Produktie van 250 duizend ton propeenoxide per jaar uit ethylbenzeen en propeen met styreen als bijprodukt

(1)

'4

fe

lor

LACVV

" /

~

,

'?:>O

FVO

Nr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

@

8 ®

@

Onderwerp

Produktie van 250 duizend ton

propeenoxide per jaar uit ethylbenzeen en

propeen met styreen als bijprodukt.

Auteurs

Telefoon

R. Doelam

070-3802276

A. van der Griendt

0186-614434

P. Roodenburg

015-2144773

R. Westbroek

010-4510446

Keywords

SMPO

proces,

ethylbenzeen

oxidatie,

propeen,

propeenoxide, styreen, ethylbenzeen hydroperoxide

(2)

FVO Nr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

Produktie van 250 duizend ton

propeenoxide per jaar uit ethylbenzeen en

propeen met styreen als bijprodukt

.

Auteurs

R. Doelam

A. van der Gr

i

endt

P. Roodenburg

R. Westbroek

Keywords

Telefoon

070-3802276

0186-614434

015-2144773

010-4510446

SMPO

proces,

ethylbenzeen

oxidatie,

propeen,

propeenoxide

,

styreen, ethylbenzeen hydroperoxide

(3)

Simultane Produktie van Propeenoxide en Styreen.

Samenvatting

Dit fabrieksvoorontwerp beschrijft het ontwerp van een continue propeenoxide fabriek waarbij

styreen als bijprodukt wordt gevormd. De fabriek is ontworpen voor een produktie van

253.000 ton propeenoxide per jaar bij een produktie duur van 8000 uur per jaar. Hierbij wordt

468.000 ton styreen per jaar als bijprodukt gevonnd.

Ten opzichte van conventionele propeenoxide en styreen producerende processen is het SMPO

proces schoner en goedkoper.

Het SMPO proces bestaat uit de volgende vier stappen:

1. Oxidatie van ethylbenzeen tot ethylbenzeenhydroperoxide. Tijdens de oxidatie ontstaat

naast ethylbenzeenhydroperoxide voornamelijk acetofenon en a-methylbenzylalcohol als

bij produkt

.

2. Katalytische epoxidatie van propeen met ethylbenzeenhydroperoxide tot propeenoxide

en a-methylbenzylalcohol.

3. Katalytische hydrogenering van acetofenon naar et-methylbenzylalcohol.

4. Katalytische dehydratatie van a-methylbenzylalcohol naar styreen.

De ontworpen fabriek produceert jaarlijks 253 duizend ton propeenoxide met een zuiverheid

van 99.99 gew% en 468 duizend ton styreen met een zuiverheid van 99.97 gew%.

Er ontstaat per jaar 59 kton aan bijprodukten (voornamelijk

et

-diëthylbenzeenether en styreen

dimeer)

.

Deze bijprodukten worden verkocht als brandstof.

Na bestudering van de economie van het ontwerp is gebleken dat het proces winstgevend is

en dat de benodigde investeringen na 3.3 jaar zijn terug verdiend. De investeringskosten

bedragen 603.5 Mfl. Uitgaande van een projectlooptijd van 15 jaar volgt dat de totale

jaarlijkse

kösten

van dit proces uitkomen op een bedrag van 1041. 9

Mfl

per jaar. De totale

opbrengsten bedragen 1197.5 Mfl per jaar, zodat een winst van 155.6

Mfl

per jaar gemaakt

wordt. Aan de rentabiliteitscriteria wordt ruim voldaan, de Return On Investment bedraagt 30

%

en de Internal Rate of Return 33

%.

(4)

E-Simultane Produktie van Propeen oxide en Styreen.

Inhoudsopgave

1.

2.

,.., .). 4. Inleiding Uitgangspunten

~

JjJ..

L.j

2.1. Procesblokschema 2.2. Fabriekscapaciteit 2.3. Soort proces 2.4. Locatie 2.5. Battery limit

2.6. Specificatie van de voedingen/produkten 2.7. Tussenprodukten

2.8. Katalysatoren 2.9. Utilities

2.10. Stofeigenschappen van de in het proces voorkomende stoffen Processtruktuur en proces flowsheet

3.1. Motivatie en beschrijving van de processtruktuur 3.2. Thermodynamica

3.2.1. Reactie-enthalpieën 3.2.2. Thermodynamisch model Proces flowsheet en apparatuurberekeningen

4.1. Reactoren

4.1.1. De oxidatiereactor

1èi

u

.J..

c'-4.1.2. De epoxidatiereactor

We

s\

bH~-e

k

4.1.3. De hydrogeneringsreactor 'v.

J

G

\'

r 1.

~,

4.1.4. De dehydratatiereactor

1Z

oc(,lt ....

~\A.rcJ.

4.2. Pompen \

4.3. Compressoren \) ()

el

CA-V--4.4. Expanders

v f

J

Cy"\.v-4.5. Warmtewisselaars

1 12.0-"

klA.~~rl\

I

W~

~"'rO-e.~

4.6. Condensors

~

rA-4.7. Destillatiekolommen c:

~

\

oe"",,"

-4.8. Decanter 4.9. Vloeistof/gas scheider 1 2 2

3

3 4 4 4

5

5 6 6 7 7 9 9 10 11 11 11 13 14 16 17 17 19

20

25 26

33

35

(5)

Simultane Produktie van Propeenoxide en Styreen. 8. 9. 10. 11. 12. Procesveiligheid 8.1. Stofeigenschappen 8.2. Toxiciteit 8.3. HAZOP-analyse

Economie

9.1 Investeringen

9.1.1. Investeringskosten volgens de methode van Taylor

9.1.2. Investeringskosten volgens de methode van Zevnik-Buchanan (lansen variant)

9.2. Produktiekosten

9.3. Rentabiliteit van het proces

9.3.1. Return On Investment (ROl) 9.3.2. Internal Rate of Return (IRR) 9.3.3. Pay-Out Time (POT)

9.4. Economische evaluatie

Conclusie en aanbevelingen Lijst van tekstsymbolen Literatuur

Bijlagen:

1. De stofeigenschappen van de in het proces voorkomende stoffen 2. Proces flowsheet ,.., Compressor berekeningen J. 4. Expander berekeningen 5. Warmtewisselaar berekeningen 6. Condensor berekeningen 7. Destillatiekolom berekeningen 8. Decanter berekeningen

9. Vloeistof/gas scheider berekeningen 10. Stromen- en componenten staat 11. Specificatiebladen

79

80

w~

.

Abklti

80 85 85 85 86 87 88 88 88 89 90 91 93 98 100 103 106 107 108 110 112 114

Rü()h-b~

115 116

12"

ac(, ....

b

130

(6)

1. Inleiding

Dit fabrieksvoorontwerp omvat de simultane produktie van propeenoxide en styreen

monomeer.

Propeenoxide is een grondstof voor de produktie van onder andere glycolen, ethers en

isopropanolamines. Styreen wordt vooral in de polymeerindustrie gebruikt als monomeer voor

polystyreen, styreen-polyester harsen en styreen gemodificeerde alkylharsen

.

Het proces is onder te verdelen in vier stappen.

In

de eerste stap wordt ethylbenzeen met lucht

geoxideerd tot ethylbenzeenhydroperoxide (EBHP). Met dit EBHP wordt propeen in de

tweede stap geëpoxideerd tot propeenoxide . Hierbij wordt EBHP omgezet tot

ex-methylbenzylalcohol (MBA), wat op zijn beurt door dehydratatie wordt omgezet in styreen

in de vierde stap. Bij de oxidatie stap ontstaat acetofenon (ACP) als bijprodukt. In de derde

stap wordt ACP gehydrogeneerd tot MBA.

Dit Styreen Monomeer Propeen Oxide (SMPO) proces wordt uitgevoerd door ARCO

chemicals en SHELL. Het belangrijkste verschil tussen beide processen is de katalysator die

wordt gebruikt in de

epoxidatiestap

.

Het SMPO proces kan vergeleken worden met conventionele propeenoxide en styreen

producerende processen. Het grootste voordeel van het SMPO proces is dat er bij de produktie

van propeenoxide geen grote hoeveelheden zout (calciumchloride) ontstaan.

De conventionele manier van styreen produktie is via dehydrogenering van ethylbenzeen

.

Bij

deze methode bevat het styreen veelongereageerd ethylbenzeen.

Door het geringe verschil

in kookpunt zijn ethylbenzeen en styreen moeilijk van elkaar te scheiden. Het aanwezige

ethylbenzeen is nadelig voor de eigenschappen van het polystyreen waarin het styreen wordt

omgezet. Het, in het SMPO proces geproduceerde, styreen bevat slechts kleine hoeveelheden

ethylbenzeen (minder dan een half molprocent).

De benodigde grondstoffen (ethylbenzeen, propeen, waterstof en lucht), energie en stoom

worden niet zelf geproduceerd, maar aangevoerd

. De gevormde bijprodukten,

1,3-difenyl-l-buteen (styreen dimeer) en ex-diëthylbenzeenether, die tijdens het proces ontstaan worden

verkocht.

In

dit fabrieks voorontwerp komen de procestechnologische en economische aspecten aan de

orde bij de produktie van propeenoxide met styreen als bijprodukt. Verder zal ook aandacht

besteed worden aan procesveiligheid en procesregeling.

(7)

2. De uitgangspunten

Zoals eerder venne1d is het belangrijkste verschil tussen de processen van

AReO

en SHELL

de katalysator die gebruikt wordt bij de epoxidatiestap.

AReo

gebruikt een homogene

molybdeen katalysator en SHELL maakt gebruik van een heterogene titanium/silica

katalysator. Bij het

AReo

proces onstaan er meer bijprodukten (o.a. ethanal en fenol) en bij

de regeneratie van de homogene katalysator worden oplosmiddelen gebruikt die verder in het

proces verwijderd moeten worden

.

Omdat het SHELL proces 'schoner' is dan het

AReo

proces is gekozen is om een voorontwerp te maken van het proces zoals die door SHELL

wordt uitgevoerd.

§

2.1 Procesblokschema

Het blokschema van het proces ziet er als volgt uit:

\-tv

15

~

__

~

________________________________

~~

__

~ 1c.b Afga.s

Propeeq

EB

1~,5

I

Lucht Ethylbenzeen scheider 1 2~.

LJ

_bI

_eeJ

_?

"'J...y.o

,..,1 , -I ___- , AO.O

r---~----~--~---~---~---_+---~

Waterstof

..

I Ethylbenzeen

I

~

I

scheider 2 'l..ftlj Acet~e\bO% a-me y e zy I alcohol scheider

I

Water I Water 1

sCîe:~:f-l

l

---~l

Styreen _Styreen i+ï- scheider ~

}

Lf-S

0 Zvvare componenten

~

o

(8)

Simultane Produktie van Propeen oxide en Styreen.

§ 2.2 Fabriekscapaciteit

Uitgegaan wordt van een produktie van 250 duizend ton propeenoxide per jaar met een zuiverheid van minimaal 99 gew%. Hierbij ontstaat ruim 468 duizend ton styreen met een zuiverheid van minimaal 99.6 gew%.

j

Tijdens het proces ontstaan voornamelijk bijprodukten als IX-diëthylbenzeenether en styreen dimeer.

De jaarproduktie moet in 8000 uur worden gehaald. Dit houdt in dat het proces vol-continu bedreven wordt en er pcr jaar iets meer dan 700 uur is voor onderhoud, schoonmaak en regeneratie van de katalysatoren.

§ 2.3 Soort proces

De produktie van propeenoxide en styreen monomeer wordt uitgevoerd in een continu proces dat eens in het jaar wordt stil gelegd om, onder andere, de katalysator te regenereren. De oxidatie van ethylbenzeen met lucht vindt plaats in de vloeistoffase. Tijdens de oxidatie treden de volgende volgende exotherme reacties op:

~ I) I-q~ C₆H_5-

CH

z

CH

)

+ O₂- C₆H₅-CH(OOH)-CH)

(6.Hr= -

98.8 kJ/mol)

C

₆

_{Hs- CHzCH}

)

+

Oz - C

6

Hs-

CO-CH) +

H

z

O

(

6.Hr= -

329.6 kJ/mol)

\~

'a

.4\

C

₆

_{Hs- CH}

z

CH

)

+ llz

Oz - C

₆

Hs-

CH(OH)-CH)

(6.

H

r= -

163.9 kJ/mol) {.-t'( ~

c>-,VV'

2 C

₆

_{Hs- CHzCH3}

+

Oz - C

₆

_Hs-

CH(CH₃)-0-(CH))HC-C₆Hj + H}O

(

6.H

r

= -

10.2 kJ/mol) (1) (2) (3) (4)

De epoxidatie vindt plaats in de vloeistof fase. Tijdens de epoxidatie treedt de volgende exotherme reactie op:

E

\3

r-\

P

Aep

C

₆

_Hs-

CH(OOH)-CH) +

HzC=CH-CH) - C

6

Hs-

CH(OH)-C

(6.Hr= -

186.2 kJ/mol)

(9)

Dehydratatie van MBA naar styreen vindt plaats in de vloeistof fase. Tijdens de dehydratatie ontstaan styreen, styreen dimeer en ct-diëthylbenzeenether volgens de volgende reacties:

t\~p.

<)\.,{~~e'-C6Hs-CH(OH)-CH3 - C6H;-CH =CH2 +

HzO

(~Hr= 48.5 kJ/mol) n~A

2 C6HS-CH(OH)-CH3 - C6Hs- CH(CH3)-O-(CH3)HC-C6Hs +

HzO

(~Hr= - 58.5 kJ/mol) S~~I'(e-€."'-

./

d-\)~E

2

_C6Hs-CH=CH2

-

H2C(C6H5)-CHz-C(C6Hs)=CH2

(~Hr= - 88.6 kJ/mol) § 2.4 Locatie

(7)

(8) (9)

Bij de keuze van de fabriekslocatie kan gekozen worden voor een lokatie dicht bij de afnemers van de geproduceerde produkten of een lokatie dichtbij de producenten van de benodigde grondstoffen. Een lokatie die aan beide voorwaarden voldoet zou Pernis, Rotterdam kunnen zijn. Door de grote hoeveelheid aan chemische bedrijven in deze regio zijn transportkosten voor grondstoffen en produkten laag. Tevens is er een uitgebreid leidingen netwerk waar o.a. ~f vanaf kan worden gehaald.

§

2.S

Battery limit

Gekozen is om vrijwel het gehele proces uit te voeren, dat wil zeggen dat de grondstoffen, ethylbenzeen, lucht, propeen en waterstof, worden aangeleverd en de produkten propeenoxide, styreen monomeer en de gevormde bijprodukten worden verkocht. De energie die nodig is voor het proces wordt aangeleverd, net als de benodigde stoom.

§ 2.6 Specificaties van de voedingen/produkten

Voedingen

Etylbenzeen wordt geleverd met een druk van 5 bar, een temperatuur van 20 0 C en een

zuiverheid van 99.93 gew%. Aangenomen is dat de verontreiniging bestaat uit (0.07 gew%) styreen dimeer.

Ter vereenvoudiging wordt aangenomen dat de propeen- en de waterstofvoeding geen

-r

(10)

Propeenoxide en Styreen.

Produkten

Propeenoxide wordt geproduceerd met een zuiverheid van 99.99 gew%. De aanwezige verontreiniging bestaat uit propeen en ethylbenzeen .

Styreen monomeer wordt geproduceerd met een zuiverheid van 99.97 gew%. Dit bevat ethylbenzeen als verontreiniging.

ex-Diëthylbenzeenether wordt als bijprodukt gevormd tijdens de oxidatie en de dehydratatie. Styreen dimeer is een bijprodukt dat tijdens de dehydratatie ontstaat. Water is het tweede reactieprodukt dat bij de dehydratatie onstaat en wordt ook in kleine mate gevormd tijdens de oxidatie.

§ 2.7 Tussenprodukten

EBHP is het gewenste produkt van de oxidatiestap en wordt gebruikt om propeen te epoxideren.

ACP wordt als bijprodukt gevormd tijdens de oxidatie van ethylbenzeen en wordt omgezet

tot

rvmA

door middel van hydrogenering.

MBA is het tussenprodukt dat bij de epoxidatie en in mindere mate bij de oxidatie wordt gevormd en dat bij de dehydratatie wordt omgezet in styreen.

§ 2.8 Katalysatoren

De oxidatie wordt uitgevoerd zonder katalysator.

De epoxidatie wordt uitgevoerd met een heterogene Ti/Si02 katalysator. Hierbij bestaat het dragermateriaal uit Si0₂-korrels met de volgende eigenschappen:

- molmassa - dichtheid - actief oppervlak - porie volume - porie diameter -=äeettjesgroot

=

60.085 g/mol

=

2648 kg/m3 = 300 m2

/g

=

1.18 ml/g

=

19 nm = .Elmm

-Op het dragermateriaal bevindt zich 3,4 gew% titanium. Het titanium heeft de volgende eigenschappen:

(11)

De hydrogenering wordt uitgevoerd met een katalysator die door Catalyst and Chernicals wordt verkocht onder de naam C61-1 katalysator tabletten. Deze katalysator bevat voornamelijk ZnO en CuO en minder dan 2

%

Al. De. cilindrische tabletten hebben een diameter van ongeveer 6.5

mm

en een dikte van 3.2 mm met een oppervlakte van 40 m2

_/g

en een dichtheid van 1280 kg/m3• Aangezien er geen coke-vorming is en de katalysator dus

niet of nauwelijks deactiveert wordt aangenomen dat de katalysator na een jaar geregenereerd

moet worden. I . '

no·

LA-

k;

J

VA c. vt-( n Ct. cU:.. 0\- \ c...

De dehydratatie wordt

uit~e;yérêÎ

met een alumina katalysator, JRC-ALO-4 (T] + Y vorm).. \ De A12

0

3 katalysator d~.es hebben een oppervlak van 174

m

2

/g

.

Na calcinatie i~d . dichtheid ongeveer 3000

kg/m

3 _{en hebben de deeltjes een buitendiameter van ongevee 0.7}

mmo

Tijdens de reactie deactiveert de katalysator niet of nauwelijks en daarom is ook er aangenomen dat de katalysator na een jaar geregeneerd moet worden.

Aangenomen is dat de levensduur van de bovengenoemde katalysatoren 10 jaar bedraagt.

§ 2.9 Utilities

Er wordt verondersteld dat stoom beschikbaar is bij de volgende drukken en temperaturen: Tabel 2.1 Stoomspecificaties.

Hoge druk Middendruk Lage druk

Bedrijfscondities 40 bat410°C 10 bah 20°C 3 bar 1900-::. °C

Condensatietemp 250°C 180°C 133.5 ° C

Koelwater wordt beschikbaar verondersteld ter plaatse van de fabriek bij een absolute druk van 3 bar druk, een inlaat-temperatuur van 20 ° C en een maximaal toelaatbare uitlaat-temperatuur van 40 ° C.

§ 2.10 Stofeigenschappen van de in het proces voorkomende stoffen

De stofeigenschappen van de

in

het proces voorkomende stoffen zijn weergegeven

in

bijlage 1.

(12)

3. Processtruktuur en procesflowsheet

§

3.1 Motivatie en beschrijving van de processtruktuur

De procescondities en de opbouw van het ontwerp wordt beschreven aan de hand van het

processtromen(flow)schema (bijlage 2).

Aangenomen wordt dat de ethylbenzeenvoeding met een temperatuur en druk van

respectievelijk 20

0

C en 5 bar geleverd wordt. De ethylbenzeenvoeding wordt met behulp

van

een klep op een druk van 2.3 bar gebracht en naar de oxidatie sectie geleid. De

ethylbenzeenvoeding heeft de volgende samenstelling: 99.93 gew% ethylbenzeen en 0.07

gew% verontreiniging. Aangenomen is dat de verontreiniging bestaat uit styreen dimeer. De

luchtvoeding komt binnen op

'

I bar en wordt door compressor Cl op

2.3 bar gebracht.

Aangenomen is dat de luchtvoeding bestaat uit 23.4 gew% zuurstof en 76.6 gew% stikstof.

De zes parallele oxidatie reactoren (R6-11) opereren bij een druk van 2.3 bar en temperaturen

tussen de 130 en 150

0

C. Gekozen is

voor

deze condities omdat de conversie en de

hoeveelheid ethylbenzeen die verdampt moet worden, om het reactiemengsel te koelen, bij

deze procescondities bekend zijn [26]. De ethylbenzeen reactor voeding

wordt

opgewarmd

in

warmtewisselaar

H3

met een

deel

van de

lage druk stoom dat later

in

het

proces wordt

geproduceerd. Het ethylbenzeen dat de reactoren in de gasfase verlaat wordt afgekoeld in

warmtewisselaren H13-18. Deze stroom condenseert gedeeltelijk en wordt in een gas en in

een vloeistoffase gescheiden in vat VS. De vloeistofstroom wordt, met behulp van pomp P4,

op 2.3 bar gebracht en naar de oxidatiereactor teruggevoerd. Er wordt gekozen voor een

centrifugaalpomp vanwege de benodigde capaciteit. De gasstroom wordt afgekoeld (H12) en

water wordt

afgescheiden

in vat V19

.

Het gas wordt gedeeltelijk gespuid, het andere deel

wordt naar de reactoren terug geleid om het reactiemedium te koelen. De

vloeistofstroom

die

de oxidatie reactoren verlaat, wordt met een klep op

een

druk van een 0.5 bar gebracht en

vervolgens wordt

het in deze stroom aanwezige ethylbenzeen in destillatie kolom T20

gescheiden

en met behulp

van

pomp P2 weer op 2.3 bar gebracht

voordat

het gerecycled

wordt naar de oxidatie sectie.

De bodemstroom van de destillatie kolom wordt met centriffugaalpomp P21 op een druk van

30 bar gebracht. Met warmtewisselaar H26 wordt lage druk stoom geproduceerd en wordt de

_

Rrocesstroom afaekoeld tot 100

0

C alvorens als voedingstroom de eerste epoxidatie reactor

binnen te gaan.

De propeenvoeding wordt geleverd met een druk van S bar en een temperatuur van 20

0

C. De verontreinigingen in de propeen voeding worden niet meegenomen in de simulatie. Hier

zijn twee redenen voor. Ten eerste

is

de hoeveelhied verontreiniging klein (0.5 vol %) en ten

(13)

--- - - -- - - ,

In de vijf epoxidatie reactoren in serie komt de voedingstroom met een druk van 30 bar en een temperatuur van 100 0 C binnen. Gekozen is voor deze reactiecondities omdat de

conversie en de selectiviteiten bij deze condities bekend zijn [30]. Om een zo hoog mogelijke omzetting van EBHP te bereiken, wordt een overmaat propeen in de reactor geleid.

De uitgaande stromen uit de epoxidatie reactoren (R28, R33, R37, R43 en R48) worden in gas-vloeistofscheiders V29, V34, V41, V44 en V49 gesplitst. De gasstromen worden weer op druk gebracht (30 bar) in compressoren C31, C38, C40 en C46. De vloeistofstromen worden ook weer op 30 bar gebracht met behulp van pompen P30, P35, P42 en P4S. De gas en vloeistofstromen worden gemengd en afgekoeld tot 100 0 C in warmtewisselaars H32, H36,

H39 en H47. Er wordt gekoeld met-koelwater, omdat hiermee de temperatuur van het reactiemengsel goed geregeld kan worden.

De druk van de vloeistof- en de gasstroom uit de laatste epoxidatie reactor wordt respectievelijk met een klep, en door expander

CSO

teruggebracht tot 20 bar. Deze twee stromen worden weer gemengd en naar destillatie kolom

TS2

geleid.

In toren

TS2

wordt de overmaat aan propeen gescheiden en met compressor

CS

1 naar 30 bar gebracht om gerecycled te worden. De bodem stroom van destillatie kolom

TS2

wordt naar destillatiekolom

TS7

geleid waar propeenoxide over de top gescheiden wordt. De propeenoxide heeft een zuiverheid van 99.99 gew%. De propeenoxidestroom wordt met expander C67 en warmtewisselaar H71 op een druk van

S

bar en een temperatuur van 30 0 C

gebracht. Als koelmedium wordt water gebruikt. De bodemstroom van de propeenoxide scheider wordt naar destillatiekolom T63 geleid waar het overgebleven ethylbenzeen over de top wordt gerecycled naar de oxidatie sestie, deze recycle stroom wordt op 2.3 bar gebracht door een klep. De bodemstroom van destillatiekolom T63 wordt, samen met de MBA/ACP recyclestroom, met pomp P66 op 80 bar gebracht. Deze stroom wordt in warmtewisselaar H76 afgekoeld met de voedingstroom van de dehydratatie reactor en vervolgens verder afgekoeld in warmtewisselaar H75 tot 82 0 C, in deze warmtewisselaar wordt lage druk stoom

geproduceerd. De stroom die nu op reactorcondities is, wordt samen met de waterstof stroom, met dezelfde druk en temperatuur, naar de hydrogeneringsreactor (R74) geleid.

De druk in de hydrogeneringsreactor bedraagt 80 bar en de temperatuur stijgt in de reactor van 82 0 C naar 93 0 C. Bij deze condities is de selectiviteit naar MBA 100

%

en de conversie

van ACP 27 % [24]. De waterstof voeding wordt geleverd met een druk van S bar en een temperatuur van 20 0 C met een aangenomen samenstelling van 100

%

waterstof. De waterstof

voedingstroom wordt met compressor C72 tot 82 bar gebracht en samen met de waterstof recyclestroom door twee warmtewisselaars (H73 en H70) afgekoeld tot 82 0 C . In deze

warmtewisselaars worden de organische fase die de decanter V80 verlaat en de vloeistof die de flash er V81 verlaat opgewarmd. In de hydrogeneringsreactor wordt vijf maal zoveel waterstof als ACP (molen) binnengebracht. Voor deze waterstof overmaat is gekozen, omdat de overmaat het evenwicht van de reactie voldoende naar de produktkant brengt. De overmaat waterstof wordt van het reactiemengsel gescheiden in flash er V81 en wordt na compressie tot

(14)

waar lage druk stoom wordt geproduceerd, en naar decanter V80 geleid.

In

deze decanter

wordt het ontstane water van de organische fase gescheiden. De waterige fase wordt afgekoeld

in warmtewisselaar H87. Na opwarmingen van de organische fase tot 149

°

C in

warmtewisselaar H73 met de waterstofstroom, wordt het styreen in destillatiekolom T82 uit

het reactiemengsel verwijderd.

Het styreen heeft een zuiverheid van 99.97 gew% en wordt afgekoeld met water in

warmtewisselaar H93 tot 30

°

C. In

de volgende destillatiekolom (T88) worden de zware

componenten (vooral difenylmethylether en styreen dimeer) gescheiden van het niet

gereageerde MBA en ACP. De topstroom wordt door pomp P62 tot 21.5 bar opgepompt en

gerecycled naar de hydrogeneringsreactor. De zware componenten worden afgekoeld tot 30

°

C in warmtewisselaar H94 waar tevens lage druk stoom wordt geproduceerd.

§

3.2 Thermodynamica

§

3.2.1 Reactie-enthalpieën

De reactie-enthalpieën van alle optredende reacties zijn bepaald aan de hand van de

vormingsenthalpieën van de stoffen die bij de reacties betrokken zijn

.

De vormingsenthalpieën

bij standaard druk en temperatuur (1 bar, 293.15 K), zijn afgelezen in een tabellenboek [27]

of berekend met behulp van de groepsbijdrage methode van Benson [1]. Dit laatste is gedaan

voor de stoffen waarvoor geen vorrningsenthalpie getabelleerd is.

Wanneer alle vorrningsenthapieën bekend of berekend zijn, is de reactie-enthalpie met de

volgende vergelijking te berekenen:

tlH

r( 298 . 15

KJ

=

LV

it::..H i. r(

298 . 15

KJ

3 .

1 Waarin:

L\Ho r(298.l5

K) =

reactie-enthalpie bij 298.15

K

v i

=

stoechiometrische coëfficient component i

L\H

o

i

.

f(298.15

K) =

vormingsenthalpie component i bij 298.15

K

Om nu de reactie-enthalpie te bereken bij de juiste proces temperatuur dienen de soortelijke

warmte als functie van de temperatuur bekend te zijn. Ook hier geldt dat voor veel stoffen

deze relatie bekend is. Voor e sto

.

en waarvan e soorte

'

ijke warm e me getaOe1 eero is,

i

s

met behulp van de methode van Benson de soortelijke warmte bij verschillende temperaturen

berekend

.

Daaruit is dan een regressielijn geschat die de soortelijke warmte als functie van

de temperatuur als volgt beschrijft:

(15)

Waarin:

~HO r

(T

_{r )}

=

reactie-enthalpie bij reactietemperatuur (l/mol)

~Ho r

(298.15

)=

reactie-enthalpie bij 298.15 K (l/mol)

T

r

=

reactietemperatuur (K)

~cp =

verandering van soortelijke warmte

(l/kg!K)

De verandering van soortelijke warmte wordt als volgt berekend:

Waarin:

=

stoechiometrische coëfficient compent i

=

soortelijke warmte component i (l/kg/K)

§

3.2.2 Thermodynamisch model

3.4

Het gebruikte thennodynamisch model bij de simulatie

in

Chemcad is Predictive Soave

\

Redlich K wong. Dit thermodynamisch model voor polaire componenten in niet ideale

oplossingen bij hoge drukken (hoger dan 4 atmosfeer) en bij de heersende temperaturen in

\

het proces

.

Tevens is het geschikt voor de

in

het proces aanwezige permanente gassen

(waterstof,

stikstof, zuurstof)

.

Het gebruikte

enthalpiemodel behorende bij

dit

thermodynamisch model is in Chemcad: Latent Heat. Aangenomen is dat het aanwezige water

niet mengbaar is met de aanwezige organische stoffen

.

(16)

4. Proces flowsheet- en apparatuurberekeningen

§

4.1. Reactoren

§

4.1.1. De oxidatie reactor

Oxidatie van ethylbenzeen tot EBHP vindt plaats in de vloeistof fase zonder katalysator. Om

het reactiemengsel vloeibaar te houden vindt de reactie plaats bij een druk

van 2.3

bar. De

conversie van ethylbenzeen is 7

%.

De conversie wordt laag gehouden, omdat er bij hogere

conversies meer bijprodukten door decompositie van EBHP ontstaan.

De selectiviteit naar

EBHP is 88

%,

naar methylbenzylalcohol 3

%,

naar ACP 6

%

en 3

%

naar

diëthy I benzeenether

.

Voor de oxidatie van ethylbenzeen wordt gebruik gemaakt van een reactor zoals weergegeven

in figuur 4

.1.

i"

naar condensor

I

Figuur

4.1. De oxidatie reactor.

(17)

gebracht via stroom 9. De benodigde lucht wordt binnengebracht via stroom 28 en gerecycled stikstofgas via stroom 27. Via de stromen 10

tlm

17 worden lucht en stikstofgas in de verschillende zones gebracht. De vloeistof van zone 1 loopt, over het eerste tussenschot, over in zone 2. Vloeistof van zone 2 loopt vervolgens over in zone 3, enz. Vloeistof vanuit zone 8 wordt via stroom 29 naar de ethylbenzeen scheider gebracht. Stikstof en ethylbenzeen damp worden via de stromen 18

tlm 25 verwijderd. De stikstof- en ethyl benzeen dampen die

verwijderd zijn uit de oxidatie zones gaan via stroom 26 naar een condensor waarin ethylbenzeendamp gecondenseerd wordt. De condensor is voorzien van een externe decanter voor het verwijderen van water dat tijdens de reactie ontstaat. Een deel van de niet condenseerbare gassen wordt gerecycled naar de oxidatie zones (het stikstofgas voor de koeling) en het andere deel wordt gespuid. Het gecondenseerde ethylbenzeen wordt gerecycled naar oxidatie zone 1.

De temperatuur van het reactie mengsel wordt

in

zone 1 op 146 0 C, in zone 2 op 144 0 C,

in

zone 3 op 142 0 C,

in

zone 4 op 140 0 C, in zone 5 op 138 0 C,in zone 6 op 136 0 C, in zone

7 op 134 0 C en in zone 8 op 132 0 C gehouden. 1/ ct v-. \I.J -e...e{--L

./)-<.J

€.-d-i

v

i

t-e

;t.

De verblijftijd van de vloeistof in de reactor bedraagt 1.45 uur.

C'2

6 J

Vanwege de lage conversie stroomt er een hele grote stroom door de reactor en om te voorkomen dat de oxidatie reactor te groot wordt, zijn er(§):eactoren, elk met een lengte en

diameter van respectievelijk 3 en 30 meter, parallel

geplaat

~

/7

I

Wt>--o.

'(

0

\IV\. () .

Als constructie materiaal is 'stainless steel' (type 304) gebruikt. Bij de heersende druk en temperaturen

in

de reactor en de aanwezige chemicaliën is 'stainless steel' een geschikt constructie materiaal.

n.

(l-JJ.-q De dikte van de reactor wanden is als volgt bepaald: e

vl-~

x..

~

De ontwerpdruk druk wordt 10

%

boven reactor druk gekozen en bedraagt dus :

= 0.1397

N/mm

2

De ontwerp temperatuur is 150 0 C. Uit tabel 13.2 [7] wordt de 'design stress' bij 150 0 C

afgelezen: f = 130

N/mm

2

De dikte van de cilindrische wand wordt met behulp van de volgende vergelijking bepaald: Pi~

e= 2f-P.

1

2

(18)

Simultane Produktie van Propeenoxide en Styreen. vergelijking bepaald: Waarin: Cs = 0.25(3 + (Rc/Rk)O.5 Rc = 'Crown radius' Rk = 'knudde radius' J = 'Joint factor'

Voor een standaard 'dished head' ('torisphere') bedraagt: Rc = Dj = 2.95 m

Rk = 6

%

van Rc = 0.18 m J = 1

Invullen in formule 4.2 levert: e = 2.8 mrn

Rekening houdend met 2 mm corrosie wordt de dikte van zijwanden 4.8 mm.

4.2

Uit de literatuur [7] volgt dat de minimale wanddikte, bij een vat met een diameter van 3 meter, 12 mrn moet zijn. Aangezien de berekende waarden voor de wanddiktes hier onder liggen wordt de minimale waarde gebruikt en niet de berekende waarde.

§ 4.1.2. De epoxidatie reactor

In de epoxidatie reactor wordt propeen met het in de oxidatie reactoren gevormde EBHP omgezet in propeenoxide. Hierbij wordt tevens het EBHP omgezet tot MBA.

De reactie vindt plaats in een, cilindervormige, gepakt bed reactor. Omdat de reactie sterk exotherm is zijn er vijf reactoren in serie geplaatst. Tussen de reactoren wordt gekoeld om de temperatuur in de reactoren onder 170 0 C te houden. De reactoren hebben een diameter van 1.9 m en een lengte van 5.7 m. De katalysator neemt 60 vol

%

in van het totale \---,q..:=---"""-~r-e-ac-torvolume. DIt omt overeen met een hoeveellield 111S102-kata1ysator van16206 . g per

~

Bij een reactietemperatuur van 100 0 C en een druk van 30 bar bedraagt de totale

conversie van EBHP 99

%.

De selectiviteit naar propeenoxide is onder deze omstandigheden 100

%

[30].

(19)

Om deze totale conversie te bereiken worden

in

de verschillende reactoren de volgende

conversies bereikt:

- reactor 1 (R28):

17.5 %

- reactor 2 (R33):

25 .

0 %

- reactor 3 (R37)

:

32.5 %

- reactor 4 (R43):

45.0 %

- reactor 5 (R48):

95.65 %

De drukval over het gepakte bed

kan

berekend worden met behulp van de Ergun relatie:

fpu2 (

~

I

11 .

ÄP=

~

=---

0

c ( ) ()

tj

.

W\

)

t-<- h

~VV"'

4.3 Waarin:

=

~---

de gemiddelde dichtheid in de reactor

(kgjm3) ---

/

/Ic

Cl

Lv

r

~

cC

"L...

_

=

de superficiële snelheid

in

de reactor

(mjs) _ ... ____ .. '-i.. /

=

de deeltjesgrootte van de katalysator (m)

-....

=

de lengte van de reactor (m)

=

constante, die wordt gegeven door:

f=~[1 75+ 150 (1-E)]

E 3 '

Re

4.4

Hieruit volgt dat de drukval over het gepakte

be

~

bedraagt.

Als materiaal voor de reactor wordt 'stainless steel'

18j8

gekozen. De minimale wanddikte van

de cilindrische reactor kan worden berekend met vergelijking 4

.

1. Hierin

i

s de 'design stress'

,

f

,

voor 'stainless steel

'

145 Njrnrn

2

(bij T

=

100

0

C)

.

Dit levert een minimale wanddikte van

de reactor van 21 mm

.

Indien een corrosie factor van 2 mm wordt meegenomen in de

berekening

,

wordt er voor de minimale wanddikte van de reactor een waarde van 23 rnrn

gevonden.

De boven- en onderkant van de reactor hebben een hemisferische struktuur. Er is voor deze

struktuur gekozen, omdat deze struktuur hogere drukken in de reactor kan weerstaan. De

minimale wanddikte van de boven- en onderkant kan berekend worden door de minimale

wanddikte van de reactor te vermenigvuldigen met een factor 0

.

6 .

Dit levert een minimale

wanddikte van de boven- en onderkant van 13.91 mm

.

(20)

cilindrische koperoxide/zinkoxide tabletten. Deze tabletten ZIJn als een gepakt bed in de reactor gestort.

De temperatuur bij de reactorinlaat bedraagt 820

C en de druk bij de inlaat van de reactor bedraagt 81 bar. De molaire verhouding waterstof/ ACP bedraagt bij de voeding ongeveer 5: 1. Zowel ACP (vloeibaar) als waterstof (gas) komen onderin de reactor binnen en stromen naar boven. De conversie van ACP bedraagt bij deze condities dan 28

%

.

De selectiviteit naar MBA is 100

%.

De reactor wordt adiabatisch bedreven aangeZIen de stijging van de temperatuur klein is.

De hoeveelheid katalysator die voor de hydrogenering nodig is, wordt berekend aan de hand van de zogenaamde WHSV ('Weight Hourly Space Velocity'). De WHSV is hier als volgt gedefiniëerd:

WHSV

=

Massastroom

aan ingaande

vloeistof

Gewicht aan katalysator

( 2J

~r-\

-\

'r,r

/

De WHSV moet voor de gewenste conversie en selectiviteit, ongeveer twee bedragen [24]. Met een ingaande vloeistofstroom van 24 kg/s betekent dit, dat een gewicht van 43240 kg

(33.69

m

3

) aan katalysator nodig is. Omdat de porositeit van het gepakte bed 0.40 bedraagt,

zal de reactor een volume van 56 m3 hebben. De reactor heeft een cilindrische vorm en heeft een lengte diameter verhouding van 10. Dit houdt in dat de reactor een diameter van 1.9 m en een lengte van 19.3 m heeft. De druk in de reactor is relatief hoog en daarom wordt gekozen voor hemisferische uiteinden. Het constructie materiaal van de reactor is 'carbon steel' omdat dit een goedkoop materiaal is. De design stress van dit materiaal bij 100 0 C

bedraagt 125 N/mm2. Omdat de temperatuur in de reactor niet boven 500 ~ C komt, zal geen aantasting van het staal door waterstof plaatsvinden. De wanddikte is berekend met vergelijking 4.1 en bedraagt inclusief corrosie factor 69.2 mm. Voor de wanddikte van de hemisferische uiteinden van de reactor wordt de cilindrische wanddikte vermenigvuldigd met een factor 0.6. De waarde voor de wanddikte van de uiteinden wordt dan 41.5 mm.

Met de Ergun relatie (vergelijking 4.3) is de drukval over het gepakte bed uitgerekend. Hieruit volgt een drukval van 0.3 bar. Omdat stroming in de reactor van onder naar boven plaatsvindt, zal er ook een drukval optreden als gevolg van de zwaartekracht. Deze drukval is als volgt te berekenen:

Waarin:

i1P

P

= drukverschil (pa)

=

dichtheid (kg/m3)

(21)

I

\

In

de laatste reactor van het proces w dt het tweedeaukt, styreen, gevormd door

dehydratatie van MBA. De conversie v

MBA

bedraagt~

96% hiervan wordt omgezet

naar het gewenste styreen. Als b' produkten ontstaan het styreen dimeer en

Ct-diëthylbenzeenether. De reactie is

do therm en vindt plaats bij

van 200

0

C en bij

atmosferische druk.

De reactor is een van boven naar nder doorstroomd gepakt bed reactor, die gevuld is met

een alumina (AlzO)) katalysator.

oor het endotherme karakter van de reactie moet, om de

reactie op 200

0 C

te houden 7.31

MW

aan warmte worden toegevoegd

.

Dit geschiedt door

17.7 kg stoom van 40 bar en 410

per seconde door in de reactor aanwezige buizen te laten

stromen. Deze stoom stroomt in buizen met een buiten diameter van 50

mm

en een binnen

diameter van 46

mm van boven naar onder door de reactor en koelt af tot 210

0 C.

De

snelheid van het stoom door de buizen bedraagt 10 mis. De totale warmte

overdrachtscoëfficiënt,

U, bedraagt~50

W m

20 C).

De

berekeninge!!.~ijn

uitgevoerd, zoals die

wordt beschreven in

[7].

(

Z!i~

voor

een duidelijkere beschrijving, de parag

r

aaf

ov

~

warmtewisselaars.

'

-

-In

de reactor bevindt zich 3525 kg katalysator (41.237 kg kat/(m

3

procesmedium/uur)). De

katalysator bezet 60 vol % van de reactor, waardoor het totale volume van de reactor exclusief

verwarmingsbuizen, 2 m

3

bedraagt. Bij een

LID

verhouding van 12 is de diameter van de

reactor 0.6 m en de hoogte 7.1 m. Het totale oppervlak van de verwarmingsbuizen bedraagt

0.16 m

2

waardoor het totale reactor dwarsoppervlak 0.4

m

l

wordt. De drukval in de

verwarmingsbuizen ten gevolge van frictie met de wand is te verwaarlozen.

Wanneer de drukval over de reactor berekend wordt met behulp van vergelijkingen 4.3 en

4.4, blijkt deze 0.74 bar te zijn.

<I>

=

0.0237476 m

3

/s

~

Tl

=

3 .

3258e-4 Pa

.

s

L.n'D=o.

t

b

p

=

1012.9296 kg/m

3

A

-=-Re

=

25.9 _\)

_~ ().l

b

o.OOf-E

= 0.4

_

....

f

=

49.05

:j_l ~rr

De reactor wand is van 'stainless steel' 316 (f

=

120 N/mrnl). Met

vergelijking

4.1 is de

wanddikte bepaald op 2.2

mm (inclusief 2 mrn corrosiefactor), maar volgens

[7]

moet de

minimale wanddikte 3

mm zijn, deze waarde wordt dan ook aangenomen. De uiteinden van

de reactor zijn torispherisch zowel aan de boven als aan de onderkant. De wanddiktes aan de

boven en onder kant bedragen ook 3 mmo Net als bij de zijwand het geval was, is ook hier

de berekende dikte kleiner dan de minimale dikte.

Vv\

~ CA.

kk

TD

r

b

t l.A t'

Ic ~

....",

b'

'-J

.

W ti.

r

L-.A.-

k

pr(j ckt

U·~

J-c

~

\A

'Su.

"'-<-

f\

he

(22)

§

4.2. Pompen

Voor het verpompen van vloeistof mengsels in het proces wordt gebruik gemaakt van centrifugaal pompen.

De hier beschreven centrifugaal pomp brengt de ethylbenzeen recycle stroom op de gewenste druk van 2.3 bar. Het pompvermogen van deze centrifugaal pomp kan berekend worden met behulp van de volgende vergelijking:

p = _cf>_v

_M_

7]p Waarin: p ePv i)p ~p = pompvermogen

(J/h)

= volumestroom (m3

/h)

= pomp efficiency (-)

= drukval over de pomp (pa)

4.6

De efficiency van de pomp wordt met behulp van figuur 10.62 [7] bepaald en heeft bij een volumestroom van 684 m3

fh

een waarde van 0.86.

Het pompvermogen berekend met formule 4.6 bedraagt 140850

kJ/h

,

het pompvermogen berekend met Chemcad 140940

kJ

/ho

De met Chemcad berekende waarde verschilt weinig met de theoretische waarde.

Als constructie materiaal voor deze pomp kan 'carbon steel' gebruikt worden. Dit materiaal is goedkoop en voldoende sterk.

§ 4.3 Compressoren

De hier beschreven compressor brengt de propeenvoeding van 5 bar op een druk van 30 bar. De berekeningen zijn uitgevoerd met behulp van de methode, zoals die wordt beschreven in [7]. Omdat er met een vrij grote volume stroom gewerkt wordt, is er gekozen voor een centrifugale compressor. Voor industriële compressoren wordt uitgegaan van polytropische compressles [7].

De benodigde arbeid bij polytropische compressie kan uitgerekend worden met de volgende formule:

(23)

Waarin:

=

compressibiliteits factor

=

gasconstante

=

8.314 U/molIK)

=

inlaat temperatuur (K)

=

moleculaire massa van het gas (g/mol)

=

begindruk (bar)

=

uitlaat druk (bar)

=

polytropische exponent (-)

De compressibiliteitsfactor Z is een functie van de gereduceerde druk en temperatuur

.

Aflezen uit figuur 3.8 [7], bij Tr

mean =

0.96 en

Pr

mean =

0.38, geeft een Z-waarde van 0.86.

De polytropische temperatuursexponent m

kan

met behulp van de volgende vergelijking

bepaald worden:

m=

Waarin:

=

efficiency van de compressor (-)

=

compressibiliteits functie (-)

= warmte capaciteit van het gasmengsel

U/molfK)

4.8 De efficiency van de compressor kan bepaald worden met behulp van figuur 3.6 [7] en

bedraagt 0.68.

De warmte capaciteit van het gas mengsel bedraagt 103.05 l/mol

K

De compressibiliteits functie X is een functie van de gereduceerde druk en temperatuur.

Aflezen van X uit figuur 3.9 [7] geeft een X-waarde van 0.9.

Invullen van bovenstaande gegevens in

vergelijking

4 .

8 geeft een m-waarde van 0.16.

Met behulp van de volgende vergelijking kan de uitgangs temperatuur bepaald worden:

4.9

(24)

Invullen van bovenstaande gegevens

in

vergelijking 4.10 levert een n-waarde van 1.07.

Omdat X, Y en Z functies zijn van Pr en Tr, moet er een schatting voor de uitgangstemperatuur bepaald worden. Dit wordt gedaan door m met de volgende vergelijking te bepalen:

m

= (y-1)

E

Y

p

c

waarin

:

y

=

p

-c

_p

-R

Met de berekende waarde van m kan T 2 geschat worden.

4.11

4.12

De polytropische arbeid, berekend met behulp van vergelijking 4.7, bedraagt 3974.03 J/mol. De werkelijke arbeid is gelijk aan de poytropische arbeid / Ep = 5844.l6 J/mol.

Het vermogen van de compressor wordt met behulp van de volgende vergelijking bepaald:

P

=

<P

m

W

Waarin: = vermogen van de compressor (kW)

= massastroom door de compressor (kmol/s) = werkelijke arbeid (kJ/krnol)

4.13

Met een gasdebiet van 545.4 kmolfh bedraagt het vermogen van de compressor 885.54 kW. Dit komt redelijk goed overeen met de waarde die Chemcad berekend: 954.7.

Als constructie materiaal voor de compressor kan 'carbon steel' gebruikt worden.

De compressor berekeningen zijn weergegeven

in

bijlage 3.

§ 4.4. Expanders

De berekening aan de expander zijn analoog aan die van de compressor. De berekende compressor brengt de propeenoxide produktstroom van 20.5 naar 5 bar. De inlaat-temperatuur in deze expander bedraagt 154 0 C. Bij een gereduceerde- druk en temperatuur van

(25)

Voor de expander kan eveneens 'carbon steel' als constructie materiaal gebruikt worden.

De expander berekeningen zijn weergegeven

in

bijlage 4

.

§

4 .

5. Warmtewisselaars

Het ontwerp van de warmtewisselaars is een iteratieve methode. De berekeningen van de

warmtewisselaars zijn uitgevoerd volgens de methode, zoals vermeld staat

in

[7]. Als

voorbeeld is de berekening van de warmtewisselaar H26 hieronder uitgevoerd.

Als materiaal voor de warmtewisselaar wordt 'stainless steel' (18/8) gekozen, omdat dit

materiaal de grootste resistentie bezit tegen corrosie.

Om een warmtewisselaar te ontwerpen zijn de volgende stroomeigenschappen nodig:

Tabel 4.1. Stroomeigenschappen.

1 I1

Koelwater stroom

1

Te koelen stroom

I

Tin [0 C]

20

238.5 Tuit [0

C]

191

100 'Tl [pa*s]

2 .

64*10-4

3.54*10-1

p [kg/m

3]

994

741 Cp

[Jjkg/K]

4227

2838

k [W/m/K]

---

_0.106

De grootte

van

de te koelen stroom bedraagt 102681 kgjh. De hoeveelheid warmte die moet

worden overgedragen om de gewenste koeling te bereiken kan worden berekend met behulp

van onderstaande vergelijking.

Q

=cb·c·D.7

_{. m} _p

4.14 Hieruit volgt:

Q

=

11247 kW

De hiervoor benodigde hoeveelheid koelwater kan berekend worden door:

Q

(26)

temperatuur verschil

D.

T_lmberekend worden.

Waarin: = de ingangstemperatuur van de stroom in de mantel (0 C)

= de uitgangsternperatuur van de stroom in de mante (0 C) = de ingangstemperatuur van de stroom in de buis CO C)

= de uitgangstemperatuur van de stroom in de buis (0 C)

Dit levert /:; T_lm= 62.3 ° C

Het gemiddelde temperatuursverschil kan nu berekend worden met behulp van:

t:.T _m

=

F ·t:.r _t _lm

4.16

4.17 Voor de grafische bepaling van de temperatuur correctie factor

Ft

(fig. 12.19 [7]) moeten de verhoudingen R en S bepaald worden, die door de volgende vergelijkingen worden gegeven.

R= ~-T;

t 2-t l 4.18

s= t 2-t 1

~-tl 4.19

Met de gebruikte temperaturen worden deze verhoudingen respectievelijk: R

=

0.8 en S

=

0.8. Hieruit volgt:

Ft

=

0.75 en /:;T_m

=

46.7

0c.

Een beginschatting voor de totale warmte overdrachtscoëfficiënt U kan grafisch worden bepaald (figuur 12.1 [7]). Er blijkt dat U_schat

=

400 W/m2

tc.

--Uil de onders-rnande-vergetijkingicarrvervolgens-het-benccl-i-gde-warmt-e-uitwisselenè-Bl3f'ePl-l-ak

-worden berekend.

(27)

--- - - - -- - - -- -- - - -- - -- - - . ,

Voor de buizen worden de volgende afmetingen genomen:

- binnendiameter

- buitendiameter

- lengte

=

16 mm

=

20mm

=

4.83 m

Hieruit volgt voor het oppervlak van één buis: Abu

i

s

=

0.30 m

2

Er moeten dus

Nt

=

A/A

buis =

1984 buizen gebruikt worden om de gewenste koeling te

bereiken.

De bundel diameter

kan

berekend worden met behulp van:

N

...!..

Db

=

doe

l;)

fl,

1

waarbij

Kl

en n

_l

uit tabel 12.4 [7] kunnen worden gehaald.

4.21 Wanneer er gekozen wordt voor een warmtewisselaar (driehoekige 'pitch') met twee

shell-passes en vier 'tube-shell-passes', volgt hieruit

:

Kl =

0.175 n

l =

2.285 Zodat er voor de bundeldiameter gevonden wordt: Db

= 1

.

19 m

Wanneer er voor een 'splitring floating head' met een vrije ruimte tussen de mantel en de

bundel van 0.078 m wordt gekozen levert dit

v

oor de manteldiameter (figuur 12.10 [7] ):

- D

s

=

1.27 m

De inwendige warmte overdrachtscoëfficiënt van het koelwater wordt gegev

e

n door:

0, 8

_ Ut

h

j

= 4200 ( 1

,

3)

+

0, 02

1)

----0:;-d

_j'

-Waarin:

= de snelheid van het koelwater

(mis)

= de gemiddelde temperatuur van het koelwater

CO C)

Hieruit volgt dat h

_i=

1961

W/m

2

t

c.

4 .

22 Voor de berekening van de 'shell-side' warmte overdrachtscoëfficiënt moeten eerst een aantal

andere grootheden worden berekend. Allereerst moet de dwarsdoorsnede van de mantel A

s

(28)

Invullen van de verschillende waarden

in

vergelijking 4.23 levert: As = 0.129 m2.

Om het Reynolds-getal uit te rekenen moet eerst de equivalente diameter bepaald worden, met behulp van de volgend vergelijking:

d

= 1, 10 ( 2_0 917

d

2₎

e

d

P t ,

0

o

4.24 De waarden voor het Reynolds-getal en het Prandt-getal zijn respectievelijk (met jh = 0.0061

(figuur 12.29 [7]): - Re = 8900 - Pr = 9.44

Het Nusselt getal kan berekend worden met behulp van de onderstaande vergelijking:

M=Jh'Re'Pr 1/3.( ...22.)0

.14

7]w

Wanneer de viscositeitscorrectie verwaarloosd wordt volgt hieruit, dat Nu

=

115. Nu kan de 'shell-side' warmte-overdrachtscoëficiënt berekend worden uit:

Nu·k

hs

=

d

f e

Het blijkt dat hs = 860

W/m

2

t

C.

4.25

4.26

Het gemiddelde temperatuurverschil over alle weerstanden is gedefinieerd als het verschil tussen de gemiddelde temperatuur in de mantel en de gemiddelde temperatuur in de buizen: t6.T

=

169.2 - 105.5

=

63.7

°

c.

Het gemiddelde temperatuurverschil over de organische film is gelijk aan:

4.27 et gemIddelde temperatuurversc over e orgarusc e 1 m wordtruermee: T mean = 9~C:

De gemiddelde wandtemperatuur kan berekend worden met: T w

=

t6. T - T mean' Hiermee wordt

Tw

=

169.2 - 29.6

=

139.6 0 C.

(29)

- ---- - - -- - - .

Er blijkt dat: F'1

=

0.96. Dit is niet te verwaarlozen, zodat het Nusselt getal en de warmte overdrachtscoëfficiënt in de

mantel gecorrigeerd moeten worden. Na correctie worden het Nusselt getal en de IsheU-side

l

warmte overdrachtscoëfficiënt:

Nu

=

111

~ =

828 De totale warmte overdrachtscoëfficiënt wordt gegeven door:

1 ~

Waarin:

=

5000

W/m

2

fK

=

5000 W/m

2

/K

=

16 W/m/K

Hieruit volgt dat

U

_o

=

411 W/m

2

t

C. De drukval ovèr de buis

kan

beschreven worden door onderstaande vergelijking:

?

!lP

(

N'[ 8j

_p

'

_f

.~.(.!l..)

d

-0. 14 +7

-,

5]' P'u;

7

i T] w

-4.29

4.30 De waarde

van

jf kan grafisch bepaald worden (figuur 12.24 [7])

.

Voor Re

=

9440 levert dit:

jf

=

0.0049

.

Er blijkt nu dat:

~Pt

= 3.54 . 10.

3

bar.

De drukval over de mantel kan beschreven worden met:

?

D

L

P'u-Ms

=

8j

f·-.!.·- , _ _

s .(

.!l..) -0, 14

De

JB 2 T]w

4 .

31 Om de waarde voor de drukval over de mantel te bepalen moet eerst de stromingssnelheid

in de mantel worden berekend:

Us =

0.30 mIs.

Grafische bepaling van jf (figuur 12

.

30 [7]) levert bij Re

= 8900: jf = 0.072.

Hiermee wordt de drukval over de mantel:

~Ps =

0.16 bar.

(30)

§ 4.6. Condensors

Het ontwerp van de condensor verloopt vrijwel analoog aan het hiervoor beschreven ontwerp van de warmtewisselaar. Er wordt hier gekozen voor horizontale condensors.

Enkele formules, waarbij het ontwerp afwijkt van het ontwerp van de warmtewisselaars, zijn hieronder gegeven. Tevens zijn hieronder de uitkomsten van de berekening van een condensor uit de oxidatie reactorsectie gegeven.

De hoeveelheid warmte, die van de damp moet worden verwijderd, kan berekend worden aan de hand van onderstaande vergelijking:

Q

=

4>

vap ( H..ap - 40nd )

Waarin: = het massadebiet van de te condenseren damp (kg/s)

= de enthalpie van de te condenseren damp (J/kg)

= de enthalpie van het condensaat (J/kg)

het aantal buizen in 'centre row' N/ kan berekend worden met behulp van:

N

=

Db

r

p

{

De gemiddelde shell- en tube-side temperaturen worden als volgt berekend:

~

=

T.,+7;

2

T,

ti

+

t 2

2

De wandtemperatuur kan met behulp van onderstaande vergelijking worden berekend:

T~-rtJ

-T

w =

Ts _sh={

-C 4.32 4.33 4.34 4.35 4.36 Hierin worden zowel voor U als voor he schattingen gebruikt. De benodigde fysische grootheden worden bepaald bij de gemiddelde temperatuur tussen de gemiddelde 'shell-side'

(31)

r

<Pc

h = L.N t

Waarin:

Uit deze vergelijking volgt dat he W/m2

;oC.

1067 W/m2

;o

C. Er was aangenomen dat he

4.38

4.39

4.40

1070

Analoog aan het ontwerp van de warmtewisselaars kunnen nu de totale warmte overdrachtscoëfficiënt en de drukval over respectievelijk de buis en de mantel worden berekend. Er blijkt dat:

- U

=

605 W/m2/K - !::.p[ = 0.42 bar

- !::.P_s

=

7.4 . 10-3 _bar

Een uitgebreide berekening van een condensor uit de oxidatie reactorsectie is gegeven in bijlage 6.

§

4.7. Destillatiekolommen.

Voor het ontwerpen van de destillatiekolom, die het ethylbenzeen afscheidt van de stroom afkomstig uit de oxidatiereactor, is de volgende procedure uitgevoerd.

Berekenin2: van het aantal schotels

Het aantal schotels dat in theorie nodig is om de verschillende destillaties te bewerkstelligen is berekend m.b.v. het computerprogramma Chemcad. Voor elke toren is eerst een shortcut berekening uitgevoerd om tot een schatting te komen voor het aantal benodigde schotels. Om het aantal schotels te berekenen dat in praktijk nodig is, moet een waarde gevonden worden voor de zogenaamde kolom efficiëntie. Deze kolom efficiëntie kan op twee manieren bepaald worden:

(32)

Omdat gegevens over kolomefficiënties van gelijksoortige kolommen niet voorhanden zijn,

moet een schatting gemaakt worden met een empirische relatie. Gekozen is

voor

de relatie

van O'Connel1:

Waarin:

_EcO'

IX LK.a ~a

Kolomdiameter

4.41

=

kolom efficiëntie

(%)

=

gemiddelde relatieve vluchtigheid van de lichte key component (-)

=

gemiddeld viscositeit van de vloeistoffase (mPa

.

s)

*

Als eerste wordt een schatting voor de schotelafstand gemaakt. Deze schotelafstand in eerste

instantie op 0,5 m gesteld.

*

Vervolgens wordt de vloeistofjdampstroom factor, F

_{LV '}

uitgerekend volgens:

F

=

Lw

~

Pv

LV V

P

w L

waann:

=

massastroom aan vloeistof

(kgjs)

=

massastroom aan damp

(kgjs) =

dichtheid damp

(kgjm3)

=

dichtheid vloeistof

(kgjm3)

4.42 Hiermee kan de zogenaamde 'flooding

velocity'

worden berekend. Deze

wordt

gegeven door:

4.43 De factor Kl' die in deze vergelijking voorkomt, kan met behulp van figuur 11.27 [7J worden

epaa

.

anneer ec

-

ter oe oppervhrktespannirrg-van

-

de yl.eei-stof-eeIHlnàere waa-f<kHl€-eft Gan

-0.02 Njm,

dient Kl gecorrigeerd te worden met de volgende formule:

(33)

,./..,

1J

massa V

'Pvolume • V =

P

v

₃₆₀₀

*

Met deze volumestroom wordt het netto oppervlak van een schotel uitgerekend via:

~

=

1J

volu;:e • V

U

4.46

4.47 *

Als eerste schatting voor het

'downcomer'

oppervlak kan 12

%

van het totale

schoteloppervlak worden genomen. Dit betekent dat het dwarsoppervlak van de kolom, Ac,

als volgt berekend kan worden:

Daaruit

volgt voor

de kolomdiameter, Dc:

R

'Ac

D c = . - -_

J/

Profiel van de vloeistofstroom

*

De maximale vloeistof

volumestroom

kan als

volgt

berekend

worden:

cp

volume • L

=

1J

ma5S3 • L

P

V 3600

4.48

4.49

4.50 Met behulp van fig 11.28 [7] kan

een

keuze

gemaakt

worden omtrent het

arrangement van

de

vloeistofstroom op de plaat. Gekozen kan

worden voor een 'single

pass',

'reverse

flow'

of

'double

pass'.

Zeefplaat ontwerp

*

Schattingen zijn nu

gevonden voor:

Kolomdiameter:

Kolomoppervlak:

Downcomeroppervlak:

Dc

Ac

Ad

(34)

Een eerste schatting voor het totaal oppervlak aan 'holes' is 10% van het actieve oppervlak.

'Hole' oppervlak:

*

Vervolgens dient een schatting gemaakt te worden voor de lengte en de hoogte van de

overlooprand. Voor de lengte van de overlooprand wordt meestal een waarde genomen van

77% van de kolomdiameter. Dit komt overeen met een dwarsoppervlak van de valpijp van

12%. Voor de overlooprand hoogte wordt een grootte van 50 mm aangenomen.

*

Een waarde voor de 'hole' diameter varieert meestal van 2.5 tot 12

mm

o

Gekozen wordt

voor een waarde van 5

mmo

*

Typische plaatdiktes die gebruikt worden zijn 5 mm ('carbon steel') en 3mm ('stainless

steel').

*

Als het oppervlak, dat beschikbaar is voor perforaties (A

p),

bekend is,

kan

de fractie aan

'hole' oppervlak van het geperforeerde oppervlak bepaald worden:

AJ

Ap

.

De afstand tussen de middelpunten van de 'holes', de zogenaamde 'hole pitch', mag niet lager

zijn dan 2 maal de diameter van een 'hole'. Een normale waarde voor de 'hole pitch' is 2

.

5 tot

4 maal de diameter van een 'hole'. De verhouding van 'hole' diameter tot 'hole pitch' wordt

v

oor een driehoekvormig gatenpatroon gegeven door:

Waarin:

d

_h=

'hole' diameter

l

p

=

'hole pitch'

4.51 Het aantal 'holes' op een zeefplaat wordt nu berekend door het totale 'hole

'

oppervlak te delen

door het oppervlak van één 'hole'

;

Aantal / holes /

=

4.

Ah

?

71. db