Fabrieksontwerp voor de bereiding van isopropanol

Verslag behorende

bij het /fabrieksvoorontwerp

ván

.. C .. A ... Hol.tkam.p .. en .. W-•••• Ro.o.s ...•....

,

...

,

onderwerp:

... he:r..eiding.:~an .. i.s.a~x.a.pa.nol ... , ... , .. .

opdrachtdatum:

:17-8-'71

verslagdaturrl:

]i' ABRIEKSV 0lra.ONTHERP ===================

VOOR DE BEREIDING VAN ===================== I SO?:ROPAI'WL =========== ( 1 _., 1

~ Samenvatting ----------------- DLZ~ II Inl eidi ng - ------------------- ------

--A)

industr iêle produktiew~jzen

B)

t oepassi ngen i sopropanol

C)

kapacitei t

III Uit gangs punt en voor het ontwerp --- ---------------- ~

IV

V

A)

stof stromen

B)

druk en t emperatuur

C)

katalysator

Procesbeschrijving -------------------

---A)

:

samenva -ct ing

B)

reakt ies ect ie

C)

opwerksect;ie

Motivering Keuze en berekening van apparatuur ---

--A)

reakt;iesectie

B)

opwerksectie

..

" é ? o 10 VI Konsekwenties van gevolgde bedr ijfsvoering ---- 1~

A) nevenprodukt;en

B)

spui I : )

C)

druk aflaten

VII Massa en warm~eba~ans

VIII Appara"cenl ijst ---- --------- 1ó IX X

XI

Kostnrijsberekening A) investeringen B) kostprijs O~)lnerlcingen - --- --- --- --- - ------ -- - - -- - .,.--Syrnbolenlijst ---- ----

--17

_/ (.1 ic.! 20 XII Li teratuurli jst ------ 2d

Bijlage _{I - -- - - - -} -Bijlage II 25 Bijlage III

2

6

Bijlage IV 20 Bi~lage V --- JO Bijlage Vl 31 ~ijlage VII-A

32

VII-B Bijlage VIII r _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ Bijlage IX Bijlage X Bijlage '\' (1-.A.L Bijlage XII Bijl&ge XIII Bijlage XIV Bijlage XV

Bijgevoegd zijn

7

losse bladen bevattende: 1 flowsheet reaktiesectie

1 flowsheet opwerksectie

1 massa en warmtebalans reak~iesectie 1 massa en warmtebalans opwerksectie

3

gespecificeerde massa en warm~ebalansen

I SAIvIENVATTING ============

Onderstaande is een verslag van een voorontwerp voor een isopropanolfabriek met een ,.;:--,' ... -. r-. -: t ei

-c

va:!:l 150.000 ton.

Ui~gegaan wordt van een gasfasehydr&~ct~ie van p~opeGn over een f osforzure katalysator, bU een temperatuur van 250·C en een druk van 26 ata.

Bij stoechiometrische verhouding wordt een conversie ~e~ pass van 3,22 Mol% bereikt en een overall-renQemen~ V&~

99,4

Mol%, betrokken op wa~er, of 91,5 Mol%, be~rO~Ken o~

propeen.

Aan nevenprodukten wordt er 1576 ton per jaar geprodu -ceerd in de vorm van n-propanol, aceton en di- i sopropyl -ether.

Met deze fabriek is een i nvestering gemoeia van circa 27 miljoen gulden.

De kostprijs wordt berekend op 293 gulden per t on iso-propanol.

II INLEIDING =========

A) INDUSTRIELB PRODUKTIEHIJZEN 1. zwavelzuurproces

Dit proces werkt met geconcen~reerd zwavelzuur als katalysator voor de hydratatie.

2. gasfase- of gemengde fase hydratatie

Dit proces werkt met een met zuur geïmpregneerde vaste katalysator.

De tweede methode maakt de laatste tijd veel opgang doordat de corrosieproblemen aanmerkelijk geringer zijn en bovendien minder vervuilende nevenprodukten ontstaan. Op deze gronden wordt gekozen voor de gasfasehydratatie met name het VEBA-proces.

B) TOEPASSINGSGEBI ED VAN ISOPROPANOL

Circa 60~ van de geproduceerde isopropanol wordt als grondstof voor de aceton fabricage gebruikt.

De r est vindt toepassing- als chemicalie of oplosmiddel. De produktiehoeveelheid en produktiewijze van isopropa-nol is dus sterk afhankeljjk van mor;elijk alternatieve produktiernethodes van aceton.

Op het ogenblik speelt met name het cumeenproces als a l ternatief voor de aceton produktie een belangrijke rol. In dit proces ontstaat aceton als nevenprodukt van fenol. De fenolmarkt bepaalt dus mede de concur-rentiemogelijkheden van op deze lhjze g-eproduceerde

aceton. Echter de fenolprjjs is gebonden aan een minimum van 125$ per ton, dat bepaald wordt

_.

door een andere bereidingswijze van fenol. liet blijkt nu dat wanneer de fenolprijs zou zakken tot 125$ per ton, de acetonprijs

via de cumeen rou te tot op het zelïde niveau zal ~ als de acetonprijs via het VEBA-proces. ( ~ie bijlage I )

Mede op grond hiervan wordt gekozen voor het VEBA-proces.

c)

K_A_P_I_\.C_'I_TI_';I_T

De huidige jaarkapaciteit aan isopropanol in west

-Europa bedraagt on,u,-eveer 500.000 ton. Geschat lvord t dat de vraag in

1976

geste~en zal zijn tot ongeveer 800.000 ton per jaar. De jaar~ijkse groei wordt dan dus 60.000 ton.

-2-Op het ogenblik zijn er geen p~annen tot bOCl'.v va~'1.

nieuwe gro~e isopropanolfabrieken.

Rekening houdend me~ een o~twerp- en bouw~td v~a circa twee jaar, l~~t een kapaciteit van 150.000 to~

per jaar verantwoord voor een nu te ontwerpen ~a~~·ia~.

I I I UITGJ\.l\;"GSPUNT':;N VOOrt ONT\vSH.P ===========================

A) STOFS':rr-W:v[EN

De uitgangsstoffen zijn propeen en water.

Voor propeen ;2'eldt een zL:'lverheid van 9S'~ó ;·ol.~:":; 'l vo or het geder:1ir:..erali s eerde "ia -e er 1 GO ?':ol. ;.; .

Gedemineraliseerd wa~er worri~ georui~t i.v.n:. arze~-tingen in warmtewisselaar e.d.

Deze hoge zui ver:neden garal1.d.ere~1 :üillima..Le 3IJûis tro: .. "'~· .•

De produKtzuiverheid is

99,9

Nol .~.

Als hulpstof bij de azeotrope des~illatie wordt ~e~~cc~ ge'oruikt, ""\V"aarva:1. een geringe hoeveelüeid ~e~:.;:e":s

aangevuld moet worden. De zuiverheid hiervan wor~t 09 100 Mol.~ gesteld.

Het reaktiemengsel word-c s"toechiometrisch gekoze:i.

Uit vergelij~ing, bij verschillende reak"tantverhoudiLee~j

van de kapitaalskosten van de gasaosorptie~olom e~

de bedrijfskosten van de eers~e destillatie~olom bl~~t een molaire verhouding water-propeen van

0,5

tot 1,0 de meest gunstige te zjjn, ( zie bijlage 15 ).

B) DRUK EN TEMPERATUUR

Deze worden zodanig gekozen dat, rekening houdende met de grenzen voor de verwezelijking van een ~

as-faseproces, de hoeveelheden gevormde nevenprodukten zo gering mogelijk zijn. ( l~t.l )

Dit resulteert in een reaktietemperatuur van 250·C en een druk van

26

ata.

Onder deze omstandi~heden wordt verondersteld dat volledige evenwichtsinstelling wordt bereikt.

KATALYSATOr{

Hiervoor wordt een bentonithoudende kraakkatalysator gebruikt , die geïmpregneerd is met fosforzuur .

( l i t • 1 ,2 ). Uitgegaan wordt van een levensduur van de katalysator van ~~n jaar, inhoudende 8000 uur. Het mechanisme van de reaktie is een door Lewis-zuur gekatalyseerde additiereaktie.

A)

SAMENVATTING

Na compressie van de reaktanten en ,,,armte,,,isseling met de produkten, vindt in een autotherme reaktor de reaktie plaats. Na afkoeling en afsplitsing van de gevormde vloeistof, wordt het gas gewassen, waarna het gerecirculeerd wordt. De bijeen gevoegde vloei-stoffen worden in de opwerksektie onderworpen aan azeotrope destillatie na concentratie door destil-latie.

-4-B)

REAKTIESEKTIE

Het in de reaktor in te voeren mengsel wordt gevorm<l uit de volgende stromen;

recycle; Het uitgewassen recycle gas wordt bij 70'C

via een turbocompressor ( app.l ) aan het

reaktantenmengsel toegevoegd.

propeen: Het verse vloeibare propeen wordt betrokken

uit een opslagtank. Het heeft dan een druk

van 20 ata. en een temperatuur van 28·c .

D.m.v. een centrifugaalpomp ( app.2 ) wordt het in het systeem gebracht.

water Het gedemineraliseerde water van 2S'C worat

via een centrifugaalpomp ( apP.J ) in het

systeem gebracht.

Na bijeen voegen van de reaktanten en de recycle , i~ uw

temperatuur 60'c, Het propeen is gedeeltelijk vloeiua~r. In de warmte,,,iss elaar ( a pp. 4 ) worden deze s troillCl.i. -':'û-;:;

A 22S'C opgewarmd, waarbij een gedeelte van het water n0C

vloeibaar is. Na passeren van een verhitter ( ap~~ 5 is de temperatuur gestegen tot 2J7'C. In de autotherd,0

---reaktor ( app.6 stijg~ de temperatuur t.g.v. de r8~Kti8

-

./'---warmte verder tot 2S0'C, Na reaktie bij 2S0'C en afkoe

-ling van de produkten tot 70'C, wordt het gas-vloeis~o~

mengsel gesplitst. Het gas wordt in tegenstroom me~

water gewassen ( app.7 ) bij een temperatuur van 70·C.

De vloeistof wordt, na samenvoeging met het waswater,

geëxpandeerd tot 1 ata. en via een opslagvat ( app.b )

naar de opwerksektie getransporteerd.

Van het gewassen gas wordt een gedeelte gespuid ter

v

C) OPWERKSEKTIE

Na concentratie van de waterige isopropanol oplossing,

in de eerste destillatiekolom ( apP.9 ), tot een vrij

-wel azeotrope samenstelling, wordt deze onderworpen aan azeotrope destillatie m.b.v. benzeen in de tweede destillatiekolom ( app.l0 ). Het bodemprodukt is dan

zuiver is opropanol. lIet topprodukt , met een vrij'vel ternaire azeotrope samenstelling, wordt bij 25·C in

een scheider ( app.l1 ) ontmengd in een benzeenrijke-en ebenzeenrijke-en waterrijke laag. Eerst genoemde laag wordt boven

in de tweede kolom terug gevoerd. De waterrijke laag

wordt door destillatie in de derde kolom ( app.12 ) gescheiden in een topprodukt, met vrijwel ternaire

azeotrope samenstelling, dat ook naar de scheider

wordt gevoerd, en een bodemprodukt, bestaande uit een

waterige isopropanol oplossing. Deze oplossing dient

als voeding voor de vierde destillatiekolom ( app. 1J

Het topprodukt hiervan wordt aan de voeding van de

tweede kolom toegevoegd. Het bodemprodukt bestaat uit

zuiver water.

MOTIVERING KEUZE EN BEREKENING VAN APPARATUUR

--- --A) REAKTIESEKTIE

_/'

1. Compressor en Pompen /

LA.

/

..

,A

,I\~~

~

/

fi·

'

î - /

/

c

U,v'" \)

De vermogens worden berekend met

d~ormules;

P - P / t)

as - eff ~tot en P eff =

tv

.

A

P

De resultaten hiervan zijn vermeld in de navolgende

tabel.

6-,

propeen ,.,rat er recycle

~v

2,tl2

lis 45)';30 lis 4170 lis

~)

6

a~ 25 ata 4 ata (geschat)

0,5 0,5 U,S I

~lot L " , .

P

3,4

kW

24'1

kl{

₃₃₃₀

1<. Iv _).:iJ. rw.J ~

as

type c en t r i f'ugaa.lpomp turbocompressor

De type-keuze is ontleend aan l i t . 3

2. Reaktor

Daar het een evenwichtsreaktie betreft, waarvan de

ligging sterk tempera tuur afh~nkelijk is ( zie bjjlage 2 ) wordt gekozen voor een~autotherme reaktor. Een homogene

---temperatuurverdeling in het katalysatorbed wordt hier-mede zo goed mogelijk gewaarborgd.

De reaktie-enthalpie wordt berekend op -12,90 kcal/Mol ( zie bijlage 3 ). Er van uitgaande dat alle reaktie

-warmte ten goede komt aan. de opwarming van de reaktanten, wordt hiermee de ingangstemperatuur van de reaktanten

op 237·C berekend. ( De gebruikte C -waarden, alsmede

p

de te gebruiken waarden bij de overige apparaten, zijn

vermeld in bijlage 4 ).

Bij aanname van een GHSV van 700, en een bedporositei-c van de katalysator van 40% is het benodigde katalysator-volume 70 m3 •

Uit;

~w=

1138.3600 kcal/uur

AT = 6,5·C ( bij lineair temperatuur verloop in

gem de buizen )

Ct

_{U =}

₅

_{BTU/hr.s~inch.·F ( l i t . 4 )}

, r

-volgt via ift. = U.A.AT een warmtewisselend oppervlak A

2 ~,.,r gem

van 170 m • Dit oppervlak wordt in de reaktor ingebouwd door plaatsing van een aantal buizen in het katalysator-bed. De stroomrichting in de buizen is tegengesteld aan die in het katalysatorbed.

r;

B:ij keuze van 2" p:ijp resulteert een totaal onder te brengen volume van 72,6 m3 .

Drie parallel geplaatste reaktoren hebben dan de

volgende afmetingen;

3.

Warmtewisselaar hoogte diameter aantal 2" p:ijpen 8 111 2 m 37

De reaktieprodukten worden van 250'C tot 70'C afgekoeld. De temperatuur van deze uitgaande stroom wordt zo laag

mogelijk gekozen, opdat de evenwichtsconcentratie van isopropanol in het te wassen gas zo klein mogel:ijk is.

De temperatuur mag echter in geen geval tot 62'C dalen

omdat propeen dan condenseert.

Bij afkoeling van de reaktieprodukten komt 40640,32 kcal

per seconde vrij, waarmee de reaktanten van 62 'C tot 22S·C

worden opgewarmd.

Met AT =~.c schatting)

gem '--..."--2 "

U

=

110 kcal/uur.m ,'C (schatting 1I1.b.v, l i t .:,

2

resulteert een uitwisselend oppervlak van 200 III •

B:ij keuze van 1" pijp voor een wisselaar met twee shell -passes en vier tube--passes leidt dit tot;

een pijpvolume van 2 m

3

een volume buiten de pijpen van: 4 m

3

en de volgende afmetingen; lengte

6

m

diameter 1 , 10 m

aantal 1 " pijpen 370

De reaktanten stromen door de buizen, zodat condensatie

van de produkten op de pijpen kan plaats vinden.

4.

Verhitter

De verhitter is nodig om het nog gedeeltelijk vloeibare

water van 22S'C te verdampen, alvorens het de reaktor in gaat. Daarnaast worden de reaktanten verder opgewarmd

Er wordt hierbij verondersteld dat de toegepaste

kata-lysator alleen geschikt is voor een gasfase hydratatie. Met het verdampen en op"larrnen is een hoeveelheid warmte gemoeid van 4185,72 kcal/sec. Dit vereist 588 MoL/sec.

stoom van 250·C en 40 bar overdruk.

5. Gasabsorptiekolom

De uit de warmtewisselaar tredende produktstroom splitst

zich in een gasstroom en een vloeistofstroom.

Het isopropanol verdeelt zich als volgt over beide

stromen; vloeistof: 68,04 MoL/sec. isopropanol op

gas

2718,24 MoL/sec. vloeistof

20,16 MoL/sec. isopropanol op 2670,36 MoL/sec. gas

Voor de berekening hiervan zie bijlage 5.

Het isopropanol in het gas wordt voor 99 Mol%

uitge-wassen in tegenstroom met water van 70·C in een

schotel-kolom.

In dit geval wordt de verdeling van het isopropanol

tussen gas en vloeistof onafhankelijk van de concentratie verondersteld, zodat de evenwichtslijn bij 70·C· recht is.

De ligging is hiermee volledig bepaald.

De werklijn ligt vast door enerzijds de

uitgangsconcentra-ti& van het gas en de ingangsconcentratie van de

vloei-stof en anderszijds de helling, die bepaald wordt door L/G de vloeistof-gas verhouding. Door keuze van L wordt

via de grafische methode van Mc.Cabe-Thiele het aantal

schotels bepaald, ( zie bijlage 6 ). Gekozen wordt voor

een L van 896 MOl/sec., wat resulteert in 20 praktische

schotels. Bij een gassnelheid van

1,5

m/sec. in de kolom worden de afmetingen; hoogte 15 m

diameter: 1,85 m

,.

-9-B) OP1vERKSEKTIE

Voor de berekening van de vier destillatiekolommen geldt:

Uit het aantal theoretische kontaktplaatsen wordt m.b .v. het overall rendement E het aantal praktische schotels

o

bepaald.

De dampsnelheid in m/sec. is gelijk aan de schotelafstand in meters.

De molenstromen door de kolommen zijn constant.

M.b.v. de q-waarde wordt het grootste gasdebiet gevonden

waarop,bij de aangenomen gassnelheid, de diameter van de

kolom wordt gebaseerd.

Uit de verdampingswarmte aan de bodem van de kolom en de condensatiewarmte aan de top, worden, m.b.v. de reflux waarde R, de benodigde hoeveelheden lage druk stoom

( 14S·c

en

3

bar overdruk) en koelwater bepaald.

De resultaten zijn vermeld in de tabel onder punt

6.

1. Eerste destillatiekolom

Het aantal theoretische kontaktplaatsen van deze kolom wordt bepaald via de Lewis-Matheson methode m.b.v. het rekentuig. Het rekenprogramma en de resul-taten zijn bijgevoegd.

De topprodukt samenstelling wordt dicht tegen de azeotrope samenstelling aan genomen, daar zodoende

31":

de geringste hoeveelheid water door de verdere op-werkingsapparatuur geleid wordt, wat kosten besparend werkt.

Een grote bodemprodukt zuiverheid is bereikbaar door gunstige ligging van het vloeistof-damp evenwicht.

2. Tweede destillatiekolom

Om voorbij het azeotropisch punt te komen, zijn er twee

methodes; a. Destillatie bij verlaagde druk.

Deze methode is niet praktisch wegens het grote aantal benodigde schotels en de hoge energie kosten.

b. Azeotrope destillatie m.b.v. een derde stof. Hiervoor komen in aanmerking;

di-isopropyl-ether, cyclohexaan, benzeen, methyl-ethyl-keton en isopropylacetaat -ed.

Deze s~offen vormen een ternaire azeotroop die een lager kookpunt heeft dan de binaire en die de eigenschap heeft om bij lagere temperatuur te ontmengen.

Gekozen wordt voor benzeen.

Voor de berekening van het aantal schotels wordt de kolom

verdeeld in een gedeelte boven de voedingsplaats en een

gedeelte onder de voedingsplaats. In het eerste gedeelte

wordt de scheiding beschouwd als een ternaire

azeotroop-isopropanol sCheiding, in het tweede gedeelte als een

isopropanol-benzeen scheiding.

M.b.v. de Van Laar vergelijkingen voor het binaire systeem

ternaire azeotroop-isopropanol worden de vluchtigheden

uitgerekend bij verschillende concentraties. De hiervoor

benodigde temperatuur afhankelijkheid van de dampspanning

van de ternaire azeotroop, wordt verkregen uit een log P

-1/T

diagram van de samenstellende stoffen ( zie bijlage 7A).

De voeding voor dit systeem bestaat voor

73%

uit molen

met een ternaire azeotrope samenstelling, het topprodukt

voor

9.5%.

Via de methode van Mc Cabe-Thiele wordt nu het

aantal theoretische kontaktplaatsen berekend,

( zie bijlage

7

_E ).

-11-Onder de voedingsplaats wordt het aantal theoretische

kontaktplaatsen m.b.v. een X/Y-diagram ( lito 6 )

be-paald .( zie bijlage 8 ), eveneens via de methode van

Mc Cabe-Thiele.

De zuiverheid van het bodemprodukt, isopropanol, wordt

99,9

Mol% genomen. De verontreiniging erin is grotendeels

benzeen.

Om het aantal schotels aan de top enigszins te beperken,

wordt de zuiverheid niet meer dan de genoemde 95% genomen .

3.

Scheider

In de scheider verdeelt zich de vloeistof, bij 25·C, in

een waterrijke- en een benzeenrijke laag in de molen

ver-houding 3 : 2. ( zie bijlage 10 ).

De benzeenrijke laag bevat: 62,6% benzeen

20,J~ isopropanol

17,1% water

De waterrijke laag bevat

4.

Derde destillatiekolom

46,7% benzeen

16,3% isopropanol

37,0% water

De destillatie boven de voedingsplaats wordt opgevat als

een ternaire azeotroop-water scheiding. Op analoge wijze

als bij de tweede kolom wordt hier het aantal theoretische

kontaktplaatsen bepaald, ( zie bijlage 9 ). Mede i.v.m. een

topprodukt zuiverheid van 95% in de tweede kolom, wordt

ook hier een top zuiverheid van

95%

genomen.

Beneden de voedingsplaats wordt de destillatie opgevat

als een isopropanol/water ( x_ipa= 0,31 ) - benzeen

schei-ding, tot een benzeen gehalte van 11 Mol%. Vanaf deze

waarde wordt de scheiding opgevat als een

5.

Vierde destillatiekolom

De destillatie wordt opgevat als een isopropanol-water scheiding. M.b .v . een X/Y-diagram ( lito

5

)

wordt, via

de methode van }Jc Cabe-Thiele, het aantal theoretische

kOll tak tplaa t s en bepaald. ( zi e bijlage 12 ).

De top- en bodem zuiverheden worden ongeveer gelijk

ge-nomen aan die van de eerste destillatiekolom.

6

.

Tabel

KoJ.OIl1 1: kolom 11 Kolom 111 kolom lV eenIH:!.-j rl

TSb L~ _u 2 _J TSo

₄

1 1 Ö

₅

Eo

yO

bU bO

90

t:'. jU Vd I I

1

1

lil/sec:. q

1,0bj

1

1

1 H

3,00

IU, 05

1 ,00

1 , Ou

Xt

0,975

0,95

0,S/5

0,)15

';0 azjiuO Xb

0,

9'))1)1

ü,

Y

99

ü,b29

U

,

9)1)19

)"0

'''

d

il

UU (b Et) \.l ,-.. " / , 10

9,00

7,50

Y,'7b

Kcal/! col (ÓHb) >1,72

9,60

9,91

Y,72

kcalFlol H

₁₀

29

1d

10

lil d 4,7

4,6

4,7

1 ,0

iil PSb 5

10

L~

4

.PSo

₅

19

14

6

AHt

5235, ï2

b5'~y,48

5'7JO,76

331,52

:-;.cal/5 ec .

kw

14,5

6

1

ö

,

05

15,90

0,9 24

ki'Jol/sec. ABb 4860,bO

70

SLt-, 60

7

572

,J

2

J;~9 ,20 kcal/sec. -.stoom

5J2

7d4

ö40

J6, LI ;\101/sec. Tt hO,U 6'7 , ,~ 0'1, d

o

U,v

'

e

Tf

7u,0

00

,0

00,4

ö

1 ,3

'C T_f'

_57,J

'C Tb IUO,u

02

,

4-

d

l

,3

100,0

'e

--'3-VI KONSEKWENTIES VAN GEVOLGDE BEDRIJFSVOERING

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

A) NEVENPRODUKTEN

Bij de reaktie ontstaan aan nevenprodukten;

..

(

l i t. 1 ) n-propanol 788 ton per jaar

aceton 197 ton per jaar

di-isopropylether: 591 ton per jaar

Dit is dermate gering t.o.v. de reaktant- en

produkt-hoeveelheden, dat deze stoffen niet in de stof- en

warmtebalans berekeningen zijn verwerkt.

De nevenprodukten verdelen zich, bij uittrede uit de

warmtewisselaar, over gas en vloeistof. Bij aanname van

wederom rechte evenwichtslijnen voor de nevenprodukten,

resulteert dit in de volgende molenstrolllen voor en na

gaswassing: ( berekening als in bijlage

5

)

uit ww.:

.

in vl.st ol :in gaSlhellin.a,- ev.li,jn in ,,,as vl. stoi'

n-prop. 0,41 Molls 0,05 j,jol/s 0, 11 100 0.'

la

aceton

o,otS

Holls 0,04 ~iolls u,5U <J'l ~"

di-ether U,15 Holls 0,05 j·;ol/s O,jj

97

'i0

Praktisch al het nevenprodukt komt in de vloeistoffase

terecht. Het kan hieruit verwijderd worden in de opwerk

-sektie, door plaatsing van een aantal extra schotels aan

de top van de eerste destillatiekolom, waardoor het in

geconcentreerde vorm kan worden afgevoerd. Een gedeelte

van het n-propanol verlaat de eerste kolom echter via de

bodem.

Een andere mogelijkheid om de nevenprodukten uit de

vloei-stof te verwijderen is extraktieve destillatie met water,

onder toevoeging van een organische hulpstof.

De hoeveelheid nevenprodukt in het gewassen gas bouwt

zich niet op, omdat deze reakties verondersteld ,,,orden

B) SPUI

Deze is nodig om opbouw van verontreinigingen in het recycle gas tegen te gaan. Als acceptabel verontreini-gingsniveau wordt

5

Mol% genomen.

De berekening van de grootte van de spuistroom is

gebaseerd op de verontreinigingsgraad van het ingevoerde propeen. Deze verontreinigingen worden nl. niet

uit-gewassen in de gasabsorptiekolom. De grootte van de spuistroom is dan 7,22 MOl/s propeen en

0,38

Mol/s ver-ontreiniging, ( zie b~lage 13 ).

c) DRUK AFLATEN

Daar de opwerksektie bij atmosferische druk bedreven wordt, i s het noodzakelijk de druk af te laten.

In het water opgeloste propeen komt hierbij vr~. Echter deze hoeveelheid is dermate gering, dat dit verwaarloosd wordt. ( circa 0,03 MOI/s, lito

7 ).

VII MASSA- EN IvARMTEBALANS

---De resultaten hiervan zijn vermeld in de bijgevoegde tabel. Als referentieniveau voor de temperatuur wordt 70·C g e-nomen.

Voor berekening van de benodigde hoeveelheid benzeen per seconde zie bijlage 14.

De stromen 9-2, 9-5, 10-5, 12-2, 12-5, 13-2, 13-5 zijn de warmtestrnmen, die optreden in de ketels en condensors van de destillatiekolommen.

-V:III . APPARATENLIJST

---app.nr. grootte lengte diameter materiaal

1 J3JO k\oJ

2 3,4 kW

J 247 klif

4

6

m 1 , 1 m roestvrij staal _ot'

5 construktie staal

6

8 m 2 m wand: construktie -staal met

c-houdende binnen";

bekledine; (l i t .8)

pijpen: roestvrij staal

400-serie of

constru

ktie-staal met

Cu-bekledint'j 3E

'7 15 lil 1 , B5 111 roestvrij staal

01'

B construktie staal

9 llJ

4

,7

m construktie staal

10 29 ll1 4,6 Jll

,

,

1 1 C·

,

,

12 "tB III

4,7

m

,

,

13 10 1Jl 1 ,0 /TI

,

,

I Het ingevoerde propeen bevat maximaal 20 ppm weight

methyl-acetylyde. In de reaktor kan dit met het koper reageren

tot koperacetylyde, wat de katalysator vergiftigt.

Uiteindelijk zal door kosten vergelijking, waarin de

levens-duur van de katalysator wodt betrokken, de meest econo-mische toestand bepaald moeten worden.

Een specificatie van de propeen samenstelling-wordt

ver-I

I

! I

~x KOSTPRIJSBEREKENING

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

A) INVESTERINGEN

De investeringen worden geschat m.b.v. de Complexity Factor Methode. Deze geeft de volgende resultaten:

reaktiesectie:

(

geschat op drie functionele

_f

20,0.10

eenheden )

opwerksectie

(

geschat op drie functionele

_f

7,0 .10

eenheden )

totaal:

_f

27,0.10

Dit komt neer op

f

180,- per ton geproduceer~

isopro--

'

-

'-.

panol per jaar.

/ ' B) KOs:rPRIJS

.. >

Deze wordt per ton isopropanol berekend.

investeringslasten ( 10% ) rente ( 7% )

andere kosten ( bv. verzekering )

propeen -

kt

~

elektrici tei t ~ '. r~,~ water koelwater stoom personeel (

7

man ) katalysator overhead totaal:

f

18

f

17

f

5

f

107

f

67

f

2

f

4

f

67

f

1

f

3

f

2

f

293

.-.~:: -17-6 6 6

X OPMERKINGEN

-----

-1. De te spuien gasstroom kan volledig verbrand worden, de verbrandingswarmte is dan eventueel nog nuttig te gebruiken. De milieubelasting wordt op deze wijze tot een minimum beperkt.

2. Het verdient aanbeveling om in plaats van water als

koelmedium, lucht als koelmedium te overwegen. Dit i.v.m.

een geringer verbruik aan koelwater en een kleinere temperatuurbelasting van het oppervlaktewater.

J.

Het water, wat in de opwerksectie vrijkomt, kan met

~

4.

-

~

(

enige voorzichtigheid gerec:f"kuleerd WOrdel1.c Deze voorzich-tigheid betreft de opbouw van inerte stoffen in het

proceswater. Dit geldt niet voor isopropanol of de neven-produkten daar deze via evenwichtsreakties gevormd 'vorden. Bij de bepaling van de kostprijs is met bovenstaande

rekening gehouden.·

Theoretisch is het mogelijk het mengsel in de scheider volledig te laten ontmengen, in zo'n geval zou de derde kololll kunnen vervallen. Echter bij het ontwerp is uit-gegaan van de experimenten uit lito ~7.

5.

Het verdient aanbeveling om bij verdere uitwerking van het ontwerp de mogelijkheid om isopropanol vroegtijdig zuiver af te scheiden nader te onderzoeken. Dit is misschien

mogelijk daar water bij 26 ata. bij 22S·C. condenseert en isopropanol bij 200·C. Door trapsgewijze te koelen is een scheiding te verwezenlijken.

isopro-panol tussen het gas en het water. Nauwkeurige gegevens

hieromtrent waren niet direkt ter beschikking.

9-XI STIJBOLENLIJST ============= A Cp Cpa d Eo G GJ H (llHt) (AHb) oppervlak warmtekapaciteit warmtekapaciteit bij l a t a . diameter overall rendement

gasvormige molenstroom boven de voedingsschotel gasvormige molenstroom beneden de voedingsschotel hoogte

condensatiewarmte topprodukt per Mol. verdampingsHarmte bodemprodukt per Mol. AHt condensatiewarmte topprodukt per sekonde AHb verdampingswarmte bodemprodukt per sekonde

vormings,,,arlilte bij 1 a ta. reaktiewarmte bij 1 ata. AHverd. verdampings,,,armte

Kx Kp

Kw

L Ll Pas Peff

AP

PSb PSo Pkr Pi Pd-i Pt

evenwichtskonstnte gebaseerd op de Molfrakties

evenwichtskonstante gebaseerd op de part.spanningen aantal Molen koelwater per sekonde

vloeistofvormige Molenstroom boven de voedingsschot. vlo eis tofvormige Molens troom beneden de voeding;sschot 0

vermogen op de as

vennogen dat effectief is drukval

aantal praktische schotels boven de voedingsschotel aantal praktische schotels onder de voedingsschotel kritische druk

partiaalspanning komponent i dampspanning komponent i totaaldruk

druk p

q het quot~änt van de hoeveelheid warmte, die aan

1 Mol voeding moet worden toegevoegd om deze over te voeren ~n verzadigde damp en de mola~re verd. 1V'armte

H refluxverhouding

molaire gaskonstante

6Tgem. gemiddeld temperatuurverschil

TSb aantal theoretische schotels boven de voedingsschot.

TSo aantal theoretische schotels onder de voedingsschot.

Tt temperatuur topprodukt

Tf temperatuur eerste voeding

Tf' temperatuur tweede voeding

Tb temperatuur bodeInprodukt

Tkr kritische temperatuur

T temperatuur

U warmteoverdrachtscoefficiänt

Vd dampsnelheid

Xt vloeistofsamenstelling topprodukt Xb vloeistofsamenstelling bodemprodukt Xi Molfraktie komponent i in de vloeistof

X conversiegraad

0<

()i

4..

tot

p

v

Molfraktie komponent i in het gas

relatieve vluchtigheid

aktiv~teitscoefficiänt komponent i

totaal rendement volume debiet

-21-1. Deutsches Patent

2. Deutsches Patent

1.249.845

1.156.77~

3. F.C.C.A. van Berl~el, "Collegedictaat Chemische

Werk-tuigen" I , l I , Delft, 1964

4. J.H. Perry, "Chemical Engineers Handbook", 3th ed., (1950),

4th ed., (1963), Mc. Graw-Hill Book Company Inc.,

New York, Toronto, London

5. A.S. Brunjes, M.J.P. Bogart,

Ind. Eng. Chell1.,

.12.,

258 , (19 4 3)

6. I . Naga ta, Can. J. Chem. Eng., 42, 82, (1 964)

7.

C.C. Li, J.J. Mc Ketta, J. Chem. Eng. Data,

8,

271, (1963)

8. United States Patent

9. European Chelllical News, 25 febr ., 1966

10. European Chemical N ews, 2 /+ juli, 1970

11. C.S. Cope, J. Chem. Engo Data, 11.(3) , 380, (1966) 12. UlImans Encyklopädie der Technischen Chemie,

Urban

&

Schwarzeriberg, MUnchen, Herlin, 1955

13. Kirk-Otluner, Encyclopedia of Chemical Tecllnology,

2nd ed. (1 963), John Wiley

&

Sons,Inc., New York, London,

Sydney

ll.to O.A. Hougen, K.H. Watson, R.A. Hagatz, "Chemical Process

Principal Charts", 3tn ed., (1964), John Wiley

&

Sons _ Inc., New York, London, Sydney

15. A. Wilson, E.L. Simolls,

Ind. Eng. Chem., 44, 2218, (1 952)

16. I . Nagata, Can.J. Chem. Eng., 42, 83, (1964)

17. M. Yorizane, S. Yoshimura, S. Hase, Kagaku Kogaku,

_ 2.(2), 206, (1965)

18. N.S. Berman, C.W. Larkam, J.J. Mc Ketta, J. Chem. Eng. Data, ,2, 218, (1964)

19. L.N. Canjar, F.S. Manning, "l'hermodynamic Properties

and Reduced Correlations for Gases", Gulf Publishing

Company, Houston Texas, 1967

20. Handbook of Chemistry and Physics, 51th ed., (1970),

The.Chemical Hubber Co., Cleveland Ohio,

210 D.C. Ginnings, R.J. Corruccini, Ind. Eng. Chem.,

40,1990, (1948)

22. H.W. Gallandl, "Physical Properties of Hydrocarbons"I,II, Gulf Publishing Company, Houston Texas, 1968,1970

2).

J.

Timmermans,"Physico-Chemical Constants of Pure Organic Compounds",I,II, Elsevier Publishing Company Inc.,

Amsterdam, London, New York, 1950,1965

-2)-BIJLAGEN

========

I

_I

I

I : I r ,

- -I

j

BIJLAGE I

Samenhang fenolLen aceton prijs

( lit.10 )

dJ"

/ L / I / / / / / / /

I

"""

t:

'!t()

~

...,

-'"

'-oJ J I ()O 0 'Z W

u..

₆₀

I marktprijs fenol 11 marktprijs aceton

111 produktiekosten aceton via VEDA-proces

IV fenolprijs als fUl~tie van acetonprijs via cumeen route

-24---

I

BIJLAGE 11

BIJLAGE 111

Berekening van de reaktie-enthalpie bij 250·C en 26 ata.

De reaktie-enthalpie onder standaard condities,

aH

r 0 ,

wordt bepaald uit de vormingsenthalpieän.

o

A

Hf' ipa AH 0 IJ> f propeen o 4Hr water o

.AH

== -65,35 -r (gas)

=

-65,35 (gas)

=

4,88 (gas)

=

-57,80 (-57,80 + 4,8U) kcal/r-Jol kcal/Mol kcal/MOl ( l i t. 12 ) ( l i t. 13 ) ( lit.13 )

Voor het stoechiometrische reaktanten mengsel onder reaktie

condi ti es, ,,,ord t een ~ereduc eerde druk en temperatuur

be-paald van respectievelijk 0,192 en 1,015.

Hierbjj is uitGegaan van;

T ₌₌ 1/2 (T. propeen) + _{1/2(Tkr ,.,ra ter)}

kr Kr

=

1/2( 365,0 ) + 1/2(6 1-1-7,3 ) ::: _516,2 ·K ( lit.12,13 ) P,

_-

1/2(P propeen) + 1/2(P₁<r water) Kr kr ::: 1/2(

1.j.5

, h

) + 1/2( 225,7

)

== 135,5 ata. ( lito 12,13 )

M.b.v. de enthalpiecorrectie grafiek ( lit.14 ) wordt voor

het reaktanten Dlengsel een drukcorrectie van_~l~~_kcal/Mol

bepaald.

Evenzo ,,,"ord t ui t; T_kr ipa

=

508,

° .

K en P

kr ipa == 53 ata. ( l i t . 1 3 )

een gereduceerde druk en temperatuur berekend van

respec-tievelijk 0,49 en 1,03. N.b.v. de grariek wordt weer een

correctie bepaald van_:~l~!_kcal/Mol., voor de overgang

van standaard- tot reaktie druk.

-26-De enthalpie correctie die het gevolg is van het verschil

tussen de reaktie- en standaard temperatuur, wordt bepaald

uit integratie van de C -waarden van reaktanten en produkt

p

over het temperatuur interval.

De verschil-C -waarde van reaktanten en produkt is;

-9,47 +

J1~22.10-J

T -21,86.10-6 T2 kcal/Mol ( z i e

bijlage 4 )

Integratie tussen de grenzen 298,15 ·K en 52J,15 ·K levert

een correctie op van_:21.2~_kcal/Hol.

De reaktie-enthalpie bij 250·C en 26 ata. is dan;

BIJLAGE IV

Warmtekapaciteiten en verdampingswarmten

I.p.v. de warmtekapaciteiten van de gassen bij 26 ata. worden de warmtekapaci tei ten bij 1 a ta. gebruikt. De reden hiervan is de moeilijke v~rkrijgbaarheid en de ingewikkelde vorm van de korrektie ~aktoren. Als voorbeeld hiervoor geldt de korrektie~aktor voor isopropanol. ( lit.18 )

1 • propeen Cpa (gas)

₌

2,02 + h9,3.10- 3.T

-

16,3.10 -6 .T 2 in cal/Mal. 'K ( l i t • 1 1 ) Cpo(vlst)::: I 0,225 + 0,033.T ) .62 \ in kcal/Hol.·é ( l i t • 19 )

t.Hverd.

₌

3,53 kcal/Hol ( li.t.19 )

2. water

Cpo(gas)

₌

7,85

-

_{.0 ,} 2. 1 7 • 1

° .

-3 T + 2 • 656 • 1 0-6 • 1'2 in cal/Nol. oK ( li.t.11 )

Cpo(vlst)

_-

19,ö2 kCéü/Mol bij 26 ata ( l i t • 19 )

::: 18,02 kcal/Mol bij 1 ata ( l i t. 19 )

AHverd. ::: 7,86 kcal/Hol bij 26 ata ( l i t • 19 )

= 9,,72 kcal/i.lol bij 1 ata ( lit.20 )

3. isopropanol Cpo(gas)

=

0,40 +

80,3.10~3.T

- 35,5.10-6.T2 in cal/Mol.·K ( lit.l1 ) 70"T~OO

·e

46,35 + 0,13( T - 70 ) in cal/Mol.·C 25<',1.'<70 'C 36,67 + O,215( T - 25 ) in cal/J>.'lol.· C ( lit.21 ) ( lit.21 ) -28-~; I i : _,

6 rlverd.

=

6,51 kcal/Nol bij 26 ata

=

9,60 kcal/Mol bij 1 ata

4.

benzeen Cpo(vIst)

=

J2,65 + ü,05J( T -

47

)

in cal/Mol."C 6Hverd.

=

8,09 kcal/Hol ( lit.22 ) ( lit.22 ) ( lit.2J ) ( lit.2J )

0

RIJLAGE V

Berekening verdeling isopropanol over gas en vloeistof bij 70·C.

Uitgaande van de veronderstelling dat de gasfase ideaal is en de vloeistof een niet-ideaal gedrag vertoont, zijn de volgende vergeli jkingen op te stellen:

P.

₌

_{x . •}

0':'

_{.Pd ·} ( 1 )

l.pa l.pa J_pa l.pa

P. _l.pa

₌

_{Yipa'P t}

.--

(2) x.

₌

mol. ipa in vIst.

l.pa

tot. mol. vIst. Yipa

--

mol. ipa in e;as

tot. moJ. gas

Stel dat q mol ipa in vloeistof aanwezig is, hieruit volgt dan: x. _l.pa

=

q 2650,20 + q B8,20 - Cl _ _ _ Y i pa

=

--;:

___

- -c - ..::;L_ 2650,20 + db ,20 - q Uit

(1)

en (2) volgt: y. = Y. .x. • P d .

l.pa 01.pa l.pa -1.pa

P t

(3)

(4) Pd'

=

0,605 ata bij 70'C ( l i t . 1 5 ) -1.pa P t

=

26 ata (ipa

=

12 ( l i t . 5 )

Met behulp van deze gegevens en

(3), (4)

en (5) is q op te lossen.

-30-j

90

.." ,.J

~

~

6D 111

~

\I)

E

'

-$-0

<

~

20 BIJLAGE VI

Bepaling van de hoeveelheid waswater in de absorptiekolom

In onderstaande tabel is het schotel aantal vermeld, dat

resulteert bij keuze van diverse L-waarden, bij

99

Mol%

uitwassing.

Molls water hel li ng-

_'''.1

_.

pr.schotels

790 0, 2.97 () I

840 0,:316 Je;

868 0,326 27

896 0, 3L~7 20

1120 0, LI2. 1.j. 10

De helling van de evemvichtslijn i s

0,297.

Het overall schotelrendement is

93

%

( l i t . 4 )

In onderstaande grafiek is naast het schotel aantal ook

het Mol% isopropanol in het water uitgezet, dat resulteert

na bjjeen voegen van waswa t er en vloeistof, afkoJllstig van de

warmtewisselaar.

Op grond van de l igging van de beide lijnen wordt de L-waarde van

896

Molls gekozen.

Nol% ipa

BIJLAGE VII A

Log P - l/T verband ter bepaling van de dampspanning als f'll.llktie van de temperatuur van de ternaire azeotroop

"I,

',"f

~ E I \-later 11 isopropanol 111: benzeen I,t. ~ '-J IV : ternaire azeotroop

"

"

.-""\

a..

0 _~,g '-' ( l ~Ib -' ( l i t . 15 )

I,,,,

-,t

0,0

",U'

_{0,11 t,l, _,11}

1/r

X

101

e~)

Voor de helling van lijn IV wordt een gemiddelde van de

hellingen van de lijnen I, 11 en 111 genomen, rekening

houdend met de azeotrope samenstelling.

De ligging van lijn IV is verder geheel bepaald, doordat de lijn door het punt, dat de kooktemperatuur bij 1 ata aangeeft, moet gaan.

-32-BIJLAGE VII B

1. Berekening van de vluchtigheid ~ voor het systeem ternaire azeotroop - isopropanol

Als 1 is ternaire azeotroop en 2 is isopropanol, dan

geldt voor dit niet ideale systeem:CX

=0'"1

IÓ-2'

P,

I

P₂ De ~'s worden nl.b.v. de Van Laar vergelijkingen berekend:

T In

01

=

B

I

(1 + x

I ,

-

x ) 2 en TIn

0

2 = A.

BI

(

A;(I -

x)/

x ) 2

Ui tguande van een vrijwel azeotrope voedingssamenstelling en een verhouding van benzeen op benzeen én isopropanol van

50-55

Nol%, is x _voedlng . circa

0,73.

Als top-x wordt

0,95

genomen.

De kooktemperatuur T voor x =

0,73

en x =

0,95

wordt bepaald door het produkt van ~lol~raktie en dampspanning van de samenstellende componenten gelijk te stellen aan

atwosi.'eer. Dan blijkt dat :

x

₌

0,73

correspondeert met T

--

70,

1 ' C en

x

₌

0,95

correspondeert met T

₌

67

,

L~ 'C

Voor de constanten in de Van Laar vergelijkingen geldt ;

t

t

2 A

=

b1/b2 B

=

_{b 1}

/R

.

(al lUl - _{a 2 /b 2 )} ,marin; b,

=

R.Tkr1/8.Pkr, , idem b 2 2 2 al

=

27.R

.Tkr₁ 164.Pkr1 idem a₂ Voor dit systeem is: Tkr

1

=

573,5

'K Pkr

1

=

93,5

ata.

Tkr

2

=

508,1

'K Pkr

2

=

53.0

ata.

Voor x =

0,73

wordt dan berekend

01/0

₂

₌

0,

8

1

₊₄

_{en 0(}

₌

_1,614,

voor x

₌

0,95

resul teert

(51 /

0

₂

° : :

0,632

en cx=

1 ,

206

.

Via y :::CX

.x/'

+ ((X-1)x ,,.,ordt de bijbehorend e y-waarcle gevonden. Het resultaat hiervan is als volgot; x =

0,73

geeft y

₌

0,81

x

₌

0,95

geeft y =

0,96

I

I

I

I

.

2. Bepaling van het aantal theoretische kontaktplaatsen

De evenwichtslijn ligt vast door de beide y,x punten, die onder punt 1 van deze bijlage zijn berekend.

De helling van de werklijn is ;

R/R+l ,

waarin

R

=

10,

65

.

De werklijn gaat door het punt

0,95 , 0,95

.

Uit onderstaande grafiek blijkt dan een aantal theoretische kontaktplaatsen van

6.

I evenwichtslijn I I 'verklijn I I I x

=

y ljjn w-______________________ ~ ______________________ ~ ________ ~ ___________ ~

",00

x

1,"

-34-BIJLAGE VIII

Bepaling van het aantal theoretische kontaktplaatsen voor het systeem isopropanol - benzeen

Uit lit.16 wordt de ligging van de evenwichtslijn gevonden.

De helling van de werklijn, L'/G', is 1,111

Het Mol.percentage benzeen op de voedingsschotel bedraagt

50-55

( zie bijlage

7

B 1 ).

Uit onderstaande grafiek blijkt dan een theoretisch schotel aantal van 11.

1 evenwichtslijn 11 werklijn

~6D

111: x=y lijn

","0

'd

Dt 'tc> 0,\0

,,>"D

0,10

I

I

I

I~

I

I

I

I

I

I

I

I

I

II

/

I

1

I

_/

I

/ /

1

/

I

_/

/

/ / / / / /

/

/ - _ _ ~ _ _ _ .a... _ _ _ ...L. Cl ~ •• S" _{X ct. "1}

11:

BIJLAGE IX

1. Berekening van de vluchtigheid ~ voor het systeem

ternaire azeotroop - water

Analoog aan het onder punt 1 behandelde van bjjlage

7

B

wordt de vluchtigheid en daarmee de y-waarde berekend. Er resulteert: x _voe d' _lng x top

=

0,915

=

0,95

T

=

68,4

·c

T

=

67,8

·C

0(

=

1,h55

ex-

=

1,550

y

=

0,94

y =

0,97

2. Bepaling van het aantal theoretische kontaktplaatsen

Uit onderstaande grafiek blijkt eveneens op analoge wijze

een schotel aantal van 2.

evenwichtslijn werklijn

X=y ljjn

-36-BIJLAGE X

Verdeling van de vloeist~f in de scheider

De mate van ontmenging wordt aan de hand van het in

onderstaande grafiek vermelde gekozen. Het is een

voor-beeld van een praktisch verkregen ontmenging.

Fit;. 10 (~Îlcllbtt.d di:::.t.:!!tiü:) CU!'\T at l../V=·1.2iJ 3\!:"': cO:1-,tn.H..'tÎ\!O Clr

fl'l nnd H'i.

( l i t. 17 )

samenstelling ingaande vloeistof van de scheider

samenstelling van de benzeenrijke laag

R

2 samenstelling van de waterrijke laag

l

I

BIJLAGE XI

Bepal~ng van het aantal theoret~sche kontaktplaatsen voor het systeem ~sopropanol/water

(x

.

=0,31) - benzeen

lpa en het systeem ~sopropanol - water

1. Bereken~ng van de vluchtigheid 0<. voor het systeem isopropanol/water

(x.

=0,31) - benzeen

lpa

De voeding bevat 46,7 Nol% benzeen, het gewenste bodem-produkt nog slechts 0,01 Mol5b.

Er resulteert dan volgens de methode van bijlage

7

B 1

x = 0,467 T

=

68,4'~ ~= 1,86 y = 0,615

x = 0,001 T

=

80,8'C ()(= 1,67 y

=

0,002

2. Bepaling van het aantal theoretische kontaktplaatsen voor het systeem ~sopropanol/water

(x.

=0,31) - benzeen

l pa

Bij de scl1eitlin{'; onder de voedingsschotel , in het c;ebied begrenst door een benzeen percentage van 46,7 - 11,0

~s de sche~d~ng zoals hier bescllouwd de beste benadering

( zi e figuur bijlage 10 ).

De hellinG van de werklijn wordt berekend op 1,08

Uit de navolGende grafiek blijkt dan een aantal theoretische kontaktplaatsen van

7.

-38-I

0,$0 I evenwichtslDn I I werklijn I I I : x=y lijn b,IO o

x

3.

Bepaling van het aantal theoretische kontaktplaatsen

voor het systeem isopropanol - water

De ligging van de evenwichtslijn wordt uit lito

5

gevonden. De helling van de ,,-erklijn is 1,00 , evenals in punt 2 van deze bijlage.

De beschouwde scheiding is toepasbaar tussen de grenzen

van x. van 0,~1 tot 0,17 ( z i e figuur bijlage 10 )

lpa

Uit onderstaande grafiek blijkt dat hiervoor 1 theoretische schotel nodig is.

]I 1,0 l e v e n w i c h t s l i j n l I werklijn I I I x=y lijn

-40-BIJLAGE XII

Bepaling van het aantal theoretische koutaktplaatsen

voor het systeem isopropanol - water

Uit lito

5

wordt de ligging van de evenwichtslijn gevonden.

De helling van de eerste werklijn is 1/2, want R=l .

Via het snijpunt van de q-lijn en de eerste werklijIl, is de

ligging van de tweede werklijn bepaald.

Het topprodukt bestaat voor

95

Mol'}b uit azeotroop.

Het bodelllprodukt heeft een zuiverheid van

99,99

i'lol%.

Uit de grafiek blijkt dall een aantal theoretische schotels

van,ti. _I

, ,

r.

I

I

I

I

I

I

,

_IJ!

I

~I

,

,

I

I

I

I

I

IJD f

/

I

I

,

/

,

I

D,9o

_I

I

/

f

_/

,

_/

f?,60

I

I evenwichtslijn 11 werklijn 111: x=y lljn

BIJLAGE XIII

Berekening en keuze van de grootte van de spui

1. Berekening bij een verontreinigingsniveau van

5

Mol%

Stel de hoeveelheid in- en uitgevoerde verontreiniging

X Mol/s. Met eell propeen zuiverheid van

99,6

Mol% wordt

dan aan propeen ineevoerd:

99,6/0,4

.

X MOl/s .

Er wordt aan propeen

87,92

Molls verbruikt voor reaktie. Er wordt aan propeen uitGevoerd:

95/5

.

X MOl/s .

Dan geldt dus:

99,6/0,4

.

X =

87,92

+

95/5

.

X

Hieruit volgt: X

=

0,38

De hoeveelheid gespuide propeen is 19.X

=

7,22

MOl/s.

2. Grootte keuze van de spui

Op de zelfde manier kan de Grootte van de spui als boven-staand berel,encJ worclen, met als enkele resultaten:

snuistrooJll

zuiverheid propeen verontreiniginG

gas (~Iol~b) (Mol/s) (Mol/s)

99

5B,41

0,59

95

'7,22 O,Jè\

90

J,J3

0,37

80

1

,44

0,36

Hieruit blijkt dat de keuze van

5

Mol~ verontreiniging acceptabel is.

BIJLAGE XIV

Berekening van de benodigde hoeveelheid benzeen per seconde

Aangenomen wordt dat in de derde destillatiekolom alle benzeen via de top wordt afgevoerd.

Het topprodukt van de vierde kolom heeft voor 95 Mol% een azeotrope samenstelling. Di t topprodukt bevat a !-lol/s

isopropanol en b Mol/s water. Dan geldt de volgende massa balans: a .1/0,67 • 1/0,95 = a + b (1)

De hoeveelheid toe te voegen benzeen moet toereikend zijn om al het water, in azeotrope samenstelling, over de top van ct e t'veede kolom te vo eren. He t topprodukt heeït voor

95 Hol~{, een azeotrope samenstelling', Van f;eldt de volgende

massa balans : (2)

(46,20 + b + 17,1 X).1/0,2~9 • 1/0,95

=

a + b + 46,20 + 100 X

Hierin is X het aantal Mol/s.l/100 aan benzeenrijke vloei-stof, arkomstig van de scheider.

Het topprodukt van de derde kolom heeft voor 95 Mol~ een

azeotrope samenstelling . De molen verhouding

benzeenrijke-tot waterrijke vloeistof in de scheider is 3 : 2.

Dan geldt de volgende massa balans: (3)

(46,7 • 2/3 x) .1/0,565 1/0,95

=

100.2/3 . X - a - b -46,20 Uit 1, 2 en 3 volgt: X

=

6,88 a

=

10,78 Mol/s

b = 6, 16 ~rol/s

Uit X

=

6,88 volgt de benodigde hoeveelheid benzeen van

420,56 Hol/s.

I

I

:

II

BIJLAGE XV

Keuze van de reaktantverhouding

1. Berekening van de conversie per pass , de grootte van de recycle en de concentratie van de resul terende isopropanol-oplossing

Stel dat er aan propeen p Mol/ s en aan water a.p }\ol/s de r eRktor in gaat . ~r worclt hieruit X.p }!ol/s isopropanol gevormd. Aan water bl~ft er dan over: (a .p - X.p) MOl/s. Aan propeen \v'ordt er gerecirculeerd: (p - X.p) Holis .

Hiermee i s de reaktie-everl\vichts constante Kx

X.p.p .(l+a-X)

I

(a.p-X.p) . (p-X.p)

=

(l +a-X) .X / (a-X). ( l-X) Voor Kx geldt: Kx

=

Kp . P

l'1.b.v . de Kp-vaarde, bepaald uit de figuur van b~j1agc 2, wordt Kx berekend op 0 ,0705 .

Uit de vergelijking voor Kx wordt nu, voor verschillende

waarden van a, de conversie X berekend en daarmee de grootte van recycle- en ,,,ater stroom. Er resulteert 'voor X.p:::87,Y l'iol/s

a X recycle wa·t e:c \"as ,,,a t er ipa in water .. I

(% )

(k1'-10l/s) (k)\[01/5) (ld-!ol/s) ( _1'-10 . 1 C_/()) l '

U,5 ~,4 J,bb I,

cA

0 ,

yy.

j , I

-I,u :3,2 ~ ,ocj. _{2,65 0,90} ~, ,+

J,u L~ , -+ I , ~.2. u,UI u,09 1 , j j , v b,O 1 , j b 7 , j j U, bb 1 , J

),u ~,9 1 ,1 )J ö,:,.6 U,o)

u,';)

IU,U :J,J U,ûll ':.J ,'-t'} J ,èij u,')

De hoeveelheid waswater Hordt berekend uit de waarde voor a

=

1,0 , als volgt : Haswater

=(recycle/2,64)

.

(x/J,2)

.

O,90

-44-,8

'4

10

In onderstaande grafiek is de benodigde hoeveelheid

recycle gas en de concentratie van isopropanol in het

water, dat naar de op,,,erk sektie \vordt getransporteerd,

als funktie van de reaktant ver}lOuding aanGer;even.

I : recycle 11: Nol% isopropanol 3

'?,

X 2 ct Q. 2. ~

•

-J 0 1: 1

o

o

8

'0

-45-~ ,/

I

I

I

I !

2. De keuze van de reaktant verhouding

Variatie van de a-waarde be~nvloedt in eerste instantie de kosten van de absorptiekolom, de eerste destillatiekolom

en van het verpompen van water en recycle.

De kosten van bedrijfsvoering van de absorptiekolom en de kapitaalskosten van de eerste destillatiekolom variêren nauwelijks bij verandering van a.

Er resulteert de volgende kosten ver gelijking op jaarbasis: a aestillatie absorptie pompen totaal

kolom kolom

0,5

1 ,92 mLL:i •

u,

II milj . 1

,35

mi l j . .5 ' , --' ')8 milj .

1 ,0 1 , 9:J mi l j. 0, 10 lIIilj . 1 ,OU rnil,l . :J,UJ mil,i.

3,0

3,71 milj . 0,07 IrIilj . u, l:)it _l.tilj. L~ ,b2 luil j .

Hierbij is uitgegaan van een geschatte investering van

1 , 00 Jll i 1 joe n e;u 1 ct e II voo r de abs 0 r Jl tie kolom b ij a :; 1,

°

.

J~r Hordt hierop jaarlijks 10~~ afgeschreven.

Verder zijn de kosten. van bcdrjjf van de destillatiel-;:oloir. praktisch de kosten van de benodigde stoOIn. Hiermee \vordt dan ook ~erekenrl.

Het economisch gunstige gebied voor de a-waarde is rond 1.

-.. -- ~- -! - -'1""-- , -I I ~I

-'

,

--r---r---

-

.

-i

I I L

w

-

J-U

w

Vl

~

ex:

w

3

a...

o

o

-'

- - - -

- D - - -~--- -~-i' I

-

~~

I , -- ~

;

~I

"\

,

I ' ___ - _ __1 ____ I l _ c -___ ;-___ ----. ____ J: I • :---r-.-.l -I ' I : j-' , "

.

(S""\ • I , , I

r

.

I I

J

,

i-A

v

I

I

c>

I

-2)

~-

i

~

-(:;.';f ; _._---\ \ ! , ,---\ .: _.l.

w

-

J-U

t

w

~

\11

1

w

f-~

0:

W

a::

""'--

'

-' - -

--,

_._-i - -."-

-

-,

I

'

-r

,

I

I

_I

I(~

_I~

, ..

I

L --.~ 1-'_-.-·

I

I

.

I?-I

I~;

.

.

I

1::-:.

I

I

j

I

U

I

I

LI~~

,r_ . ~.~~~ ~J _. ~'7Z~J;T!l>~ _ ~~.~ . ;1 1 1 1 I