Fabrieksschema voor de bereiding van polystyreen

! I

FABRIEKSSCHEMA VOOR DE BEREIDING VAN POLYSTYREEN

-~---Eerste gedeelte door

E.Zeilinga

---Bereiding van Ethylbenzeen

Dehydrogenering van Ethylbenzeen.

1·/,

- ).-.. ~~ ..

'

..

Fabrieksschema voor de bereiding van Polystyreen

door

E. Zeilinga en Ä. Kappe1hoff

INLEIDING

Polystyreen is als s tof reeds meer dan een eeuw bekend (1), is door Staudinger en anderen diepgaand onderzocht (2 Jen wordt in de tegenwoordige tijd uitgebreid als kunststof toegepast.

De kunststof heeft uitstekende mechanische en electrische eigenschappen, is resistent tegen basen en zuren en heeft een aan trekke1i jk uit er1 i jk.

Ondanks het feit, dat de stof reeds spoedig, nl. bij ca. 900 C week wordt, zi jn dan ook tal van toepas singen bekeilld, bijv. als isolatiemateriaal Ie voor zeekabels; 2e in de tech-niek der hoogfrequente wisseïStromen; ~ in radIO's en 4e in apparaten met e1ectronen buizen; op h~1~udelijk gebieU-voor kammen, drinkglazen, dozen, sigarettenkokers, dekbladen voor

tafels, instrumentenborden, lenzen, als hars in lakken, als bindmiddel in microscopische preparaten enz. enz (3).

De prOductie van polystyreen zal dan ook groot zijn, cij-fers hierover komen echter·niet in de literatuur voor, evenmin treft men gegevens over de kostprijs aan.

De bereiding van polystyreen val t uiteen in de volgende ond erd el en :

a) de bereiding van styreen b) de zuivering van styreen

c) de polymerisatie van styreen.

Hiervan zal het onder a) genoemde behandeld worden door E. Zeilinga; het overige door A. Kappelhoff.

~1ij heblJen een fabriek ontworpen voor een productie van ca. 450 ton polystyreen per maand.

1) Ind. Eng. Cebm. ~ 1097 (1942)

2) H. Staudinger e.a. Die Hochmo1eculairen Org. Verb. ,Ber1in Julius Springer 1932 Trans. Far. Soc. 32 97 (1936)

He1v. Chem. Acta.

ï2

934 (1929) Z. Phys. Chem. .A

ïï1

129 (1935)

3) Modern Plastics 20 no

5

98 (1943) Groggins. Unit proëës in Org. Chem.

1

_.

-•

De Bereiding van styreen

door E. ZEILINGA

LITERA1~OVERZICHT

Styreen is een ldeurloze vloeistof met een soortelijk gewicht van 0,9021 bij 250 C en een kookpunt van 142,50 C bij normale druk

(1).

De grote ontwikkeling in de productie van styreen ontstond in de afgelopen oorlog door de grote

schaarste aan natuurlijk rubber. Voor de productie van synthe-tische rubber (Amerikaans G.R.S. rubber en Duits Buna S)

waren nl. grote hoeveelheden styreen nodig. De groo'Este styreen producerende landen zijn dan ook Amerika en Duitsland. De pro-ducti.e geschiedt in beide landen in hoofdzaak volgens hetzelfde

proces, nl. men alkyleert ~hHh met behulp van C~H4 en AlCl~ als katalysator bij normale dru~ ~n bij een tempera~uur van ongeveer 900 _{C tot ethylbenzeen. Na zuivering van dit laatste door desti~}

latie wordt dit bij 6600 C met stoom over een

dehydrogenerings-katalysator geleid, waarbij ong. 40% van het ethylbenzeen per pass in styreen wordt omgezet. Het Amerikaanse proces

onder-scheidt zich van het Duitse proces door het feit, dat men daar

een gedeelte van de polyethylbenzenen, die tevens bij de

al-kylering ontstaan in een aparte oven bij ong. 2000 _C

dealky-leert met behulp van gebruikte _{AlC13 als katalysator, terwijl}

bij het Duitse proces alle polyethyIbenzeen naar de alkylator wordt teruggevoerd. Voorts bestaat er enig verschil in de de-hydrogeneringskatalysator, terwijl bij het Duitse proces min-der stoom voor de dehydrogenering wordt vereist (~ie

dehydro-genering ).

Het Amerikaanse proces, ontwikkeld door Dow Chemical Co.; is uitvoerig beschreven in (2), terwijl het Duitse proces in

de na de oorlog verschenen B.I .O.S. en C.I.O.S. rapporten is

gepubliceerd (3).

Voorts bestaat er nog een uit~ebreide patentliteratuur "

van verschillende processen om styreen te bereiden. Deze pro-aessen zijn voor zover bekend, niet technisch uitgevoerd. In

de eerste plaats zijn een aantal patenten te noemen, die di

-rect styreen trachten te vormen uit C6Hh en C

_a

H2 met

ver-schillende kanalysatoren asls: _Si02 en Al203 {4} ; CuCl en MgC1 2 (5) ;

1) Trans • . Am. Inst. Chem. Eng.

2) Ind. Eng. Chem. Chem. I\'let. Eng.

Trans. Am. Inst. Chem.Eng.

3) CIOS :GCXI-75, CIOS XA~II-6,

BIOS 750. 4 5 )

u

.

s

.

patent 2.376.533

)

u

.

s

.

patent 2.376.734 Al₂0₃ en Cr 0

(6)

en een

Frledel craftd katalysator (7).

42 293 (1946)

1I

1276 (1942) 51 no.2 159 (1944)

J+2

293 (1946 )

eYOs

XXVII-85, CIOS XXlx-62,

6)

u

.

s

.

patent 2.383.179

-'

•

Bij de l.G. Farben industrie heeft de specialist op

C?H2 gebied, dr Reppe, zich ook met de vorming van styreen Ult C6H6 en C2H2 bezig gehouden, echter KÎHX met

onbevre-4igend resultaat (1). Een ander proces door de I.G.Farben onderzocht gaat uit van _CH2 -/ CH 2 en C6H6 en verkrijgt

"0

hieruit met behulp van .AlCl~ als katalysator C6H~C2H130H.

Het rendement hiervan kon e6hter niet hoger opge~oerd dan 50%. Uit C6~C2H50H wordt door refluxen met KOH vrijwel quanti- . tier zeer zuive~! een verkregen. Deze methode van stxreen-\

bereiding werd ~rwel in het laboratori urn gebruikto.~fls vergelijkingsmateriaal te dienen met het in het bedrijf gepro-duceerde styreen (2).

Voorts kan men styreen nog verkrijgen uit tal van stof-fen zoals uit butadieen dimeer ( verkregen uit butadieen bij 3000 - 400 0 C en 1 - 100 atm met als katalysator Al20~ ; Mgo; 8i02 of Th02) bij 400 - 8000 C en 0,2 - 2 atm (3); uit cyclo-hexaan en C2H4 met als katalysator Croxyde op .Al20~ (4); pyrolyse van PhEt acetaat (5); ~t methylphenylcaróinol (6); door pyrolyse van diarylalkanerlrbf' uit een PhEt-xyleenfractie uit de steenkoolteer door dit bij 6000 C en 0,32 atm. abs. te leiden over een-katalysator bestaande uit Mo oxyde op Al203{8}.

Bij de a1kylering van ChH6 met C2H~ bestaat er nog een

grote variatie in het gebruik van verschillende katalysatoren en in de temperatuur en druk waarbij. de processen worden

uit-gevoerd. Zeer in het kort komen deze processen op het volgen-de neer •

Men gebruikt H3PQ4 als katalysator bij een temp. van 2200 F en een druk van 50 1b/sq.in. De ontstane PhEt wordt gemengd met C2H6 en het mengsel wordt thermisch gedehydroge -neerd, waarbij styreen en ~î~ ontstaan. Dit laatste wordt

weer teruggevoerd n~;ar de lering (9);

1 (

2)

~~

6)

~?

10 ) 12 ) 14)

HF als katalysator bij een lage temp. en een hoge druk {lOl; als katalysator H~P~ , jUCl~, AlBr~, _{znC12 of Zrc14 bij}

200 - 4000 F én 900 lb/Sq.in. Het ontstane mengsel van mono-en poly- ethyl benzenen wordt bi j l~50-7000 F

met als katalysator een mengsel van 8iO~, Al2e3 en CrQO-z; gedehydrogeneerd. Er treedt tegelIjkertiJd de- ·

hycrrógenering en dea1kylering op. Het hierbij ontsta-ne PhEt en C2H~ wordt gerecycled;

als katalysator ~UCI3 en HCl bij 2100 F en 250 lb/sq.in. (12);

als katalysator Al203 op silica bij 322-4960 F bij 50-75 lb/sq.in {13} of

als _{katalysator H3FÇ4} op silica bij 3000 F en 200 lb/s~.in.

. (14) B

.1.

0

•

S

~

750

B.I.O .s. 750 u.s . patent 2~376.895 u.s. patent 2.391.146 U.s . patent 2.345.625, U.s . patent 2~422.318, U.s •. patent 2.376.709 Br. patent 581.907 u.s. patent 2.410.151 Br. patent 589.072 5) u.s . patent 2.310.762 us patent 2.399.395 u.s. patent 2.422.171 9) u.s . patent 2~376 ~532 11) U.S. patent 2.389.444 13) Ind.Eng.Chem.12. 154

-

y-Dehydrogenering van ethyl benzeen

C6H5C2H5~C6H5CH-CH + H2·

Zoals men ziet treedt bij de reactie een volume vermeer-dering op, dus eenverlaagde druk heeft een gunstige invloed op

het evenwicht. In plaats van nu ech ter het proces onder vacuum te doen verlopen, gebruikt men stoom om de partiële spanning van de reactie producten te verlagen. Bij atmosferische druk zou:.1IIen bij ongeveer 6000 C theoretisch een omzetting krijgen

tot 25-30% styreen. Verlaagt men ech ter de partiële dampspanning

·van ethylbenzeen tot 0,1 atm., dan verkri-jgt men theoretisch een omzetting van 70-80%. De reactie verloopt echter zeer lang-zaam bi j deze temperatuur. Een verhoging van de temperatuur brengt geen verbetering, daar dan thermische ontleding van

ethyl benzeen gaat optreden, waardoor het uiteindelijk rendement weer wordt verlaagd. Men moet dus een goede katalysator zoeken,

waarbij de reacti e bij ongeveer 6000 C voldoende snel kan ver-lopen. Verschillende kat~ysatoren zijn voorgesteld zoals:

een mengsel van Si02 , Al203 en CR20 3 (~);

bauxiet (2);

een mengsel van JQ203 en K₂

co

3 (3);

s

dampen (4);

en een mengsel van I1JgO, V20~, alkali en chinaclay (5). Bij het Dow proces is een deliy~rogeneringskatalysator op basis van MgO in gebruik (6), terwi jl in Dui tsland een ka taly-sator gebruikt vlOrdt bestaande uit h O, Al203' CaO, MgO,

K2Cr204 en KOH (7).

Als verdunningsmiddel in plaats van stoom is ook benzeen voorgesteld (s).

De stoom, die bij de reactie gebruikt wordt, verhinderd verder nog de koolafzetting op de katalysator door de

watergas-reactie.

De ethylbenzeen, die gebruikt wordt voor de dehydrogenering

moet zeer zuiver zijn en mag practisch geen diethylbenzeen be-vatten, daar dit laatste overgevoerd wordt in divinylbenzeen, dat

zeer gemakkelijk polymeriseert en vaste verbindingen vormt, die aanleidi ng zouden geven tot verstupping van de apparaten.

Het Dowproces gebruikt 2,6 kg s1rom per 1 kg ethyl benzeen. Verse katalysator geeft bij 6000 C een omzetting van

37%.

Naar-mate de katalysator ouder, en dus minder actief wordt, wordt de reactietemperatuur verhoogd, waardoor een constante omzetting

wordt verkregen. Oververhitte stoom van 7100 C wordt gebruikt om het reactiemengsel op temperatuur te brengen.

Het Duitse proces gebruikt een zeer actieve katalysator waardoor het mogelijk is bij iets hagere temperatuur te werken in tegenwoordigheid van 1,2 kg stoom per 1 kg ethyl benzeen. Daar deze hoeveelheid stoom niet voldoende warmte kan verschaf-fen, nodig om het reactiemengsel op temperatuur te brengen, wordt verbrandingsgas als verdere warmtebron gebruikt.

1) U.S'. patent· 2.389.444

2) Ind~Eng.~.~ 1148(1945)

3)

u.s.

patent 2~~14.5s5

4)

u.s.

patent 2.392.289 ,

us.

patent 1.870 .876, 1.997.967

5)

Br. patent 580.088 6) Am.lnst.Chem.Eng.

42

293 7) CIOS XXIX - 62 -8) Ind.Eng.Chem. ~ 829 (1946 ) (1946 )

..

Keuze van Productie T;{i jze

=========================

Voor een keuze komen vrijwel uitsluitend in aanmerking·

ijet Amerikaanse Dow proQes en het proces, zoals het in Duits-land is ontwikkeld, aangezien bij beide processen de alkylering bij een niet te hoge temperatuur ( ong.

90

0 _{C) en onder} atmos-feri sche druk verloopt, terwi jl het C2H4 in ~_-..llas~Lgehe el wordt

opgenomen en dus niet gerecycled behoeft te worden.

---Beide processen heb ben voorts een hoog rendement ( al-kylering ong·.

93

%

en dehydrogenering

90

%

)

en zijn dan ook vol-komen gel ij b'laardi g • (l ) •

Het grootste verschil bestaat in de dehydrogenering van ethvlbenzeen. Bij het Dowproces wordt veel meer stoom gebruikt dan bij het Duitse proces ( zie boven), daar dit laatste over een actievere katalysator beschikt en dan ook een iets grrnB~e

omzetting per pass bereikt ( nl.

40

%

tegen Dow

37%).

Bij het opstellen van het volgende schema zijn dan ook in hoofdzàak de Duitse gegevens gebruikt uit de reeds eerder

genoemde C.I.O.S. en B.I.O.S. rapporten, te meer daar hierin ook de meeste details vermeld staan.

Beschrijving van het gevolgde proces. Inleiding

De alkylering wordt uitgevoerd in een alkylator waarbij

C2H4 en benzeen onder invloed van AlC11 als katalysator,

benzeen vormen. Tevens ontstaan als bidproducten poly ethyl-benzenen, die natuurlijk ongewenst zijn en waarvan de vorming

zoveel mogelijk moet worden teruggedrongen. Dit wordt op 2

manieren bereikt nl. door

Ie een overmaat benzeen te gebruiken en

2e de gevormde poly e~hylbenzenen, die bij de volgende

destillatie worden afgezonderd, weer in de alkylator

te rug te

vo

eren.

Deze laatste reageren dan weer met benzeen en AlCl~ als

katalysator onder vorming van ethylbenzeen. In de alkylator

treedt dus tegelijk alkylering en dealkylering op. Men voegt

nu zoveel benzeen toe, dat ongeveer 50% onverbruikt blijft. Elke alkylator prOduceert 250 ton ethylbenzeen per maand. Er zijn 2 alkylatoren opgesteld, zodat dus in totaal 500 ton

ethyl benzeen per maand wordt geproduceerd. Het rendemen t van

de alkylering incl usief de destillatie is 93%.

Uit deze 500 ton ethyl benzeen kunnen theoretisch ontstaan

!g~

x 500 ton = 490,6 ton styreen permaand. Aangezien het

ren-e ren-ent bij dren-e dren-ehydrogren-enren-ering ongeveer 90~ is, krijgen we dus

0,9 x 490,6 = 442 ton styreen per maand. .

1 dehydrogeneringsoven produceert 1 ~O ton styreen per

maand, zodat er dus ~ ovens opgesteld zullen moeten worden.

De dehydrogeneringskatalysatoreft die

wigshafen in gebruik is ( het zg. Lu l44G)

sam.enetelling :

Zno

.Al20

3

CaO MgO K2S0

₄

K2Cr20

4

74 4

_'6

~

bt

1,

~

4,7

,0

4,7

%

28%

'd. d 2,0 /0 bij de l.G. in Lud-heeft de volgende

Deze katalysator heeft een levensduur van 1,5 - 2 jaar

en is tot nu toe de best bekende. De bereiding geschiedt als

volgt:

Zno

en Al20~ worden bereid door neerslaan uit

Zn

804 .

en Al2(804)3 met NH3. Het benodigde CaO en IvrgO waren afkomstig

van Merck. .

Men mengt nu 82 kg

Zno,

8 kg .Al20~, 5 kg CaO en

5

kg MgO met water tot een pasta, waarna 3 kg K2Cr204 en 3 kg K2804 worden

toegevoegd. De massa wordt nu in deeltjes gesneden van 20 x 6 mm

-7-BESCHRIJVING STYREEN FABRIEK

a) Ethylbenzeenproductie

De grondstoffen voor de alkylering zlJn C2H4 en benzeen.

De benodigde C2H4 zou verkregen kunnen worden uit de

ethy-leenfractie, die ontstaat bij de gasscheiding van

cokes-ovengas ter bereiding van de H2 voor de NH~ synthese. De

benodigde benzeen wordt verkregen uit de steenkoolteer.

Het gehele bedrijf zou dus gekoppeld kunnen worden aan

een cokesovenfabriek met bijbehorende NH₃ fabniek zoals

de Staatsmijnen, de I\.lekog of het bedrijf te Sluiskil. Het verloop van het fabricatie proces is nu als volgt.

De voeding van de alkylator (3) bestaat uit 100 kg C2H4 per

uur, 1.000 1 benzeen per uur en teruggevoerde

polyethylben-zeen. De C2H4 wordt aangezogen door een ventila to r (1) en door de warmteui twi ss el aar (2) met behulp van 2 atm. stoom, 'tan 200 _{C tot 96}0 _{C verwarmd en onder in de reactor ingevoerd.}

De hoofdvoeding van de benzeen (800 1 per uur) wordt tesamen

met de polyethylbenzeen eveneens onder in de reactor inge-voerd. De rest van de benzeen (200 1 per uur) wordt gemengd met AlC13(10 - 20 kg per uur) boven in de reactor ingevoerd. De alkylator is een toren van

7

m hoog en 1 m diameter en is

van binnen gevoerd met een phenol-hars. Het ondereind wordt

met behulp van stoom

op

900 C verhit en door koel en met een watermantel vJOrdt de tempera tuur boven in de alkylator op

1000 _{C gehouden. In deze alkylator vindt nu dus tegelijkertijd}

alkylering en dealkylering plaats en de hoeveelheid ben~,een

is zo gekozen dat ongeveer 50% onverbruikt blijft. De gassen,

die bij de reactie ontstaan \vorden met behulp van een

con-densor bevrijd van meegenomen koolwaterstoffen en bevatten

daarna 5 - 10% HOl, dat in de wastoren

(5)

met behulp van wa

-ter vvordt uitgewa5sen. De in de condensor gecondenseerde

kool-waterstoffen (hoofdzakelijk bestaande uit benzeen) worden weer in de reactor teruggevoerd. De vloeistofafvoer in de

alkylator bevindt zich op een hoogte van 5,5 m van de bodem

en brengt de reactieproducten naar het scheidingsvat (6),

waar het meegevoerde zwaardere _41Cl~ wordt afgescheiden, dat

door zijn eigen gewicht weer naar d~ alkylator wordt terug- I

gevoerd. De samenstelling van het reactieproduct is nu ongeveer· . 45% benzeen, 35~ ethylhenzeen, 15% diethyl benzeen, 2 -3% poly- I

ethylbenzeen en tot 1% residu. De reactieproducten worden nu

volledig bevrijd van A1Cl~ door eerst te wassen met water en

daarna met 20% NaOH oplos~ing.Hiertoe vlOrdt in het roervat

(7)

water toegevoegd, waarna in een scheidingsvat

(8)

het wa

-ter weer v'lOrdt afgescheià.en. Het gebruikte water wordt weer

teruggevoerd naar het roervat en wordt intermediair afgetapt

al s een 25% oplossing van lUC1~. De met wat er gewassen pro

-ducten \vorden daarna op de zelf'de wi jze behanà.eld met een

NaQH oplossing. Hierna komen die producten in een slibvanger (9) , wa?-r eventueel aanwezig vuil bezinkt, dat onder kan wor-den afgetapt. Vi;:;. een vlacht bak (10) wordt het reactiemengsel dan door een droogtoren (11), gevuld met _{vast KOH1 , g!&p}ootxJ_IJt

Elke alkylator heeft een capaciteit van 250 ton ethylben-zeen per maand. Dit is dus ongeveer 350 kg/uur ethyl benzeen.

Er zijn 2 alkylatoren gedacht, dus het te destilleren

reactie-mengsel zal ongeveer bestaan uit 900 kg benzeen, 700 kg ethyl-benzeen, 300 kg diethylbenzeen, 40 - 60 kg poly-ethylbenzeen

en 10 kg residu per uur.

Met behulp van een pomp (13) wordt de vloeistof in de eerste destillatietoren (14) gepompt. Deze destillatoetoren is 16 m hoog en bevat 42 borrelY~okplaten. De voeding is op de 16e

plaat. De temperatuur is boven 500 C en onder 1500 C. De bo-ven afgevoerde benzeen \Jordt in de koeler (15) gecondenseerd

en teruggevoe,rd naar de alkylering. De reboiler lD[ onderaan de destillatiekolom ontvangt de vloeistof van de onderste plaat en voert het verhitte mengsel van vloeistof en damp

weer even onder de onderste plaat in de destillatiekolom. Met behulp van de pomp (16) wordt het bOdemprOduct van de toren

(dus on~eveer 1100 kg per uur) naar de tweede destillatieko-lom (17) gevoerd.

Dit is een toren met

57

borrelklOkplaten, waarin boven de ethylbenzeen wordt afgevoerd. Deze ethylbenzeen moet zeer zui-ver zijn ( zie blz. ~ ). De toptemperatuur van de kolom is 1360 _{C en de bodemtemperatuur is 196}0 _{C. De reflux is ongeveer} 1,0. De voeding wordt ingevoerd op de 17e plaat. Beide omschre-ven kollommen werken onder atmosferische druk. Het residu van deze 2e kolom wordt op de l5e plaat van de 3e kolom (18) in-gevoerd, die 35 platen bevat, 16 m hoog is en een topdruk heeft van 10 mrn.1tg. De druk op de bodem is 7 0 :rmnJtg en de reflux lt5. Bovenaan de kolom ontwijkt diethylbenzeen (kpt 1700 - 1550

cl.

Het residu van deze kiom, dat een temperatuur heeft van 1450 C

gaat naar een 4e kolom (19), 8 m hoog, gevuld met 1"

Raschig-ringen en eveneens werkend onder een druk aan de top van 10

mmltg. Deze kolom vferkt zonder re!'l ux.

Bovenaan ontwijkt bij 1100 C polyethylbenzeen en het residu

word t Qnder bi j een temperat uur van 1800 C afgepompt. De

top-producten van de laatste 2 kolommen worden gecondenseerd', en

gekoeld in de warmte uitwisselaars (20) en worden gezamenlijk

naar de tank (21) gevoerd, van waaruit ze weer naar de alky-lator gepompt worden. Het vacuum in de laatste 2 kolommen

wordt verkregen met behulp van de 2 stage stoomejector (22), voorzien van een barometische valpijp.

b) Beschrijving van de dehydrogenering van ethyl benzeen

Ethyl benzeen en stoom vJ'Orden in de verhouding stoom :

ethyl-benzeen

=

1 : 1,2 in de verdamper (1) gemengd en opgewarmd

tot 2170 C door de verbrandingsgassen,

die

met een temperatuur van 6200 C uit de dehydrogenatieoven (4) komen en in de w

arm-te-uitwisseluar , zijn afgekoeld tot 5150 _{C. In de verdamper}

daalt hun temperatuur verder tot 376 0 C. Apparaat (2) regelt automatisch de stoomtoevoer, zodat de verhouding ethyl benzeen

: stoom steeds 1 : 1,2 blijft. Vervolgens wordt het

ethylben-zeen-stoom mengsel,. voorgewarmd door de uit de dehydrogenatie-oven (4) komende reactie producten in de warmteuitwisselaar

-

9-In warmteuitwisselaar (5) wordt het mengsel tenslotte van

4370 C tot 5870 C verhit door de direct uit de oven komende

verbranding~assen. De gassen treden dan met een

tempera-tuur van 585 C in de oven (4). De temperatuur, waarmede de

gassen de oven binnentreden.mag niet te hoog zijn, daar in dat geval thermische ontleding van ethylbenzeen zou

optre-den, wat het rendement ongunstig zou beinvloeden. Daarom is

voor de dahydrogenatieoven een pyrometer aangebracht die

via een automatische inrichting (6) een afsluiter regelt,

waardoor de uit de oven tredende verbandingsgassen omiBz de

warmteuitwisselaar (5) geleid kunnen worden. Eveneens kun-nen deze gassen om de verdamper (1) geleid worden door

mid-del van een afsluiter, die geregeld wordt de de te~ratuur

van het uit de verdrunper tre~de mengsel van

ethylbenzeen-stoom.

De dehydrogeneringsoven bestaat uit 2 gedeelten, die beide

door verbranding van gas worden verhit. In de oven bevinden

zich 26 buizen van

3,3

m lengte en 22 cm diameter, gevuld

met 2 m3 katalysator. Het reactiemengsel gaat door de

bui-zen door de katalysator, terwijl de verbrandingsgassen om

de buizen heen geleid worden. Bovenaan op zi j van elke

öven-helft bevindt zich een verbrandingskamer, waarin het gas met

lucht wordt verbrand. Tevens wordt een gedeelte van de reeds

verbrande gass en, na de bovengenoemde wa·rmt eui twi sselaars te

hebben doorlopen, weer in de verbrandingsoven teruggevoerd.

De verbrandingsgassen treden uit de verbrandingskamers in de

ovens met een temperatuur van 6780 _{C en verlaten de oven met}

een temperatuur van 6200 C. Kort voor het verlaten van de

o-ven worden de verbrandingsgassen van de beide ovenhelften

-verenigd en ze verlaten de oven in ~~n leiding. .

Aangezi en de temperatuur in de oven nauwkeurig moe t worden··

gecontroleerd wordt via een pyrometer in de oven de

gastoe-voer voor de verbranding door middel van een automatisch

vmrkend apparaat geregeld

(7).

De reactiegassen passeren na

het verlaten van de oven de warmteuitwisselaars (8), waarin·

zij gekoeld \vorden van 5850 C tot 356 0 C. Via een kleine

wa-terkoeler

(9),

die de gassen nog verder afkoelt, komen zij

in de condensor (l0), waarin het reactiemengsel wordt

afge-koeld tot 300 C en waarin ze voor het grootste deel conden-seren.

De buizen van de dehydrogeneringsoven zlJn van 18-8 Chroom

Nikkel staal en zijn gevoerd met een laag van 3 mm van een

alliage van 97% Cu en 3%

1m.

Tevens zi jn alle delen, die in

~anraking komen met de hete reactie productJm met een laag

van dit alliage gevoerd. Dit geschiedt ter voorkoming van

koolafzetting. Het materiaal van de warmteuitwisselaars is

van sicromal 7. De buizen van de condensor zijn van Admeralty

metaal.

De vloeistof uit de condensor gaat naar een scheidingsvat (11)

waar het zwaardere water wordt afgescheiden.

De niet gecondenseerde gassen, die nog koolwaterstoffen

bevat-ten, gaan naar een "'.vaterkoeler (12), waar ze nog verder worden

gekoeld. vervolgens naar een z.g. Prallturm (13), waar nevels

worden neergeslagen. Daarna wordt nog gekoeld tot ongeveer

20 _{C door middel van een pekeloplossing (14), waarna tenslotte}

_

Id-Het residugas bevat dan nog 10-12 gr koolwaterstoffen per m3 gas. De samenstelling van dit gasresidu is nu 80 - 85%

H2, 10 - 12% 002' 1 - 2% 02H4' 1, 2 % OH4, 0,5 - 1% 02 en

de rest N2 •

Dit gas wordt door een ventilaor (16) via een Bamag

druk-regelaar (17) en een veiligheidsregelaar (18) naar de

gas-houder (19) gepomt, van waaruit het gemengd met vers gas naar de banders van de dehydrogeneringsoven gaat.

Het gebruik van dit, bij de dehydrogenering ontstane gas als brandst~~, geeft een gasbesparing van 30 - 35%. Er ontstaat ongeveer 40 - 50 m3 gas bij 100 kg styreen.

D,e condensatieproducten uit de koelers na de condensor, w

or-den bij de ruwe styreen in het scheidingsvat gevoegd. Nafat hier het grootste deel van het water is verwijderd, volgt

nog een droging over _{CaC1 2 (20), waarna in} een roertank (21) 0,01% hydrochinon als inhibitor wordt toegevoegd.

De samens telling van het ruwe styreen is nu 58% ethylbenzeen;

40% ~tyreen;

O,~% tolueen;

O"i%

benzeen en

°

7.%

te er.

De bij de hierna volgende destillatie gewonnen äthy1benzeen,

die 1% styreen bevat"wordt naar de dehydrogeneringsovens

te-ruggevoerd.

-,

-/1-Berekening van de Voorwarmer van Ethyleen

Wij moeten 100 kg/hr C2H4 van 200 C tot 96 0 C verwarmen

met behulp van stoom van 2 atm., dus van 1200 C. Vle

den-ken ons een VJarmteuitwisselaar van stalen pijpen, waarom

heen condenserende stoom en binnen door de pijpen gaat

de C2H

4.

I

We maken eerst een ruwe schatting van de groot te van het

apparaat. Volgens Perry ( blz 1.000) varieert de overall coefficientvan een warmteuitwisselaar met een de ene kant condenserende damp en aanàe andere kant een gas, in de

praktijk van 2 tot 10 BTU/(hr) (sq.ft)(OF). \le nemen dus

voor een voorlopige be~ening het gemiddelde van

6.

Het benodigde oppervlak vinden ide

q:=UA "'t •

dan uit de formule

. d . t L\ m

q Vln en we Dl

q

=

crA

t x hoev. _C2H4/hr

De gemi'ddelde gastem:p

=

20 + 96 := 58 0 C :=

2 104,40 F

Cn bij deze temp. is 0,41 BTU!(lb){oF)

IvO kg C2H4 per uur

:=

220,5 lb/hr

4

t := 76 0 C := 136,8 0 F dus q == 0,41 x 220,5 x 136,8 == 12367,4 BTU/hr A t :=

A

tI -

.4

t 2 Ll m _In

"*

_{0Li tI}

2ft2

J

,

_{t l} := 120 20 ₌₌ 1000 ( l == 1800 F '.,j

Lt

t 2 = 120 ~6 240 C := 43,20 F dus

Ll

_tm := ₁₈₀ t~4~a2 _{== 136 a8 == 95,9}0 _F ln 0 ₁₈₀ 12~6Ia4 43,2 2 , 31 og 4'3,'"2 dus A == == 21,5 s§L rt 95,9x

6

stel we zouden 5/811 pi j pen van 18 gage HdG (perry bl z. 897)

nemen.

Daar de pijpen regelmatig op de hoekpunten van een ruit ge -ragschikt worden kri jgen we : 55 pi jpen op een diam. van 24 cm

~'~ of 37 pijpen op een diam. van 20 cm

Daar

de gasfil~n ons geval de kleinste zal worden, moeten

we rekenen met' het inwendige opp. van de pijpen. De inwendige opp. is 0,1380 sqft per ft pijp.

Dus voor 55 pijpen 55 x 0,1380 == 7,590 sqft per ft.

De lengte van de pijpen zou dan dus worden

~

=

:~~=~~

Voor

37

p1!pen

37

x 0,1380 T 5~106 sqft per ft.

Zouden vve

1/2"

plJpen nemen van

18

gage BMG, dan krijgen we

55

pij~en op een diameter van

20

cm

of

37

pijpen op een diameter van

16

cm.

Het inwendige opp. van een

1/2"

pijp per ft lengte is

0,1052

sqft per ft.

Dus voor

55

pijpen

55

x

0,1052

=

5

,7

86

Sqf~l~~r ft

De lengte van de pijpen zou dan dus zijn

5

,7

=

~!Z=::=

Voor

37

pijpen

37

x

0

,1

°52

=

3

,

8924

sqft per ft.

De lengte der pijpen zou dan dus worden

21

9

5

=

5,4

ft

3,8 24

_=====

Voor het geval dat we

37

pijpen zouden nemen, kregen we in

beide gevallen dus een apparaat van een tamelijk grote lengte

met een kleine diameter, wat niet erg praktisch is.

We besl ui ten dus tot een warmteui twi sselaar van

55

pi jpen.

Het gaat er nu dus nog om, welke pijpdiameter we zullen

kie-zen.

• I Hiervoor berekenen we de gasfbl~ coëfi~ient met behulp van de

formule hg =

0

,

0225

~ (Re) , (Pr)O,

~

~~

gemiddelde temp van get C2H4

~

20

~

96

~

58° C

~

104,4° F

Het getal van Prandtl is voor gassen constant en onafhankelijk

van de temperatuur. Pr . c~ Voor

2120

F is K

=

Met

°

_,

0161

BTU! _{(hr) (sqft) (} 0 _{F per ft)}

0,45

BTU/(lb) (OF)

0

,

0122

centi poise

=

0

,

0295

lb/ft hr log

0,0255

log

0

0132

0,8

log

4.392

0,4

log

0,825

log

0,044

=

0,643453 - 2

=

log h

=

0,7

4

9

g

hg'

=

5,07 BW( (hr) (sqft) (OF per ft)

Dit is dus betrekkelijk laag. De overall coëfficient zou in dit geval ongeveer 5 worden en de lengte der pijpen dus

~

x 2,8

=

3,4 ft.

Bij 1/2" pJ.Jpen zullen we waarschijnlijk een gunstiger re-sultaat krijgen, daar in dat geval het Reynoldse getal gro-ter zal worden.

Voor 1/2" pijpen wordt

.

.

G = _{55 x 0,00882} 2201~

=

4545 lb /(sqft) _{(hr) •} Re = °1°:24 x

4

t

42

= _{58 0}

₉

0,026 (5809)°,8(0,825)°,4 Dus hg

=

° 0255 °6°132 _{, • , 034} log 0,0255

=

0,35218~ .- 2 log 0, 01 32 = _0,12°57 2 0,8 log 5809

=

3. 011281 0,4 log 0,825

=

_Oa~66~82

... 1 0, 50 20

- I

lOg 0,034

=

0,531479 - 2

=

la468ï21 log hg 0,919

41

hg =

8

,3°

Bwl

_{(hr) (sqft) (OF per ft)} gasfi1mlaag 1

=

_3,54°36 0,034 x 8,30 metaallaag °1°°4

=

0,0040

5

0,038 x 26 stoomf'ilmlaag _0,OL~2 1 _{x 2000} = 0, 011 90 totale weerstand 3,55631

Dus temp. verval in de gasfilm 3,54036 .(248 ° - 136 4)

=

111.ooF

•

i.

Het temp.verval in de stoomfilmlaag zal dus ongeveer 0,60 F

zi jn, de gemiddal de waterfilmlaag is dus 247,70 _F.

De stoomfilmcoëfficient berekenen we nu uit de formule

K

=

0,396 BTIT!~hr)(sqft)(OF per ft). ~= 0,01099 cu t/lb = 58,98 lb!Cuft g

=

4,18 x 108 ft/hr2

X

=

946,3 BTU!lb L = 2,7 ft ~

=

0,192 centi poise = 0,465 lb!(ft)(hr)

lJt

= 0,60 _F dus h =

°

943

\4/

0

,396 3

x

58'68~

x

4,18

x

10~

x

946,3 s ,

V·

2,7 x , 65 x 0,6 3 log 0,396

=

0,7

4

3085 - 2 2 log 48,98

=

3,5 1410 log ,18 = 0,b21176 log 946,3 = 2.976029 5,931700 log 2'4

=

0,431364 log 0, 65

=

0,658965-1 log 0,6 = 0,778151-1 °1868480 - 1 1!4 X 6106:2220 log 94,3

=

1,51_11~1

4

805

₂

12 log hs

=

3,9

0

3

1

7 hs = 3093 BW! (hr) (sqft) (OF per ft) De overall coëfficient berekenen we nu met de formule

(we nemen een scale deposit coëfficient aan van 2000)

u

=

DUS U

=

= = 1 1 + DiL +.

;;;.;Ih=-·

- _

tig Davk . Du hs 1

D·

]. .

nu

2000

1

8,3ö

+ °1034 0,038 x--ö;004 x 2 +. 0,0 2 010~4 x 3093 + 0,0 2 0~034 x 2000 0,120482 + 1 0,121287 1 0,000138 + 0,000262 + 0,000405

I

•

- r> -CJ.

=

U A

IJ

tm

12367,4

=

8,25

x

A

x

95,9

Dus A

=

15,6

sqft

----

~~

55

pijpen van

1/211

hebben per ft lengte een opp van

5,786

sqft.

De lengte der pijpen wordt dus

2,7

ft

Wij krijgen dus een warmte uitwisselaar met

55

pijpen van

1/211

diameter en

2,7

ft lang

==========================================

De

benodigde hoeveelheid stoom is

=

13,1

lb stoom per uur

=

6

kg stoom per uur

==========================================