Methanolsynthese in een slurryreactor

.Ni'

;tu

Delft

_{F.V.O. Nr:}

₂₈₁₃

Technische Universiteit Delft

Vakgroep Chemische Procestechnologie

E. du Perronlaan 162, 2624 NB Delft.

Van Hasseltlaan 518, 2625 JH Delft.

Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp

van

WÏlma van der Burgh Mark de Graaf onderwerp: Methanolsynthese in een slurryreactor opdrachtdatum: augustus 1989 verslagdatum: j uH 1990

: )

SAMENVA TTING.

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

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

INHOUDSOPGA VE.

pagina SAMENVA TTING.

1.

INLEIDING. 1

2.

METHANOLSVNTHESE.

2.1

REACTIES. 3

2.2

KINETIEK VAN DE METHANOLSVNTHESE. 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

7.

SPECIFICA TIE APP ARA TUUR. 36

8.

KOSTENBESCHOUWING. 37

9.

CONCLUSIES. 42

-' _{10. LITERATUUR.} 43

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.

COMPONENTSTATE~

8.

SPECIFICATIE VAN DE APPARATUUR.

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 1

1.

INLEIDING.

Methanol is vandaag de dag één van de belangrijkste bu 1 kchemica 1 iën. De produk tie van methanol word t sinds het beg in van deze eeuw op steeds grotere schaal uitgevoerd.

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

De eerste processtap vormt het maken van synthese-gas ui t 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 • Bovendien 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 zwave lcomponen ten n iet worden toegepast, totda t 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 Adiabatische multibed reactor koeling.

koeling ertussen. met indirecte

Allen z i j n ' fixed bed' reactoren met een verschillende manier van koelen.

De bij de reactie vrijgekomen warmte moet tussen de reactanten-stromen goed worden uitgewisseld, om economisch rendabel te houden. Met de bovengenoemde zijn de mogelijkheden van warmte-terugwinning beperkt.

produk t- en het proces reactortypen 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%).

.. ~ !

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

,

'-../"

, )

1 ,

....I

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 3

2. METHANOL SYNTHESE

§

2.1

REACTIES

Wanneer methanol gesynthetiseerd wordt uitgaande van synthesegas,

treden de volgende reacties op

co

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

Reactie (C) wordt de water-gas-shift reactie Gunstige omstandigheden voor deze exotherme van 80 bar en een temperatuur tussen 473 en Het synthesegas bevat behalve CO, COz en Hz

inert, waarvan aangenomen wordt, dat het

(CH.) bestaat.

(A) (B) (C)

genoemd.

reacties zijn een druk

573 K.

ook een hoeveelheid

volledig uit methaan

De katalysatoren voor de methanolvorming bestaan uit koper en zink

op dragers van aluminium- of chroomoxide, zoals de katalysator

MK 101 van Haldor Tops0e (gebruikt door Graaf[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 ~ 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 door nauwkeurige temperatuurcontrole (beide reacties zijn

exotherm). Om wille van de eenvoud wordt aangenomen dat reacties

(0) en (E) hier niet optreden.

Een andere complicatie is de vorming van dimethylether

2 CH OH

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

Normaal gesproken wordt de evenwichts-hoeveelheid aan

dimethylether gevormd. Het is mogelijk de ether te recyclen na

scheiding van de vloeibare reactieproducten. Er wordt gesteld dat

inderdaad de evenwichts-concentratie aan dimethylether gevormd

en gerecycled wordt, waarna het in dit F.V.O als ' inert' beschouwd

Ü

wordt (en daardoor de fysische eigenschappen van methaan r

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 4

§

2.2

KINETIEK VAN DE METHANOLSYNTHESE

De traditionele methanolsynthese is een twee-fasen proces (de reactie van het gas vindt plaats aan het (vaste) katalysator-oppervlak). In dit fabrieksvoorontwerp wordt de drie-fasen methanolsynthese nader bekeken De katalysatordeeltjes z~Jn

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.

-Transport in de bulk van de vloeistof.

- Massaoverdracht van de bulk van de vloeistof naar het vloeistof-vast-interface.

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

stappen, maar in sne I heidsbepa I ende stap wordt in dit verslag voor de reac ti ek inetiek van het onderzoek.

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

SYNTHESEGAS

FIGUUR

1.

recycle gas

f.~

R 6

L-r~"'"---..11-+]

slurry met katalysator

spui

METHANOL

water

VEREENVOUDIGD PROCESSCHEMA VAN METHANOLSVNTHESE IN SLURRVREACTOR.

(

"

\.'

c,

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 methanol.

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

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

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

§

3.2

PROCESSCHEMA.

340 K en bepalen van de

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 HzO), 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 HzS een negatieve invloed

I \... ... .!

../

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

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 BO 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 wanneer de temperatuur in de buurt van de 560 K komt de warmtewisselaar H7 in gebruik te nemen.

t

··0··· 0

0 0

0

0 _{A. BUISREACTOR MET WANDKOELING.} 0 0 0 0 ,:;, 0 0

t

.. 0···· .. 0 0 0 0

0 _{B. BUISREACTOR MET CIRCULERENDE SLURRY,}

0 0 0 0 0 0 0

t

C. MEERVOUDIG GEROERDE KOLOMREACTOR.

FIGUUR

2.

SCHEMA TISCHE WEERGAVE VAN DE BEHANDELDE REACTOREN.

C-I

I

I

I

_I 1

,...

' - I C I l"-\.' (,./

c

o

) v

~'

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

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 ( C30Hó2

=

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 ysa tor 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 variëren. De uitvoering van deze reactor is vrij

eenvoudig.

, '

-I

...

)

r "

3. Meervoudig geroerde kolomreactor.

Deze reactor bestaat uit een kolom. die door middel van

keerschot-ten is onderverdeeld in een aantal compartimenten. Een centrale centrale roeras voorziet 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 spe 1 en ook s tor ingsgevoe lig heid en onderhoud een ro 1. (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

(adiabatische procesvoering)

met de o Voor de gasfase wordt propstroom aangenomen.

erg hoog)

omgeving plaats.

(Bodenstein getal

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

<

100 J...lITl).

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.

dat wil

opgenomen

warmte die In de energiebalans wordt de gasfase verwaarloosd.

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

o De fysisch-chemische parameters zljn alleen afhankelijk van de temperatuur.

o Alle drie de reacties, zowel de methanolvorming als de

~I

\ __ .J

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO : 2813 Pagina: 9 §

4.2.2

BALANSEN. o Gasfase: d dx (C t,g U ) 9 H. t - C i. 9 ( 1 ) o Vloeistoffase:

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

=

0

bulk flo.... dtsperste

d dC i , l dx - D x dx ( dx o Katalysator: E: l - (K L a) i.

E

v i,1c k P H i. - C i. i,l

=

0 (2 )

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

U dC d2C l kat kat U - D = 0 E: L ss dx s dx (3) 0 Energie: d d dT ( U L P C T) - ( E: L l\ - ) _-

_E

_{8 C r ( .6 H)} dx p dx ax dx L kat k r Ic Ic (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

...,)

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pag ina: 10

AANGEPASTE BALANSEN o Gasfase:

c

-

C L,g,N L,g,N-1 o Vloeistoffase: ~ l (

e

L,t,N

e

_L,t,N-t o Energie: C L,l,N

e

L,t,N V t

v

+ l

E

\)

V r oS C (6) lo,k t L,k,N l kat ~p C T -~p C T

=

L N p , N N L N- 1 P , N- 1 N-1

E \)

V r C € (6 H) L,k t L,k,N ka.t t r k (5 ) ( 7 ) Het volumedebiet ~g is niet constant, hoewel dit in bovenstaande vèrgelijkingen 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

~ 9,N T N T P - (0.05 P o P (N -~ (-~=1) - ~ (~=O) 9 9 1) I N ) tank (1 + ex ~) ~ 9,0 ( 8 ) met ex

=

~ (1:;=1) 9

=

contractiefactor ) (Sa)

(In de andere vergelijkingen wordt de drukval steeds verwaarloosd)

Voor de katalysator wordt vergelijking (3) gebruikt:

- U oS L ss de kal dx D s dx

=

0 (3 )

I J

)

,

J

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 11

De balansen worden op de volgende manier dimensieloos gemaakt

Y

=

i.,N

x

= i.,N

e

N Ph

=

g,N = C i., g,N C

,

met 9 C H i., l ,N i. ,N P T -T N f,o T ~ g,N ~ g,O f , 0 C 9 Dit resulteert in 1 Y

₌

i.,N Ph ~ g,N g , o ( + R T

e

f , 0 N (K la) i. V H i.. ,N H X

=

i.,N P V 8 t. l

e

=

e

+ N N-l ~ L PN-l

e

N Ph

=

g,N

e

P - 0.05 P 0 1 P

=

_{V R T} (9a) m (9b) (9c) (9d) Ph ~ g,N 9 , 0 ( 10) (K a) V l i.. t. R T

e

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

r;

)

( 13) (N - 1 ) / N tank

Tenslotte voor de katalysator : met C k a l , N C k a l , O W kal = Bo exp«Bo 5 5

*

Bo L) ( l (N-0.5)

*

Bo - Bo 5 L

*

I N » - Bo L l ank ( 14) ( 15)

Bijlage 2 geeft de vergelijkingen waarmee B05 en kunnen worden.

*

BOL 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

=

0.082, C02,0 Y H2,0 = 0.614, Y

=

0.003, CH30H,O Y

=

0.0006, H20,0 Y = 0.2334. i.nerl,O

Deze waarden zijn synthesegas en de

bepaald met behulp van de samenstelling 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 molfracties van elke component in de vloeistoffase z~Jn dezelfde waarden als in de gasfase aangehou(fen. Maar aangezien de ingaande slurry dezelfd~ ~ samenstelling moet hebben als de uitgaande slurry worden ~eds I de mo~ies van de uitgaande slurry- gebruikt als ni~uwe schatting voor de molfracties van de ingaande slurry, totdat

~n-en uitgaande waard~n-en practisch aan elkaar gelijk z~Jn. De uiteindelijke beginvoorwaarden zijn

')

.

25 Conversie (y.) ~rVQAA ('vVd

T

+

~ DJcolm.

=

3 "

~

\

20 . \;.\\ Usl

=

0.004 ttis " "tank

=

20 UO

=

5 '~ 15

~

\~ J

',

'"

\ .... ~ "

_{~~___}

Wtcat

+

\

~

10 _"""'-

_---

_~

--~

- - - . 40 Y. '--,* """--

~35Y.

~ 30 y.

~

'"'-~

_.

_-'~/it-

_~

20 y.

"

o+---~----~~----~---+---~ RH 0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 U_gas (!V's) 0.5

FIGUUR 3.

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

STW I E-4 <..3Ik9(s) 20 11 / V I 15 10 5 +-+---~---+---~~---+---~.

m

0.5 0.1 0.2 0.3 0.4 Ugas (tV's)

FIG

-4."

VARlERENDE

DE SPAC i TIME YIELD OP VOLUMEBASIS ALS FUNCTIE VAN DE GASSNELHEID BIJ RENDE GEWICHTSFRACTIE KAT AL VSA TOR.

cl

C

c

I

I

C

l

c

I

.. I

o

I

-x = 0.053. CO,O X = 0.068. C02,O X

=

0.539, H2,O X 0.032, CH30H,O X = 0.015, H20,O X = 0.293. L ne r t ,0 0

e

=

o.

, \ 0 0 Ph = 1. 9 , 0

In totaal Z1Jn 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

OPTIMALISATIE.

De te optimaliseren parameters Z1Jn

a. Het aantal tanks om de reactor te modelleren (Nlank). b. Het massapercentage katalysator in de slurry (Wkat) .

c. De lengte-diameter-verhouding van de reactor (LO) en de dia-meter (Dkolom).

d. De gassnelheid aan de ingang van de reactor(Ug,o). e. De s 1 urrysne 1 heid aan de ingang van de reac tor (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

20 Ugas

=

0.2 ttls Usl

=

0.004 ttls

"tank

=

20 UD

=

5 . /"" 15 10 ~at 40x 35 y. 30 y. 20 y. 0 0 1 FIGUUR 5. - - - -

- -

-RA 2 3 4

-~I

I Ol I

c

c

I (,'

DE CONVERSIE ALS FUNCTIE VAN DE KOLOMDIAMETER BIJ VARlERENDE C

GEWICHTSFRACTIE KAT AL YSA TOR.

STW I E-4 (J'I3/kg/ s) 20 Ugas

=

0.2 ttls Usl

=

0.004 ttls

15

"tank

=

20 UD

=

5 10 5 " o+---+---+---+---~

o

1 2 3 4 FIGUUR 6.

WJcat

DE SPACE TIME YIELD OP VOLUMEBASIS ALS FUNCTIE VAN DE KOLOM-DIAMETER BIJ VARlERENDE GEWICHTSFRACTIE KATALYSATOR.

c

o

c·

I

ol

I

o

'J

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 vrij 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.

q?g,NYCH30H.N q?g,OYCH30H,O + q?sL(XCH30H,N XCH30H,O)

Time er De ,I) . ~. STYV

=

~~b>

..

~

---~----~~---~vm C V kat tank

/J,)~et programma SLURRY.PAS wordt over een groot gebied afgetast.

b

/

Allereerst wordt de massafractie katalysator gevarieerd bij rvV 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 bedragen DkoLom = 3 m, UsL = 4 mm/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 ï. katalysator, vooral bij lagere gassnelheden. Het verschil in STYV bij de genoemde percentages is iets groter : Bij gebruik van 30 ï. katalysator is de STYV hoger dan bij 35 en 40 1..

Variatie van de massafractie katalysator als functie diameter van de kolom ( Voor Ugas wordt 0.2 mis genomen

van

[ 1 ]

de )

- - - -Conversie (1.) 25

T

o

=

3.3 '"

o

=

4 '" 20

o =

3 '" ~at

=

0.3 Usl

=

0.004 ";s "tank

=

20 lID

=

5 15

o =

2 '" 10

o

=

1 '" O+---+---~---~---~---~

m

0.5 0.0 0.1 FIGUUR 7. DE CONVERSIE KOLOMDIAMETER. STW I E-4 <..3Ikg/s) 20

I\at

=

0.3 ALS 15 Usl

=

0.004 ws "tank

=

20 lID

=

5 10 5 0.2 0.3 0.4 Ugas (!V's)

FUNCTIE VAN DE GASSNELHEID

O+t---~---+---~---+---~

I

M 0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 FIGUUR 8. Ugas (!V's) BIJ VARlERENDE I

cl

,

o

c

c

(..1 I I I

cl

cl

I

c

o

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

BIJ VARlERENDE KOLOMDIAMETER. 0 I

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 Ugas uitgezet. Er 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 3 m tot 4.5 m diameter. )

bij

blijkt STYV

te

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

Ugas 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 kinetiek.)

Conversie tI,) 25

T

+

Wtcat

=

0.3 DacolOft

=

3.3 " Usl

=

0.004 ",s

"tank

=

20 UD

=

5 15 10 :; o+---+---~---~---~---~·

_m

0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 Ugas (""s)

FIGUUR 9.

DE CONVERSIE ALS FUNCTIE VAN DE GASSNELHEID.

STW I E-4 (t\3/kg/s) 20

~----

---15

---/ ---/

/ /

/

Wtcat

=

0.3 10 DacolOH

=

3.3 "

ff"/

Usl

=

0.004 I'IIs

"tank

=

20 UD

₌

5 5

..

o+---+---~---~---~---~·

m

0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 Ugas (",s)

FIGUUR 10.

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

I

cl

I

o

c

c

I

I

c

l

c

Ol

I

I

c

l

C

o

o

~. ~) \

I

~I I 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 !:; l o l aal

=

16.7 ï. Y H2,N

=

0.539

STYV

₌

10.2 10 -4 m3kg -1 _s -1

_Y

=

_0.0310 CH30H,N ~

₌

1.47 m s 3 -1 Y

₌

0.0153 gas ,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 m9 ) , 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

3

25 Conversie (r,) 20 15 10 5

FIGUUR 11.

Wtcat

=

0.3 DJcol<M

=

3.3 .. Ugas

=

0.15 Hls

"tank

=

20 UD

=

5 fIR

DE CONVERSIE ALS FUNCTIE VAN DE SLURRVSNELHEID.

G

FIGUUR 12.

2

..

A

"'kat

=

0.3 DJcolol'l

=

3.3 1'1 U_gas

=

0.15 I'IIs Ntank

=

20 UD

=

5 ---~ 10 RR

DE SPACE TIME YIELD OP VOLUMEBASIS ALS FUNCTIE VAN SNELHEID. DE

SLURRY-o

c

I

c.

1 I

o

I I C

c

o

o

~)

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 [5J, 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 voor 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).

o

Al-o~ I"'1AlG) l>Oc OOc -tI"'1;o O(J) Al(J)~ , 0

w

::t' 1"'1 l l>

<

l> Z l 1"'1 -t ::t l> Z

o

r "'0 Al

o

o

c

o

-t Ri C ::j (J)

<

Z -t ::t 1"'1 (J) 1"'1 G) l> (J)

z

Cl) r C Al Al

<

I

o

-. -

-

_

.. _--- - - -- - _._---SYNTHESEGAS

10)

Recycle gos ~ Spui 111- -®-.. -... , .. !ltoorn

'

li

~

1

o

( 1

-

.

.

,C[J) -~ ---_ ..

80.3

C4 6

~

~

lIAS

-

..

'-

J

~----_.

-M TURBINE 5X R 6 REACTOR

r. COMPRESSOR 5X H 7 KOELER

fI WARMTEWISSELAAR 5X P 8 POMP

l: 4 COMPRESSOR 5X H 9 KOELER

l

.

,

.

,

.

'

.

"'

~",

""""

.

. _

.

"

_

'.

W H

~"

"

'"

o

G () 5X !",y 5X 5X 5X

,

~

'

lJ

'

~

3

>

_, , _,

'.

, '---( 4 ) I . _-

.

---

_

.-~€;>~

.

~0

5

.

6l18

VlO

1~

.. _

.

j R6

..

.

M11 75.4 305 104 'LS-{ Ol M12 ---..- -IA 11 M 12 T IJ H14 H 15

]

I

V 16 DYNAMO H 17 OESTILLA TIEKOLOM REBOILER 2X CONDENSOR 2X EXPANSIEPOMP ( '

r

-'

]

L-G SCHEIDER PRODUKT KOEI.ER 7.X_ ('I

::

;

(5

1

)

'

t

21 • Hl5 (01"-1710n) \,' j

.

T

et.

~-:~

·

::-,:

)

Tl3 : Vl6

I

®-~1-

-.

"

r

8

..

.. ~ Stoom

\J~

,

t

.

_

J

H14y . --_ .. ---- ..-Ü i l l J f ( 1 8

(

1

2)

:1

'

;l

e,

H17 10·C ~ETHANOL ~

..

[loD]

~)

WAlfR .-

..

PROCESSCHEMA van METHANOLPRODUCTIE

uit SYNTHESEGAS in SLURRYREACTOR

Wilmo van der Burg" Fobrieksvooron tw~rp no: 2613

Mark de Groof moort 1990

o

Stroom nummer 0 Temperatuur in K

0

Ab:'!. druk in bor

- - - -_. "---- - --

Tabel 1. Gegevens ChemCad.

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

g 1 g 1 g 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 schoteloppervlak van schotel 1 wordt op de manier berekend. (De berekening voor de andere schotels op dezelfde manier.)

De flowparameter ~ wordt bepaald met vergelijking (16)

U _Pl

=~[ :~

r"

l • s ~ U _Pg g,s

Invullen van de gegevens levert 745.12

_*

31.90

_*

10-3 _{[ 1.165}

f"

~

=

=

0.0265. 1109.21

*

32.02

*

10-3 741.7 1 741.7 750.6 761.3 761.5 913.3 volgende verloopt (16)

Uit het dictaat van Zuiderweg [6J wordt bij een schotelhoogte van 0.8 m afgelezen dat de maximale belastingsfactor voor flooding

gelijk is aan

À

=

0.137

=

U ( 17)

s,ma.x g,s,ma.x

Met de operationele waarde voor de belastingsfactor Às

=

0.75

*

Às,ma.x komt de superficiële gassnelheid Ug,s dan op 2.59 mis.

Het actief schoteloppervlak wordt dan

A = a.ct ~ mol,g U g,s M 9 1109.21

*

32.08

*

10-3 2.59

*

1.165

=

11.77 m 2

_ I

I ' ... )

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 19

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

Tabel 2. Berekening actief schoteloppervlak.

schotel qJ À (mis) U (mis) A (m2 )

S , ma.x g , s a c t 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

h P g

=

0.05

*

913.3

*

9.81

=

448 N/m2

L L

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

0.5 P U2 __

>

60 ~ U = 13.73 mis

9 9 g,ml.n

Het maximale oppervlak aan gaten wordt dan

~ 9 33.2 ₂ A

₌

=

=

2.42 m gat U 13.73 g,mi.n -~

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 act

=

11.77 2 m

=

123250

* ;

10.5 mm 1 / 2 S

l'3

S 2

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 (Aa.ct.

=

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.

§

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 (reactanten):

Samenstellin~troom: T =330 K ~n T =473 K ui.t.

)T

k=402K p =81.2 bar 629 Kmol hr -1 770 Kmol hr -1 5764 Kmol hr -1 29 Kmol hr -1 6 Kmol hr -1 2197 Kmol hr -1 C p=31 .25 J mo I -1_K-1 - -1 M =10.56 g mol 1) =0.25 mPa.s

Over te dragen warmte :

CO COz Hz CH30H HzO CH4

P

=28.2kg m -3 de een zodat Q = 2.60

*

31.25

*

(473 - 330) = 11620 kW.

(De uitgaande temperatuur van de warme stroom wordt hiermee

. I

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

2. Gegevens warme stroom:

Samenstelling stroom: 480 617 4895 282 140 2197 T =563 K ~n T =415 K ud

) r;:-

= 489K p =76.2 bar C = 32.82 p M = 10.98 Y) = 0.25 Kmol hr -1 Kmol hr -1 Kmol hr -1 Kmol hr -1 Kmol hr -1 Kmol hr -1 J mol -1 -1 K -1 g mol mPa.s Logaritmisch temperatuurverschil 6T = 87.53 K ln CO C02 H2 CH30H H20 CH. p

=

23.0kg À

=

0.17W

3. Geschatte overall warmte overdrachtscoëfficiënt k = 570 W m -2 K-1 u Q 4. Geschat V.O. = k 6T u ln 11620.103

=

₅₇₀

_*

_87.5

=

232.98m2 Pagina: 21 -3 m -1 -1 m K (19 )

5. We kiezen de volgende uitvoeringsvorm voor de warmtewisselaar: 0 = 0.737 m (29 inch) patroon

:6

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

₌

0.0200 m z

₌

427 I

=

6.83 m e f f liD

₌

9.27 i.

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

v =

'"

=

m p

*

TT/ 4

*

d2

*

Z 26.35 23

*

n/4

*

0.022

*

427

=

8.54m/s Oké (20)

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

*

( 1)1 T) )m 2 L ..., DP = 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 n d} = 0.0182 m e u (T)/T) )m _..., ~1 (22) (23) Ter oriëntatie wordt begonnen met een maximale keerschotafstand 8 = Di. en een grootste keerschotopening van 45'l..

m..., G =~~--~~~~ s O l s _i.

*

C

*

B 26.4 = ~0-.""'7;""3=""7O:-/~0~. ~0~3"'='1"":"8~*~0~. ~0"":"6""l:4~*~0=:--"". 7=3""=7'-:=245 . 3 3 kg Gs De Re

=---T) 245.33

*

0.0182 0.25 e-3 = = 1.786.104

Uit A-15 volgt dan f= 0.230.

-:1 -2 S m

(24 )

(25)

Dit resulteert in 10 keerschoten met een onderlinge afstand van 0.781 m. De drukval wordt: DP = 1.21.105 N m-Z 8. Bereken ing ex .. \. Re =1.57 104 ) Nu = 175 Pr =4.35 ex \. =Nu _-d-

"

=

1. Oké '. (26)

~)

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 23 9. Ber-eken ing ex ... Gr-afiek A-13 j = 65 H Re

=

1. 786 10 -

4)

Pr-

=

4.36 -+ Nu = j (Pr-l 1/ 3

=

_106.2 H À Nu -+ ex = I r u e 10.Vuilweer-standen : R. = R

=

0.000176. \. u 11.0ver-all war-mteover-dr-achtscoëfficiënt: d 1 d ln(d ld . l 1 u u u " . -1 k u

=

- d - - _ex ~ +----""7"':=~--+---+ R 120 ex i. ~ IJ u

12.Het ver-war-mend opper-vlak wor-dt nu: V.O. = 300 m2 991.8 W -2 -1 = m K + R u ( ' 7 7 , L..f f ( 28) (29)

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

=

330 m2•

Een war-mtewisselaar- met een gr-oter-e D. nemen. (31 inch). \. Resumé: 1-1 war-mtewisselaar-0 _~ = 0.787 m z = 481 s = 1 .! " 4 d Id

₌

0.0254/0.02 m/m 1-passage u 8.60 442 W -2 - 1 L

=

m k = m K • u 8 0.781 N 10. War-mtewisselaar- Hl

De r-eactiewar-mte, die door- het squalaan is opgenomen, wor-dt gebr-uikt voor- de pr-oductie van stoom in war-mtewisselaar- H7.

1.Gegevens koude str-oom (ketelwater-):

T

=

450 K

]

Ion T = 450 K T = 450 K k u~l P

=

9.3

bar-è:J-l

₌

2024 kJ kg -1 _P 889.7 -k-g- m -3 L

=

vap -9 I.q Pvap = 4.95 kg m p c = 221.2 bar

M

= 18.0 g mol -1 0 = 42.9 10-3 N 1') = 0.25 mPa s

2. Gegevens warme squalaanstroom:

T = 563 K

]

I.n T = 518K T = 473 K

'"

u~t P = 76.2 bar

Cp

= 1092 J mol -1 K-t _P = 818 kg m -9

M

= 325 g mol - 1 À = 0.10 W m -1 K-1 1') = 1.118 mPa s Logaritmisch temperatuurverschil : 6T Ln = 56.5 K 3. Over te dragen warmte: Q = 40.5

*

1092

*

(563 -4. Bepaling van de maximale warmteflux voor het

water.

q* =0.054 (p ) 0 . 5 &l (o(p _P )g)1/4

max vap vap Ll.q vap

=1068 kW m-z

5.Geschatte overall warmte overdrachtscoëfficiënt k = 500 W m -2 K-1 u 3980.103 6.Globale V.O. = 500

*

56.5 7.

*

q We = Q V.O. kiezen = 28.4 kW m-Z de volgende warmtewisselaar: = 140 m • 2 uitvoeringsvorm voor m -2 473)

=

3980 kW te verdampen (30) (31 ) de U-bundel D

=

0.686 m (27 inch) I-patroon

6

d = 0.0254 m ( 1 inch) u d = 0.0200 m ~ z = 284 1 EI f f

=

6.24 m liD = 9.10 ~

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

0.0259 v = = 0.58 mis Te laag I IJ rr/4

*

0.022

*

284/2

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 25

We nemen 4 passages: z=266 en 1 = 6.63 ~ v = 1.24 mis p.v.di. 818

*

1.24

*

0.02

Re =

D

1.118 10-3

Grafiek A-14 geeft f

=

0.0317~

vergelijking (22) wordt: óP = 0.12 10~ Pa. oké. 'J zodat de drukval Oké. volgens

9. Berekening au m.b.v. de vergelijking van Mostinski voor kokende media. ex = 0.036. 10-3

*

P 0.69* (q*)0.7 * _{( 1.8}

*

u c P 1 . 2 + 4

*

(-p-)

+ 10

*

c = 6159 W m-2 K-1 10.Berekening a . Re Pr 1.

=

1.82104 )

=

12 Nu

=

195 a = Nu i. d = 975 W m -2 K-1 i. P 10 )

(-p- )

c p 0.17

(-p- )

c

De invloed van de wand temperatuur is te verwaarlozen. 11.Vuilweerstanden : R. = 0.000326 1. R

=

0.000176. u Overall warmteoverdrachtscoefficient: k = 490 W m -2_K-1 u

12.Het verwarmend oppervlak wordt nu: V.O. = 143 m2

+

(32)

(26)

Met 10% toeslag in verband met in- en uitstroomverschijnselen wordt het V.O.

=

158 m2•

Resumé: U-bundel warmtewisselaar

D = 0.686 m i. d /d

=

0.0254/0.02 m/m u L = 7.45 m z

=

266 4-passages k

=

490 W u - 2 m

Wa~mtewisselaa~ H9

De tempe~atuur van het reactorproduct (gas) koeler verlaagd in watergekoelde koeler. gedeelte van het product gecondenseerd.

1.Gegevens koude st~oom (koelwate~): T

=

293 K

J

in

_T

298 K

=

T

₌

303 K k uit. P

=

1 bar C

₌

4.186 kJ kg -1 -1 K _P

₌

995 kg p M

=

18.01 g mol -1 À 0.614 W Y')

=

0.789 mPa.s Pr = 5.43

Over te dragen warmte Q = 14680 kW 2. Gegevens warme stroom:

Samenstelling st~oom: 480 Kmol h~ -1 CO m 617 Kmol h~ -1 C02 4895 Kmol h~ -1 H2 wordt na Hierbij -3 -1 -1. m K 282 Kmol hr -1 CH30H 140 Kmol hr -1 HzO 2197 Kmol hr - i CH4 T

₌

415 K

]

I-n

_T

360 K

=

T = 305 K 'IJ uil P = 76.1 bar C

₌

32.25 J mol - i K-1 p

₌

23.0 kg m -3 p -1 -1 -1 M

₌

10.56 g mol À

=

0.17 W m K 1"')

=

0.25 mPa.s Logaritmisch temperatuurverschil : 6T tn = 44.8 K

3.Geschatte overall warmte k

=

570 W m -2 K-1 u 14680.103 4.Geschat v.O.= 570

*

44.8 overdrachtscoëfficiënt 575 m . 2 de eerste wordt een

5. We kiezen de volgende uitvoeringsvorm voor de warmtewisselaar: D = 0.940 m (37 inch) patroon :

~

i d

₌

0.019 m (3/4 inch) u d

₌

0.015 m I-z = 1242 1 = 7.75 m eff 110 = 8.24 i

v

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 27

6. De koude stroom gaat door de buizen met een snelheid: m v = k = Re

=

=

p

*

n/4

*

dt. 2

*

Z 350 995

*

n/4

*

0.0152

*

1242 v. d i. v 1.60

*

0.015 0.75 10-6 = 1.60 mis Oké

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%.

26.4 Gs

=

0.737/0.0318

*

0.064

*

0.737 118.6

*

0.0182 Re

=

0.25 e-3

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 -2

De drukval wordt: 6P = 0.68.10 N m oké. 8. Bereken ing 0( .• Re = 3.21 Pr = 5 I. Nu 0( = 240 = Nu À 9936.5 W -2 = m d I. K-1

9.8ereken~ng ex . u Re = 1.1.104 Pr = 4.36 ) Grafiek A-13 58 Nu = 58

*

(Pr)1/3= 94.72 À ex = 94.7 10.Vuilweerstanden: R~1

=

R-1

=

0.000176. ~ u 11.0verall warmteoverdrachtscoëfficiënt k

=

607 W m -zK-t u

12.Het verwarmend oppervlak wordt nu

V.O.

=

540 m2

0 = 884.4

..

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 Id

₌

0.019 10.015 mlm l-passage u L = 8.17 m k

₌

607 W m

-z

u 8

₌

0.74 N = 10 Reboiler H14

Deze reboiler wordt berekend met een geschatte overall warmteoverdrachtscoëfficiënt van ku = 900 W m-2K-1•

1"

K- t

Als verwarmend medium wordt stoom van 25 bar gebruikt. De stroom

wordt verdeeld over twee reboilers.

De over te dragen warmte is 22367 kW.

o

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 Id

=

0.0254/0.020 m/m 2-passages u = 7.03 m €I f f 1 4

, J

'-.I

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 29

Condensor H15

In condensor H15 wordt het topproduct van destillatiekolom T13

partieel gecondenseerd.

1. Condensatietemperatuur: 337 K

Over te dragen warmte: 28672.5 kW.

2. Koelmedium: koelwater T.

=

293 K

J

èn

r-k

=

303 K T

=

313 K ui.t.

Stofgegevens water bij 303 K:

Cp

=

4.186 kJ kg-1K-1 _P L 995.0 kg - 3

=

m M Tl Pr -1 = 18.01 g mol èq Î\ 0.614 W m - Z K -1 - 6 -1 -1

=

798.10 kg m s V = 5.43 Logaritmisch temperatuurverschil -1 3.Koelwaterstroom: m k

=

342.5 kg s

=

= 0.8. 10-6 m s 2 -1 6T

=

31. 7K Ln

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

k

=

855 W m-ZK-1

u

5.Geschat V.O.

=

529 mZ

6.We kiezen de volgende uitvoeringsvorm voor de warmtewisselaar D. = 0.940 (37 inch) patroon

:6.

è d = 0.0254 m (3/4 inch) u d = 0.020 m i. Z = 688 1 = 9.64 m e f f 2 passages liD = 10.26 l

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

=

995

*

n/4

*

0.022

*

688/2 1.66

*

0.020 4.15 104 • 0.80 10-6 = 1.66 mis Oké ~

Grafiek A-14 geeft f = 0.0266~ zodat de drukval wordt 6P

=

0.80 10~ Pa Oké ~

,--,'

8. Bereken ing ex.

L Re = 4.15104

)

Nu = 370 Pr = 5.43 11359 w -2 K-1 ex = m L 9.Vuilweerstanden : R

=

R 0.000176 i. u -2 -1 10.Kies a [1]

=

2840 W m K u

De gemiddelde schone wand temperatuur is

ex u T = -\Jo. a + a I.U u (34) De gemiddelde condensaat-filmtemperatuur ~

=

50.4

oe.

Stofgegevens -3 P = 791 kg m ~

=

0.20 W m-1K-1

D

=

0.403 10-3 Pa s 11.8erekening a . u ex [ 1 ] u

=

0.725 ( ~3 p2 6HVo.p g )1/4 T) óT d u ex

=

a [1]

*

z - 1 / 1 2 u u

=

1655 W m-2K-1 •

12.De gemiddelde wandtemperatuur wordt

r--=

35°C. niet nodig.

13.0verall warmteoverdrachtscoëfficiënt k = 894 W m-2.K-1

u

14.Het verwarmend oppervlak wordt nu

2

V.O.

=

505 m

(35)

(36)

Correctie is

Met 10% toeslag in verband met in- en uitstroomverschijnselen wordt het V.O. = 556 m2•

-./

'-'

TECHNISCHE UNIVERSITEIT DELFT

FABRIEKSVOORONTWERP NO :

2813

Pagina: 31 Resumé: 2 condensors D.

=

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-zK-~ u

Deze condensor condenseert de produktdamp en koelt deze tot Na iedere topcondensor wordt het dampvormige produkt door produktcondensor geleid. Voor de berekening wordt aangenomen de totale warmteoverdrachtscoëfficiënt hetzelfde is als

condensor H15. wegens de lage T

=

10°C k,i.n T k,uü

=

22°C.

De condensor gebruikt kilwater als koelmedium, gewenste eindtemperatuur van het produkt.

De over te dragen warmte is Q

=

7345 kW.

De totale warmteoverdrachtscoëfficiënt is k

=

893 W m-2K-~. u De kilwater stroom is m k

=

146 kg s-~. Logaritmisch temperatuurverschil 6T

=

46.7 K. Ln 27°C. een dat bij

Het verwarmende oppervlak is V.O.

=

176 m2• Met 101. toeslag

verband met in- en uitstroomverschijnselen wordt het V.O.

=

194 We kiezen de volgende uitvoeringsvorm voor de warmtewisselaar:

~n

2

m •

Resumé: 2 condensors patroon

₆

D

₌

0.757 m (29 inch) z

₌

427 s

=

i. d /d = 0.0254/0.020 m/m 1-passage u \. 1 e f f = 5.94 m drukval t:P 5 N -2 Oké Controle

=

0,21.10 m § ~4 VLOE~TOF-GAS-SCHE~ER&

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.

De resultaten zijn vermeld in tabel 3.

1 ~ "

4

en V16 te gekozen op hebben een

. )

, j

,,---'

Tabel 3. 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). berekend via 6-1

T

=T

[~](-6

)

2 1

P

1 met ê

=

c

p

c

v

waarbij voor een ideaal gas geldt C = C

v p

( 37)

R.

Met behulp van de enthalpieverandering wordt het door de compressor geleverde vermogen berekend.

Er wordt een compressorefficiency van 80 ï. verondersteld.

Compressor C2.

De voeding synthesegas wordt gecomprimeerd van een druk 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 êP~

=

Y20.3

=

2.73. Deze waarde wordt groter genomen in verband met de drukval over elke stap wordt op 0.3 bar gesteld). Dit betekent:

P = 4 bar ~ P

=

11.0 bar 1 z P

₌

10.7 bar ~ P

=

29.7 bar 3 4-P

₌

29.4 bar ~ P

=

81.2 bar ~ 6 iets (deze

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