Produktie van Ethylbenzeen door middel van katalytische destillatie

(1)

Vakgroep Chemische Procestechnologie

\

Verslag behorende

bij het fabrieksvoorontwerp

van

M.A.G. Goemans H. Reuclll in

onderwerp:

Prbduktie van Ethylbenzeen

Oude Delft 94

door middel

(2)

1,0

1 _ __ . Dle.:t;x~~~een.::.ec:xc~ .. __ .. (

~

lUl

POMP I I

I

L

KATAL YTlSCHE DISTILLATIE

CONDENSOR

····

· ·-·

·-

3

-REBDlLER Etheen-spui HD StOOM

~ fil~6~ri~~~~~ËEN i<öt:

·ÖM--l H 7 REBDlLER

I

H 8_ LUCHTKOELER - - -_ .-- -- -- -- -- -- -- --- - - - _. _---_._- -- -_._ -- ---- --_ ..

-_.

_

.. _-- ---... _-._. T5

--@--H7 L ") ~ ~-91' DlETHYLBENZEENKOLOM--H 10 CONDENSOR H II REBDlLER .

__

.. ---~. ._ - --_._- _._

-H8 _ETH_{YLBEN ZEEN}

C>-<:)

~~10

_~

f

Tg I

-

~~

MD StOOM HD StOOM H11 Residu

r----prodl.aali-von

etf1}.jbenzeen

· uÎf

6en-zeen-en-·eth~een

door middel van katalytische distillatie M.A.G. GoeMQnS

H. Reuchlln

o

strooMnUMMer

D

teMp. In 'C

o

rvo nr. 2871

NoveMkler 1990

(3)

Samenvatting

In dit fabrieksvoorontwerp is de produktie van ethylbenzeen uit benzeen en ethyleen met behulp van katalytische distillatie uitgewerkt.

Ethylbenzeen wordt geproduceerd in een reactor waar tegelijkertijd katalytische omzetting en distillatie

plaatsvindt. Als katalysator is een zure Y-zeoliet gebruikt.

De produktie bedraagt 100.000 ton per jaar. Het proces

verloopt met een selectiviteit van 96 %. De conversie van ethyleen bedraagt 99 %. Na de reactor is slechts één

zuiveringsstap noodzakelijk om het produkt met voldoende zuiverheid (99,9%) in handen te krijgen. In een tweede distillatietoren wordt diethylbenzeen afgescheiden en

gerecirculeerd naar de reactor om gedealkyleerd te worden naar ethylbenzeen. Afvalstromen, het restant ethyleen en de zware

bijprodukten, bedragen 1885 ton per jaar, deze zijn volledig

bruikbaar als brandstof. Er is uitgegaan van een produktietijd van 8600 uur per jaar.

Wegens de simpele bedrijfsvoering is voor het

functioneren van de fabriek 0,82 arbeidsplaats nodig.

De investering voor de fabriek is 22,9 Mfl. De winst bedraagt 1,88 Mfl. per jaar. De investering is gerekend tegen een rentevoet van 10% , met een looptijd van 10 jaar. De

return on investment en de internal rate of return bedragen

(4)

Ethylbenzeen via katalytische distillatie

Conclusies en Aanbevelingen

Het fabrieksvoorontwerp bevestigt dat katalytische distillatie een bruikbaar proces is om ethylbenzeen uit ethyleen en benzeen te produceren. Het proces is zeer selectief, de conversie van ethyleen naar ethylbenzeen bedraagt minimaal 96 %. Katalytische distillatie maakt een drastische versimpeling van de procesvoering mogelijk, in vergelijking met bestaande methoden voor de produktie van ethylbenzeen. Er zijn minder arbeidsplaatsen nodig voor dezelfde ethylbenzeen produktie.

In vergelijking met fabrieksvoorontwerp van smit en van Kwartel [1] over het MobiljBadger ethylbenzeen proces blijkt dat katalytische distillatie een lager investeringsbedrag vereist. Het aantal arbeidsplaatsen ligt lager. Katalytische distillatie is bovendien selectiever en gebruikt minder

energie. De reactie vindt in het Mobil/Badger proces plaats

bij 417 - 500 ·C, bij katalytische distillatie is dat

beduidend lager, 169 - 176 ·C. Hier treedt de voornaamste

energiebesparing op.

Het fabrieksvoorontwerp toont aan dat het proces economisch haalbaar is. De return on investment bedraagt

7,1 %. De interna1 rate of return is 12,6 %. In de berekening is uitgegaan van een hoge rentestand (10%) en korte

aflosterrnijn (10 jaar).

Bij een verdere studie naar een fabriek die ethylbenzeen produceert met behulp van katalytische distillatie zijn

uitgebreidere gegevens over kinetiek noodzakelijk. Verwacht wordt dat de produktiviteit van de katalysator in de toekomst verbeterd zal worden. Hierdoor is een kleiner reactorontwerp mogelijk.

ii FVO 2871

(5)

Inhoudsopgave

samenvatting Conclusies en Aanbevelingen . Inhoudsopgave . 1. 2. 3. 4. 5. 6. Inleiding . . . 1.1 Doelstelling 1.2 Alternatieve .1.3 Katalytische ethylbenzeen processen distillatie Uitgangspunten . . . . . 2.1 Proces . . . . 2.2 stofeigenschappen Proces . . . . 3.1 Procesbeschrijving . . . . . 3 .2 Voeding. . . . 3.3 Apparatuur . . . . 3.3.1 De reactor (R2) . . . . 3.3.2 Ethylbenzeentoren (T5) . . . . 3.3.3 Diethylbenzeen toren (T9) . . . . . 3.3.4 Regeling... . . . . . 3.4 ChemCAD simulatie. Economische Evaluatie 4.1 Totale kosten . . . 4.1.1 Investeringen 4.1.2 Loonkosten 4.1.3 Produktiekosten . 4.2 opbrengsten. . . . . . . 4.3 Rentabiliteit. . . . . .

4.3.1 Return On Investment (ROl) . . .

4.3.2 Internal Rate of Return (IRR)

Discussie Literatuurlijst Symbolenlijst . . . . . 1. Algemeen 2. Economische evaluatie i i i i i i 1 1 1 2 3 3 5 7 7 7 8 8 9 10 10 11 12 12 12 14 14 15 16 16 16 18 19 21 21 22

(6)

\ J

Bijlagen

A. Flowsheet B.

c.

D. E.

F.

Massa- en warrntebalansen Apparatuurspecificaties . Reactorberekeningen .

Voorbeeld berekening warmtewisselaar Aanvullende berekeningen aan de

warmtewisselaars iv 24 25 26 32 40 43 45 FVO 2871

(7)

1. Inleiding

1.1 Doelstelling

In dit fabrieksvoorontwerp is een proces uitgewerkt voor de produktie van ethylbenzeen (EB) uit benzeen (B) en ethyleen

(E) door middel van katalytische distillatie. De beoogde

capaciteit is 100.000 ton ethylbenzeen per jaar. De aanleiding voor dit onderzoek was een artikel in Hydrocarbon Processing

[2] .

Het ontwerp vond plaats als onderdeel van de opleiding tot scheikundig ingenieur aan de Technische Universiteit Delft. De opdracht is verstrekt door prof. ir A.G. Montfoort in het kader van het studieonderdeel "fabrieksvoorontwerp".

1.2 Alternatieve ethylbenzeen processen

De alternatieve produktieprocessen voor ethylbenzeen uit benzeen en ethyleen zijn te rangschikken in 3 groepen. Deze

zijn achtereenvolgens:

a. _{AlCl 3 gekatalyseerd}

b. het UOPjAlkar proces, gekatalyseerd door BF)

c. het MobiljBadger proces met een zeoliet (ZSM-5) als

katalysator.

Bij de processen a. en b. wordt ethylbenzeen gevormd via een Friedel-Crafts synthese. Het is een homogene katalyse in de vloeibare fase. De reactie wordt uitgevoerd bij ongeveer

150 °C en 10 bar. Nadeel van deze syntheses is het corrosieve

karakter van het AlC1₃ en BF 3. Reactievaten en leidingen

moeten van speciale materialen vervaardigd worden. Deze

problemen zijn het grootst voor het AIC1 3 proces. Tevens moet deze katalysator uit het reactieprodukt verwijderd worden [3].

Voordeel van het MobiljBadger proces (uitgevonden in 1976, geïntroduceerd in 1980) is de eenvoudige procesvoering door het ontbreken van een corrosieve katalysator. In dit

proces wordt gebruik gemaakt van een zeoliet, ZSM-5. Bijkomend voordeel is de hoge selectiviteit voor ethylbenzeen, waardoor weinig bijprodukten ontstaan. De reactie vindt plaats bij 420°C en 20 bar. De katalysator moet eens per twee maanden geregenereerd worden vanwege de coke-vorming [4].

(8)

-'

1.3 Katalytische distillatie

Ook het katalytische distillatie proces werkt met een zeoliet als katalysator, maar bij mildere procescondities. De

alkylatie wordt uitgevoerd bij een druk van 8,0 - 15,0 bar. De

temperatuur kan variëren tussen 173 en 190

o

e

[5].

Het katalytische distillatieproces wordt uitgevoerd in een distillatiekolom waarin zich een reactiesectie bevindt met een fixed bed katalysator. De reactor werkt op het kookpunt van benzeen. De reactiewarmte die vrijkomt wordt gebruikt om benzeen op te koken. De vorm van de katalysator is

vergelijkbaar met die van vullichamen in distillatietorens. Om een monogesubstitueerd produkt te krijgen, en de reactiewarmte op te nemen, bevindt zich in de reactor een grote overmaat benzeen die gerecirculeerd wordt. De voeding is equimolair. De voordelen van katalytische distillatie zijn:

De distillatie vindt tegelijkertijd met reactie plaats, daardoor wordt het reactieprodukt direct na de vorming afgevoerd. Hierdoor wordt polysubstitutie en decompositie van ethylbenzeen verminderd.

Volgens het principe van Le Chatelier wordt hierdoor de reactie versneld doordat de reactieprodukten

verwijderd worden.

De reactie vindt plaats bij het kookpunt van benzeen bij de heersende druk. De vrijkomende reactiewarmte

zorgt voor verdamping van benzeen, maar niet voor een temperatuurstijging.

Bij constante druk geeft een temperatuurverandering aan dat de samenstelling van de produkten in de kolom gewijzigd is.

Gezien de mildere procescondities 173 -190

o

e

wordt

er geen cokevorming verwacht. Hierdoor is

tussentijdse regeneratie van de katalysator niet meer nodig.

De produktie van ethyl benzeen in West Europa in 1987 bedroeg 3816 kton. In Nederland wordt ethylbenzeen

geproduceerd door Dow Chemical in Terneuzen, en door Shell in Moerdijk via het UOP/Alkar proces. In 1992 opent Shell een nieuwe ethylbenzeen fabriek op basis van de MobiljBadger

technologie. De totale Nederlandse produktie in 1987 was 1250 kton [6]. Op dit moment wordt nog nergens ter wereld gebruik gemaakt van katalytische distillatie om ethylbenzeen op

industriële schaal te produceren. In de Verenigde staten wordt

wel MTBE (methyl-tert-butylether) gemaakt door middel van

katalytische distillatie.

(9)

ETHYL BENZENE 32 30 STRIPPER DIETHYL BENZENE 12 ETHYL BENZENE r"IlCTLJVI OCA/7C:",C 20 LIGHTS 28 CONDENSER BENZENE LIGHTS 16 24 ACCUMULATOR CATALYT/C / J - . I - - PACKING 18 BENZENE 14

Figuur 2.1: _{Schematische weergave van het proces} _[5].

Cl

cl

c

(10)

2. Uitgangspunten

2.1 Proces

uitgangspunt voor het fabrieksvoorontwerp is het patent

van de Chemical Research

&

Licensing Company [5]. Het ontwerp

is opgezet volgens de in dit proces gegeven experimentele waarden. Hierbij is gekozen voor die waarden voor druk en temperatuur die de hoogste selectiviteit leverden. Deze zijn weergegeven in tabel 2.1. Het proces is schematisch

weergegeven in figuur 2.1. uit de gegeven experimentele

waarden blijkt de produktiviteit van dit proces zeer laag te zijn.

Tabel 2.1: Experimentele gegevens uit patent

u.s.

4,849,569 [5].

druk 8,8 bar

temperatuur

boven kat. bed 163

o

e

onder kat. bed 173

oe

bodem toren 246

o

e

activiteit kat. 0,13 g EB/ g kat. hr.

ethyleen conversie totaal 0,99 E --> EB 0,96 E --> DEB 0,01 E --> Heavies 0,03 verhouding E:B in reactor 1:19 mol/mol in voeding 1:1 mol/mol 3 FVO 2871

(11)

Figuur 2.2: Katalysatorstructuur [8J.

cl

+ CH₂= CH₂Ç CH₃- _{CH 2}

W7:7Z~Éó~1

c

+ CH3 - CH2 +

t:tl~~~~'1

c

Figuur 2.3: Reactiemechanisme [3].

c

(12)

In de literatuur is de kinetiek van deze omzetting alleen gevonden in moeilijk toegankelijke bronnen. De conversie van ethyleen en benzeen naar ethylbenzeen kan volgens Y. Zang, K. Tao en H. Li benaderd worden door een eerste orde kinetiek bij

lage druk (tot 10 bar) [7]. De reacties verlopen exotherm. De

reacties die plaatsvinden zijn vermeld in tabel 2.2.

Tabel 2.2:

@

+

@

+

Relevante reacties bij de omzetting van benzeen en ethyleen naar ethylbenzeen.

-kJ/mol

E ---/" ~

@

C==C 1.03,1.8 /" ---/"

~

lO2,76

2 C==C _~ /"

---@

+

~

• _•

:@

@

+

---/"

"~

lOO,

3 C==C ~ l 2 /" --- / ~

"'----uitgegaan is van een zure Y-zeoliet katalysator. Deze katalysator heeft een zeer open driedimensionale poriën

structuur. De formule voor de eenheidscel van het Y-zeoliet is

Na56 (AI02)56(Si02) 136 (H20) 250· Dit duidt op een zeoliet waarin

de verhouding Si/Al ongeveer 2,4 is. De poriediameter is 0,74

*

0,74 nm. In figuur 2.2 is de katalysatorstructuur

weergegeven [8].

Het reactiemechanisme is weergegeven in figuur 2.3. De

reactie verloopt via een carboniumion-tussenprodukt. Het

ethyleen wordt geaktiveerd aan de zure plaats van de zeoliet. Dit elektrofiele tussenprodukt reageert vervolgens met

(13)

benzeen. Het zo gevormde ethylbenzeen desorbeert tenslotte van het katalysatoroppervlak [3].

In het patent worden verschillende suggesties gedaan voor de vorm van deze katalysator in verband met een optimale

distillatie. Bij de berekeningen in dit fabrieksvoorontwerp is ervan uitgegaan dat de katalysator is geperst in Rashing

ringen met een diameter van 50 mm om een redelijke drukval (maximaal 0,5 bar) over het reactorbed te bewerkstelligen [9]. Om channeling te voorkomen dient het bed gestort te worden door experts. Bij de heersende druk en temperatuur wordt geen cokevorming verwacht. De levensduur van de katalysator is 2 jaar, zonder tussentijdse regeneratie [10]. Daarom is

uitgegaan van een operatietijd van 8600 uur per jaar. Dit komt

neer op 51 weken per jaar.

2.2 stofeigenschappen

Ethylbenzeen wordt voornamelijk gebruikt als grondstof voor de produktie van styreen. Gealkyleerde aromaten anders dan ethylbenzeen zijn, ongeacht de vervolgstap naar styreen, ongewenst. De fysische eigenschappen van ethyleen, benzeen, ethylbenzeen en diethylbenzeen zijn gegeven in tabel 2.3. In tabel 2.4 staan de gegevens met betrekking tot de veiligheid van deze stoffen gegeven.

Tabel 2.3: Fysische eigenschappen van

E, B, EB,

en

DEB

[11] . E B EB DEB Molgewicht 28 78 106 134 Kookpunt (1 bar) -104 80 136 184

oe

(8,5 bar)

---

169 240

---

°C Dichtheid (1 bar, 25 ° C) 369 883 870 865 kgjm3

Kritische druk 51 50 37 28 bar

(14)

Tabel 2.4: Veiligheidsgegevens van E, B, EB, en DEB [12].

E B EB DEB MAC nb 10 100 nb ppm vlampunt

-

-11 23 56 °C ontstekingstemp. 425 555 430 430 °C explosiegrens 2,7-34 1,2-8 1,0-7,8 nb vol% nb : niet bekend

Zoals uit de tabel blijkt, is met name benzeen een toxische stof. Het werkt prikkelend op ogen en

ademhalingsorganen. Het heeft invloed op de zenuwen en op de bloedvormende organen. Nier- en leveraandoeningen kunnen optreden bij langdurige blootstelling aan benzeen. Alle

componenten zijn brandbaar onder normale omstandigheden en in bepaalde concentraties gemengd met lucht explosief.

(15)

3. Proces

3.1 procesbeschrijving

Het proces bestaat uit drie hoofdstappen en is

weergegeven in figuur 3.1. De eerste stap is de katalytische distillatie reactor (R2). De ethyleenvoeding komt vlak onder het reactorbed de reactor binnen. Voordat de benzeenvoeding de reactor binnenkomt wordt deze stroom gemengd met de

recyclestroom diethylbenzeen (826), en op druk gebracht. Deze stroom wordt vlak boven het reactorbed de reactor

binnengebracht. uit de top van de reactor verlaat de

ongereageerde ethyleen het systeem via een spui, om gebruikt te worden als brandstof.

De produktstroom, die de reactor aan de onderkant verlaat wordt door middel van een klep op omgevingsdruk gebracht. Deze stroom wordt dan naar de ethylbenzeen kolom (TS) geleid. Dit is een normale distillatiekolom. Het topprodukt is

ethylbenzeen. Het bodemprodukt wordt naar een tweede

distillatiekolom (T9) geleid, waar het diethylbenzeen

gescheiden wordt van de zware verontreinigingen, zoals

polyethylbenzeen. De diethylbenzeen wordt teruggevoerd naar de reactor. Het bodemprodukt dat wordt afgelopen, kan gebruikt worden als brandstof.

3.2 voeding

De voeding bestaat uit ethyleen en benzeen. Ethyleen komt het systeem binnen op 8,8 bar en 25°C. Bij deze omstandigheden

is ethyleen gasvormig. Er is vanuit gegaan dat deze stroom polymergrade is. Een mengsel van ethaan en ethyleen kan ook als voeding gebruikt worden [5].

Benzeen wordt in vloeibare toestand op

omgevings-temperatuur en -druk opgeslagen. De aangevoerde benzeen is polymergrade. Verontreinigingen in de benzeenvoeding zoals tolueen worden ook gealkyleerd en zijn moeilijk uit het reactieprodukt te verwijderen. De benzeenstroom wordt eerst gemengd met de recyclestroom diethylbenzeen en vervolgens door de pomp op een druk van 8,5 bar gebracht.

(16)

3.3 Apparatuur

In bijlage B zijn de massa- en warmtebalansen uitgewerkt.

In bijlage

e

en F zlJn de technische specificaties van de

apparaten gegeven. Hieronder volgt een korte beschrijving en een motivatie voor de keuze van de apparatuur.

3.3.1 De reactor (R2)

De reactor is opgebouwd uit 3 secties. De reactor

functioneert tevens als een distillatietoren. Het reactorbed bevindt zich tussen 2 distillatiesecties in. In de bovenste distillatiesectie worden de niet gereageerde lichte

componenten (ethyleen) verwijderd, en wordt het gasvormige benzeen gecondenseerd. De temperatuur in de top van de toren

is 167

oe

bij 8,5 bar. De overtollige reactiewarmte wordt hier

afgevoerd. De uitgangstemperatuur van de partiële condensor is

120

oe

en is zo gekozen dat benzeen het systeem niet via de

spui verlaat. De warmteoverdracht van de condensor is gegeven in tabel 3.1. Als koelmedium van de condensor is ketelwater gekozen. De enorme hoeveelheid af te voeren warmte wordt gebruikt om met ketelwater lage druk stoom (3 bar) op te wekken.

Het reactorbed bestaat uit zeoliet katalysator. De

katalysator wordt geleverd in de vorm van Rashingringen van 50 mmo Deze vorm is geschikt en stevig genoeg voor

distillatiedoeleinden [13]. De grootte en de vorm bepalen de drukval over het reactorbed. Op basis van de gegevens uit tabel 2.1 is voor het produktievolume ethylbenzeen 89 ton

katalysator nodig. Met een bedporositeit van 50% komt dit neer op een bed van 98 m3 (dichtheid van de katalysator is 1800 kgjm3). De drukval over het bed is 0,3 bar. Berekeningen aan de reactor zijn gegeven in bijlage D. De temperatuur in de top

van het bed is 169

oe

bij 8,5 bar, onder in het bed is dit 173

oe

bij 8,8 bar.

Zoals in de inleiding al beschreven is, is in de reactor een overmaat benzeen van 20:1 mol Bjmol E aanwezig. Deze

overmaat wordt in de reactor gecirculeerd. De WHSV is 1,85 kg voeding/kg kat.

In de onderste distillatiesectie worden ethylbenzeen en de zwaardere produkten afgescheiden. De uitgangstemperatuur

van de reboiler, 246

oe

(8,9 bar), is zo gekozen dat de

produkt stroom vrij is van benzeen. De overmaat benzeen wordt opgekookt in de reboiler. De warmteoverdracht van de reboiler

(17)

-'

is gegeven in tabel 3.1. Ook hier is de over te dragen warmte groot en wordt geleverd in de vorm van hoge druk stoom die in de reboiler gecondenseerd wordt.

Tabel 3.1: Warmteoverdracht in de warmtewisselaars van de

reactor

Energie (kW)

Condensor H3 -28641

Reboiler H4 21584

De reactor heeft geen constante diameter. De diameter van de toren is bepaald door de gassnelheid in de toren constant te houden. Voor de scheidende werking van de reactorsectie zijn in principe slechts 8 schotels nodig. Dit houdt in dat voor de scheiding de bedhoogte groter dan noodzakelijk is. De afmetingen van de reactor zijn weergegeven in tabel 3.2. De begeleidende berekeningen zijn te vinden in bijlage D.

De afstand tussen de schotels is 0,61 m.

Tabel 3.2: Reactorafmetingen (R2) Diameter # Hoogte (m) Schotels sectie(m) Distillatietoren boven 2,20 3 2,30 Reactor 2,50 20,00 Distillatietoren 2,00 14 8,90 onder 3.3.2 Ethylbenzeentoren (T5)

Het doel van deze toren is ethylbenzeen van de zwaardere produkten te scheiden. De voeding voor de ethylbenzeen toren is afkomstig van de bodem van de reactor. Deze stroom komt de

toren binnen bij atmosferische druk en 136 °C. De toren is

ontworpen op R/Rmin van 1,2 (het kostenoptimurn voor een

distillatietoren [14]), hetgeen resulteert in 26 schotels. De

(18)

voeding wordt toegevoerd op schotel 16. De diameter van de toren is 1,15 m, de schotelafstand is 0,61 m.

Ethylbenzeen komt via een totale condensor over de top bij een temperatuur van 136°C. Koelwater zorgt voor de

condensatie van de dampstroom ethylbenzeen. De produktstroom

wordt tot 40

oe

gekoeld door middel van een luchtkoeler. De

ethylbenzeenstroom bevat na de distillatie nog 0.1% benzeen en 0.001% diethylbenzeen. Deze zuiverheid is voldoende voor de volgende omzettingsstap, alwaar het ethylbenzeen omgezet wordt naar het styreen.

De zware produkten verlaten de toren aan de bodem bij een temperatuur van 172°C. De ontworpen reboiler verbruikt midden druk stoom, hier condenseert de stoom niet, de

uitgangstemperatuur van het stoom is 185

oe.

3.3.3 Diethy1benzeen toren (T9)

Het doel van de diethylbenzeen toren is het scheiden van diethylbenzeen van de overige zware bijprodukten.

Diethylbenzeen en het restant ethylbenzeen verlaten de toren

via een totale condensor over de top, bij 150

oe.

De af te

voeren warmte wordt gebruikt om lage druk stoom condensaat te verdampen. De diethylbenzeen stroom wordt recycled naar de reactor, waar het door middel van transalkylatie omgezet wordt naar ethylbenzeen. Door de hoge selectiviteit van de

katalysator worden slechts weinig bijprodukten gevormd. De toren kan zeer klein uitgevoerd worden. De toren is ontworpen op een Rover Rmin verhouding van 1,2. De diameter van de toren is dan 0,30 m. De toren heeft in totaal 5 schotels, de voeding komt op de tweede schotel de toren binnen. De zware bijprodukten verlaten de toren via de bodem bij 265°C, en kunnen als brandstof gebruikt worden. De toren wordt verwarmd door een reboiler die hoge druk stoom gebruikt.

3.3.4 Regeling

De regelingen zlJn weergegeven in het flowsheet, figuur 3.1. De reactor opereert bij constante druk. Indien er een verandering in de voedingssamenstelling optreedt, verandert daarmee de geproduceerde reactiewarmte per eenheid voeding en

is een temperatuursvariatie waar te nemen. Elke verandering in temperatuur geeft dus een verandering van de

voedingssamenstelling aan.

Het regel schema van de distillatietrein is uitgevoerd Stephanopoulos [15].

(19)

Figuur 3.2:

[:>

F l a s h Modul e

o

Mixer Modul e

D

Reactor Module

Reactormodel waarmee de katalytische distillatie in ChemCAD is gemodeleerd.

cl

_I

c

j

,-1

',-,

cl

c

i

(20)

3.4 ChemCAD simulatie

Het ontwerp is gesimuleerd op de computer met behulp van het ChemCAD simulatieprogramma [16]. Als model voor de zware bijprodukten is hexamethy1benzeen gekozen, omdat het pakket triethylbenzeen niet kent. Hexamethylbenzeen heeft hetzelfde molgewicht als triethylbenzeen. Het kookpunt van de model stof

is echter 45°C te hoog, dit is bij nader inzien te veel. Zwaardere polyalkylaten worden niet gevormd [5]. Bij de omzetting van ethyleen en benzeen is geen rekening gehouden met het ontstaan van diethylbenzeen omdat dit produkt met benzeen in een evenwichtsreactie omgezet wordt naar

ethylbenzeen. De nettoproduktie aan diethylbenzeen is dus nul. Er is diethy1benzeen als inerte stof in het model gecirculeerd voor de juiste benadering van het proces.

Aangezien ChemCAD geen module kent voor een katalytische distillatie reactor is deze uit losse modulen opgebouwd. De opbouw van het reactorbed bestaat uit negen lagen van

achtereenvolgens een mixer, een stoechiometrische reactor en een flasher. De mixer vermengd de vloeistofstroom uit de

bovenliggende laag met de gasstroom uit de onderliggende laag. In elke reactor wordt 38,8 % van het ethyleen omgezet naar

ethylbenzeen en 1,2 % naar zware produkten. Totaal wordt 99%

van het ethyleen omgezet naar produkten. De flasher scheidt de produktstroom van de reactor in een gasstroom en een

vloeistofstroom. Het model van de reactor is weergegeven in figuur 3.2.

(21)

0.752

R EB EB

0.276

l.033 0.033 0.Ol6

R Reactor DEB Diethylbenzeentoren

EB Ethylbenzeentoren

Figuur 4.1: Opsplitsing van het proces voor de berekening

van de Costliness Index.

Cl

I ~

rl

\.... L

(22)

-;

4. Economische Evaluatie

Het proces is op twee manieren op zlJn economische

haalbaarheid getest. Zowel de Return On Investment (ROl) en de lnternal Rate of Return (IRR) zijn bepaald. Om deze methoden toe te kunnen passen moeten eerst de totale kosten zoals

investeringen, loonkosten en produktiekosten, en de opbrengst berekend worden.

4.1 Totale kosten

De totale kosten zijn afhankelijk van de grondstof

prijzen, loonkosten en de lasten van de investeringen. Om de totale kosten (Ktot) te berekenen is het model"Beste Model"

gebruikt [17]. Voor Ktot geldt:

Ktot = 1,13*(Kp + Ku) + 2,6*L + O,13*If

Hierin is: Kp

Ku

L

If

kosten van de grondstoffen kosten van de utilities loonkosten

investeringen

De parameters van dit model worden hieronder berekend.

4.1.1 Investeringen

Voor het berekenen van de investeringen is gebruik

gemaakt van de methode van Taylor [18J. Om de investering in de proceseenheden (lb) te benaderen is gebruik gemaakt van een costliness index (Cl). De fabriek wordt opgesplitst in delen, waarvan elk deel een score krijgt die samen de index vormen. De opsplitsing is weergegeven in figuur 4.1. Voor het

katalytische distillatie proces is de costliness index gegeven in tabel 4.1.

(23)

.. ../

Tabel 4.1: Bepaling Costliness Index

Apparaat doorzet T p Mat SC MS Totaal Cl

Reactor R2 -3,5 0 1 1 1 1 7,5 7,0 Toren T5 0,1 0 0 1 0 0 1,1 1,4 Toren T9 -3,0 0 0 1 0 0 -2,0 0,6 Ethyleen Sl -2,5 0 1 0 0 0 -1,5 0,7 Benzeen 52 -0,5 0 0 0 0 0 -0,5 0,9 Totaal 10,6

De totale investering in proceseenheden kan nu benaderd worden met de volgende formule:

Ib = Constante

*

Cl

*

(Capaciteit per jaar)O.N

De Constante is gecorrigeerd voor de stijging van het kostenniveau [19]. Wanneer de gevonden waarden in de bovenstaande formule ingevuld worden dan volgt hieruit:

Ib

=

275 100°,39 10,6

=

17,6 Mfl

Naast de investering in proces eenheden zijn er nog een aantal andere kosten die samen het totale investeringsbedrag

opleveren. Deze zijn achtereenvolgens:

De

-lh: De investeringen in de hulpapparatuur en gebouwen. Deze omvatten de zogenaamde off-sites.

-11: De kosten voor vergunningen, patenten, opstartkosten en dergelijke.

-lw: Onder deze noemer wordt het werkkapitaal geschoven. Hier worden de voorraden, cash, etc, verstaan.

totale kosten voor het proces worden nu bepaald door:

Ib == 17,6

Ih

=

0.3

_*

Ib == 5,3

(24)

J

4.1. 2 Loonkosten

Er is uitgegaan van twee stappen in het proces: de

reactor en de scheidingstrein. Met behulp van de relatie van Wessel [21] kan het aantal manuren berekend worden voor een continu proces. Hiertoe wordt eerst het aantal manuren per ton ethylbenzeen berekend volgens:

manuren/tonEB = 1,7 * # stappen / cap. per dagO,U

hierin is: # stappen

=

2

cap. per dag 279,07 ton EB/dag

Hieruit volgt dat er 13,14 manuur dag per nodig is voor de produktie. Het aantal manuren wordt gecorrigeerd voor vakantiedagen en ziekteverzuim door er 50% bij op te tellen. Het aantal manuren per dag wordt dan 19,71. Uitgaande van continu bedrijf komt dit neer op 0,82 functieplaats per dag. Deze waarde is laag, maar komt goed overeen met wat er in de literatuur gevonden wordt voor een katalytische distillatie fabriek [20]. Wanneer voor de jaarkosten per arbeidsplaats fl 350.000 gerekend wordt, volgt voor de loonkosten (L):

L = 350.000 * 0,82 = 0,29 Mfl.

4.1. 3 Produktiekosten

De produktiekosten bestaan uit grondstof- en

utilitykosten. De kosten van de grondstoffen worden berekend per benodigde fractie (q) voor een ton ethylbenzeen. De

prijzen voor de grondstoffen, en het produkt zijn gegeven in tabel 4.2.

Tabel 4.2: Grondstofprijzen [22]

stof kosten q q*kosten

fl./ton ton/tonEB fl./tonEB

Benzeen 1030,2 0,751 773,68

Ethyleen 1178,1 0,275 323,98

Ethylbenzeen[10] 1411,0

(25)

~I

Voor de grondstofkosten volgt dan:

Kp

=

100.000 (773,68 + 323,98)

=

109,8 Mfl.

Naast de grondstofkosten worden ook kosten voor de

uti1ities gemaakt. Kosten worden gemaakt bij de reboilers. Een deel van de in de condensors opgewekte stoom wordt na

opwerking in de reboilers gebruikt. Dit wordt verrekend als utility-opbrengst. Bij de berekening is uitgegaan van

middendruk stoom. De kosten aan stoom per warmtewisselaar zijn gegeven in tabel 4.3.

Tabel 4.3: utilitykosten [23].

warmtewisselaar doorzet prijs

kton kfl.jkton Condensor reactor H3 672 - 21,5 Reboiler reactor H4 708 24 Condensor EB-kolom H6 152

--Reboiler EB-kolom H7 83 24 Condensor DEB-kolom H10 4

-

24 Reboi1er DEB-kolom H11 8,4 24 Opbrengst afvalstroom 1,5 -291 Totaal

Om benaderingen in de bovenstaande berekening te verdisconteren is gerekend met 5 Mfl als kosten voor utilities. Voor de totale produktiekosten volgt nu:

Ktot = 1,13*(109,8 + 5,0) + 2,6*0,20 + 0,13*22,9

=

133,2 Mfl. 4.2 Opbrengsten kosten Mfl.

-

14,5 17,0

--2,0

-

0,1 0,2

-

0,4 4,2

De marktprijs van ethylbenzeen is 1411 fl. per ton. Aangezien er 100.000 ton per jaar geproduceerd wordt, is de

(26)

4.3 Rentabiliteit

Bij de berekening van de rentabiliteit is uitgegaan van een afschrijvingsduur van 10 jaar voor de fabriek. De rente wordt op 10% gesteld. Dit komt voor een investering van 22,9 Mf1. neer op een aflossing van 3,73 Mfl. per jaar. De

afschrijving bedraagt 10% per jaar, hetgeen neerkomt op 2,29

Mfl. per jaar. De winst kan nu berekend worden met:

winst = Opbrengst - Kosten - Aflossing - Afschrijving = 141,1 - 133,2 - 3,73 - 2,29

Hieruit volgt dat de winst 1,88 Mf1. is.

4.3.1 Return On Investment (ROl) Voor de Return on Investment geldt:

winst

ROl = ---

*

100 % If + Iw

Wanneer de gevonden waarden ingevuld worden, volgt: 1,88

ROl = ---

*

100 % = 7,1 %

(22,9 + 3,4)

4.3.2 Internal Rate of Return (IRR)

Een tweede rentabiliteits berekening is de IRR (Internal Rate of Return) [24]. De IRR wordt bepaald met de volgende formule:

n-l

A + B

*

~

{(

1/ (1+ IRR) ) n } + C

*

(1 / (1+ IRR) ) 10 =0

1

De parameters van deze formule zijn gegeven in tabel 4.3.

(27)

Tabel 4.3: Parameters ter bepaling van de internal rate of return

Formule Jaar (n) Cash Flow Var

-If

-

Iw 0 -26,3 A

Opbr - K - Afl

1

-

9 4,-57 B

Opbr - K

10 8,3 C

(28)

5. Discussie

In de literatuur is zeer weinig bekend over het proces van katalytische distillatie. De informatie die er is, wordt afgeschermd door patenten of moeilijk toegankelijke bronnen. Bij de berekeningen van dit fabrieksvoorontwerp is dan ook uitgegaan van een "worst case" situatie. Het ligt in de verwachting dat de produktie van de katalysator hoger zal

liggen [10]. Een temperatuur en druk optimum kan niet bepaald worden omdat er geen informatie voorhanden is over de

kinetiek, of het gedrag van het systeem bij andere druk en temperatuur. Er is nog geen fabriek volgens het principe van katalytische distillatie voor de produktie van ethylbenzeen operationeel. Het is een "not-proven technology" hetgeen de producenten van ethylbenzeen huiverig maakt voor de toepassing

ervan [10].

De recyclestroom diethylbenzeen is zeer klein. Nagegaan is, of het zin heeft diethylbenzeen van de zware produkten te scheiden. Het achterwege laten van deze toren bespaart 1,2 Mfl. aan investeringen en 0,1 Mfl. aan energie per jaar. Daartegenover staat een inkomstenderving van 2,3 Mfl. per jaar. Ondanks de kleine afmetingen van de toren blijft deze zinvol. In het licht van de schaarse informatie is het goed mogelijk dat het aantrekkelijker is de diethylbenzeen toren weg te laten, wanneer de selectiviteit van katalysator beter blijkt te zijn.

Bij ChemCAD simulatie is gebruik gemaakt van een

mode 1 component voor triethylbenzeen, met een bij nader inzien te hoog kookpunt. Dit hoeft geen problemen op te leveren daar het triethylbenzeen dat in de recyclestroom terecht komt ook getransalkyleerd wordt in de reactor.

De warmtehuishouding van de ethylbenzeentoren valt binnen de randvoorwaarden voor een warmtepomp. Dit kan een

energiebesparing opleveren.

De fabriek is economisch haalbaar, de ROl en IRR tonen dit aan. Deze zijn berekend op een hoog rentepercentage van

10%. Het grootste deel (80%) van de kosten bij de produktie van ethylbenzeen bestaat uit grondstof- en utilitykosten. Schommelingen in deze kosten kunnen van grote invloed zijn op de winstmarge van het proces. Vergroting van de winst is onder andere te realiseren door optimalisatie van het

energieverbruik.

(29)

6. Literatuurlij st

1. R. van Kwartel en L.Smit, Fabrieksvoorontwerp nr. 2684,

Het MobiljBadger ethylbenzeen proces, (1986) Delft.

2. J.D.Shoemaker, E.M.Jones,Jr., (Chemical Research &

Licensing Company Co., Houston, Texas, USA), Hydrocarbon

Processing, juni 1987, p. 57 - 58.

3. W.R. Moser, ed., Chemical Industries, Catalysis of

Organic Reactions, New York, (1981), vol 5, p.39-50.

4. F.G. Dwyer, Chemical Engineering, 1976, p.90-91.

5. L.A. Smith, jr., (Chemical Research & Licensing Co.,

Houston, Texas, USA). Alkylation of Organic Aromatic Compounds. U.S. 4,849,569, 18 juli 1989.

6. 1988 Directory of chemical producers, Western Europe, SRI

International, Calefornia.

7. Y. Zang, K. Tao, H. Li, cuihua Xuebao 2ill, 1982, p. 74

-77; C.A. 97 1982, 91334d.

8. J.J.F.Scholten, Katalyse en katalysatoren, (1989) Delft,

75b - 75g.

9. F.J. Zuiderweg, Fysische Scheidingsmethoden, deel 2,

apparaten, Delft (1988), p. 79 - 97.

10. Gesprek met P.L. Lanzoni, Shell Internationale Chemie

Maatschappij B.V., Manufacturing petrochemicals division. 22 oktober 1990.

11. R.C. Weast ed., Handbook of Chemistry and Physics, (1987)

Florida USA.

12. Chemiekaarten, 5e ed., NIA, 1989.

13. Gesprek met J.J.F. Scholten, TU Delft, 10 oktober 1990.

14. J.A.Wesselingh, Scheidingsprocessen I, (1987) Delft,

4.2.9.

15. G. Stephanopoulos, Chemical Process Control, Englewood

Cliffs, NJ, USA (1984) p. 527.

16. ChemCAD 2.4, COADEjChemstations, Inc., 1990, Houston USA

17. A.G.Montfoort, De Chemische Fabriek, Deel II: Cost

engineering en Economische aspekten, (1989) Delft II-20

18. J.H.Taylor, Engineering and Process Economics, 2(1977)

259-267.

19. N. Boyd, Engineering Costs and Product ion Economics, 13

(30)

20. L.A. Smith, M.N. Huddleston, Hydrocarbon Processing,

maart 1982, p. 121 - 123.

21. [17] I I 37-42.

22. European Chemical News, 29/10/90

23. A.G.Montfoort, F.A.Meijer, A.van der Ham, Handleiding

voor het maken van een Fabrieksvoorontwerp, (1989) Delft,

44.

24. [17] V-9.

25. W.J.B. van den Bergh, Apparaten voor de warmte

overdracht, Delft 1987.

(31)

Symbolenlijst

1. Algemeen Symbool Au B cap c_k Cp,k d

DEB

Di du E EB € ~k H h htot ku 1 LMTD M MAC nb p eSp Q R Rmin

r

s T ug ul V WHSV z Omschrijving warmtewisselend oppervlak benzeen capaciteit koelwatersnelheid warmtecapaciteit koelmiddel diameter reactor diethylbenzeen

inwendige diameter warmtewisselaar

uitwendige diameter warmtewisselaarpijp ethyleen ethylbenzeen porositeit massastroom koelwater Heavies hoogte totale hoogte warmteoverdrachtscoëfficiënt lengte logaritmisch temperatuurverschil massastroom

Maximaal Aanvaardbare Concentratie niet bekend druk drukval warmtestroom refluxverhouding minimale refluxverhouding dichtheid steek temperatuur gassnelheid vloeistofsnelheid volume

Weight Hourly Space Velocity aantal buizen Eenheid ton mjs Jjkg.K m m m kgjs m Wjm2_•_K m

oe

kgjs ppm bar bar kW

(32)

Ethylbenzeen via katalytische distillatie 2. Economische evaluatie Symbool # Afl Cl Ib 1f 1h 11 IRR Iw Kp Ktot Ku L Mat MS n Opbr q ROl

sc

Omschrijving aantal aflossing Costliness Index investeringen in proceseenheden investeringskosten investeringen in de hulpapparatuur kosten voor de vergunningen

en licenties e.d. Internal Rate of Return werkkapitaal grondstofkosten totale kosten utilitykosten loonkosten constructie materiaal Multiple Streams aantal jaar opbrengt

fractie grondstof per eenheid ethylbenzeen Return On Investment Special Conditions 22 Eenheid Mfl. Mfl. Mfl. Mfl. Mfl. ~ _o Mfl. Mfl. Mfl. Mfl. Mfl. Mfl. ~ _o fVO 2871

(33)

3. Flowsheet Symbool H HD LC MD P PC QC T TC omschrijving warmtewisselaar hoge druk niveau controle midden druk pomp druk controle concentratie controle distillatietoren temperatuurcontrole Eenheid

(34)

~'

J

Bijlagen

A. B.

c.

D.

E.

F. Flowsheet . Massa- en warmtebalansen Apparatuurspecificaties . Reactorberekeningen .

Voorbeeld berekening warmtewisselaar Aanvullende berekeningen aan de

warmtewisselaars 24 25 26 32 40 43 45 fVO 2871

(35)

N lT1 ~1~ _ _ ~I.tnrlb.nz •• n .... cycl.

r-

-

;;

;

I ! I I . \ I

I

I;, 1 1 ETHEEN

~

é ~

-

~~~-0-

-,

j

'

Y d

-

11 :

i

~- ~

'

'''''

! .

S:ry

:

;

I

~

4

-I

_-

_r'

~

_{l .... _ _}

_{_}

i

ETHYLBENZEEN ~-- -.--"'- -I

0>-

_I

~

H7 I I

i---

--

---Jv

~

-

I L

f

T9

~

I Hli I

-

--4

:JlI lid

....

o

c

(/) ::t CD CD rt trl :;. ~ 0-e> ::> N e> e> ::> S_ 0> ,..-0> ~ ~ _;;; -n :T e> a. ~ [ ö

(36)

-Ethylbenzeen via katalytische distillatie

B. Massa- en warmtebalansen

Voor-

Massa -en

IN _waarts

_Warmtebalans

Retour UIT

M

Q

M

Q

Q 2 2,339 -201,61 Benzeen

I

2 390

~

-210,55 - () ()~? 26 -8 94 PI

....

..-I? 1 Q() ₄ -207,81 Ethyleen ~'--0,857 661,34 ~ 1 r-- R2

J

Reactie 2707,69 warmte ... -19 773 _- _- _- _- _- _- _{- -} ₅ ₈_- _{- -} il Q 7'ih 11063,9 3097 22

--

I--0,017 10,87 Ketp] H3 <;t ,m water 7955,8

--25,859 - - -19647 46 9

-122 640 11 -1444,36 22h44 _- _- _- _~ -8448,01 H4 5995,56 _" ( ' .

I

3,215

-I

- - - 12 199 4') ~ ~ ? 1 _- _- 2,693 lL.RO hL. T5 l.L ~,794 19 1 , f!ll

I

~56 75 - - _~- -f- f-179 30 14

_,

I

26 FVO 2871

(37)

19 4 894

_{- -}

_{r- -} _- ₁₄ 2326,31 ~I-.. ? 7Q/,. ~ 75 - -koel", H6 ko 1 _1732,49 r A

---Ts

16 4 894 _- _- _- _- _{- -} 1,781 593 82 179,30 3,113 _? ₆₉₁ 414 52 - - - 17 ~ 21 - - 1480,64 I----Stoom H7 Condensa It 944,01 0,101 - - - ' -20 126 22

-

Ethyl-4

benzeen H8 3, 113 -159,69 Lucht Lucht 574,21 ' -~ f -T9 i 0 - l--0,325 27 25 U.U/tl - - - '--,....- - - - -.77 09 -13 40 0 130 _{- - -} _- _- ₂₃ ₂₆_- 0,052 63,40 -tl,lJJb r-'-- I I H10

-

I Condensaa Stoom 85,74 '---n' ,t h v 1 ₀_,₀₅₀ _-11,58 be ~zeen 0,275 28

-

29 0,275 -tD,) ! - - - IlJ,tl4 4 H11 f---85,35 Stoom Stoom

(38)

J

3,196 10192,3

• Massa in kg/s

Warmte in kW

'

-

'"

' r '

-

"---Totaal

•

3,190 10187,9 28 FVO 2871

(39)

cv U) A eparaa t

sTr

oom • Componenten M _~~_hyleen 0,857 Benzeen _ Et_hsl beozeeo ___ Di_e t h y 1 benzeen Heavies Totaal: 0,857 Af:!~arootsrroom

f

Componenten M Ethyleen 0,006 Benzeen 9,755 Ethylbenzeen 0,011 Diethylbenzeen 0,001 Heavies - . . -1

a

661,34 6

a

2 3 4 5 - - -M Cl M U M a M Q - ---- - - -- 0,006 2,338 2,338 - .. _-- 2,338 --- ---- l2...U2... -- - -0,022 -- --- 0,022 - -- - ....D,_D..l..L. -- --- 0,026 - - ....Q~- - - 0,001 - --- -- - - --- -- --- - - - -- - -- - ._ - -- ---- ---- - -- - - - -2,338 -201,61 2,391 -210,55 2,391 -207,81 19,763 11063, 7 8 9 10 M Q M Q M Q M Q 0,006 _{- -}_---_- _{- - - -} - --- -0,011 19,744 _{_ -}_--₀_{__}_- 0,024 0,021 _{- -}_-_"_{. _} -0,011 25,232 22,091 - --- - -0,001 0,209 0,183 0,394 0,345 - --_.-- " - - - -- - . . __ . -- - - -" - - -- -- - -

_

.

_-

- -- - --- - ---- - --- -- ---.-- - - -- - - ---- -_·-_--·_0- _ . __ ... - _- --- -- - - -- -- - - -I tT1 ET '< ö' <> :> ~ <> :> $_ ., ~ i» ~ ~ . ::r <> a. ~. ê:

ö-~

(40)

u

w o

<

0 !Xl -..J .... \ :pparöa ttrroom • Componenten _____ E~_ h Y 1 een !l~_n zeen Ethy.l be 0 ze..e.ll-Di.~thylbenzee ____ Hea vies ---_ '·0' _ .. - -- -- -Totaal : ~ l!~ataatsrrooml • Componenten I Ethyleen Benzeen Ethylbenzeen Diethylbenzee Heavies -

-t

T

O

I

~

OI:

Min k~/s n iJl 1< w 11 M

a

0,021 2f,091 0,183 o 345 -22,640 14443,57 16 M Q 0,002 1 ,779 - - -1 ,781 179,30 12 13 14 -M Cl M U M Q - - - --- -~t..9...0~_ 0,003 _{- -} _-_- _-_~Q~_- _-_-_- _-- -....l.-lJ.7 _ 3 137 - - - -~-~ - - -- -~2~_ 0,026 _- _- _-_- _{- - - -} _{- -} ---~L 0,042 _- _- _- _{- -} -_ . _-- _{- -} -- - ---- - - -- -- -- -- - ---- -- - -- - - -- -- ._-- -3,215 1199,45 3,215 1199,45 4,894 2326,31 17 18 19 M Cl M U M Q - ---- - -- -I 0,003 0,003 - - -"-- - ---- - -3,110 3,110 0,747 - --- - -0,719 -_1-,-3~ -- --- .- --- - - - - --- --- - -- - -- --- - - -- -- - -- - - - -- - --- -- - --- -.. - - --- - - - -- - '---'- -:J,II'l 414 , 52 :3 , 1 13 _{.ü..2...Q.9_} _.2822 ~Sn 7e, SLroom /Componentell c, l a at 15 M Q 0,005 -- --- --.!± ,lLaL --. -~--- -~--- -~--- - - -- -- - -- -- -- -- -- -4,894 593,82 20 M Q 1- - -1- - --- -0,720 ,- - -0,693

}.)o7

,

____

--- ----

-_.

_

...

_

-- ---

-- --

I

--- ---- _. "._ -- --- -? 7~() <;'>.? f.'>. tT1 ;;. ~ 0-" :> ~

"

:> :l, 0> ,.,. 0> 0; 'S ~ . ::r " Cl. ~ ~ n'

~

• I ' I'

(41)

w ...

~ppo;:äotstoom

f

Componenten M ___ &t!l:Oeen . __ B.e Il.Z een Ethyl benzeen 0,720 _ Pi~~hylbenzeen 0,693 -He.allj es 1 30Z - -- ---- -Totaal: 2,720

~ l:!~oroatsrrooml

• Componenten I M Ethyleen Benzeen Ethylbenzeen _o₀₂₇ Diethylbenzeen _o 026 Heavies 21

a

-1480,64 26 Q 2 23 _{- - - -}24 25 M Cl M (l M Q M

a

_

.

_

-

- - - -- --- ... - - -- - - -'- - _. --_. --- -- - _. .'- -0,027 0,068 0,068 0,041 - - --- - - _. ._ ._- - - _.- _ . -._ - - -- ----...Q...Q1_6 _ 0,065 _--_- --- _ O~- - - - _._- ~039 _ - -_ .

o

0~9 - -_ .. - - - -- -- -- - - -- --- -- - -- - - _._ -- -- -- --- - - -0, 102 20,126 0,133 63,40 0,133 -22,34 0,080 -1 3 ,LiJ 27 28 29 30 M Cl M U M Q M Q

,-

-

--

-

.

-

.

.- - - .- -- -- ---•. -- -- . I .- -- -.- --- . -- -, ,- - - -0,319 1 0,270 1- - , 0,270 ' 1 1°,049 - --- - - _. - - -.- -- -- --- - -- - -- -I

_

.

_ -

-- -- -- ._--_ ..

--

r-

-rn ;. ~ cr n :> N (D n :> oS_ '" "'"

'"

;;; ~ (;; -n :::r (D 0. ~ ~

(42)

,,-Ethylbenzeen via katalytische distillatie

c.

Apparatuurspecificaties

Apparaat No: PI Benaming, pomp type .... ) te verpompen benzeen en

medium recycle DEB

Capaciteit in 2,39 kg/s t/d of kg/s" Dichtheid in kg/m3 ₈₇₀ Zuig-/persdruk in bar(abs.of 7,48 eff. eff.K) temp. in

°c

in / uit 28,3/ 28,7 Vermogen in kW theor./ prakt. 2,06/ 2,74 ~' _{Speciaal te ge}

brui ken mat aantal serie/parallel

32 FVO 2871

,

(43)

Technische Universiteit Delft

Vakgroep Chemische Procestechnologie

FabrieksvoorontlJerp No: 2871

Datum: november 1990

Ont'Jorpen door: M. A. G. Goemans

H. Reuchlin TORENSPECIFIKATIEBLAD

---Apparaatnummer : :oten topsectie R 2 Fabrieksnummer

ALGEMENE EIGE~SCHAPPEN Funktlr:. . . . .... . . .. . Type co ren ... . Type scnotel .. '" .... . Aantal schotels ... . Aantal schotels ... . SchotelaÏscanc / ~ETS Diamere:- r:orer.. ....... .

des ei llacie / &"oFfi!IscWx ~ xW>!l<tl:"""*x" x "'",xx X ,,'X~

Iil~:ixl schotel I x !<ll<'-":f'iH,'X "x x X 'X.'" x x x ,,·x·x x X K'X~

~~j'x!C zeefplaa: / x'I!1~lI~xlXXXXl(.X.,.XXK.X.X,XXX,x~ theoreClsch : praktisch 3 roestvrij 2,2'()' ... hoogte :ooe;, .... 2,30 m Materiaal tOren .... :

Q,6.1. IC.

I

Matefl,,~~ <o;,ocel

roestvrij staal VerIJarming ...•. Temperatuur... °c Druk ... bar Dichtheid ... kg/m) ~assastroo~. . .. kg/s

geen Ix I)'.en: l&XIlcm:: Jl/x Xtl[~e:1.': xix x ~ x x.x.xx x xx.x.x x I

BEDRIJFSKONDITIES Voeding Top 1 .. < 7 "/53 1" : \ . 5 Bodem I Reflux/absorp-tie middel staal Excraktü \ mlddel / ... : i \ i---~----~---~---~---~---~ Samensteliing l~

mol 7. resp. geIJ.:

Ethyleen Benzeen Ethylbenzeen Diethylbenzeen Heavies 1(';0 ONT\oIERl' :

Aantal klOkjes / zeef gaten / ... !*: Tyoe pakking ... .

Aktiei schoteloppervlak ... :3,25 m2 Mate"aal pakking

Lengte overlooprand ... . . . : 168 mm Afmetlngen pakking:

Diameter valpijp ;X~IIP<lxxXX}(.x..x.xx .... : 368 mm

(44)

Vakgroe~ Chemische Procestechnologie

Fabrieksvooront\Jerp No: 2871

Datum: november 1990

Ontworpen door : M. A . G. Goema n s

H. Reuchlin

Apparaatnummer ·eren bodemsectie RL Fabrieksnummer :

ALGEMENE ::IGE~SCHAPPEN :

FUnKc.lè . . . ........ desti llatie 1 ~r &Itro<i%x 1< xaCD6I1XlXOOJeX X x x.x.x x x x r

Type toren ... . .. . . .... g9lpQt.xxk schotel / X spa:xllt X a:tx >lx:t xx.x.x x:t x.x.x x X x.x.*

Type scnotel .. . .. . .... )(~lIxi< zeefplaa:. J< lMGllllla xix x x l< x.x.x.x X x X.x. x X XXX

Aantal scnoteis ... . ... theoreélSch

Aantal schotels ... praktisch \4

Schotela:stan~ / :;::!S 0 •. 6.1. !:" Materiaal schotel :roestvrij staal

Dlamete: torer' . .. ...... ~,O.o. ...

j '

..

,<0

toren . .. 8,9 m

Materlaai. toren ... : roestvrij sta 1

Verwarming. ... : t~~ XiX ~'i5&' :H~ Yf reboiler fX ~ ~ ~ :<.x.~~?= :c.x,x, ~ ~.1F

BEDRIJFSKONDITIES :

Voed1ng Top

\

Bodem Refluxl absorp- Extraküe

tie middel middel/ ...

Temperatuur ... °c - - 241 Druk ... ... bar - - 8,9 Dichtheid .. . . kg/m 3 - - 637.7 !1assas~roo::-.. ... Kg/s - -I 3,2\ I , Samens te i üng 1;:

mol 7. resp. ge\J.~

Ethyleen - -Benzeen 0, I 0, I Ethylbenzeen 98,2 97,6 Diethylbenzeen 0, 6 1 0,8 Heavies \ ,0 \ , 5 i ONTWERP :

Aantal klokjes i zeef gaten I .... .... . ** Type pakking ... :

Aktiei schoteloppervlak ... : _2,35m 2 Matenaal pakking :

Lengte overlooprand ... : _\28 mm Afmeungen pakking :

Diamecer valpijp / gat / .... . . _{: 349} mm

Verdere gegevens ou schets vermelden

*doorstrepen ~at niet van toeoassing is.

"' .. indien een toren schotels van versc:hil~enri ontwero bevat, dit vermelden:

(45)

~.

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Fabrieksvoorontwerp No:287l

Datum : november 1990

OntIJorp"n door : ~1. A. G. Goemans

H. Reuchl in

TOREN SPECIFIKATIE BLAD

----

---Apparaatnummer : _-:_"₅ Fabrieksnummer :

ALGE~NE EIGDISCHAl'PEN :

Funktiê .... . . . . _ ... . o. destlllatie / Ut'M.H~ XfX 'álSM'PH~ xp< ~~ x ?C.x.x.'! ~ Type (oren . .... ... : Ji#i'i!\;c", l schotel / léix'il!c~xx~ X'X'x x x )('X'X' X X ,,,(.X'x: Type scnotel ... . . Nj\Ü'l< I zeefplaa~ / j(~Wx i. X 'X'X'Je X X ",,·x·x X x ,,·x·x x *

Aantal schotels ... : theore!:isch :

Aantal scnotels ...... . : praktisch : 24 Schotela,stan~ / ~E!S . ·0,611"·

,J

Mat.eria.;.i schotel : roestvrij staal

Diamete: core;o .. ..... . ·1. ,.15::-. Hoogte ta!"e:1 .14,.7:

MateTlaai toren ... : roestvrij

VerIJarm1ng ... : xperu< i. x~x ~ooomx *- reboller i xx,x.x.x x xx.x.x x xx.x.t

BEDRIJFSKONDITIES :

Voeding Top Bodem Reflux/absorp- Extraktie

tie middel middel/ ...

Temp~ratuur ... °c 136 136 172 Druk ... bar ₁ ₁ ₁ Dichtheid .. .... . kg/m J _762,9 _759,7 _777,8 !12ssas:.roo;;-, . . .. Kg/S _3,2₁ _3,₁₁ _0,10 Samenstelling 1n

mol 7. resp. geIJ.::

Ethyleen Benzeen 0,1 0,1 0,1 0, Ethylbenzeen ~8,2 97,6 99,S 99, ~ 33, t 26, Diethylbenzeen 0,6 0,8 25, ( 25, Heavies 1,0 l,S 40, 48, t

J

ONTIIERP :

Aantal klokjes / zeeigaten / ........** . : Type pakking ...

Aktief schoteloppervlak ... ~ ... : 1,05 m 2 Materiaal pakking Lengte overlooprand ... : 700 mm Afmetingen pakking :

Diameter valpijp / lIiKIX ix x,x.x.x. x x x x.x.x x : 30 mm

Veróere gegevens 00 schets vermelóen

(46)

Technische Universi~ei~ Delft Vakgroeo Chemische Proces~echnologie

Fabrieksvoorontwerp No: 2871

Da~um : november 1990

Ontworpen door : M. A. G. Goemans

H. Reuchlin

Apparaatnurnmer _--9' Fabrieksnull1lller :

ALGEMENE ElGE)lSCHAPPEN :

Funktl~ ... , ... _{destillatie /}_l&'SFH~_lici,Ac_x:_{d~SRJtl? Ü4!c}_"x_{x x}U'X'lf x:

Type (oren . .. ......... : ",*,*,ix! schotel Ix 1i~~~l{xlx lfX x K K'X'''XX KK.X."X: Type schotel, .. ...... . _~~hlteefplaa: I X~:l'~x"'x."XX]("](.""X](l(""",,:](

Aantal schotel.s ...... . theore~isch :

Aantal schotels, ... : praktisch : 5

Schotelafscan~ ! ::ETS : 0,.6.1 m Materiaai. schotel : roestvrijstaal

Diamete~ torer:. . ... . . : 0.3.U ...

1

_Hoo,,,toren . ... 4 m

Materiaal toren ... : roestvrij sta 1

Verwarming, ... ... : ~Uri(Y{](ö'~l!;U~x/ reboiier / x.x.)P~:~:c.x.~~~!c?,.x.>Ç* BEDRIJFSKONDITIES :

Voeding Top \

Bodem Reflux/absorp- Extraktie tie middel middel/ ... Temperatuur. " . ' oe 172 150 265 Druk ... bar 1 1 1 Dichtheid. , . , .. ,kg/m 3 777,8 748,6 755,l !1assas~roor:-... , '<-gis I 0,101 0,052 0,049 SamenSte 1 i.l.ng 1:1

mol 7. resp, ge",. ::

Ethyleen - - -

-Benzeen - - -

-Ethylbenzeen 3,6 26,2 57,3 SI,S -

-Diethylbenzeen 5,6 25,2 42,7 48,4 1,3 1 , 1

Heavies 0,8 48,6 - 0,1 98,7 98,9

ONTWERP :

Aantal klokjes i teeigaten / ....

--

. : Type pakking ... Aktiei schoteloppervlak ... _{: 0,06}m 2 Materia'al pakking :

Lengte overlooprand ... :215 mm Afmetingen pakking :

Diameter valpijp I ~Jf](l<)(.x.l(;l\~l')()Ut" :44 II11II

Verdere gegevens 00 sche~s vermelden *doorstreoen "'at nlet van toeoassing is.

"',. indien een toren schotels van verschillenc:i ontwerp bevat, dit vermelden~

(47)

Apparaat No: R2 -J'

Benaming, _Reactor

type

Abs.of eff. K abs.

druk in bar 8,5 -8,8 temp. in oe ₁₆₉ - 176 Inhoud in m3 ₉₈ Diam. in m _2,5 1 oi h in rn ₂₀ Vulling: ;( schotels-aant. vaste 'Pakking katalysator-type Y-zeoliet

-

..

-

vorm rashing rin

...

(50 rnrn)

...

.

...

.

...

S?eciaa.~ te ge-'c:-uiken ~a-:. rvs aar.'ta::' se:":e/~a.:,,a::"~e:!.

(48)

Annaratenli.ist voor 'w'armte'w'isselaars, fornuizen

---Apparaat No: H3 H4 H6 H7 H8

~enaming. _Condensor _Reboiler _Condensor _{Re bo iler}

Lucht-type koeler

ketelwater bodemstroom koelwater midden druk

produkt-Medium _reactor _stoom _stroom

?ijpen-/ _topstroom _{hoge druk} _topstroom _bodemstroom

mantelzijde reactor stoom EB toren EB toren lucht

Capaciteit, u1t~e'w'isselde 7956 5996 1736 944 578 warmte in kW', .... a:-:I1t.e wi s s e 1 end ₁₈₁ ₁₅₉ ₁₉ ₂₇ ₃₁ oppevl. in m 2 Aantal pafKrt~{ Abs. of a.f. K druk in bar ₃ / 8,5 8,9 / 40 3 / 1 10 / 1 1 / 1 pijpen- _I I I mantelzijde temp. in / uit in or. 20/145 240/241 20/40 220/185 135/40 pi~pzijde 167/121 410/245 136/135 151/175 20/40 mantelzijde Speciaal te ge-bruiken mat. 38 FVO 2871

(49)

Atl"aratenli,;st voor .... armte .... isselaars. fornuizen

---Ap]Jaraat No: HIO H 11

Condensor Reboiler

genaming, type

Medium lage drui< bodemstroom

condensaat DEB toren

?ijpen-/

mantelzijde topstroom hoge druk

DEB toren stoom

Capaciteit. uit~e .... isselde 86 86 warmte in kW. loIar:r.'te .... isselend 5,3 0,9 oppevl. in m 2 j Aantal pafUH{ Abs. of .fi.

•

druk in bar 3/ 1 1 / 40 pijpen- I mantelzijde temp. in / uit 135/140 251/ 267 in °c 164/150 410/350 Jli~p%ijde mantelzijde Speciaal te ge-bruiken mat.

(50)

j

D. Reactorberekeningen

Voor het ontwerp van de reactor is het van belang dat er een gelijkmatig stroomprofiel door de reactor gerealiseerd wordt. Hierbij is een kleine drukval over het bed gewenst. Om de drukval over het bed te bestuderen is eerst gekeken naar het verband tussen de drukval en de diameter en hoogte van het bed. Zoals in 3.3.1 is voorgerekend is de jaarproduktie:

100.000 tonEB/jaar

=

11,6 tonEB/hr

De vereiste hoeveelheid katalysator is met een activiteit van de katalysator van 0,13 9 EB/g kat. hr.

Massa katalysator

produktie EB/hr

= ---activiteit van de katalysator

11,6

= --- =

89 ton katalysator

0,13

Het ingenomen volume door de katalysator in het reactorbed is dan: Massa kat. Volume katalysator

=

r

*

E

r

=

1800 kg/m3 €

=

0,5 m3/m3 V

=

98 m3

Met dit gegeven is voor verschillende diameters de drukval

over de reactor uitgerekend, zie tabel 0.1.

(51)

Tabel D.1: De drukval over reactor berekend voor

verschillende diameters van de reactor [9].

d h htot ul (m) (m) (m) (mmjs) 1,00 127 140 51,06 1,25 81 94 32,68 1,50 57 60 22,69 1,75 42 55 16,67 2,00 32 45 12,76 2,50 20 33 8,17 3,00 14 27 5,7 rgas

=

20 -25 kgjm₃ ul

=

vloeistofsnelheid ug = gassnelheid ug óp/m óp (mjs) (barjm) (bar) 1,66

--1,06

--0,74 ,150 8,55 0,54 ,080 3,36 0,41 ,030 ,960 0,26 ,015 ,300 0,18 ,010 ,140 (8,8 bar).

Op basis van de gegevens in tabel D.1 is de reactor met een diameter van 2,50 m het voordeligst gezien de lage

drukval. De boven- en onderliggende distillatiesecties zijn ontworpen op een diameter die een zelfde vloeistof- en

gassnelheid oplevert. Hierdoor zijn de diameters van deze secties beide kleiner dan de diameter van het reactorbed. De reactor met een diameter van 3,00 m valt af omdat deze te veel zou afwijken van de diameter van de distillatiesecties. De buitenmaten van de reactor zijn gegeven in tabel D.2. Voor de aansluitingen aan de top en bodem van de reactor voor

(52)

Tabel D.2: Reactorafmetingen en stroomsnelheden.

Diameter Hoogte uI ug óP

(m) sectie(m) (mm/s) (mi s) (bar)

Distillatie sectie boven 2,20 2,30 10,0 0,30 0,1 Reactor 2,50 20,00 8,2 0,26 0,3 Distillatie 2,00 8,90 10,6 0,26 0,1 sectie onder 42 FVO 2871

(53)

Figuur E.I:

135 C

o

20 C

koelwater

L

l736

kw

Schematische voorstelling van de condensor (H6) van de ethylbenzeentoren (T5).

c

(54)

E. Voorbeeld berekening warmtewisselaar

Als voorbeeld is hier de condensor (H6) van de

ethylbenzeentoren (T5) voorgerekend. Hiernaast is in figuur E.I een schematische voorstelling van de condensor gemaakt.

De over te dragen warmte (Q) is 1736 kW. Gekozen is voor

koelwater om de ethylbenzeenstroom te condenseren. De soortelijke warmte van koelwater is.

Cp,k

=

4200 Jjkg.K

De benodigde koelwaterstroom lS derhalve:

Q

~k

= ---

=

21 kgjs

Cp,k

*

(Tk,uit - Tk,in)

Voor de totale warmteoverdrachtscoëfficiënt (ku) is genomen: ku = 885 Wjm2.K

Het logaritmisch temperatuurverschil:

LMTD

=

105°C

Met deze gegevens wordt het benodigde verwarmend oppervlak berekend:

Q

= - - - -

=

18.68 m2

Met deze waarde is het nu mogelijk een uitvoeringsvorm van de warmtewisselaar te kiezen. Hierbij moet rekening gehouden worden met de stroomsnelheden door de warmtewisselaars die niet te grote drukverschillen mogen veroorzaken.

Gekozen wordt voor een two-pass warmtewisselaar [20]. In [23] wordt gesteld dat de warmtewisselaar uitgevoerd dient te

worden met een buisdiameter d u

=

1", driehoekig patroon en

steek 1\". Dit levert een aantal mogelijkheden op. Deze zijn vermeld in tabel E.!.

(55)

\

j

. )

)

Tabel E.1: Mogelijke uitvoeringsvormen van de condensor

van de ethylbenzeentoren.

Di romp Buizen Bundel Au

du s z

=

# omtrek lengte (m) (m) (m) buizen z 7r du bundel 0,2540 0,0254 0,0318 32 2,55 7,45 0,3050

_·

52 4,15 4,60 0,3395

_·

62 4,95 3,84 0,3874

_·

92 7,34 2,60 0,4282

_·

126 10,05 1,90

De 1/0; is voor de aangegeven configuratie gunstig:

1/0;

=

6,7

De snelheid van het koelwater wordt zo:

= - - -

=

1,46 mis

r

n

1L d;2 2 4

Dit levert een acceptabele drukval op van 0,35 105 N/m2.

Voor de andere warmtewisselaars zijn dergelijke berekeningen ook uitgevoerd (bijlage F). Dit moet gezien worden als een aanvulling op de specificatiebladen die in bijlage C te vinden zijn .