.8 K

3.Geschatte overall warmte

k = 570 W m -2 K-1. overdrachtscoëfficiënt u 14680.103 4.Geschat V.O.= 570

*

44.8 575 2 m . Pagina: 26 de eerste wordt een

5. We kiezen de volgende uitvoeringsvorm vOOr de warmtewisselaar:

0

=

0.940 m (37 inch) patroon :

_~

t d = 0.019 m (3/4 inch) u d

₌

0.015 m z

₌

1242 I

=

7.75 m e f f 1/0

=

8.24

(39)

v

2813

Pagina: 27

6. De koude stroom gaat door de buizen met een snelheid:

m v

=

k

=

Re

₌

=

p

*

n/ 4

*

d1.2

*

Z 350 995

*

n/4

*

0.015z v.di. v 1.60

*

0.015

*

=

3.21 0.75 10-6

=

1.60 mis Oké 1242 104 •

Grafiek A-14 geeft f = 0.0288. zodat de drukval wordt:

~

=

0.20 105 Pa Oké ~

7. Optimalisering drukval om de buizen. equivalente diameter:

D

=

0.0182 m.

e

(20)

(33)

Ter orientatie beginnen we met een maximale keerschotafstand

B = Di. en een grootste keerschotopening van 45%.

Gs

=

Re

=

26.4 0.737/0.0318

*

0.064

*

0.737 118.6

*

0.0182 0.25 e-3 3 8.6.10

Uit A-15 volgt f= 0.446.

= 118.6 kg S -1 -2 m

We krijgen nu 10 keerschoten met een onderlinge afstand van

0.74m.

5

-z

De drukval wordt: 6P

=

0.68.10 N m oké. 8. Bereken ing 0( .• I. Re = 3.21 Pr

=

5 Nu oe = 240 = Nu Î\ 9936.5 W

-z

=

m d I. K-1

(40)

J

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO : 2813 9.8erekenl.ng 0( • '-' Re

=

1.1.10"' Pr

=

4.36 ) Grafiek A-13 Pagina: J = 58 H Nu

=

58

*

(Pr)1/3= 94.72 À 0( = 94.7 u - 1 -1 10.Vuilweerstanden: R

=

R

=

0.000176. \. u 11.0verall warmteoverdrachtscoëfficiënt k

=

607 W m-ZK-1 u

12.Het verwarmend oppervlak wordt nu V.O. = 540 mZ

0 =

884.4

EI

Met 10% toeslag in verband met in- en uitstroom verschijnselen

wordt het V.O.

=

600 mZ•

Resumé: 1-1 warmtewisselaar 0 = 0.940 m z

₌

1242 s = d /d

=

0.019 10.015 mlm i-passage u L

₌

8.17 m k

₌

607 W m -2 u 8

₌

0.74 N

₌

10 Reboiler H14

Deze reboiler wordt berekend met een geschatte overall warmteoverdrachtscoëfficiënt van ku

=

900 W m-ZK-1•

1"

K-1

Als verwarmend medium wordt stoom van 25 bar gebruikt. De stroom wordt verdeeld over twee reboilers.

De over te dragen warmte is 22367 kW.

Het temperatuurverschil 6T = 123°C. Z Het verwarmend oppervlak V.O.

=

202 m De volgende uitvoeringsvorm wordt gekozen:

Resumé: U-bundel patroon :

6

D

=

0.787 m z

=

396 5

=

1 d / d = 0.0254/0.020 m/m 2-passages u

=

7.03 m erf 1 4

(41)

2813

Pagina: 29

Condensor H15

In condensor HlS wordt het topproduct van destillatiekolom T13

partieel gecondenseerd.

1. Condensatietemperatuur: 337 K

Over te dragen warmte: 28672.5 kW.

2. Koelmedium: koelwater ~n

) r;

= 303 K T = 293 K T

=

313 K ui.l

Stofgegevens water bij 303 K:

Cp

₌

4.186 kJ kg-1. K-1. _P 995.0 kg -3 l

=

m -1. ~q - 2 -1 Pi

=

18.01 g mol À 0.614 W m K 798.10-6 kg -1. -1 1')

=

m 5 v Pr

₌

5.43 Logaritmisch temperatuurverschil -1. 3.Koelwaterstroom: m

=

342.5 kg s Ic

=

0.8. 10-6 m ~T

=

31.7K ln 2 -1 s

De te condenseren stroom wordt verdeeld over twee condensors. 4.Schatting overall warmte overdrachtscoëfficiënt :

k

u

-2 -1

=

855 W m K

S.Geschat

v.o.

=

529 m2

6.We kiezen de volgende uitvoeringsvorm voor de warmtewisselaar

D = 0.940 (37 inch) patroon :~ ~ d = 0.0254 m (3/4 inch) u d = 0.020 m \. z = 688 I e f f = 9.64 m 2 passages

liD

= 10.26 ~

7.De koude stroom gaat door de buizen met een snelheid: 171.2 v

=

Ic Re

=

995

*

n/4

*

0.022

*

688/2 1.66

*

0.020 0.80 10-6 1.66 mis Oké I

Grafiek A-14 geeft f

=

0.0266. zodat de drukval wordt 6P

=

0.80 10~ Pa Oké I

(42)

v

I

2813

8. Ber-ekening ex • t Re

=

4.15104

]

Nu

=

370 Pr-

₌

5.43 ex 9.Vuilweer-standen : R

=

R

=

0.000176 l. U -2 -1 10.Kies ~ [1] = 2840 W m K u

De gemiddelde schone wandtemper-atuur- is

ex u T--

r-- r- )

₊

r-=

_38°C. 'Ja. ~ + ~ u t l.U U De gemiddelde condensaat-filmtemper-atuur-

r-

=

50.4 f Stofgegevens -3 P

=

791 kg m

" =

0.20 W m -iK - 1

D

=

0.403 10-3 Pa s 11.Ber-ekening ex • u ex [1 J u

=

0.725 ( ,,3 pZ 6Hva.p g )1/4 D óT d u ex = ex [ l J

*

Z-1/1Z u u

=

1655 W m-ZK-1 • Pagina: 30 (34) o

c.

(35) (36)

12.De gemiddelde wandtemper-atuur- wor-dt

r--=

35°C. Cor-r-ectie is

niet nodig.

13.0ver-all war-mteover-dr-achtscoëfficiënt k

=

894 W m-Z.K-1

u

14.Het ver-war-mend opper-vlak wor-dt nu 2

V.O.

=

505 m

'Ja.

Met 10% toeslag in ver-band met in- en uitstr-oomver-schijnselen wor-dt het V.O. = 556 mZ.

(43)

2813

Pagina: 31 Resumé: 2 condensors

=

0.940 m d /d

=

0.0254/0.02 m/m u L :: 10.12 m Produktcondensor H17. z

=

688 2-passages k

=

893 W m-2K-~ U

Deze condensor condenseert de produktdamp en koelt deze tot 27°C. Na iedere topcondensor wordt het dampvormige produkt door een produktcondensor geleid. Voor de berekening wordt aangenomen dat de totale warmteoverdrachtscoëfficiënt hetzelfde is als bij condensor H15. De condensor gebruikt kilwater als koelmedium,

wegens de lage gewenste eindtemperatuur van het produkt. T

=

10°C

Ic,i.n

T

=

22°C. Ic,ui.t

De over te dragen warmte is Q

=

7345 kW.

De totale warmteoverdrachtscoëfficiënt is k = 893 W m-ZK-1• u De kilwater stroom is m

=

146 kg S-1. Ic Logaritmisch temperatuurverschil 6T

=

46.7 K. ln

Het verwarmende oppervlak is V.O.

=

176 mZ• Met 10% toeslag verband met in- en uitstroomverschijnselen wordt het V.O. = 194 We kiezen de volgende uitvoeringsvorm voor de warmtewisselaar:

Resumé: 2 condensors patroon

₆

D

=

0.757 m (29 inch) z = 427 s

₌

1 -1 i. 4 d /d

₌

0.0254/0.020 m/m l-passage u i. 1 e f f

=

5.94 m

Controle drukval t::P = 0.21.10 5 N m -2 Oké

§

5.4

VLOEISTOF-GAS-SCHEIDERS.

in Z m .

Om de volumina van de vloeistof-gas-scheiders VlO schatten is de vloeistofverblijftijd (vrij arbitrair) één minuut. De vaten zijn voor de helft gevuld en hoogte-diameter-verhouding van vier.

en V16 te gekozen op hebben een De resultaten zijn vermeld in tabel 3.

(44)

.~

2813

Pagina: 32

Tabel "<

...

_{Dimensies van} _de _{vloeistof-gasscheiders VlO} _en _V16.

App.no. ~ M*103 ~ _P

~

*103 V h d mol m l mol/s kg/mol kg/s kg/m 3 m3/s m 3 m m VlO 110.19 27.16 2.99 864 3.46 0.42 2.04 0.51 V16 73.70 32.0 2.36 800 2.95 0.36 1.94 0.48 §

5.5

COMPRESSOREN.

De temperatuur na de compressor wordt eerst vergelijking (37). ber-ekend via 6-1

T

=T

[~)(-6

)

2 1

P

1 met 6

=

C p C v

waarbij voor een ideaal gas geldt C = C

v p

(37)

R.

Met behulp van de enthalpiever-ander-ing wor-dt het door- de compr-essor- gelever-de ver-mogen ber-ekend.

Er wordt een compressor-efficiency van 80 ï. verondersteld.

Compressor C2.

De voeding synthesegas wor-dt gecomprimeer-d van een dr-uk van 4 bar-naar een druk van 81.2 bar. Volgens De Jong [9] moet dit worden gedaan in drie stappen waartussen tot de ingangstemperatuur

3

gekoeld wordt, zodat 6PL

=

Y20.3

=

2.73. Deze waarde wordt gr-oter- genomen in verband met de drukval over elke stap wor-dt cp 0.3 bar gesteld). Dit betekent:

P = 4 bar --+ P = 11.0 bar t z P 10.7 bar --+ P = 29.7 bar 3 4 P = 29.4 bar --+ P = 81.2 bar ~ 6 iets (de~e

De ingaande temperatuur bedraagt 340 K, de warmtecapaciteit van

het mengsel bedraagt 30.35 J/mol/K (dus 6

=

1.38). De temperatuur na elke stap is dan Tz

=

450 K (hetgeen tevens ongeveer de maximaal toelaatbare temperatuur voor het materiaal van een

(45)

_ I

2813

Pagina: 33

compressor is).

Voor het theoretisch vermogen per stap kan bepaald worden Ws,t.h

=

1255 kW, voor drie stappen dus 3765 kW. Het practisch vermogen

bedraagt 4706 kW.

Er komt 3834 kW aan warmte vrij, deels door koeling, deels door

verlies.

Compressor C4.

De recyclestroom wordt gecomprimeerd van 75.4 naar 81.2 bar.

Hiervoor wordt een ééntrapscentrifugaalcompressor gebruikt.

De ffiolenstroom ~mol bedraagt 2261.4 maIls, de warmtecapaciteit Cp

bedraagt 26.63 J/mol/K (volgens ChemCad) en de ingaande

gastemperatuur is 305 K, zodat voor de uitgaande temperatuur volgt

Tz

=

312.1 K. Het theoretische vermogen blijkt dan 1472 kW te

zijn, het practische vermogen is 1840 kW.

§

5.6

POMP.

Voor de berekening van het vermogen

vergelijking (38) gebruik gemaakt.

W s,th ~ m

=

- - t : : , p p

van pomp PS is van

(38)

Met een massastroom slurry ~m

=

21.19 kg/s, een dichtheid p

=

818

kg/m3 en een drukval 6P

=

3.9

*

10~ Pa betekent dit een

theoretisch vermogen van 10.1 kW. Met een pompefficiency van 80 'l.

wordt het practisch vermogen 12.7 kW.

Aan de hand van dit ingebrachte vermogen wordt nu de

temperatuursstijging bepaald met vergelijking (39).

W = ~ C 6T s,pr m p De temperatuursstijging verwaarloosbaar. §

5.7

DIVERSEN. Turbine Ml. blijkt 0.2 te bedragen (39) en is dus

De turbine moet 4706 kW aan compressor C2 leveren. Met een