Dehydrogenering van propaan tot propyleen

o

adres:

o

.

.

F.V.O. Nr:

2917 Technische Universiteit Delft

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp

van

J.P. van der Eijk M.J.G. Linders

onderwerp:

Dehydrogenering van propaan tot propyleen .~ " DelItsestraatweg 157 Delfgauw Van Leeuwenhoeksingel 34 Delft opdrachtdatum: Se p t 199 1 verslagdatum: Juni 1992

I '

De dehydrogenering van propaan

I~

I InhoudsoPl:ave

blz. '-.-/ I Inhoudsopgave

1

Il Samenvatting

3

III

Conclusies en aanbevelingen

4

1

Inleiding

5

1.1

De opdracht

5

1.2

Uitgangspunten

5

1.3

Beschrijving van het proces

6

2

Veiligheid

7

3

Beschrijving proces 8

3.1

De reactor 8

3.2

De scheidingstrein

10

3.2.1

De compressor

11

3.2.2

De koelmachine 11

3.2.3

Deethanizer

12

3.2.4

Propaan-Propeen splitter 13

4

Procesregeling

15

5

Procescondities

16

5.1

De reactiewarmte

16

6

Resultaten

17

6.1

Resultaten Reactor

17

6.2

De deethanizer 17

6.2.1

Condensor deethanizer

19

6.2.2

Reboiler deethanizer 19

6.3

Propaan-propeen splitter

20

6.3.1

Condensor propaan-propeen splitter

23

6.3.2

Reboiler propaan-propeen splitter

23

6.4

Koelmachine

24

6.5

Compressoren en aandrijving

25

6.6

Vloeistof-Gas scheiders

26

6.7

Randapparatuur

28

6.7.1

Het fornuis

28

6.7.2

Warmtewisselaars

28

6.7.3

De molzeef

32

7

Massa- en warmtebalans

33

1

I ~)

8

Cost engineering en economische

aspecten

34

8.1

De investeringen

34

8.1.1

Drukvaten

35

8.1.2

Kolommen

35

8.1.3

Warmtewisselaars

36

8.1.4

Compressoren

36

- '

8.1.5

_{Overige apparaten}

37

8.1.6

De Lang-factor

39

8.2

De vaste kosten

40

8.3

Semi-variabele kosten

40

8.4

Variabele kosten

41

8.5

Indirecte kosten

41

8.6

Inkomsten

42

8.7

Kostprijs propeen

42

8.8

ROl

43

8.9

IRR

43

9

Literatuur

44

10

Afkortingen en symbolen

45

Bijlagen:

1 Veiligheidsgegevens en fysische constanten

2 Tabellen van de kosten van de destillatiekolomen

3

Massa- en warmtebalans 4 Stroom-componenten staat 5 Overzicht kosten 6 Overzicht stoomkosten 7 ROl

8 IRR

9 Apparatenlijst I .

11 Samenvattin2

In opdracht van KT! is een onderzoek gedaan naar de dehydrogenering van propaan

met behulp van een door KT! ontwikkelde membraanreactor. De produktiecapaciteit

van de ontworpen fabriek is 150.000 ton polymer grade (99.5%) propyleen per jaar.

Het proces wordt vergeleken met het bestaande Oleflex proces van VOP en het

Catofin proces van Air Products. In dit ontwerp wordt uitvoerig op de scheidingstrein ingegaan en de reactor wordt nauwelijks behandeld.

Het proces heeft een conversie van 59% en een reactorselectiviteit van 91 mol% en een overall selectiviteit van 90 mol%. Het verschil wordt veroorzaakt door propeen verlies in de scheidingstrein. Voor het Oleflex proces luiden deze cijfers respectievelijk 38%, 91 mol% en 89 mol%. Voor het Catofin proces luiden deze cijfers respectievelijk 54%, 77 mol% en 75 mol%. De propaan/propeen splitter in het proces is voorzien van een warmtepomp. Het proces heeft een waterstof recycle en een propaan recycle.

Het proces is economisch vergeleken naar de IRR bij een propyleen prijs van 450 respectievelijk 550 $/ton, een levensduur van 10 jaar en een bouwtijd van 2 jaar. Met behulp van deze randvoorwaarden wordt berekend dat de IRR van het KT! proces

47.5% is bij een prijs van 450 $ per ton propyleen en 61.9% bij een prijs van 550 $

per ton propyleen. Bij de propyJeenprijs van 450 $ per ton is de IRR voor het Catofin

proces 23.9% en voor het Oleflex 25.0%. Bij de propyleenprijs van 550 $ per ton is de

IRR voor het Catofin proces 39.0% en voor het Oleflex 40.5%. De totale investering

voor het KT! proces is 70.0 miljoen dollar, voor het Oleflex proces 76.1 miljoen dollar

en voor het Catofin proces 82.5 miljoen dollar. Bij een IRR van 25% is de

propyleenprijs van het KT! proces, het Catofin proces en het Oleflex proces

respectievelijk 317, 457 en 450 dollars per ton propyleen.

De return on investment (ROl) is 6.6% bij een propyleenprijs van 300 $ per ton en

17.4% bij een propyleenprijs van 400 $ per ton. De kostprijs van fabricage van één

111 Conclusies en aanbevelin2en

De scheidingssectie is vrijwel volledig gebaseerd op de resultaten die met het flowsheeting programma Chemcad 2 versie 2.5 berekend zijn. De juistheid van de verkregen resultaten hangt dus nauw samen met de nauwkeurigheid van dit programma. De gevonden waarden en configuraties van het proces komen echter overeen met de waarden die gevonden zijn in de literatuur. Ze zouden nog beter kunnen worden door de juiste thermodynamica (Howat & Swift) toe te passen.

De kostprijs van propeen blijkt 239 $ per ton te zijn als de kosten van de door KT! ontworpen reactor 10000 k$ bedragen. Met de in 1989 geldende marktprijs voor propeen van 350 $ per ton en een produktiecapaciteit van 150000 ton per jaar levert dit dus een winst op van 16.65 miljoen dollar per jaar. Het Oleflex proces maakt winst noch verlies bij deze marktprijs. Het Catofin proces daarentegen maakt een verlies van 2.1 miljoen dollar per jaar.

De IRR van het KTI, Oleflex en Catofin proces is bij een prijs van 450 $ per ton propyleen respectievelijk 47.5%, 25.0% en 23.9%. Bij een propeenprijs van 550 $ per ton zijn de percentages respectievelijk 61.9%, 40.5% en 39.0%. Bij een IRR van 25% is de propyleenprijs van het KTI proces, het Catofin proces en het Oleflex proces respectievelijk 317, 457 en 450 dollars per ton propyleen.

De totale investering voor het KTI proces is 70.0 miljoen dollar. Voor het Oleflex proces is de investering 76.1 miljoen dollar en voor het Catofin proces 82.5 miljoen dollar.

De return on investment (ROl) is 6.6% bij een propyleenprijs van 300 $ per ton en 17.4% bij een propyleenprijs van 400 $ per ton. De kostprijs van fabricage van één ton propyleen is 238.9 $. Bij de marktprijs van 350 $ per ton propyleen (1989) is de ROl 12.0%.

Aanbevelingen

Het is zinvol om lIit te zoeken wat de invloed van de thermodynamica IS op het proces.

Het verdient aanbeveling om ook een warmtepomp te ontwerpen voor de deethanizer.

Het is zinvol om vervangende stoffen te zoeken voor de freonen in de koelmachines. In de toekomst zullen freonen niet meer gebruikt mogen worden.

Het proces produceert een grote hoeveelheid waterstof en lage druk stoom. Het is daarom gunstig om de fabriek te plaatsen op een lokatie waar veel lage druk stoom en waterstof nodig is.

~.

1 Inleidinl:

1.1 De doelstelling

Dit fabrieksvoorontwerp is gemaakt in opdracht van het ingenieursbureau KT!. Het doel van de opdracht is het ontwerpen van een nieuw proces voor de dehydrogenering van propaan tot propeen. Er diende een scheidingstrein ontworpen te worden op grond van door KTI verstrekte gegevens over de samenstelling van het reactor effluent. De reactor hoefde niet te worden gemodelleerd.

De vraag naar propeen is sterk toegenomen en zal in de komende jaren nog verder toenemen. Dit wordt hoofdzakelijk veroorzaakt door de polymeer industrie. Een groot aantal nieuwe polymeren wordt geproduceerd op basis van propeen (polypropeen, copolymeren met propeen). Ook bij de vervaardiging van allerlei organische produkten, wordt steeds vaker propeen als grondstof gebruikt.

KTI is bezig met het ontwerpen van een nieuwe reactor voor de produktie van propeen: een keramisch membraan reactor. Hierin wordt propaan katalytisch gedehydrogeneerd met stoom als verdunner. De produkten zijn een waterstofrijke stroom en een C₃-rijke stroom hij een hogere druk. Het reactor effluent heeft een samenstelling die sterk verschilt van andere processen, zoals het Catofin en het Oleflex proces. De waterstof recycle stroom is bij deze processen duidelijk groter en de produkt stroom bevat minder propeen door een geringere conversie. Dit heeft tot gevolg dat de scheidingstrein na de reactor in het KTI proces goedkoper kan worden uitgevoerd.

Naar het Catofin en Oleflex proces is een studie verricht door de G-groep I 1989 [1]. Het nieuw te ontwerpen proces wordt met deze twee vergeleken. Om een eerlijke vergelijking te bewerkstelligen wordt de kostenberekening analoog aan die in de G-opdracht uitgevoerd. Onderzocht wordt wat de invloed is van het bedrag dat voor de reactor wordt uitgetrokken op de propeen kostprijs. De centrale vraag is hoeveel de scheidingstrein goedkoper is en of het mogelijk is de propeen tegen een con-currerende prijs te produceren.

1.2 Uitgangspunten

Het proces dient een capaciteit te hebhen van 150000 ton polymer grade propeen per jaar. Voor het aantal bedrijfsuren per jaar wordt 8760 genomen (ofwel 365 dagen). De voeding bestaat uit 100% propaan en is heschikbaar vanuit drukopslag. Het polymer grade propeen moet een zuiverheid groter dan 99.5 mol% hebben.

1.3 Overzicht van het proces

De propaanvoeding wordt samen met recyclestromen van water, waterstof en propaan in een fornuis verwarmd tot 575°C. De gemengde voeding wordt aan de reactor toegevoerd, waar de reactie plaatsvindt. Door warmte uitwisseling in een aantal exchangers condenseert water dat wordt afgescheiden in gas-vloeistof scheiders. De processtroom wordt vervolgens in een aantal stappen gecomprimeerd tot 16 bar en gekoeld. Hierdoor condenseert weer een deel van het water dat wordt afgescheiden. In een moleculaire zeef wordt het laatste restje water uit de gasstroom verwijderd. Om de waterstof af te kunnen scheiden, moet de stroom verder gekoeld worden. Deze koeling vindt plaats door warmte uitwisseling met een aantal processtromen en met behulp van een koelmachine. De koelmachine is een cascade schakeling van twee koelmachines met verschillende freonen. De waterstof wordt vervolgens afgescheiden van de gecondenseerde koolwaterstoffen. Omdat de waterstofstroom nog propaan en propeen bevat, wordt de stroom geëxpandeerd. Door de temperatuur daling condenseert bijna al het resterende propaan en propeen, dat zo wordt teruggewonnen. De waterstofstroom wordt voor een deel naar de reactor teruggevoerd, het andere deel wordt als fuel gas verkocht.

Na opwarming van de koolwaterstofstroom wordt deze aan de deethanizer gevoed. De stroom wordt bij een druk van 15 har gescheiden in een topstroom die bestaat uit waterstof, methaan, ethaan en etheen en een bodemstroom bestaande uit propaan en propeen. De condensor bestaat uit een cascade schakeling van twee koelmachines. De reboiler werkt op lage druk stoom. De topstroom wordt gebruikt om het fornuis te stoken. De bodemstroom wordt na het aflaten van de druk in een smoorklep aan de propaan-propeen splitter toegevoerd.

In de P-P splitter wordt bij een druk van 8.5 bar het propeen van het propaan gescheiden. Het topprodukt is het polymer grade propeen. Het bodemprodukt propaan wordt naar de reactor teruggevoerd. De P-P splitter is uitgevoerd met een warmtepomp. De topstroom wordt gecomprimeerd tot 15 bar. De stroom wordt vervolgens gekoeld door warmte uitwisseling in de rehoiler en in een waterkoeler. Een deel van het gecondenseerde propeen wordt afgetapt als produkt, het overige deel wordt terug de kolom ingestuurd.

Waterstof, propaan, propeen, ethaan, etheen en methaan zijn brandgevaarlijke stoffen. In aanwezigheid van zuurstof ontstaan explosieve mengsels. De procesvoering moet daarom zorgvuldig geschieden, zodat er geen emissies plaatsvinden waardoor er zich explosies kunnen voordoen. In bijlage 1 staan de fysische eigenschappen en mogelijke gevaren van de gebruikte stoffen. Deze zijn gehaald uit Cherniekaarten [14]. Propaan, propeen, ethaan en etheen zijn niet corrosief. De benodigde apparaten worden daarom van koolstofstaal gefabriceerd.

De reactie is endotherm en zal dus makkelijk in de hand te houden zijn. Het enige punt waar de koolwaterstoffen in aanraking met lucht kunnen komen is in het regeneratie gedeelte van de molzeef. Het is dus goed om de molzeef zo te regenereren dat de explosie grenzen niet bereikt worden. Dit kan door de molzeef eerst te regenereren met lucht die meer stikstof bevat.

3 Beschrijvin2 proces 3.1 De reactor

De reactor die gebruikt wordt voor de dehydrogenatie van propaan, is ontworpen door KT!. Het is een ceramische membraan reactor waarin propaan katalytisch gedehydrogeneerd wordt tot propyleen. In de reactor wordt stoom geïnjecteerd om het reactiemengsel te verdunnen. Het produkt is een waterstofrijke stroom en een

c;-rijke stroom.

De hoofdreactie die zich afspeelt is de katalytische dehydrogenatie van propaan tot propeen:

C:3Hs

<

---

>

Dit is een endotherme reactie. De ~H van de reactie is 30.0 kcal/mol (126 Kj/mol) bij 575 OK [2]. De conversie is het grootst bij lage druk en hoge temperatuur. Onder die condities neemt de selectiviteit van de reactor echter af.

Het door KT! ontwikkelde proces verloopt bij een temperatuur van

575°C

en een druk van 2.0 bar. De samenstelling van de stroom uit de reactor, door KT! opgegeven, staat weergegeven in tabel 3.1. De produktiecapaciteit is 150.000 ton/jaar.

Tabel 3.1: Samenstelling van stroom uit de reactor

stof kmoljuur molfractie

H₂0 753.1 0.3193 CH₄ 52.0 0.0220

H

₂ 774.5 0.3284 C₂H₄ 25.2 0.0107 C₂H_ó

24.9

0.0106 C1H_R 314.7 0.1334 C₃Hó 414.0 0.1755 TOTAAL

2358.4

1.0000

In tabel 3.2 staat de samenstelling weergegeven van de stroom die naar de reactor gaat.

Tabel 3.2: samenstelling van stroom naar de reactor

stof kmol/uur molfractie

H

₂

0

753.09 0.3913 CH₄ 20.24 0.0105

H

₂ 376.93 0.1959

C

₂

H

₄ 2.55 0.0013

C

₂

Ht)

1.16 0.0006

C

₃

H

_R 7()8.73 0.3995

ClHt)

2.65 0.0014

TOTAAL

1924.34 1.0000

Bij vergelijking van tahel 3.1 en 3.2 blijkt dat de selectiviteit niet 100% is. Er blijken een aantal nevenreacties op te treden. Hieronder staat een overzicht van de reacties die zich afspelen.

C

₃

Hg

< --- >

C

₃

H

₆

+

H

₂

C

₃

Hs

< --- >

C

₂

H

₄

+

CH

₄

C

₂

H

₄

+

H

₂ < --->

C

₂

H

₆

3.2 De scheidingstrein

De grootte en samenstelling van het reactoreffluent is weergegeven in tabel 3.1. In het reactoreffluent is een grote hoeveelheid water en waterstof aanwezig. Het water wordt afgescheiden door het reactiemengsel te koelen. In figuur 1 is het processchema weergegeven.

Het reactiemengsel wordt eerst afgekoeld van 575°C (5) tot 478°C (4) door warmte-wisseling met de propaan recycle stroom die opgewarmd wordt van -6°C (64) tot 450°C (63) in H3. Vervolgens vindt warmtewisseling plaats in Hl met de "verse" propaanstroom die naar het fornuis gaat na opwarming van 20°C (2) tot 365°C (2A). In H5 wordt het reactiemengsel gekoeld van 368 oe (7) tot 120°C (8) met water dat terug naar de reactor gaat en opgewarmd wordt van 28°C (13) tot 120 oe (10). Een groot deel (94%) van de waterstroom verdampt dan. Tenslotte wordt in H6 de stroom gekoeld tot 30.0°C (9) met koelwater. In vloeistof-gasscheider V7 kan 95.4% van het water afgescheiden worden. Daarna wordt de stroom (11) gekoeld tot O°C (14) in H5 met de koude stroom die naar de deethanizer gaat en opgewarmd wordt van -15°C (42) tot 22°C (41). Er wordt dan H5.8% van het nog aanwezige water afgescheiden. De stroom wordt in 3 stappen met tussenkoeling gecomprimeerd van 2.0 tot 16.0 bar. Na de eerste trap wordt met koelwater gekoeld in H11 van 49°C (18) tot 30°C (19). Na de tweede trap wordt de stroom in H13 met koelwater gekoeld van 8loe (16) tot 30°C (20). Na de laatste trap wordt in H15 met koelwater gekoeld van 82°C (21) tot 30.0oe (22). Daarna vindt in H16 koeling plaats tot 11°C (23) met een koude waterstofstroom (38) van -75°C die opgewarmd wordt tot IOC (37). Er condenseert dan 73.8% van het resterende water, dat in V17 verwijderd wordt. Het nog aanwezige water in de gasstroom (23.3 kg/uur) wordt verwijderd in de molzeef (T19 en TIO). De waterstof wordt afgescheiden door de stroom te koelen tot ongeveer -120°C. De eerste stap is het koelen in Hl8 van de stroom uit de molzeef (27) tot -3°C (26) met de koude propaan recycle (64). Deze stroom is afkomstig van een smoorklep. De bodemstroom (58) uit de propaan-propeen splitter is gestroomd over een smoorklep, waardoor de temperatuur van de stroom (64) gedaald is tot -5.6°C. De propaan stroom verdampt in HIR hij -5.6°e en 4 har (63).

De hoofdstroom (26) wordt in H21 tot -14.0°C (28) gekoeld met de stroom die naar de deethanizer gaat en opgewarmd wordt van -77°C (43) tot -15°C (42). Vervolgens wordt gekoeld met een koelmachine (H22) tot -6Roe (29). Na de koelmachine wordt de stroom gekoeld in H23 tot -77°C (30) met een waterstofstroom die een temperatuur heeft van -120°C (38) en opgewarmd wordt tot -75°C (37).

wot ...

propaan recycle _{fuel gas}

1---~4.---4~--_;1 J4~~--<J!~--~~

watenltof recycle

e ________ _

R<4 REACTOR n9jT20 MOLZEEF

V7 'IlOElSTOF IGAS-SCHEIDER H22 KOELMACHINE

C12 COMPRESSOR IA 25 EXP ANDER

T28 H30 T32 DEEIHANIZER KOELMACHINE p-p SPUTTER I ---- ------

-_.

H16 / ~,. '\ I "',- -: , ,

LC I I I I I I I L ___ _ T28 freon ,---..,. T32 LC luel gos C37 PROPEEN ._--_._-_ .. _ . . _

-PROCESSCHEMA VAN DEHYDROGENERING VAN PROPAAN TOT PROPEEN

J.P. van der

Ei"

Iot.J.G. Unders

o

Stroomnummet*

o

Ab.olut. druk In bor

Fobrrakavoorontwerp nr. 2917 ),"1 1992

• ...J

Bij de temperatuur van -

T?C

wordt de gasstroom gescheiden van de vloeistof

in

V24. Er zit 99.3% van de waterstof in de gasfase. Er zit echter ook nog vrij veel propaan en propeen in de gasstroom. Deze stoffen worden teruggewonnen door de waterstof-rijke stroom (31) in expander C25 te laten expanderen van 15 bar tot 3 bar. De stroom (33) koelt dan af tot -120°C. Bij deze temperatuur en druk condenseert van de propaan, propeen, waterstof, methaan, ethaan en etheen respectievelijk

91.0%, 87.4%,

0.001 %, 0.3%, 26.5% en 12.7%. In een gas vloeistof scheider (V26) wordt het gas (38) en de vloeistof (35) van elkaar gescheiden.

De waterstofrijke stroom (38) wordt na warmtewisseling voor een deel naar de reactor teruggevoerd. Het andere deel wordt gespuid en kan als brandstof gebruikt worden. De vloeibare stroom (35) wordt op een druk van 15 bar gebracht met pomp P27 en gemengd met de vloeistofstroom (32) die bij -76°C is afgescheiden. Stroom 42 heeft dan een temperatuur van -77°C en wordt opgewarmd door warmtewisseling met stromen die afgekoeld moeten worden. Na opwarming tot 22.3°C gaat de stroom (41) de deethanizer in.

In de deethanizer worden waterstof, methaan, etheen en ethaan uit de stroom gehaald. De topstroom wordt als fuelgas gebmikt in het fornuis. De bodemstroom bevat nog 64.3 ppm ethaan. De stroom uit de deethanizer (45) wordt geëxpandeerd over een klep van 15 naar 8.5 bar en gaat naar de propaan-propeen splitter (stroom 47). In de propaan-propeen splitter wordt de propeen en propaan van elkaar gescheiden. Over de top komt een stroom die voor 99.52% bestaat uit propeen. Het bevat verder 0.47% propaan en 0.012% ethaan. De stroom over de bodem (58) bestaat voor 99.52% uit propaan en voor 0.48% uit propeen. Deze stroom gaat over een klep, waardoor de temperatuur daalt van 20.2°C tot -S.6°C en de druk daalt van 8.5 tot 4.0 bar (stroom (4). Na warmtewisseling gaat deze stroom terug naar de reactor (62).

3.2.1 De compressor

Voor het comprimeren van de gasstroom wordt een centrifugaal compressor gebruikt, omdat het om een grote stroom gaat en het drukverschil aanzienlijk is. Het comprimeren gebeurt in drie trappen. Na elke trap wordt de stroom afgekoeld tot 30°C. Het vermogen van de compressor is 3249 Kw. Dit wordt geleverd door een hoge druk stoom turbine met LP stoom tegendruk.

3.2.2 De koelmachine

Er is een grote hoeveelheid waterstof aanwezig in het reactor effluent, die na compressie, koeling en expanderen afgescheiden wordt in een gas-vloeistof scheider. De stroom (28) wordt gekoeld van -12°C tot -68°C. Dit wordt gedaan met behulp van een warmtewisselaar die met freonen gekoeld wordt. De freonen die gebruikt worden zijn freon-13 en freon-13B1. In figuur 2 is de cascade schakeling van twee koelmachines weergegeven. In paragraaf 6.4 wordt de koelmachine verder besproken.

(3"-N\ ::I; ....

,

ct> N\ V C'-4 N :I: ~

~

_.,

t

1

~ ~ .." C I) ':) cs

~

_Ii'

;

0 0: N

1

-u::

I C

c

c

l., I -~ C Cl

c

I , I '-'I

01

3.2.3

Deethanizer

De te produceren propyleen moet polymer-grade zijn. Dat wil zeggen dat het tenminste 99.5% propyleen moet bevatten. In de propeen-propaan splitter is propeen het topprodukt. De lichte verontreinigingen komen daarom allemaal in het topprodukt en daarom moeten de lichte verontreinigingen zoveel mogelijk in de deethanizer verwijderd worden. De topprodukten van de deethanizer zijn: waterstof, methaan, etheen, ethaan en een klein deel van de propeen.

Propeen en ethaan zijn bij deze scheiding de sleutel componenten. Van de propeen moet zoveel mogelijk over de bodem en van de ethaan moet zoveel mogelijk over de top. Bij 1 bar zijn de kookpunten respectievelijk 225.4°K en 184.6°K. De ontwerpdruk is gekozen op 15 bar, omdat bij hogere drukken de relatieve vluchtigheid minder wordt. Er zijn dan meer schotels nodig. Bij een lagere druk wordt de temperatuur van de condensor te laag. In de literatuur [3] wordt wel destillatie bij hogere drukken beschreven. In het heschreven voorheeld is de hoeveelheid ethaan in de voeding echter maar 1 %.

De kolom is ontworpen met Chemcacl. Er is eerst een short-cut gedaan en er is bepaalt bij welke reflux-ratio de kosten het kleinst zijn. Over het ontwerp van de deethanizer met Chemcad wordt verder ingegaan in par ó.2. De condensor van de deethanizer wordt gekoeld met freonen. In figuur 3 is de cascade schakeling van twee koelmachines te zien. Er is gekozen om freon-l3 en freon-l3B 1 hiervoor te gebruiken. De warmte aan de reboiler wordt toegevoerd door middel van lage druk stoom.

~

j

&

..!Ir

'"

~ J: ,

o

r(\'

:r

- '

1

_I

c

l

I C l

c

L

.

~

C l

I

o

c

c

- - _.- - - - -. _

-3.2.4 Propaan-Propeen spUtter

De eis die het KTI stelt aan het produkt propyleen is een zuiverheid van minimaal 99.5%. Dit is zeer lastig, omdat de stoffen. propeen 'en propaan veel op elkaar lijken en daardoor een zeer klein verschil

in

kàhkpunChebb~n

~

JÏêty~tjê!ti1

in

.

~Qó]cp~t

is

9.1°C bij. 1. bar en 5.6°C bij 30 bar. De re~atieve vluchtighed~n liggen dus dicht bij elkaar ~ .. ".> '.i':'~. ,.,. .. ~ "" .:" .... ;;!oJ.'! .;<:'\ ••.. ~ ;"";"''-Vf-''~:> .' 'f:' .·· ... f·-ü · 'I· ' . . '

.

.

~:

,,:

....

...

:-~-

.... ;.t,

::\

~',::::

..

:.

·~:\i'.' >~.~~~.

.

,,;

"' ~', .;-I'~~

.

Uit literatuur [4] en [13] blijkt dat er verschillende mogelijkheden voor destillatie zijn .

.. Zo isef-de'stillàtie bij hoge druk (15 bar) mogelijk, waarbij tegen koelwater gecondenseerd kan worden. Er is ook destillatie bij 8.5 bar mogelijk, waarbij niet tegen koelwater gekoeld kan worden, maar waarbij e,en .~armtepomp nodig is.

De thermodynamica van propeen-propaan evenwichten is afkomstig van Howat en Swift [5]. Zij hebben een experimentele correlatie opgesteld voor de verhouding van de vluchtigheid van propaan en propeen. In figuur 4A en 4B zijn de verschillende benaderingen weergegeven. Bij toepassing van een andere toestandsvergelijking (Peng-Robinson (PR) of Soave-Redlich-Kwong (SRK) wordt een fout gemaakt. Deze fout wordt in de literatuur heschreven [6]. Bij een propyleen rijke voeding worden teveel trappen boven de voedingsschotel gevonden. Bij een propaan rijke voeding worden teveel schotels onder de voedingsschotel gevonden.

Omdat in Chemcad het niet mogelijk is om met de correlatie van Howat en Swift te rekenen is de correlatie van Soave-Redlich-Kwong gebruikt. Deze correlatie heeft in chemcad parameters voor ethaan-etheen en propaan-propeen scheidingen. Dit wordt de IPP flag genoemd. Het aantal trappen van de propaan-propeen splitter is evenals bij de deethanizer gevonden door de reflux ratio te bepalen, waarbij de kosten minimaal zijn.

Er is gekozen om de destillatie lIit te voeren bij 8.5 bar. Dit is gekozen naar aanleiding van lit. [4]. Bij deze druk kan zoals al is gezegd, niet tegen koelwater gecondenseerd worden. Er is een warmtepomp nodig. Er is gekozen om een warmtepomp te gebruiken waarbij de topdamp gecomprimeerd wordt tot 15 bar. De warmte stroom die op hogere druk gebracht is wordt gebruikt om warmte aan de reboiler toe te voeren. Deze configuratie is weergegeven in figuur 5.

In het ontwerp wordt de topdamp gecomprimeerd van 8.5 tot 15.0 bar. De damp warmt dan op van 12°C tot 46°C. De warme gecomprimeerde stroom van 46°C wordt gebruikt als warmte medium in de reboiler van de propaan-propeen splitter. Daar koelt de stroom af tot 35°C en condenseert voor een heel groot deel. Na totale condensatie van de gecomprimeerde stroom wordt de produktstroom afgetapt en wordt vervolgens met behulp van een smoorventiel de druk afgelaten. Hierdoor daalt de temperatuur tot 12°C en de druk tot 8.5 bar. In de flowsheet is vat V36 getekend. Dit vat is in werkelijkheid leeg. Het moet echter uit voorzorg geplaatst worden. Er mag namelijk geen vloeistof zitten in de stroom die naar de compressor gaat.

.•.

~;

.. :..t~;-·

.. ~., '"

Shlh-lIang Hsu, Enron Gas Processing Co., Houston NEITHER SOAVE-REDLICH-KWONG (SRK) nor Peng-Robinson (PR) equation of state in ASPEN (Advanced Sys-tem for Process Engineering) process simulator adequately describes propylene-propane mixtures and their deviation from ideal mixtures. Yet, Howat and Swift developed a cor-relation' that fits experimental data very weil. The differ-ences among ideal solution, SRK or PR and the Howat-Swift correlations in terms of propylene's apparent volatility relative to propane are shown in Fig. 1.

The vapor-liquid equilibrium diagram of Fig. 2 is anotber way to show the difference between SRK or PR and Howat-Swift's correlation at normal temperatures. For a feed that is

2..~yl~ne-rich, the u er ri ht-hand ortion of Fi . 2 shows that SR or un eresttmates t e minimum reflux ratio

.

md

required number of theoretical trays ahove the feed tray. For a reed that is lropane-rich, the lower left-hand portion of Fi . 2 shows SR or PR overestlmates the minimum reflux

. Theoretlcal tray. vs. reflux. The Howat and Swift

rela-tionship between number of theoretical trays and reflux ra-tio is shown graphically in Fig. 3 for a 175 psia system mak-ing99.7 mole % purity propylene and 99.0 mole % purity propane products. As an example, at 10% over minimum reflux (i.e., RIR",;. - 1 - 0.1), a 60 male % propylene feed requires 3.2 times the minimum number of theoretical trays (Le., NIN",;. - 1 - 2.2), whereas a 20 male % propylene feed requires only about 2 times the minimum number of theoretical trays (i.e., NIN".;. - 1 - 1).

A very large number of trays does not appreciahly reduce the reflux for 10w propylene content feed. This phenomenon is a1so true at other pressures.

Minimum reflux .rario vs. feed propylene content curves

: are shown in Fig. 4_ The minimum reflux ratio drops off sharply as the propylene content of the feed approaches th at of the distillate_ Extrapolation for feeds with mole fractions ofpropylene (~) greater tban 0.9 must tberefore he avoided. '

Tower diameter. The required distillation tower diameter

vs. propylene content in feed at two different reflux parame-ters are plotted in Fig. 5 for 175 psia and 100 lb-moleslh of saturated liquid feed. The Howat and Swift correlation was

... -.... 1.4r---,~---...,...---.,---""T""--__, !

i

1.0~ _ _ -,-_ _ _ ...I.... _ _ --l. _ _ _ ~ _ _ ~ -50 50 100 200 (-Temperature, ·F v I Rg~AApparent relatlve volatility of propylene to propane deviate~ trom Ideal as shown here. I

Propylenel

C-u ~ ~ .: 8. ~ .5 !

Î

Cl

1 PnIpytene I

I

Rg,UfJpSRK or PR is too optimistic in the propylene-rich region ar too ~~ervative in the propane-rich region_ Curves not to scale. C

I

used to determine the minimum reflux ratio and tbe tow'

I

internal flowrates. The approximation metbod in tbe Glitsl manual2 _{with IS-inch tray spacing (4-pass trays) at 90'}

nood

was used to arrive at tbe tower diameters.

Fig. 5 clearly indicates tbat higher propylene content fC'

Hydrocarbon Processing, April 1987

LI

Het

is

mogelijk om nog andere configuraties van warmte pompen te gebruiken. Ten eerste kanee~ stroom met een extern koelmiddel in.-.-een.,.condensor gecondenseerd ·'worden _ dool' ' het koelmiddel te laten verd~pen. Na .verdamping wordt het

koelmiddel gecomprimeerd. De warme gecompnmeerde stroom w'ordt vervolgens in .

de reboiler gebruiJct.als warmte medium. Na de reboiler gaat het'koelmiddel over een smoorklep en koelt sterk af onder drukverIaging. Dan

is

de

cyclus

rond en kan het koelmiddel weer gebruikt worden in de condensor. Deze warmtep9mp configuratie is weergegeven

in

figuur 6.

~ ""ft; '

, ... _. I'~.,.- ;tW", . ;

In

figuur "staat de derde mogelijkheid om een warmtepomp te gebruiken.

In

'

deze configuratie is geen reboiler aanwezig. De stroom die uit de bodem van de kolom komt stroomt over een smoorklep, waardoor de druk en temperatuur lager wordt. Deze stroom wordt dan gebruikt om de stroom uit de top van de kolom te condenseren. Hierna wordt de stroom gecomprimeerd tot een druk die gelijk is aan de oorspronkelijke. De stroom wordt dan warmer en wordt terug de kolom in gestuurd.

In figuur 8 staat een conventionele destillatie kolom weergegeven. De warmte toevoer aan de reboiler vindt in dit geval meestal plaats door middel van stoom. De condensor wordt meestal gekoeld met koelwater. Het nadeel is dan dat energie (stoom) wordt weggegooid tegen koelwater.

Bij gebruik van een warmtepomp is dit niet het geval. De investeringskosten van een warmtepomp zijn wel altijd groter. Er is dan een compressor nodig en vaak blijkt de reboiler groter en duurder te worden. Dit komt doordat het temperatuursverschil in de reboiler kleiner is en omdat de warmte overdracht minder goed verloop in vergelijking met een reboiler die verwarmd wordt met stoom.

Ct""..J ... ,.IVOp .. fat.' .t' - -

c

(

T ... I

I

F ... ··

c

. Colu .... Col .... n T .... ~_::_'---'

i

Re boa ..

HJs

_I

'óh

~

L T:

I

I 1-___

- l _ J

I v., . . , R _boll.,.Cond,."., S-.>nunt rr"."duct C

c

Fio-ure .. r. •. Heat pump

9 • • C ' b :J.

wl~n compression of overhead vapor.

Fi"ure

b.

.

Heat pum;> with

~xternal

refrigcrant

Fo«I Cond.n,., T"" . . TI T ... Col .. "," T2 Figurer-Heat pump

with

re boiler liquid

Clashing.

ç~ Co." ... or C Cond.nur Tcond _Te2 Vall. _CQOI,~t \... T "",oei. Liq. Tel o..'-d C Produc1 Column Reboil.r T,eb T, _C - - tt.m Vep. r.o'odenMUC Figure

8·

Con'\'entional distiHation column.

G _I

4 Procesreeeline

In

de flowsheet staan de meest essentiële controllers aangegeven. Een aantal zijn er weggelaten. Zo zit op elk vat een level controller (LC) en worden de stroom koelwater en de stoom flow geregeld door een temperatuur recording controller

(TRC)

die de desbetreffende klep aanstuurt.

Verder stuurt een

TRC

die de temperatuur van de stroom uit het fornuis meet een klep aan in de buis van de brandstoftoevoer naar het fornuis. De waterstof recyclestroom wordt ook geregeld. De klep staat in de stroom die gespuid wordt en de flow recording controller (FRC) zit in de leiding, waardoor de waterstof recycle stroom gaat. De FRC stuurt de klep aan. Wanneer de flow te klein wordt dan gaat de klep verder dicht.

De reflux van de deethanizer wordt met behulp van een LC op vat 31 geregeld en de stoomtoevoer naar de reboiler wordt door een TRC geregeld. De hoeveelheid propeen die afgetapt wordt van stroom 56 wordt geregeld door een FRC. De reflux van de propaan-propeen splitter wordt geregeld met een LC op het vat V34. Alle smoorkleppen in het proces (3 stuks) worden met behulp van een pressure controller (PC) geregeld.

5 Procescondities 5.1 De reactiewarmte

De reactie is endotherm. Dit houdt in dat warmte moet worden toegevoerd om de reactor op een constante temperatuur te houden. De reactiewarmte van de "overall" reactie, de reactie met de coëfficiënten uit tabel 3, is berekend met behulp van de volgende relatie (zie lit. [7]):

~ H(1)

=

~ H(298) + ~ Cp mh

*

(T - 298)

met: t.H(T)

=

reactiewarmte bij temperatuur T (K) flH(298)

=

reactiewarmte bij T

=

298°K

flCPmh

=

gemiddelde warmtecapaciteit verandering (J/mol*K).

Met behulp van deze relatie werd voor cle reactiewarmte bij T

=

848°K gevonden: flH

=

2655 Kj/kg propaan (ofwel 116.8 Kj/mol propaan). Nadat het proces met Chemcad was doorgerekend, kon een warmtebalans over de reactor worden opgesteld. Uit het verschil van cle enthalpie van de in- en uitgaande stromen en de aan de reactor toegevoerde warmte, werd de reactiewarmte berekend. Deze bleek 2231 Kj/kg propaan te zijn. Dit is 16% kleiner dan de waarde berekend volgens bovenstaande relatie. Het verschil wordt mogelijk verklaard doordat de reactiewarmte bij een druk van één bar is berekend (met hovenstaande formule). De reactie wordt in Chemcad echter gesimuleerd bij twee har.

Bij het opstellen van de warmtebalans voor het gehele proces IS uitgegaan van de door chemcad berekende reactiewarmte.

6 Resultaten

6.1 Resultaten Reactor

Met behulp van Chemcad is de reactor gesimuleerd. De reactor in Chemcad is

berekend door stoichiometrische coëfficiënten (van de stoffen die ontstaan) op te geven en door de conversiegraad van de te reageren stof (propaan) op te geven. De stoichiometrische coëfficiënten, de conversiegraad en de recyclestroom van de waterstof zijn zo gevarieerd, totdat de stroom uit de reactor dezelfde samenstelling had zoals is opgegeven door KTI. In tabel 6.1 zijn de coëfficiënten vermeld bij de desbetreffende stof. De conversiegraad van de reactie is 59 %. De warmte die toegevoerd moet worden aan de reactor bedraagt 54301.3 MJ/hr.

Tabel 6.1: Stoichiometrische coëfficiënten van produkten

propaan -1.00 propeen

0.90833

waterstof 0.97750 methaan 0.07000 ethaan

0.05250

etheen 0.05000 6.2 De deethanizer

Allereerst werd de meest optimale verhouding R/Rmin bepaald op grond van zo laag mogelijke jaarlijkse kosten. Dit werd gedaan met behulp van "shortcut" berekeningen in chemcad. De verhouding R/Rmin werd gevarieerd waarna de kosten van de kolom, reboiler en condensor werden hepaald (zie tabel Ivan bijlage 2). In figuur 9 is een overzicht te zien van de afzonderlijke en totale kosten. Het blijkt dat de totale kosten minimaal zijn bij een R/Rmin verhouding van 1.02. Met deze verhouding is verder gerekend. De kolom werd eerst globaal uitgerekend met behulp van een shortcut. De shortcut berekening geeft een eerste indicatie van het aantal benodigde trappen en de plaats van de voedingstrap. Om de toren door te kunnen rekenen, dienen convergentie criteria te worden opgegeven. De volgende eisen werden gesteld: Er moet 99.7% van de in de voeding aanwezige ethaan over de top gaan en er moet 99.5% van de in de voeding aanwezige propeen naar de bodem gaan.

- - -

-Figuur

~~

Kosten overzicht van de Deethanizer

Kosten ($)ilES 6 , .

_Deethanizer

.

kosten reboîler

_~---+---:--~---·-r _-t----.:;---.,..-- -.:1-_ .

---~---~-~ ~

___

_

2~.---~J---·---~ ~~·~~3---~----___ ~---~ ~-;---~~--~----~~~~~---~. RR 1.05 1.1.0 .. ,,J.,J I ,'" PJRMin 1.20

c

L (

De tweede eis kon niet scherper worden gesteld omdat de berekening dan niet meer convergeerde. De hoge eis die aan het ethaan over de top werd gesteld, was noodzakelijk omdat de lichte componenten die over de bodem gaan in het propeen terecht komen.

In

de P-P-splitter is het propeen het (lichte) topprodukt. Voor de dimensionering van de torens werd gebruik gemaakt van het dictaat "scheidingsprocessen 11" [8] en van literatuur [9]. De diameter van de toren werd berekend met formules uit lit. [9]. De berekening werd voor de bodem en voor de top uitgevoerd. Omdat de diameter weinig verschilde, is voor de gehele kolom het gemiddelde genomen namelijk 1.6 m. De kolom werd vervolgens verder ontworpen met behulp van correlaties uit [8]. De belangrijkste ontwerpparameters staan in onderstaande tabel vermeld.

Tabel

6.2:

Ontwerpparameters deethanizer.

I

Specificatie

_I

Bodem

I

Top

I

Diameter (m) 1.6 1.6

Theoretisch aantal schotels

20

27

Schotel afstand (m) 0.4 0.4

Lengte overlooprand (m) 0.05 0.02

Downcorner clearance (m)

0.035

0.02

Efficiency Zuiderweg 0.89 0.80

Werkelijk aantal schotels 22.5 33.8

Hoogte kolom (m)

9.0

13.5

Duty (MJ jhr) 10686 -9438

Temperatuur CC) 38.0 -32.4

Gekozen is om het rendement te berekenen volgens de methode van Zuiderweg. Dit is gedaan omdat deze methode als de nauwkeurigste bekend staat [8]. De methode maakt namelijk gebruik van meer fysische parameters dan methodes als die van ChanjFair en AICHE.

6.2.1 Condensor deethanizer

Het destillaat condenseert in de condensor van de deethanizer over een temperatuurtraject van -8.4°C tot -32.4°C. Er is gekozen voor een tweetraps cascade koelsysteem. De eerste trap wordt gekoeld met CClF₃ en de tweede trap wordt gekoeld met Freon BB 1.

Het destillaat koelt af van -8.4°e tot -32.4°e terwijl 70

%

van de CCIF₃ stroom (27.6 kg/s) verdampt bij een druk van 4.0 bar en een temperatuur van -51.2°C. Er staat een drukval van 0.5 bar over de warmtewisselaar, waardoor de temperatuur daalt tot -54.6°C. De CCIF₃ stroom wordt dan gecomprimeerd tot 15 bar met een temperatuur van 19.4°C. Het vermogen van de compressor is 993 Kw. Daarna wordt de stroom afgekoeld tot -15.0oe met een druk van 14.5 bar. Met behulp van een smoorklep wordt de druk verlaagd tot 4.0 bar met een temperatuur van -51.2°C.

De afkoeling van 19.4°e tot -IS.Ooe wordt gedaan door 56% van de Freon BBl stroom (62.0 kg/s) te verdampen bij een temperatuur van -23.4°C en een druk van 4.1 bar. De temperatuur daalt tot -27.1°e doordat de drukval over de warmtewisselaar 0.5 bar is. Daarna wordt de Freon 13B I stroom gecomprimeerd tot 20.0 bar. Het vermogen van de compressor is 2114 Kw. Bij deze druk heeft de stroom een temperatuur van 65.3°C. Met een koelwaterstroom van 150.2 kg/s wordt deze stroom gekoeld tot 32°C. Daarna wordt de druk van de Freon-13B 1 stroom afgelaten met behulp van een smoorklep waardoor de druk daalt tot 4.1 bar en de temperatuur daalt tot -24.4°C.

Er is nog overwogen om een warmtepomp bij de deethanizer te gebruiken. De freon BBl stroom moet gekoeld worden van 65°C tot 32°C. Dit moet gedaan worden door 5728 Kw warmte af te voeren. De reboiler van de deethanizer heeft een duty van 2968 Kw. De warmte van de freon 13Bl stroom zou dus voor een deel in de reboiler gebruikt kunnen worden. Dit bleek echter niet mogelijk te zijn. De freon

BBl

stroom bleek pas bij 33°C te condenseren, terwijl de temperatuur van de stroom uit de bodem van de deethanizer 38°C is.

6.2.2 Reboiler deethanizer

De bodemstroom van de deethanizer heeft een temperatuur van 20.2°C. De stroom moet gedeeltelijk worden verdampt. Dit gebeurt met lage druk stoom van 6 bar. Deze stoom wordt gegenereerd bij de aandrijving van de compressoren. Hoge druk stoom wordt hier omgezet in lage druk stoom. Er moet 2.97 MW aan warmte worden overgedragen. De hoeveelheid stoom die nodig is bij een specifieke enthalpie afname van 2300.8 Kj/kg, is 4644.5 kg/hr. In hoofdstuk 6.7.3 wordt het ontwerp van reboilers besproken.

I

~

I ;

6.3 Propaan-propeen spUtter

De propaan-propeen splitter is de grootste en duurste kolom in het scheidingsproces. Het is bovendien de grootste energie gebruiker van het proces. De propaan-propeen kolom is dus van grote invloed op de kosten en moet daarom n_auwkeurig ontworpen worden. Dit is moeilijk, omdat de propaan-propeen splitte-r erg afhankelijk is van de gebruikte thermodynamica. De relatieve vluchtigheid van propaan en propeen liggen dicht bij elkaar en het gedrag wijkt af van het ideale. Howat

&

Swift hebben een correlatie voor propaan-propeen mengsels ontwikkeld die een goede benadering geeft van de experimentele data. Dit model is echter niet in Chemcad aanwezig. We hebben voor Soave Redlich Kwong (SRK) gekozen, omdat in de literatuur de resultaten van Howat

&

Swift vergeleken worden met SRK en Peng-Robinson (PR). Bovendien is er in Chemcad een optie aanwezig die gebruikt kan worden als voor SRK wordt gekozen. Deze optie is speciaal ontwikkeld voor ethaan-etheen en propaan-propeen scheidingen. Deze optie heet de IPP flag.

De berekening van het aantal schotels is gedaan met behulp van een short cut destillatie. Deze short cut destillatie werd met Chemcad uitgevoerd. Als de re flux ratio, druk en de specificaties van het produkt opgegeven wordt, wordt het aantal schotels en de plaats van de voedingsschotel berekend. De druk van de destillatie kolom was 8.5 bar, omdat uit literatuur [4] blijkt dat propaan-propyleen scheiding het beste bij 8.5 bar kan gebeuren als er een warmtepomp gebruikt wordt.

Er is berekend wat de optimale waarde van de refluxverhouding is. Dit is gedaan door de kosten van de reboiler, de condenser en de vaste kosten van de kolom te bepalen als functie van de re flux verhouding. In tabel 2 van bijlage 2 zijn deze kosten weergegeven als functie van de refluxverhouding. De bedragen zijn uitgedrukt in k$. In figuur 10 zijn de grafieken van de kosten als functie van de reflux ratio te zien. De kolom blijkt bij een reflux ratio van 1.035 het goedkoopst te zijn. Met deze reflux ratio is het verdere ontwerp gemaakt. De uiteindelijke reflux ratio blijkt op 13.0 uit te komen. Dit is hoger dan de refluxratio van 8.0 die berekend is met een shortcut destillatie. In tahel 6.3 staat de kolom die in het proces gebruikt wordt.

Figuur 10 ~ Kosten ($)/1E5 ·J T + , ; .)

--" :-;!. .... ·..;u , ...

~osten overzic~t ~an de P P splitter

O"""""

'

aan

~"'''''Dee!'''\

", ..

,;

\·u

_er

i I vU I - J \ v · ! I ,)vj j I , J I

totale kosten

~ ,-:': ~.''':'-i

kOSt211

c

OI1rltrlSûr

; ';!1: ... lJ + ~o ::.:

cl

Cl Cl I Cl

c

c

Cl

I

, J

.-'

'-.-'

Tabel 6.3: Propaan-Propeen splitter

I

Specificatie

I

Bodem

I

Top

Diameter (m) 4.6 4.6

Schotelafstand

(m)

0.5 0.5

Lengte overlooprand (m) 0.04 0.04

Downcomer clearance (m) 0.045 0.045

Aantal schotels theoretisch 91 92

Aantal schotels praktisch 83 102

Efficiency Zuiderweg (-) 110 % 90 %

Hoogte kolom (m) 41.5 51.0

Duty (MJ /hr) 85824 87546

Voedingstrap 91 91

Temperatuur (OC) 20.2 12.7

De propeen recovery van de propaan-propeen splitter is 99.64% en de propeen is voor 99.53% zuiver. De kolom is uitgerekend met behulp van Chemcad. De kolom is berekend door de refluxratio en het massa % propaan in de bodem op te geven. In tabel 6.4 is de samenstelling van de voeding, het topprodukt en het bodemprodukt te

ZIen.

Tabel 6.4: Stromen naar en uit de kolom van 8.5 bar

Stroom (kmol/hr) Voedingsstroom Topstroom Bodemstroom

propaan 313.757 1.829 311.995

propeen 410.434 40R.954 1.568

ethaan 0.0678 0.0678 0

etheen 0.00015 0.00015 0

TOTAAL 724.259 410.851 313.562

Er is ook een herekening voor de kolom gedaan hij 15.0 har. Bij deze druk is de duty van de condensor 98759 MJ/hr en de duty van de reboiler is 98781 MJ/hr. De reflux ratio is 17.0 en het aantal schotels bedraagt 200. De massafractie propyleen in het top produkt was 99.57%. De recovery bedroeg 99.52%. De duty van de reboiler is dus 12957 MJ /hr groter hij een druk van 15 bar ten opzichte van 8.5 bar. In tabel 6.5 staan de stromen naar en lIit de kolom van 15.0 har.

. J

Tabel 6.5: Stromen naar en uit de kolom van 15.0 bar

Stroom (kmol/hr) Voedingsstroom Topstroom Bodemstroom

propaan 313.868 1.650 312.243

propeen 410.579 409.048 1.569

ethaan 0.0678 0.0678 0

etheen 0.00015 0.00015 0

TOTAAL 724.516 410.766 313.813

Er zijn ook berekeningen gedaan hij een ander aantal schotels. De resultaten zijn te zien in tabel 6.6 en 6.7. In tahel 6.6 staan de resultaten van een kolom van 8.5 bar met 134 schotels en waar de voeding binnenkomt op schotel 68. De temperatuur van de top is 13.2°C en van de bodem 20.2°C. In tabel 6.7 staan de resultaten van een kolom van 15.0 bar met 163 schotels en waar de voeding binnenkomt op schotel 82. De temperatuur van de top is 35.7°C en van de hodem 43.4°C.

Tabel 6.6: Resultaten kolom van 8.5 bar

Refluxra purity recovery duty cond duty reb propane %

tio propyl propyl MJ/hr MJ/hr bottom

17.0 99.53 96.1

-106ROO

104400 95.0

20.0 99.74 96.1 -124300 121900 95.0

Tabel 6.7: Resultaten kolom van 15.0 bar

Refluxra purity recovery duty cond duty reboi propane %

tio propyl propyl MJ/hr MJ/hr bottom

25.0 99.77 96.1 -134900 134000 95.0

22.0 99.66 96.1 -119500 118600 95.0

21.0 99.59 96.1 -114400 113400 95.0

20.5 99.55 96.1 -111800 110900 95.0

In de tabellen 6.6 en 6.7 is te zien dat vergroting van het aantal schotels leidt tot een hogere reflux verhouding en dus een grotere duty van de reboiler en de condensor. Verlaging van de reflux heeft een kleinere zuiverheid tot gevolg.

'---'

6.3.1 Condensor propaan-propeen splitter

De stroom uit de top van de kolom heeft een temperatuur van 12.7°C en een druk van 8.5 bar. Deze temperatuur is te laag om de stroom te laten condenseren met behulp van koelwater. Er is gekozen om de propaan-propeen kolom te voorzien van een warmtepomp. De gasstroom uit de top wordt gecomprimeerd en daarna in de reboiler gekoeld. Het flowsheet staat weergegeven in figuur 1.

-Uit de top van de propaan-propeen splitter komt een propeenstroom van 67 kg/s. Door deze stroom samen met de dampstroom die ontstaat na de smoorklep, te comprimeren tot 15.0 bar stijgt de temperatuur tot 46.6°C. De compressor heeft een vermogen van 3126 Kw. Deze stroom (80 kgjs) wordt gebruikt in de reboiler van de propaan-propeen splitter. Dit is mogelijk, omdat de propaan, die verdampt moet worden, in de reboiler een temperatuur heeft van 20.0°C.

De propeen stroom koelt dan tot 35°C af en condenseert hijna geheel. Met behulp van een met koelwater gekoelde warmtewisselaar wordt de stroom geheel gecondenseerd. Hierna wordt 6% van de stroom (5 kgjs) afgetapt. Dit is het produkt. De overige 94% (75 kgjs) wordt geflasht over een smoorklep. De druk daalt dan tot 8.5 bar en de temperatuur daalt tot 12.7°C. De vloeistof stroom (62

kgjs)

gaat terug de kolom in. De dampstroom (13

kgjs)

gaat samen met de dampstroom uit de top van de kolom naar cle compressor.

Er is gekozen om het produkt op te slaan hij 15 har en een temperatuur van 35°C. Het is echter ook mogelijk om de produkt stroom af te tappen na de smoorklep. Dan heeft het produkt een temperatuur van 12.7°C en een druk van 8.5 bar.

6.3.2 Reboiler propaan-propeen splitter

Het vermogen dat aan de reboiler moet toegevoerd worden is 23840 Kw. Het is mogelijk deze warmte toe te voeren met de propeenstroom die gekoeld moet worden van 46°C tot 35°C en daarhij geheel moet condenseren. De warmte is namelijk groot genoeg en het temperatuursverschil over de reboiler blijft minimaal 15°C. De warmte die uit de propeen stroom moet worden gehaald is 27218 Kw.

J

~)

6.4 Koelmachine

De processtroom (28) wordt in H22 afgekoeld van -14°C tot -68°C bij een druk van 15 bar. Om dit te bewerkstelligen is een koelmachine nodig. Deze koelmachine bestaat uit een tweetraps cascade koelsysteem. De koelcyclus is uitgerekend met Chemcad. Het flowsheet is weergegeven in figuur 2.

In de eerste warmtewisselaar koelt de processtroom af tot -68°C terwijl 60% van de CCIF₃ stroom (32.65

kgjs)

verdampt bij een druk die varieert van

1.4

tot 0.9 bar. De druk varieert, omdat er een drukval van 0.5 bar over de warmtewisselaar staat. De temperatuur van de stroom is -74.9°C bij 1.4 bar en -83.3°C bij 0.9 bar.

Daarna wordt de freon stroom gecomprimeerd tot een druk van 13 bar en een temperatuur van 4ó.2°e. Het vermogen van de compressor is 2264 Kw. Met een koelwater stroom van 9.0 kgjs wordt deze stroom gekoeld tot 30°e. De stroom wordt dan gekoeld tot -18°C met behulp van freon 1381. Daarna wordt de druk afgelaten met behulp van een smoorklep. De druk daalt hierdoor van 12.5 bar tot 1.4 bar. De temperatuur daalt dan tot -74.9°e.

In de tweede warmtewisselaar koelt de freon CClF₁ af van 30°C tot -18°C terwijl 53% van Freon 1381 stroom (84.80 kg/s), die warmte uitwisselt met de CCIF₃, verdampt bij een druk die varieert van 3.85 tot 3.35 har. Dit verschil van 0.5 bar is de drukval die over de warmtewisselaar staat. De temperatuur van de stroom Freon 13Bl is -25.l°C bij 3.85 bar en -29.0°C bij 3.35 bar.

Daarna wordt de stroom gecomprimeerd tot 22 bar met een temperatuur van 74.1°C. Het vermogen van deze compressor is 3200 Kw. Met een koelwater stroom van 200 kg/s wordt deze stroom gekoeld tot 35°e. Daarna wordt de druk afgelaten met behulp van een smoorklep. De druk daalt hierdoor van 22 bar tot 3.85 bar. De temperatuur daalt dan tot -25. 1 oe.

Freon-13 (CClF₃₎ is gebruikt, omdat het gebruikt kan worden in het temperatuurtraject van -180°C tot -50°e. De druk varieert hierbij van 2.0 bar.

, ...

I

6.5 Compressoren en aandrijving

In tabel 6.8 staan de compressoren die gebruikt worden in het proces. Het vermogen staat vermeld en er is vermeld om wat voor soort stroom het gaat en wat de karakteristieken zijn.

Tabel 6.8: Karakteristieken van de compressoren.

Begin Eind Begin Eind Vermogen Soort Stroom Druk Druk Temper Temper Compressor

atuur atuur (KW)

(bar) (bar) (OC) (OC)

Processtroom met

2.0

4

.

0

0.0

49.l

1017

waterstof

Processtroom met 4.0 ~.O 30.0 81.5 1121

waterstof

Processtroom met

R.O

16

.

0

30.0

82.1

-

1111

waterstof

Propeen uit top

van propaan- R.S 15.0 12.8 46.6 3126 propeen splitter CCIF₃ stroom condenser 3.5 15.0

-54

.

ó

19.4

993 deethanizer Freon 13B

1

stroom condenser

3.6

20.0

-27.1

65.3

2114

deethanizer CCIF₃ stroom 0.9 13.0 -83.3 46.2 2264 Freon koeler Freon l3Bl stroom

3.3

22.0

-29.0

74.l

3200

Freon koeler Totaal vermogen -

-

-

-

14946 van compressoren

-1...,' I

I.,)

, '-' 6.6 Vloeistof-Gas scheiders

De vloeistof-gasscheiders zijn 'uitgerekend met relaties uit lit [15]. De berekening aan de hand waarvan de Yloeist.Qf:g~scheiders ontworpen zijn luidt als volgt:

; ' - . . . ~~. - _ . . . ' -" _ ' _ • • _ . . . , . . . ~_ 'ol De scheidingsfactor Fs is Ml

~v

,

Fs=*

---~~'-'--_. ~ •. , .. ,_. ~., ' .. '-~ Mv pI pv is de gas dichtheid _ pI is de vloeistof dichtheid Mv is de massastroom gas MI is de massastroom vloeistof . ... ---

.'

._.--".-"

....

_

... '. ~_ .. ~'

De dampsnelheidsfactor Kv is af te lezen uit figuur 11B. Voor een horizontaal vat moet deze vermenigvuldigd worden met 1.25. Kh

=

1.25*Kv.

De maximale gassnelheid wordt gegeven door Uv,max

Uv.max=Kh*(~)

pvl

Vervolgens wordt het minimale damp vloeistofoppervlak (Av,min) berekend voor de maximale dampsnelheid.

Qv is de dampstroom in m3/s

Av~-

Qv

Uv,max

Dan moet een beginschatting gegeven worden voor de inhoud van het vat. Als eerste schatting is het beste een vloeistof holdup van 15 minuten te nemen.

Vervolgens wordt Atotaal,min en Omin herekend:

A totaa 1

,mm

·

--'----

Av,min

0.2

A I · O~

D mln= . (4 *---:....-totaa .nun) .

, -0.1> I 0.1 -0.02 • ..,...", ' , ' • l~ • ~ • --;-'~'T -';.~.-'1-.. ' . ... : .. :- -, ;.-.. ... f- '.'

Figuur 1 iA

_{Vloeistof Gas}

Scheider

.-.... ,..,. .. - - " --- - - - --, -. _- - - --'-"

v.por

.. -...;:, , ., .... ' ... '. ' .;. .. {eed

'

.

.• :.:C ... . . ,-.~.: .. .'.:i-~· --._----.. ,... ._--

'-l1qu1d

~iguur 118 Campsnelheidsfactor Kv

c

.'

C l

c

c

0,2

WJ.

.V

!! '

w.,

rJ,

c

c

o

.-.' ---

._--_._-_

..

_ - - - -

- - - - -

-IJ

I~

I~

I

De lengte van het vat wordt als volgt berekend:

L_ ful liquid volume *D2

1t 4

Nu moet gelden 3 < LID < 5. Indien dit niet het geval is moet D vergroot worden met stappen van 0.15 m.

-.J

,'-"

I

6.7 Randapparatuur

6.7.1 Het fornuis

In

het fornuis F2 wordt de voeding vim de reactor opgewarmd van 294°C tot 575°C. Het fornuis is van het "fired heater" type. Dergelijke fornuizen bestaan uit kamers waar een groot aantal buizen doorheen loopt. Door deze buizen loopt de te verwarmen stroom. De buizen worden opgewarmd door het verbranden van olie of gas. De warmte overdracht verloopt voornamelijk via het .~tralingsmechanisme.

De hoeveelheid warmte die moët worden toegevoerd, ""bedraagt 11.8 MW. Bij een gebruikelijk rendement van 75% voor fornuizen van dit type,

is

dus 15.7 MW aan verbrandingswarmte nodig. De warmte wordt geleverd door het (gedeeltelijk) ver-branden van de topstroom van de deethanizer. De verbranding van deze stroom levert 20.1 MW op. Dit houdt in dat 78% van het fuel gas van de deethanizer nodig

is

om het fornuis te verwarmen. Bij de berekening met chemcad is een drukval van twee bar over het fornuis gezet. Dit is gedaan omdat over de reactor geen drukval kon worden ingesteld en er wel twee har drukval over staat. De drukval over het fornuis is dus fictief.

6.7.2 Warmtewisselaars

In dit hoofdstuk worden warmtewisselaars besproken van het "shell and tube" type. Een dergelijke exchanger hestaat uit een bundel pijpen omsloten door een cylindrische mantel. De pijpuiteinden zijn bevestigd aan een pijpplaat (tube sheet), die de shell en tube zijde van elkaar scheidt. De shell zijde is voorzien van baffles om de stroom te sturen, de snelheid te vergroten en om de pijpen te ondersteunen.

Gekozen is voor exchangers van het U-buis type met twee tube en twee shell passes (zie figuur 12). Dit is gedaan omdat zo volledige tegenstroming wordt verkregen waardoor de warmtewisseling optimaal is. Een nadeel is echter dat de exchanger moeilijk is schoon te maken.

De pijpen in de exchangers zijn gerangschikt in een driehoekig patroon. Dit geeft een betere warmteoverdracht maar ook een grotere drukval dan bij een vierkant patroon. De voorkeur is gegeven aan een betere warmteoverdracht. In reboilers is een vierkant patroon toegepast. Het patroon heeft hier echter geen effect op de warmteoverdracht [9]. Voor de afstand waarop de baffles geplaatst zijn, is meestal 1/3 shell diameter gekozen (het optimum ligt tussen 0.3 en 0.5). Voor de hoogte van het segment dat verwijderd is om de baffle te vormen (baffle cut) is 25% genomen. Het verkleinen van de baffle afstand en van de baffle cut heeft allebei een betere warmteoverdracht tot gevolg maar ook een grotere drukval.

- -- - - . _

-c

Ti

T

c

--:. ~

t,

~t~

c

i

li

c

Figuur 12: Warmtewisselaar met twee tube en twee shell passes.

c

o

c

(; I

-

- - - - -

--

_.-

-

---"-..J

,

. J

De volgende vergelijking beschrijft de warmteoverdracht door een oppervlak.

Q = Uo

*

A

*

ÀTm

met:

Q

= overgedragen warmte per tijdseenheid (W) Uo

=

overall warmteoverdrachtscoëfficiënt (W /m2°C) A

=

warmte-uitwisselend oppervlak (m2)

AT m

=

gemiddelde temperatuurverschil CC).

Het gemiddelde temperatuurverschil wordt berekend door het logaritmisch temperatuurverschil AT_lm met een factor Ft te corrigeren. De temperatuur correctiefactor Ft is een functie van de in- en uitgaande shell en tube temperaturen en van het aantal shell passes [9].

Het logaritmisch temperatuurverschil wordt gegeven door:

= ....:...( T_l_-_t2-,-) ---O(_12_-_t 1--,-)

In (Tl-t2) (12-t1)

met: Tl

=

ingaande shell temperatuur TI

=

uitgaande shell temperatuur t1

=

ingaande tube temperatuur t2

=

uitgaande tube temperatuur.

De overall warmteoverdrachtscoëfficiënt is afhankelijk van individuele coëfficiënten volgens: 1 Uo = 1 ho + 1 hod +

do

do*In(di»

2*kw

do 1 do 1 +

- * -

+

*

-di hid di hi

met: ho

=

filmcoëfficiënt van het medium in de shell (W /m2°C) hi

=

filmcoëfficiënt van het medium in de tubes (W /m2°C) hod

=

vervuilingscoëfficiënt in de shell (W /m2°C)

hid

=

vervuilingscoëfficiënt in de tubes (W jm2°C)

kw

=

thermische geleidbaarheid van het buismateriaal (W jmOC)

di

=

binnencliameter tubes (m) do = buitencliameter tubes (m).

De overall warmteoverdrachtscoëfficiënt wordt geschat als functie van het type exchanger (koeler, heater, condensor of verdamper) en het soort stromen (gas, vloeistof, organisch of water). De schatting wordt uit literatuur [9] gehaald. De geschatte waarde wordt door berekening gecontroleerd en indien nodig aangepast. De ingaande temperaturen van de stromen zijn bekend. Wanneer één uitgaande temperatuur wordt gekozen, kan via een warmtebalans de andere uitgaande temperatuur worden berekend. Uit het logaritmisch temperatuurverschil, de correctiefactor, de overgedragen warmte en de geschatte overdrachtscoëfficiënt is nu het benodigde oppervlak te here kenen. Deze berekening wordt door chemcad uitgevoerd.

Er zijn een drietal groepen exchangers te onderscheiden in het proces. Er zijn "gewone" exchangers, waarin twee processtromen warmte tegen elkaar uitwisselen. Er zijn koelwater exchangers, waarin een processtroom wordt gekoeld met water. Tenslotte zijn er verdampers, waarin een processtroom wordt verdampt. De reboilers van de destillatietorens behoren ook tot de laatst genoemde categorie.

Een stroom wordt door de shell of tuhes gestuurd op grond van de druk van de stromen en de snelheid in de shell en tuhes en de vervuilingstendens. Het koelwater stroomt in de regel door de pijpen wegens een grotere tendens tot vervuilen dan de processtromen. De toegestane snelheid is in de pijpen groter dan in de shell waardoor de vervuiling beter kan worden tegengegaan. Ook zijn pijpen makkelijker schoon te maken dan de shell. Indien de druk van het procesmedium echter hoog is, wordt het koelwater toch in de shell geplaatst. Hoge druk pijpen zijn namelijk goedkoper dan een hoge druk shell. In dit proces is de druk van de processtromen hoger dan die van het koelwater (I bar). Het koelwater is daarom in alle gevallen in de shell geplaatst. Dit betekent ook een kleinere drukval dan wanneer de processtroom in de shell geplaatst zou worden.

Wanneer twee processtromen warmte uitwisselen, wordt in principe de hoge druk stroom in de pijpen geplaatst. Dit wordt alleen gedaan indien de snelheden in de pijpen en shell acceptabele waarden hehhen. In het ontwerp zijn de snelheden volgens lit. [9] zoveel mogelijk aangehouden. Voor vloeistoffen in de tube is dit een snelheid van 1 tot 4 mis en in de shell een snelheid van OJ tot 1

mis.

Voor gassen bij atmosferische druk is een snelheid van 10 tot 30

mis

normaal en bij hogere drukken is een snelheid van 5 tot 10

mis

gewenst.

Op grond van de berekende snelheden in de tubes en shell, zijn in de meeste gevallen de hogere druk stromen toch in de shell geplaatst. De verdampers en reboilers zijn van het ketel type. De te verdampen stroom is hierbij in de shell geplaatst. Zoals reeds eerder vermeld, wordt de geschatte overall overdrachtscoëfficiënt gecontroleerd door berekening. Deze berekening is voor de drie groepen hier beschreven.

A) "Gewone" exchangers

Bij het berekenen van de fiJmcoëfficiënten wordt de viscositeitscorrectiefactor verwaarloosd. De shell-side filmcoëfficiënt hs wordt berekend volgens de methode van Kern [9]:

met:

jh

=

warmte-overdrachtsfactor Re

=

getal van Reynolds Pr

=

getal van Praneltl

k_f

=

thermische geleidbaarheid van het fluïdum (W jmOC)

de

=

equivalente diameter (m)

Voor de berekening van de hovenstaande termen wordt verwezen naar de literatuur [9].

De tube-side filmcoëfficiënt hi wordt berekend volgens [9]:

hi

met: jh'

=

warmte-overelrachtsfactor dj

=

binnendiameter pijp (m).

Uit de literatuur [9] worden schattingen verkregen voor de vervuilingscoëfficiënten. De binnen en buiten diameter van de pijpen en het materiaal worden gekozen. Als materiaal is gekozen voor "carbon steel" omdat de processtromen weinig corrosief zijn. De overall warmteoverdrachtscoëfficiënt kan nu worden berekend volgens de eerder vermelde relatie.

B) Koelwater exchangers

De berekening van de overall overdrachtscoëfficiënt verloopt op dezelfde wijze als onder A. Het koelwater wordt meestal opgewarmd van 20°C tot 30°e. De hoeveelheid te gebruiken koelwater wordt gekozen.