Dimethylether (DME) produktie in een slurryreactor

(1)

I

•

• I

.

•

• adres:

.

T

U

Delft

F.V.O. Nr.

2998

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Verslag behorende

bij het tabrieksvoorontwerp

van

Lucas Sluys

· ...

.

Léon Tromp • • • • • • • • • • I • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

onderwerp:

· . . . . . . . ~i.~~t~vlether

_{. . .}

(OME) produktie

· . . . . .

. .

.

. .

in

e~n. ~ll:IrrY.r~~c.tC?r. . . . :. . . .' . . ..

Jac. van Beierenlaan 63 2613 JA Delft

Prof. Evertslaan 134 2628 XZ Delft

opdrachtdatum :

nov. 1992

verslagdatum :

juni 1993

Faculteit der Scheikundige Technologie en der Materiaalkunde

(2)

•

• I

.

I

• f

.

I I

•

• adres:

F.V.O. Nr.

2998

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Verslag behorende

bij het fabrieksvoorontwerp

van

Lucas Sluys ... . ... Léon Tromp .. ...

onderwerp:

. . . . . . . . Pi.~~t~ylether

_{. . . .}

(OME) produktie

_.

_....

_..

_{. . . .}

_.

. .

.

. .

.

. .

.

in

e~n. ~ll:IrrYr~~~tC?r. . . . :. . . . . .' . . . .

Jac. van Beierenlaan 63 2613 JA Delft

Prof. Evertslaan 134 2628 XZ Delft

opdrachtdatum

:

nov. 1992

(3)

•

!

I

i

_I

.

• I

•

I

i

· I

I

•

'

.

•

FABRIEKSVOORONTWERP NO. 2998 TU Delft

SAMENVATTING

Het fabrieksvoorontwerp betrof een produktieplant voor dimethylether (OME). De gebruikte reactor was een drie-fasen slurryreactor waarin synthesegas door de reactor wordt geleid en voor een deel wordt omgezet, met behulp van koper jzink-oxidejalumina en gamma-alumina katalysatoren, in OME. Dit proces vindt plaats in een inerte olie.

De nadruk bij het proces is gelegd op een optimale scheiding van de diverse componenten die zich in de produktstroom bevinden.

De capaciteit van de ontworpen fabriek ligt op een produktie van 260.000 ton OME per jaar.

De opbrengst van de verkoop van OME en methanol zijn groter dan de gemaak-te kosgemaak-ten. De pay-out time is 1,1 jaar. Dit komt doordat de prijs van OME voor cosmetische toepassing relatief hoog ligt ten opzichte van de voornaamste grondstof synthesegas.

(4)

•

INHOUDSOPGAVE

1. INLEIDING . . . . . . . . . .. 3

2. UITGANGSPUNTEN VOOR HET ON1WERP . . . . . . . . . . . . . . .. 4

2.1 Uitgangspunten . . . . . . . . . . . . . . . . . .. 4

2.2 Corrosie-aspecten . . . , 4

2.3 Explosiegrenzen . . . ... . . 4

2.4 Giftigheid . . . ... . . 5

3. BESCHRIJVING VAN HET PROCES . . . 6

3.1 Processchema . . . 6

3.2 Procesflexibiliteit . . . 7

3.3 Procesregeling . . . 7

3.4 Inbedrijfstelling . . . 8

4. PROCESCONDITIES . . . 9

4.1 Dimethylether synthese: reactiekinetiek ... . . . . . . . . . . . . . .. 9

4.2 Dimethylether synthese: reactiewarmte . . . 13

4.3 Procescondities: algemene punten . . . ... . . 15

5. KEUZE EN MOTIVERING APPARATUUR . . . 16

5.1 De reactor . . . 16 5.2 Kolommen . . . 18 5.2.1 Destillatietorens .. .... .. . . 18 5.2.2 Absorbers . . . 24 5.2.3 Flasher . . . 28 5.3 Warmtewisselaars . . . 29 5.4 Gas-vloeistof scheiders . . . .. . . ... . 36 5.5 Compressoren ... ... .. .. . . 37 5.6 Pompen . . . 38 5.7 Expanders en dynamo's . . . 39 6. MASSA-ENWARMTEBALANS . . . 40

7. OVERZICHT SPECIFICATIE APPARATUUR . . . 41

8. KOSTEN . . . 42 9. CONCLUSIES EN AANBEVELINGEN . . . . . . . . . . . . . . . . . . .. 47 10. SYMBOLENLIJST ... .. . . 48 11. LITERATUURLIJST. . . . . . . . . . . . . . . . . . .. 52 12. BIJLAGEN 1. 2. 3. 4. 5. 6a. 6b.

Stofuitwisseling: Henry en Lewis-Randall

Berekening e₁, e

2 en e3

Berekening vloeistoffase concentraties CO₂, H₂en CO

Berekening katalysatormassa M_kat1 en M_kat2

Programma voor destillatietoren berekening Programma voor warmtewisselaar berekening Programma aanpassing voor reboiler berekening

(5)

•

• I

·

I

•

I

•

12. BIJLAGEN (vervolg)

6c. Programma aanpassing voor condensor berekening 7. Overzicht massa- en warmtebalans

8. Samenstelling en warmte-inhoud stromen 9. Torenspecificatie bladen

10. Warmtewisselaarspecificatie bladen 11. Apparatenlijst

12. Processchema

(6)

•

• I

•

1. INLEIDING

Dimethylether (OME) is een stof die in toenemende belangstelling staat. Bijvoor-beeld als drijfgas in spuitbussen, als vervanger van ozon schadelijke middelen. Een andere toepassing is het gebruik van DME als koelmiddel in een mengsel met Freon-11 en Freon-12 (Akzo: Oemeon® 13/87). Behalve een 20 % reductie van de CFK inhoud, verhoogd dit produkt ook de koelefficiëntie met zo'n 5 % (energie-besparing). De toepassing van het koelmiddel OME/Freon-12 in auto air-conditio-ner systemen (V.S.) is een potentiële ontwikkeling.

De produktie van DME kan gezien worden als een extra stap achter het methanol proces. Uit het chemische proces kan dus zowel OME als methanol worden gesynthetiseerd. Zoals bekend is methanol vandaag de dag één van de belangrijk-ste bulkchemicaliën. Methanol wordt veel gebruikt als oplosmiddel en is een intermediair voor andere produkten als formaldehyde en MTBE (methyl-tertiaire-butyl-ether). Een mengsel van OME en methanol kan dienen als basis voor verdere omzetting naar benzine.

Bij het ontwerpen van het proces is als uitgangssituatie de produktie van OME uit CO-rijk synthesegas genomen met methanol als bijprodukt. Synthesegas wordt hierbij geproduceerd uit methaan en water via 'steam-reforming' waarbij voorna-melijk waterstof, koolmonoxide (CO) en kooldioxide (via water-gas shift) de produkten zijn die met onomgezet methaan en water de synthesegas stroom vormen.

De synthese van OME vindt bij dit ontwerp plaats in een drie-fasen reactor (slurryreactor) waarbij zich naast katalysator en synthesegas een derde fase, inerte olie, in de reactor bevindt. Het synthesegas wordt onderin de reactor geleid (bellenkolom). De functie van de olie is het afvoeren van de warmte die ontstaat bij het zeer exotherme syntheseproces. De olie met katalysator wordt rondgepompt en extern gekoeld. Volgens bijvoorbeeld Lee [1] zorgt het drie-fasen systeem voor een betere warmte afvoer dan de conventionele methanolprocessen die zich in de damp-fase afspelen en vaak gebruik maken van zogenaamde quench-koeling.

De extensie van het methanolproces naar OME produktie vertaalt zich in het toevoegen van een extra katalysator (-y-AI₂0₃) die de gevormde methanol omzet in OME. Het grote voordeel van deze vervolgstap is dat het chemische evenwicht, dat tijdens de methanolsynthese door een hoge methanolconcentratie ontstaat en de conversie remt, niet zal worden bereikt en dus geen remmende invloed op de reactie meer zal hebben. Het nadeel van de extra stap is een complexere produkt-stroom wat dan ook een ingewikkelder scheiding betekent.

Met dit F.V.O. is getracht om een OME-fabriek te ontwerpen op basis van de genoemde drie-fase slurryreactor. Het maken van synthesegas blijft hier buiten beschouwing. De nadruk van dit ontwerp ligt op het optimaal zuiveren van zowel hoofd- als bijprodukten om zo een plant te ontwerpen die zowel economisch als milieutechnisch op verantwoorde wijze bedreven kan worden.

(7)

•

FABRIEKSVOORONTWERP NO. 2998 TU Delft

2. UITGANGSPUNTEN VOOR HET ONTWERP

2.1 Uitgangspunten

Er is uitgegaan van een produktie aan dimethylether van 750 ton per dag of 250.000 ton per jaar (aantal bedrijfsuren per jaar: 8000). Het synthesegas dat de

fabriek inkomt heeft een druk van 5 bar en een temperatuur van 350 K. Eventuele

zwavelverontreinigingen zijn reeds uit de gasstroom voor de steamreformer

verwijderd. Eventuele invloed van H₂S op de katalysatoren in de slurryreactor is niet

bekend. Het doel van dit ontwerp is om een zo zuiver mogelijk hoofdprodukt te produceren die aan de capaciteit voldoet en daarnaast bijprodukten te verkrijgen die zo zuiver zijn dat ze hergebruikt (milieu) en dus verkocht (economie) kunnen worden. De twee katalysatoren die in de reactor worden gebruikt zijn afkomstig van

United Catalysts Inc. (EPJ-19, CuO/ZnO/AI₂0₃ kat.) en Harshaw-Filterol

Partner-ship (AL -3916-P, -y-AI₂

0

₃ kat.). De CuO /ZnO / AI₂

0

₃ katkatalysator bestaat uit

deeltjes met een gemiddelde diameter 0,14 mmo De -y-AI₂0₃katalysator bestaat uit

deeltjes van 0,10 mmo De gebruikte inerte olie is afkomstig van Witco Corporation. 2.2 Corrosie-aspecten

De proces(stroom)temperaturen in de fabriek variëren van 130 K tot 600 K. Het

toegepaste materiaal is Carbon steel (te gebruiken tot 775 K). Dit materiaal is niet speciaal corrosie bestendig maar gezien de verschillende stoffen in de proces-stroom is het niet nodig om corrosiebestendig materiaal voor de constructie toe te passen. Een mogelijke uitzondering zouden de reboilers en de reactor warmtewis-selaar (H 6) kunnen zijn. In H 6 wordt water door de tubes als koelmiddel geleid en in stoom omgezet. Roestvrij staal (stainless steel) zou hier kunnen worden toege-past. Over het algemeen zal rekening moeten worden gehouden met een

corrosie-snelheid van zo'n 0.25 mm per jaar (Coulson [5]).

2.3 Explosiegrenzen

Dimethylether, methaan, propaan, koolmonoxide, waterstof en methanol zijn alle stoffen die in gas of dampvorm in lucht een explosief mengsel kunnen vormen. Dit betekent dat in het algemeen ervoor moet worden gewaakt dat zich geen open vuur om de plant mag voordoen. Maatregelen als een goed afgesloten systeem en een algemeen rookverbod op het werkterrein zijn dan ook zeker noodzakelijk. In

opslagtanks moeten zogenaamde 'controlled weak spots' worden ingebouwd [6].

Bij de ontwikkeling van een explosie begeven deze relatief zwakke plekken het, nog voordat een zich veel grotere explosie kan ontwikkelen door verdere drukopbouw. Ook bij de bouw van de plant moet rekening worden gehouden met de plaatsing van equipment en gebouwen waar zich mensen bevinden (zowel op als om fabrieksterrien) .

(8)

•

• I

I

.

'-- - - --

-FABRIEKSVOORONTWERP NO. 2998 TU Delft

In het ontworpen proces worden gasvormige bijproduktstromen bij hoge druk en lage temperatuur verkregen (behalve methanol). Bij eventuele opslag zullen deze condities zeker een bijdrage leveren tot het verlagen van het explosie risico. De OME produktstroom wordt in vloeibare vorm verkregen bij een hoge druk en temperatuur. Voor opslag van OME is koeling van dit produkt, voordat het in tanks wordt opgeslagen, noodzakelijk. Kleine hoeveelheden vloeibaar propaan met een fractie aan methaan worden gespuid (stroom 62). Na verwijdering van het methaan kan propaan weer worden gebruikt als toevoerstroom in het proces (stroom 60). Het voordeel is een gesloten systeem (zie ook aanbevelingen). Methanol wordt verkregen in gasvorm. Gondensatie van dit bijprodukt is noodzakelijk voordat zij in tanks wordt opgeslagen (natuurlijk ook vanuit economisch oogpunt gezien).

Een overzicht van de explosiegrenzen wordt gegeven in tabel 1. Tabel 1: Explosiegrenzen. Stof Explosiegrens (vol % in lucht) waterstof 4,0 - 76,0 methaan 4,4 - 16,0 koolmonoxide 11,0 - 75,0 dimethylether 2,7 - 18,6 methanol 5,5 - 36,5 propaan 1,7 - 9,5 2.4 Giftigheid

Koolmonoxide en methanol zijn stoffen die op de chemiekaarten [8] aangeduid worden als giftig. Koolmonoxide en methanol werken prikkelend op onder andere de ademhalingsorganen. De stoffen kunnen tot bewusteloosheid en de dood leiden bij bepaalde opname concentraties. De MAG-waarde van koolmonoxide is 25 ppm. Voor methanol is de MAG-waarde 200 ppm. Dimethylether tast bij voldoende blootstelling het zenuwstelsel aan. De MAG-waarde van OME ligt bij 1000 ppm.

(9)

•

I

• I

.

•

3. BESCHRIJVING VAN HET PROCES

3.1 Processchema

In figuur 1 is een beknopt grafisch overzicht gegeven van het ontworpen OME-proces. co CO/CH4 T1 T40 T46 T53 slurry reactor met

slurry propaan spui

recycle

synthese gas ~ . . . water

Figuur 1: Processchema van het DME-proces in een slurryreactor.

Het binnenkomende synthesegas wordt eerst gecomprimeerd en gemengd met de eveneens gecomprimeerde koolmonoxide (CO) recycle en daarna gekoeld tot de gewenste reactor inlettemperatuur. In de slurryreactor wordt het CO-rijke synthesegas voor een deel omgezet in OME. De produktenstroom bestaat uit methanol, water, kooldioxide (C0₂), CO en methaan (CH₄). De slurry met

katalysa-tor verlaat de overlooprand van de kolom. Deze stroom wordt extern gekoeld om daarna weer de reactor in te worden gepompt.

Na de reactor volgt expansie van de produktstroom in een expansievat en in flasher T 12, waarin een gedeelte van de stroom wordt gecondenseerd (water jme-thanol). De gasstroom wordt gekoeld en in destillatietoren T 14 wordt het OME met een deel van de CO₂en de rest aan water en methanol gescheiden van de andere componenten. Een verdere zuivering vindt plaats in destillatietoren T 18, waarin OME en CO₂gescheiden worden van water en methanol.

(10)

•

I

.

•

Water en methanol worden, onder atmosferische druk, gescheiden in

destillatie-toren T 29. De verkregen zuiverheid van methanol is 97,9 %. Een laatste OME

zuiveringsstap vindt plaats in toren T 25. OME verlaat met een zuiverheid van 99,3

% deze toren.

De gasstroom die T 14 verlaat wordt geëxpandeerd en in toren T 24 ontdaan van

CO₂ door absorptie met monoethanolamine (MEA). Regeneratie van MEA vindt

plaats in toren T 40. Om het (geringe) verlies aan MEA (0.2 %) te compenseren is

er een MEA inletstroom in het systeem ingepast. De zuiverheid van de ontstane

CO₂stroom is 98,7 %.

De stroom die de top van T 24 verlaat wordt gekoeld en in het

'methaan-absorp-tie systeem' geleid waar CO van CH₄gescheiden wordt in absorptietorens T 36 en

T 49 en regeneratie van propaan in T 46 en T 53 plaatsvindt. Het CO dat de top

van T 36 verlaat wordt deels gerecycled (z 75 %). Het overige CO wordt gemengd

met de topstroom van T 49 waarbij een zuiverheid van 96,2 % wordt verkregen.

Om de ophoping van CH₄te voorkomen is er spui aangebracht die 0.1 % (!) van

de propaanstroom spuit. Het (geringe) verlies aan propaan (totaal: 0.2 %) wordt

gecompenseerd met een propaan inletstroom. De stroom die uit de tweede

regeneratietoren T 53 de top verlaat bestaat voor 47,3 % uit CO en 52,7 % uit CH_4.

en kan weer worden teruggevoerd naar de steamreformer unit. 3.2 Procesflexibiliteit

Het proces is ontworpen uitgaande van CO-rijk synthesegas waarin zich geen

H₂S meer bevond. Andere samenstellingen van de synthesegas stroom en

vervuilingen zullen ongetwijfeld een andere produktstroom laten zien. Aangezien het scheidingssysteem uit verschillende stappen bestaat, betekent dit dat andere samenstellingen van de synthesegas stroom en/of conversies, naar alle waarschij-lijkheid, adequaat kunnen worden opgevangen. De diverse aanpassingsmogelijkhe-den binnen het scheidingssysteem bieaanpassingsmogelijkhe-den de mogelijkheid een scheiding in zuivere hoofd- en bijprodukten te kunnen blijven bewerkstelligen.

3.3 Procesregeling

=

> De temperatuur in de reactor kan worden geregeld met de

pomp-snelheid van de slurrypompen.

=

> De vloeistofniveaus in de vloeistof-gas scheiders worden geregeld met

de regelklep in de uitgaande vloeistofstroom.

=

> De grootte van de uitgaande spuistroom kan worden geregeld door

de methaanfractie in de propaanstroom continu te meten. De ingaan-de propaanstroomregeling kan hieraan woringaan-den gekoppeld.

(11)

•

3.4 Inbedrijfstelling

In de opstartfase van het proces zal het warmteproduktieniveau in de reactor een stuk lager liggen dan op het berekende stationaire niveau. Door de pompsnelheid van de slurry recyclestroom te verlagen kan de benodigde warmteafvoer uit de reactor verlaagd worden. Het is ook waarschijnlijk dat de beoogde conversie in deze fase nog niet wordt gehaald. Een oplossing hiervoor is om de OME-stroom (stroom 35) weer terug te voeren naar toren T 14, zolang de gewenste zuiverheid niet wordt gehaald.

(12)

•

'

.

• I

-I

•

4. PROCESCONDITIES

4.1 Dimethylether synthese: reactiekinetiek

De co-produktie van methanol en dimethylether uitgaande van CO-rijk synthese-gas kan volgens Gogate en Lee [2] worden weergegeven door de volgende drie reacties:

CO₂ + 3 H₂

..

CH₃0H + H₂0 (1)

CO + H₂0

..

CO₂ + H₂ (2)

2 CH₃0H

...

CH₃OCH₃ + H₂0 (3)

waarin de reacties (1) en (2) worden gekatalyseerd door CuO jZnO op

aluminium-oxide (A1₂0₃) (methanolsynthese katalysator) en reactie (3) door

gamma-alumini-umoxide (-y-AI₂0₃). Water wordt geproduceerd als gevolg van reactie (1) en (3).

Hierbij wordt dus in wezen meer reactant voor reactie (2) gemaakt. Reactie (2) is de snelst verlopende van de 3 reacties en dit heeft als gevolg dat de selectiviteit t.o.v. methanolsynthese relatief groot zal zijn.

De bovenstaande reacties vinden plaats in een zogenaamde drie-fasen slurryre-actor waarbij naast de vaste katalysator en gasvormige reactanten en produkten, de derde fase een inerte olie is. Deze olie bestaat uit een mengsel van alkanen en cycloalkanen (paraffinenjnaphtenen) in een molaire verhouding van circa 3. In de slurryreactor zijn de katalysatordeeltjes gesuspendeerd in de inerte olie.

Als gekeken wordt naar de stofoverdracht voor de reactanten kunnen de volgende stappen onderscheiden worden:

- stofoverdracht van de gasfase naar het gas-vloeistof-interface.

- stofoverdracht van het gas-vloeistof-interface naar de bulk van de vloeistof.

- transport in de bulk van de olie.

- stofoverdracht van de bulk van de vloeistof naar het vloeistof-vast-interface. - reactie aan het katalysatoroppervlak.

De massa's van kat 1 en kat 2 verhouden zich als 15:1 (naar Gogate en Lee [2]).

Uit gegevens van Gogate en Lee blijkt dat tot een totaal katalysator percentage van ca. 25 massa % de snelheidsbepalende stap niet wordt bepaald door de gas-vloeistof stofoverdracht.

(13)

•

• i

.

i

•

De kinetische vergelijkingen die door Gogate et al. zijn ontwikkeld en in dit ontwerp als basis dienen voor de kinetiekmodellering van het proces gaan uit van een 'driving-force' die bepaald wordt door het verschil in concentraties tussen chemisch en fysische evenwicht van de verschillende componenten in de vloeistof-fase. Het fysische evenwicht wordt bepaald door de verzadigingsconcentratie van de componenten.

Het is belangrijk dat, voor de kinetiekvergelijkingen van reactie (1) t/m (3),

stof-transport naar de vloeistoffase geen limiterende factor is.

Bij de bepaling van de kinetiek is van de volgende algemene reactiesnelheidsver-gelijking uitgegaan:

R, - A

*

e-

E1RT (C -

cevt

(4)

waarin: _Rr

₌

reactiesnelheid (mol/k9kat.h)

A

₌

frequentie factor (l/k9kat.h)

n

=

exponentiële factor (-)

E

=

activeringsenergie van de reactie (J/mol)

R

=

gasconstante

(=

8.314 J/moI.K)

T

₌

reactietemperatuur (K)

C

=

fysische evenwichtsconcentratie (mol/I)

C_ev

=

chemische evenwichtsconcentratie (mol/I)

Uit de resultaten van Lee [1] kan geconcludeerd worden dat voor de

reactiesnel-heid van de methanol en de water-gas shift reactie de 'driving-force' (C-C_e) van

waterstof het best genomen kan worden. Voor de OME-reactie is de 'driving-force' het verschil in chemische en fysische concentraties van methanol [3].

Voor reactie (1)

tjm

(3) zijn de waarden voor de diverse parameters uit

vergelij-king (4) vermeld in tabel 2.

Tabel 2: Waarden parameters reactiesnelheidsvergelijking. Reactie

Parameter

methanolsynthese water-gas shift OME synthese

(1 ) (2) (3) Rr 47,1 64,3 24,7 A 1 2*10, 10 1,0*1010 2,6*109 n 0,66 1,00 0,30 E 78584 73640 78709 T 523 523 523 C - C_ev 0,14 0,14 0,3

'driving-force' waterstof waterstof methanol

(14)

•

• I

I

.

I

'

.

•

• I

-•

•

Toelichting tabel 2: Bepaling C-C_ev

Het verschil tussen de fysische en chemische evenwichtswaarden is afgeleid uit integratie van de kinetiekrelaties gegeven door Lee [1] en Gogate [3]. De verschil-lende stappen worden hieronder besproken.

De chemische evenwichtsconstanten voor de vloeistoffase kunnen niet recht-streeks worden bepaald omdat de standaard enthalpieën in de vleoeistoffase voor sommige componenten onbekend zijn. De eerste stap is dan ook het berekenen van de evenwichtsconstanten in de gasfase (Kgj) bij een temperatuur van 523 K. De relatie tussen de gasfase evenwichtsconstante en de temperatuur voor de drie reacties wordt gegeven door de volgende vergelijkingen.

[3291 _ 7,97110g(1) + O,0849T - 2,953.1O-7_T2 ₊_10,2] K

=

10 T g1 1 K_g2

=

exp -8240 _ 4,33 (l,8 T - 460) (5) (6)

K 3

=

exp[ -14,46 + (2712,5) + 2,156lnT - O,OO3656T + 7,42*1O-7_T2_] ₍₇₎

g T

De chemische reactie evenwichtswaarden in de vloeistoffase (Klj) worden uit de bovenstaande gasfase bepaald via de volgende relaties.

H H3 K

=

K cO2 _H2 IJ g1

f

0

f

0 CH₃0H H₂0 (8) Hco f 0 H 20 ₍₉₎ K_I2

=

K_g2 Hco HH ₂ ₂ f 0 2 K13

=

Kg3 CHpH (10) HDMEf 0 HP 11

(15)

•

In deze vergelijkingen is fi• de zuivere vloeistoffugaciteit gebaseerd op de Le-wisjRandali regel voor gas-vloeistof evenwichtssystemen en Hi de Henry constante voor binaire gas oplosbaarheid (zie bijlage 1). De waarden voor fi• en Hi worden bepaald uit de Kirchhoff dampdruk vergelijkingen:

(11)

(12)

Voor de verschillende componenten zijn de gevonden waarden (bij T

=

523 K) in

tabel 3 samengevat.

Tabel 3: Overzicht Henry constanten en vloeistof fugaciteiten.

I

Component

_I

Hj

I

f· • _I H₂ 34,94 CO 50,29 CO₂ 20,74 H₂0 3,40 CH₃0H 6,36 CH₃OCH₃ 14,04

I

In vergelijking (8)

tjm

(10) moeten de activiteitscoëfficiënten ('"ti) van de verschil-lende componenten ook meegenomen worden. Omdat de vloeistoffase concentra-ties van de opgeloste componenten laag zijn, kan deze coëfficiënt 1 gesteld worden. Dus de vloeistoffase wordt als ideaal beschouwd. Voor de drie reacties kunnen de volgende evenwichtsvergelijkingen worden opgesteld.

(CH30HO +el-2*e3) (H20° +el-e2+e3) (totO -2*e1)2

lr_l! - (13)

(C0₂° _{+e2-el) (H2}° -3el +e2)3

(C0₂

°

_{+e2-el) (H2}° -3*el +e2) lr_l2 -

-(CO° -_{e2) (H20°}+ el- e2 + e3)

(DMEO + _{e3) (H20°}+ el- e2 + e3)

lr_l3 -

-(CH30HO +el-2*e3?

12

(14)

(16)

•

Waarin e1, e2 en e3 de evenwichtafwijkingen van de reacties zijn, dat wil zeggen; de combinaties zoals geschetst in de vergelijkingen van de e's vormen het verschil tussen fysisch en chemisch evenwicht dus de 'driving-force', C-C_ev. Het

super-schrift 0 geeft het aantal molen opgeloste component in de vloeistoffase aan bij

fase evenwicht. Om schattingen voor de e-waarden te verkrijgen zijn de vergelijkin-gen 8 tjm 10 en 13 t/m 15 simultaan met MERCURY opgelost (zie bijlage 2). De fysische evenwichtsconcentraties van OME, CH₃0H en H₂0 zijn daarbij wegens hun zeer geringe oplosbaarheid in de slurry-olie op nul gesteld. De fysische evenwichtsconcentraties voor CO_{2 ,} H₂, en CO zijn respectievelijk bepaald op 0,05, 0,14 en 0,21 mol/I. De berekening hiervan staat in bijlage 3. Een overzicht van de belangrijkste parameters staat in tabel 4.

Tabel 4: Overzicht evenwichtsconstanten en berekende 'driving-forces'.

Parameter Reactie

methanolsynthese water-gas shift OME synthese

(1 ) (2) (3)

Kg 1 11 *10-, 4 1,08 12,34

KI 4,55 0,25 10,46

C-C_ev 0,14 0,14 0,30

4.2 Dimethylether synthese: reactiewarmte

Voor de warmtehuishouding in de reactor kan de volgende energiebalans worden opgesteld:

(16)

waarin:

_cPmi

=

massastroom (k9/s)

H· .

₌

_{enthalpie inhoud (J/kg)}

I

cPw

=

opgenomen vermogen warmtewisselaars (W)

cPA

=

arbeid geleverd door slurrypomp (W)

Rr

=

reactiesnelheid (mol/k9kat.h) flH Rtot

=

totale reactie enthalpie (J/mol) Mkat

=

massa katalysator (kg kat)

De reactiewarmte en enthalpie inhoud termen worden in formule (17) en (18) verder uitgeschreven.

R,( -ll. HRtot)Mhlt - (Rl ( -ll. _{H RI )}+

IS. (

-ll. _{H R2 ) )Mkat1} + ~ (-ll. _{H R3 ) M kat2} (17)

(17)

• i

.

i

• i

.

I

• I

•

!

•

;

:

i

-•

•

waarin: _{Mkat1 =} de CuO /ZnO / AI₂

0

₃katalysator Mkat2 = de -y-AI₂

0

₃katalysator

Ri = reactiesnelheid methanol (i = 1), water-gas shift (i = 2) en OME (i=3) reactie

AH Ri = reactie enthalpie voor de reacties 1 t/m 3

T

Hj

=

J

CpdT (18)

298

waarin: _Cp = warmte capaciteit (J /kg. K)

=

A

+

ST

+

CT2

+

o-f3

T = temperatuur (K)

Om de hoeveelheid katalysator kat1 en kat2 via vergelijking (17) te bepalen zijn de verschillende reactie enthalpieën ( bij T=523 K), de hoeveelheid vrijkomende reactiewarmte en de reactiesnelheden berekend. Het uitgangspunt voor de hoeveelheid katalysator was een gewichtsaandeel van maximaal 20 massa % van de totale slurry en katmassa, rekening houdend met de besproken gas -> vloeistof stofoverdrachtslimitatie (§ _{4.1) van 25 massa %. Oe totale reactie warmte (AH Rtot) is}

geschat met behulp van CHEMCAO. Aan de hand van de berekende hoeveelheid katalysator is de bellenkolom gedimensioneerd. Uiteindelijk is het aandeel aan katalysator in de olie 18 massa %. _{Oe totale reactiewarmte (AH Rtot)' de afgestane}

warmte aan de warmtewisselaars (,pw), en het door de pomp geleverde vermogen

(,pA) aan het reactorsysteem staan samen met andere essentiële gegevens vermeld in tabel 5 (zie ook bijlage 4).

Tabel 5: Warmtehuishouding in het reactorsysteem.

Reactie R H katalysator

(mol/k9kat·h) (J/mol) 1/2 (kgkat) methanol synthese 47,08 -55640 1 } 139800 water-gas shift 64,28 -37586 1 OME synthese 24,70 -16060 2 9320 tot. 149120 AH Rtot (kW) 196574,50 ,pW (kW) 193782,80 ,pA (kW) 400,00 14

(18)

• I

:

e

I

•

I

·

I I I

• i

.

I I _, I

I

-j

I

-•

I

!

.

I

4.3 Procescondities: algemene punten

*

De temperatuur waarbij de kinetiek is berekend is op 523 K gesteld. In de reactorkolom echter, zal van een uniforme temperatuur geen sprake zijn. De berekende reactiewarmte is dan ook een vrij hoge schatting.

Er vindt geen warmteuitwisseling met de omgeving plaats (adiabati-sche procesvoering).

De synthesegas samenstelling uit de steamreformer is overgenomen uit gegevens van Lee et al. [4] met de aanpassing dat aan het

synthe-segas een fractie water (1 mol %) is toegevoegd. Dit is gedaan omdat

een betere opstart van het proces daardoor mogelijk wordt: de water-gas shift reactie (2) verschuift naar rechts door aanwezigheid CO en

H₂0 waardoor de methanol en DME reactie ook gunstig worden

beïnvloed. De samenstelling van het inkomende synthesegas, voor en na menging met de recyclestroom, staat in tabel 6.

Tabel 6: Samenstelling syngas voor en na menging met recycle .

*

component syngas voor menging syngas na menging

(molfractie) (molfractie) H₂ 0,37 0,27 CH₄ 0,09 0,08 CO 0,45 0,58 CO₂ 0,08 0,06 H₂0 0,01 0,01

De druk in de reactor ligt rond de 70 bar. Ook in de rest van de fabriek heerst een vrij hoge druk: variërend van 40 tot 20 bar. Alleen water en methanol worden bij atmosferische druk van elkaar geschei-den. De hoge druk in de 'scheidingstrein' is nodig om de verschillen-de gassen efficiënt van elkaar te kunnen scheiverschillen-den.

Voor de koeling van propaan voor de verwijdering van CH₄ uit de

gasstroom is vloeibaar stikstof gebruikt omdat dit het beste alternatief

is om als koelmiddel bij deze lage temperaturen (tot z 130 K) te

dienen.

De spui die aangebracht is in het 'CH₄-verwijderingssysteem' is

bedoeld om ophoping van methaan te voorkomen. Uit de samenstel-ling van de spuistroom is dit echter door afrondingen niet te verifiëren. Het variëren van de spuistroomgrootte lijkt dan ook een juiste oplos-sing (zie § 3.3) .

(19)

•

FABRIEKSVOORONTWERP NO. 2998 TU Delft 5. KEUZE EN MOTIVERING APPARATUUR

In dit hoofdstuk worden de diverse apparaten beschreven. Gegevens nodig voor de dimensionering van de apparatuur zijn afkomstig uit het programma CHEMCAD 11 versie 2.60 waarmee deze fabriek is gesimuleerd.

5.1 De reactor

Voor de synthese van dimethylether is een bellenkolom genomen met een circulerende slurrystroom die extern

gekoeld wordt door drie parallel ge

-schakelde warmtewisselingsunits die alle uit drie warmtewisselaars bestaan zoals geschetst in figuur 2. In totaal worden dus 9 warmtewisselaars ge-bruikt om de circulerende slurry te koelen van 523 naar 293 K. Een centri-fugaalpomp in dit systeem zorgt ervoor dat de gekoelde stroom weer op de juiste druk (69,5 bar) wordt gebracht. De temperatuurtoename van de stroom hierbij is 0,5 K (verwaarloosbaar).

De kolom heeft een diameter (De) van 6,5 meter en een hoogte (He) van 39 meter. De reactorinhoud (Ve) is circa 1295 m3. Het volume van slurry

met katalysator bedraa~t 90 % van de reactorinhoud (1165 m ). Dit betekent dat de slurry tot een hoogte (Hsl) van 35 meter in de kolom staat. Een schat-ting voor de drukval over de beilenkol-omreactor wordt berekend door de

39 m

drukval over een inerte slurry-oliekolom '-.!/

met een hoogte van 35 meter te

bepa-o o 0 o 00 o o 0 o o 0 00 0 0 0 o 0 o 0 o o 00 0 0 0 o o o 00 0 0 o o o o o o o 0 0 0 o o 0 0 produktstroom

slurry met kat

bellen reactor met slurry en kat "-stoom 1 lwater , gasverdeelplaat

len. De drukval (~P) over de reactor

co· k synthese gas

wordt dan:

Figuur 2: Schematisch overzicht reactorsysteem.

!1 P - pgHs1 - 64{h10.35 - 2,24 bar (19)

waarin p de dichtheid van de slurry-olie is (640 kg/m3), g de standaard

vaIver-snelling is (:::10 m/s2) en Hsl het slurryniveau in de kolom is (m). 16

(20)

•

De temperatuur in de reactor kan geregeld worden met behulp van de

slurry-pompsnelheid. Door het rondpompen van de slurry met katalysator (18 massa %)

zal de katalysator enigszins homogeen verdeeld blijven in de slurry (sedimentatie

verminderd). Het debiet

(ifJ)

waarmee de slurry wordt rondgepompt is 0,66 m3

Is.

In de kolom komt dit neer op een snelheid (usl) van ca. 2

cm/s.

Het synthesegas wordt via een verdeelplaat in de reactor geleid. Volgens Deckwer [7] moet de maximale snelheid van het gas in de kolom kleiner zijn dan

3,6 cm

Is

om slugs te voorkomen (homogene bellenstroom). De verdeelplaat heeft

een oppervlakte van 23,8 m2 (diameter

=

5,5 m). Het totaal oppervlak aan gaten

(Ah) is bepaald op 2,7 m2 (11 % totale plaatoppervlakte). De gatdiameter (dh) is 5

mmo _{Het aantal gaten (N h) in de verdeelplaat wordt dus 137510. Dit betekent dat}

de gassnelheid (u_g) ca. 3,5

cm/s

bedraagt. Bij deze waarde vindt nog homogene

belvorming plaats. Het constructiemateriaal voor de kolom is carbon steel met een dikte (d) van 20 cm. Een overzicht van de belangrijkste gegevens is weergegeven in tabel 7.

Tabel 7: Reactor dimensies en gegevens.

I

Parameter

_I

Waarde

I

Dimensie

_I

diameter (De) 6,5 m

hoogte kolom (He) 39 m

inhoud kolom (Ve) 1295 m3

hoogte slurry met kat. (Hsl) 35 m

volume slurry met kat. _(Vsl) 1165 m3

circulatiesnelheid slurry met kat. _(usl) 2

cm/s

hoeveelheid katalysator in slurry 18 massa %

gassnelheid door kolom (u_g) 3,5

cm/s

gaten oppervlakte verdeelplaat (Ah) 2,7 m2

gatdiameter (dh) 5 mm

aantal gaten in verdeelplaat _{(N h)} 137510

-temperatuur kolom in _(Tin) 293 K

temperatuur kolom uit _(T_uit) 523 K

druk in kolom (P) 70 bar

drukval over kolom (flP) 2,24 bar

constructiemateriaal carbon steel

materiaal dikte (d) 20 cm

Gesteld kan worden dat de reactor qua uitvoering een eenvoudige reactor (lage investeringskosten) is. In vergelijking met een geroerde tankreactor levert de kolom de voordelen op dat er geen roermechaniek in de reactor moet worden geplaatst, wat zeker gezien de dimensies van de reactor een hoge investering zou vereisen. Ook mag duidelijk zijn dat wand koeling van de reactor zwaar onvoldoende is om alle reactiewarmte af te voeren (zie ook specificaties warmtewisselaars in bijlage 10).

(21)

•

Dit alles in overweging nemend hebben ons doen besluiten om voor een beIlen-kolomreactor met slurrycirculatie te kiezen.

5.2 Kolommen

Voor de scheiding van dimethylether en de diverse bijprodukten zijn in totaal 7 destillatietorens, 1 flash verdamper en 3 absorptiekolommen gebruikt. Gegevens omtrent onder andere het aantal theoretische schotels, de voedingsschotel en de reboiler- en condensorwarmte zijn afkomstig uit CHEMCAD.

5.2.1 Destillatietorens

Voor de dimensionering voor de diverse destillatietorens is een berekeningsme-thode uit Coulson [5] gebruikt. Omdat 7 torens moesten worden doorgerekend is een programma in Turbo Pascal 6.0 geschreven om enige tijd te kunnen besparen. Een overzicht van het programma staat in bijlage 5. Een voorbeeldberekening van toren T 25 waarin dimethylether en CO₂ van elkaar gescheiden worden, wordt hieronder gegeven.

Voorbeeldberekening destillatietoren T 25.

Een overzicht van de gebruikte gegevens uit CHEMCAD staat in tabel 8. Opge-merkt dient te worden dat de keuze van de massastromen een maximum gas- of vloeistofstroom in de stripsectie (= sectie onder voedingsschotel) en rectifica-tiesectie (= sectie boven voedingsschotel) met bijbehorende vloeistof / gasstroom op die schotel betrof, met bijbehorende fysische gegevens. Voor het aantal theoretische schotels werd de waarde gegeven door CHEMCAD met twee vermin-derd. Dit omdat dit programma het aantal schotels inclusief de reboiler en conden-sor 'schotels' geeft.

(22)

•

Tabel 8: Overzicht gebruikte gegevens CHEMCAD.

I

Parameter

_I

Waarde

I

Dimensie

I

Aantal theoretische schotels 26

Voedingsschotel 10

Massastroom gas stripsectie (1₅) 9,78 kgjs

Massastroom gas rectificatiesectie

_0I

_r) 17,03 kgjs

Massastroom vloeistof stripsectie (Ls) 18,82 kgjs

Massastroom vloeistof rectificatiesectie (Lr) 13,99 kgjs

Dichtheid gas stripsectie _(pvs) 102,62 kgjm3

Dichtheid gas rectificatiesectie _(pvr) 105,94 kgjm3

Dichtheid vloeistof stripsectie _(Pis) 486,71 kgjm3

Dichtheid vloeistof rectificatie sectie _(Plr) 815,08 kgjm3 Oppervlakte spanning stripsectie (as) 1 35*10-, 3 Njm Oppervlakte spanning rectificatiesectie _(ar) 3 11 *10-

,

3 Njm A. Toren diameter en hoogte.

Voor het berekenen van het aantal praktische schotels is bij alle destillatietorens een schatting voor de kolomefficiëntie gedaan van 75 %. Voor deze destillatietoren betekent dit een praktisch aantal schotels van 35.

De maximaal mogelijke gassnelheid door de toren wordt bepaald door flooding. Flooding wordt veroorzaakt door overmatige vloeistofoverdracht van schotel naar schotel door entrainment of door vloeistof ophoping in de downcomers. De minimale gassnelheid wordt bepaald door doorregenen van de plaat.

Voor het ontwerp van de diverse kolommen is een gassnelheid genomen die over het algemeen een waarde van 85 % van de flooding snelheid heeft. De flooding snelheid (Ut) kan bepaald worden uit de volgende correlatie (Fair 1961):

V~PL

- Pv} (20)

Ut - "1

Pv

waarin K₁een constante is die grafisch bepaald wordt. Voor deze bepaling is de vloeistof-gas stroomfactor F_LVnodig die berekend kan worden uit vergelijking (21).

(23)

•

i. I I ,

• I

.

, I I I I

•

• I

.

•

FABRIEKSVOORONlWERP NO. 2998 TU Delft

(21)

Door invulling van gegevens zoals gegeven in tabel 8 kan nu de stroomfactor berekend worden. stripsectie:

F

LV

-18,82

102,62

-

0,88

9,78

486,71

rectificatiesectie :

F

LV

-13,99

_{105,94 _ 030}

17,03

815,08

'

De waarde voor K₁wordt voor de strip- (s) en rectificatiesectie (r) achtereenvol-gens 0,05 en 0,09 als een schotelafstand van 0,9 meter wordt genoemen. Uit de correctie voor de oppervlaktespanningen (vermenigvuldigen met een factor (010,02)°·2 ) in de verschillende secties volgen de gecorrigeerde waarden voor de secties: K_1s

=

0,03 en K_1r

=

0,06.

M.et deze gegevens kan de flooding snelheid voor de verschillende secties met vergelijking (20) worden berekend:

Uts -

0,03 486,71 - 102,62

_

006 mIs

102,62

'

Ut, -

0,06

815,08 - 105,94

_

016 mIs

105,94

'

Het ontwerp gaat uit van een gassnelheid van

85

% van de floodingsnelheid waarbij de snelheden de volgende waarden krijgen:

=

0,05

mis

0,14

mis

(24)

• i

.

•

Het maximale gasdebiet

(r/J)

in de strip- en rectificatiesectie is respectievelijk 0,16 en 0,10 m3

js.

Met deze gegevens en de berekende gassnelheden kan nu het netto oppervlak, dat nodig is, worden bepaald. Hierbij wordt een downcomer area van 13 % van het totale oppervlakte berekend:

Netto oppervlakte stripsectie (Ac.J -

~

*

_1_ - 2,28

m

2

0,05

0,87

Netto oppervlakte rectificatiesectie (AcJ -

0,16

*

_1_ - 1,36

m

2

0,14

0,87

De toren diameter kan nu hieruit bepaald worden. Aangezien voor de stripsectie de grootste diameter wordt berekend (De

=

1,71 m) en deze kleiner is dan een factor twee van de rectificatiesectiediameter, wordt deze als ontwerpdiameter genomen. Algemeen werd gesteld dat wanneer de top- en bodemsectiediameter waarden hadden die meer dan een factor 2 van elkaar verschilden, een aparte diameter voor deze secties werd genomen voor verdere berekeningen.

De toren hoogte wordt berekend met de volgende vergelijking (Olujié [9]):

waarin:

=

hoogte tussen top- en bodemschotel (m) hoogte boven topschotel (= 1,5 m) hoogte onder bodemschotel (= 2,5 m) skirt (dragers toren) (= 2 m)

(22)

De hoogte HTS tussen top- en bodemschotel wordt berekend uit HTS

=

(N_{pr -} 1)T S' Hierin is N_prhet aantal praktische schotels (35) en T_sde schotelafstand (0,9 m). HTS is bepaald op 30,6 m en de totale torenhoogte (He) op 36,6 meter.

B. Het aantal gaten per schotel

Voor de berekening van het actieve schoteloppervlak (Aa) wordt het berekende oppervlak (Ae

=

2,28 m2) ) verminderd met de oppervlakte die in beslag wordt

genomen door de downcomers (Ad

=

0,30 m2). Het actieve oppervlak wordt 1,69

m2. Voor het gatenoppervlak (Ah) werd een percentage van 3 % van het actieve oppervlak genomen en werd bepaald op 0,05 m2. Voor de gatdiameter werd 5 mm genomen. Het aantal gaten per schotel komt hiermee op 2582.

c.

De actuele minimum gassnelheid

<

=

>

doorregenen

Is de actuele gassnelheid in de toren voldoende om dooregenen van de platen te voorkomen? De maximale vloeistof massastroom in de kolom is 18,82 kgjs. De minimale vloeistof massastroom wordt gesteld op 70 % van 18,82 kgjs

=

13,17 kgjs.

(25)

•

De maximale vloeistofhoogte boven de overlooprand of weir hoogte (hw

=

50 mm), de weir crest (how) genoemd, wordt bepaald met de volgende vergelijking:

[ L

[1

3

how -

750--PL'w

(23)

waarin Iw de weir lengte is (= 1,31 m) en L de vloeistof massastroom (kgis). Met bovenstaande gegevens kan vergelijking (23) worden opgelost voor maximum en minimum vloeistofstroom.

maximum

h -

750[

18,82

]2/3

_

71 5

mm

ow

486,71

*

1,31

'

minimum

h -

750[

13,18

]2/3

_

564 mm

ow

486,71

*

1,31

'

Bij minimale snelheid wordt de vloeistofhoogte boven de schotel 50

+

56,4

=

106,4 mmo Grafisch is een constante K₂bepaald die afhankelijk is van de vloeistofhoogte en in deze situatie 31,2 wordt. De mimimum ontwerp gassnelheid (uh min) wordt

bepaald met: '

Uh,min

-[~

- 0,90

(25,4 -

d

_{h )]}

(24)

waarin dh de gatdiameter is (5 mm). De minimum gassnelheid is bepaald op 1,27

mis.

De actuele minimum gassnelheid wordt bepaald door het minimum gasdebiet (70 %

*

0,10 m3

Is)

te delen door het gaten oppervlak (Ah)' De actuele minimum gassnelheid wordt 1,32

mis

en ligt boven de minimaal benodigde ontwerpsnelheid. D. Drukval over de destillatietoren

De maximale gassnelheid (uh max) door de gaten is het maximale gasdebiet (0,10 m3

Is)

gedeeld door de totale' gatenoppervlakte (Ah

=

0,05 m2). Dit geeft een waarde van 1,88

mis.

De drukval (h_t) over een schotel wordt bepaald door een som van verschillende parameters:

waarin:

₌

=

droge schotel drukval (mm water) vloeistofhoogte op schotel (mm water) wrijvingsverlies (mm water)

22

(26)

•

De droge schotel drukval wordt berekend met vergelijking (26) en is bepaald op 62,4 mm water. Het wrijvingsverlies

3

veroorzaakt door stroming door de

downco-mer, wordt bepaald uit h_r

=

12.5*10 / pV. De bepaalde waarde is 25,7 mm water.

hd - 51 [ U

h,max]2

~

(26)

Co

PL

waarin Co een coëfficiënt is die afhankelijk is van de schoteldikte (5 mm),

gatdiame-ter en de gat tot actieve oppervlakte ratio en grafisch is bepaald (Co

=

0,78).

De totale drukval over de schotel (ht) wordt nu 62,4

+

106,4

+

25,7

=

194,5 mm

water. De drukval (óP) over de hele kolom wordt 35 schotels*194,5 mm water *

9.8*10-5 (omrekening)

=

0,7 bar.

Een overzicht van de belangrijkste berekende gegevens staat in tabel 9. Tabel 9: Ontwerpgegevens destillatietoren T 25.

I

Parameter

_I

Waarde

I

Dimensie

_I

diameter toren (De) 1,71 m

hoogte toren (He) 36,6 m

aantal schotels (Nt) 35

-schotelafstand _(Ts) 0,9 m

dikte schotel _(Tt) 5 mm

actieve oppervlakte (Aa) 1,69 m2

diameter gaten (dh) 5 mm

aantal gaten per schotel _(Nh) 2582

-drukval over de kolom (ÓP) 0,7 bar

Deze procedure is uitgevoerd voor alle destillatiekolommen. Een overzicht van de belangrijkste gegevens staan op de TORENSPECIFICATIE bladen in bijlage 9.

(27)

•

• I

I

• o

.

•

o - - - -- - ._-

-FABRIEKSVOORONTWERP NO. 2998 TU Delft

5.2.2 Absorbers

In de fabriek zijn drie absorbers (T 24, T 36, T 49) aanwezig. De dimensionering van T 49 wordt hieronder behandeld. De methode is afkomstig uit Coulson [5]. De twee andere absorbers zijn op identieke wijze gedimensioneerd.

Voor T 49 is gekozen voor keramische Intalox zadels met een grootte van 50 mmo De "packing factor" (Fp) is dan 40.

De hoogte van de gehele kolom wordt gevonden door 6 meter bij de hoogte van de pakking op te tellen. Deze extra 6 meter is nodig voor het top en bodem gedeelte. De hoogte van de pakking (Z) wordt bepaald met de volgende formule:

Z - HooN OG (27)

hierin is HOG de 'overall gas transfer unit' en NOG het aantal 'overall gas transfer units', wat vergeleken kan worden met het aantal schotels dat nodig is in een destillatiekolom.

Met CHEMCAD is gevonden dat NOG gelijk is aan 9.

Vervolgens is de diameter (De) bepaald van de kolom, door het oppervlak te bepalen m.b.v. de volgende formules:

waarin:

₌

V*

₌

waarin:

₌

=

F

-~

~

P, LV V* PL

vloeistof massastroom per doorstroom oppervlak (kg/s.m2)

gas massastroom per doorstroom oppervlak (kg/s.m2)

V*- K4P) PL -

p)

42.9Fp (

~:r

constante (grafisch bepaald) vloeistof viscositeit (Pa.s)

de oppervlakte (A) en de diameter (De) van de kolom worden bepaald uit: A -

~

en

D _

~

4A V* c 1t 24 (28) (29) - _ . _ -- - - -- - -- - --

(28)

--•

•

K4 is grafisch bepaald, bij de berekende F_LVen een drukval van 20 mm H₂0 per meter pakking. K4 kan bepaald worden als 'flooding' optreedt. De wortel van de verhouding tussen de twee waarden voor K4 die grafisch worden bepaald via de 'flooding lijn' en de 'drukvallijn' geeft het flooding percentage. De gevonden 66 % is acceptabel. Omdat de kolomdiameter constant is, geldt de volgende formule:

L* L

- - -

(30)

V* V

In tabel 10 is een overzicht gegeven van de waarden van de diverse parameters. Tabel 10: Gegevens absorber toren T 49.

I

Parameter

I

Waarde

vloeistof massastroom (L) 42,52

gas massastroom

~)

5,79

L per eenheid oppervlak 24,02

V per eenheid oppervlak (V) 3,33

dichtheid gas (p) 48,27 dichtheid vloeistof (PL) 743,3 flooding parameter (K 4) 0,30 pakkingsfactor _{(F ))} 40 oppervlakte kolomdoorsnede (A 1,77

diameter kolom (De) 1,5

vloeistof viscositeit (J.LL) 031*10-

,

3

vloeistof/gas stroomfactor (F_LV) 1,87 HOG wordt bepaald met de methode van Cornell.

G". HOG - Ha + m-H_L

Lm

Hierbij wordt gebruik gemaakt van de volgende formules:

25

I

Dimensie

I

kg/s kg/s kg/s.m2 kg/s.m2 kg/m3 kg/m3 -m2 m Pa.s

-(31)

(29)

•

( D

f·ll(

Z

f·33

O,Ol11Vh(SC)o.s - - -(32) H _ 0,305 3,05 G

V(L·

1

2

A)

o.s

(Z

)0.15

₍₃₃₎ HL - 0,305 <f>,,(SC)L K3 -3,05 ( \-Lv ₍₃₄₎ SC)v -pj)v \-Ll ₍₃₅₎ (SC)/ -PPI

1

1 -

(

-

~T"

\-Lw (36)

A

-( Pw)I.25 PI (37) (38)

Omdat de diameter (De) groter is dan 0,6 meter, is de diameter correctie term

(0/0,305) 1,11 vastgezet op 2,3. Voor Z in formule 32 en 33 wordt een schatting gemaakt (Z

=

3,05). In tabel 11 staat een overzicht van de bepaalde parameters (grafisch of mathematisch bepaald).

(30)

•

I

•

Tabel 11: Gegevens ter bepaling hoogte absorber T 49.

I

Parameter

I

Waarde

I

Dimensie

I

gas viscositeit (J.L_g) 1 09*10-

,

5 Pa.s

gas diffusiecoëfficient (0) 1 *10-5 m2/s gas Schmidt kengetal ((Sc)) 0,0113

-vloeistof diffusiecoëfficient (0,) 1 *10-9 m2/s vloeistof Schmidt kengetal ((Sc),) 410

-flooding correctiefactor _(~) 0,78

-HG factor (1/1\;1) 80

-L per eenheid doorsnede oppervlak (L ) 24 kg/m2.s

HL factor (~h) 0,10

-viscositeit van water (J.L_w) 1,8*10-3 Pa.s dichtheid van water (pw) 915 kg/m3 oppervlakte spanning van water (uw) 756*10-, 3 _N/m

vloeistof viscositeit correctiefactor _{(f1 )} 0,753

-vloeistof dichtheid correctiefactor (f₂) 1,297

-oppervlaktespanning correctiefactor (f₃₎ 3,007

-hoogte van gasfase overdracht unit _{(H G)} 0,215 m hoogte van vloeistof fase overdracht unit (HL) 0,482 m verhouding mGm/Lm 1,2

-methaanfractie onderste/bovenste schotel _(Y1/Y₂₎ 5,35

-hoogte van gehele gasfase overdracht unit _(HOG) 0,8 m hoogte van de pakking in de kolom (Z) 7,2 m hoogte van de totale kolom _(He) 13,2 m

Een schatting van de drukval wordt gemaakt door aan te nemen dat dat de drukval per meter pakking 20 mm H₂0 is, wat gebruikt is bij de bepaling van K4' De drukval (AP) is dan ongeveer 0,01 bar.

De kolom wordt gemaakt van Carbon steel, welke een ontwerpspanning van 135 N/mm2 heeft bij lage temperaturen. De dikte (d) van de kolomwand is berekend met de volgende vergelijking:

d - PDc

2Jf - P

(39) Als aangenomen wordt dat de jointfactor (J) in de vergelijking één is, wordt voor de benodigde dikte 11,2 mm gevonden. Dezelfde dikte wordt aangenomen voor de fronten van de kolom.

De belangrijkste gegevens van de verschillende absorbers staan op het TOREN SPECIFICATIE blad in bijlage 9.

(31)

I

•

5.2.3 Flasher

De flasher wordt gedimensioneerd als een kolom met een laag vloeistof met daar boven gas. De vloeistof moet een redelijke verblijftijd hebben, waarbij dus het

vloei-stofniveau niet te laag wordt. Er wordt een verblijftijd (rL) van 60 seconden voor de

vloeistof gekozen. De vloeistof massastroom (L) bedraagt 2,11 kg/s en heeft een

gemiddelde dichtheid (p) van 906 kg/m3, zodat er 2,33 Ijs door de kolom bodem

stroomt. Het vloeistofvolume (VL) in de flasher wordt 0,14 m3 (rL

*

L).

De straal (r) van de kolom is geschat op 0,40 m. Met bolvormige bodem bete-kent dit, dat de kolom een vloeistofniveau van 41 cm heeft. De overgebleven ruimte

in de kolom wordt gevuld met het gas. De gas massastroom (V) bedraagt 52,58

kg/s en heeft een gemiddelde dichtheid (p) van 44,4 kg/m3, zodat het gasvolume

(V g) in de kolom 5,9 m3 wordt, bij een gasverblijftijd (r g) van 5 seconden. Met een bOlvormige top komt dit op gasniveau van 11,9 m.

De totale lengte van de kolom (He) inclusief de bolvormige bodem en top bij een diameter (De) van 0,8 m, is 12,3 m.

De kolom wordt gemaakt van Carbon steel, zodat bij de heersende

omstandighe-den (P==40 bar; T==345 K) de design stress 130 N/mm2 bedraagt. Als aangenomen

wordt dat de Jointfactor 1 is, kan met formule (39) de dikte van de wand bepaald worden. De dikte (d) is 12,5 mmo Dezelfde dikte wordt aangenomen voor de fronten van de kolom. In tabel 12 staat een overzicht van de flasher gegevens. Tabel 12: Gegevens flasher T 12.

I

Parameter

I

Waarde

I

Dimensie

_I

verblijftijd vloeistof (rL) 60 s verblijftijd gas

_~)

5 s vloeistofvolume _L) 0,14 m3 gasvolume

_~r)

5,9 m3 gas massastroom 52,58 kg/s vloeistof massastroom (L) 2,11 kg/s diameter (De) 0,8 m hoogte (He) 12,3 m wanddikte (d) 12,5 mm 28

(32)

•

• .

'

•

5.3 Warmtewisselaars

Het berekenen van de diverse warmtewisselaars is uitgevoerd met behulp van de zogenaamde methode van Kern (Coulson [5]). Bij deze methode wordt geen rekening gehouden met bypass of lekstromen, maar is volgens ons betrouwbaar genoeg voor dit ontwerp. Omdat het aantal warmtewisselaars aanzienlijk is, is voor de dimensionering van de verschillende units een programma geschreven waarvan een overzicht in bijlage 6a staat. In dit hoofdstuk zullen de berekeningsmethoden van koelers, condensors en reboilers worden behandeld. Als berekeningsvoorbeeld van een koeler is warmtewisselaar H 3 genomen, waarin het CO-rijke synthese gas wordt gekoeld van 379 naar 320 K.

Voorbeeldberekening koeler H 3:

Bij de dimensionering is van een U- of haarspeld pijp warmtewisselaar uitgegaan. Ze zijn relatief goedkoop en compact. Nadeel is het moeilijkere schoonmaken van de buizen wat ten dele is opgevangen door uit te gaan van een vierkante steek. Het hoge druk synthesegas wordt door de tubes geleid. Als koelmiddel wordt water gebruikt. Een overzicht, van de voor deze warmtewisselaar geldende (fysische) gegevens van de gasstroom en water, staat in tabel 13.

Tabel 13: Gegevens water en synthesegas.

Parameter Water Synthesegas Dimensie

dichtheid (p) 995 44,9 kgjm3

viscositeit (Jl.) 0,8 0,02 mPa.s

warmtecapaciteit (Cp) 4186 1720 Jj(kg.K)

temperatuur IN (T1) 293 (t₁₎379 K

temperatuur UIT (T 2) 313 (t₂) 320 K

A. Warmte-uitwisselingsoppervlak en aantal pijpen.

Om de temperatuur te verlagen naar 320 K moet 4111 kW (a) worden afge-voerd. Om het benodigde warmte-uitwisselingsoppervlak (A) te berekenen wordt de algemene vergelijking voor warmte-uitwisseling toegepast

waarin:

U

=

totale warmte-overdrachtscoëfficiënt (W jm2.K) het gemiddelde temperatuurverschil (K)

29

(33)

•

• I

.

AT m wordt weer bepaald uit AT_1m,de logaritmische gemiddelde temperatuur die bepaald wordt uit:

(Tl - _{t2) -} (T2 - tI) _ (293 - 320) - (313 - 379) _ 44 K

In (Tl - t_{2 )} In (293 - 320) (41)

(T

2 - tI) (313 - 379)

IlT -_Im

Deze AT_lmmoet nog vermenigvuldigd worden met een correctiefactor (Ft) om het bepaalde logaritmische temperatuurverschil te vertalen in het 'echte' tempera-tuurverschil voor de gebruikte warmtewisselaar. Bij het ontwerp is uitgegaan van een warmtewisselaar met vier tubepasses. De waarde voor Ft kan grafisch worden afgeleid. Hiervoor zijn de waarden van twee parameters nodig:

(Tl - T_{2 )} (t2 - tI)

R- e n S - - - - (42)

(t_{2 - tI)} (Tl - tI)

De waarde voor Ft is bepaald op 0,97 waarmee AT m

=

42

K.

Voor de totale warmte-overdrachtscoëfficiënt (U) is een waarde van 250 W jm2.K genomen. Het benodigde oppervlak A kan nu worden berekend:

A - 4111*loJ _ 389 m2

250 * 42

De pijpen die bij deze warmtewisselaar gekozen zijn wijken af van de bij de meeste ontworpen warmtewisselaars gebruikte pijpen met een 25 mm buiten- en 22,5 mm binnendiameter. Dit omdat de gassnelheid in de buizen te hoog wordt (ca. 15 mjs) en hierdoor de drukval in de orde van 1,5 bar komt te liggen. Bij deze unit is daarom gekozen voor pijpen met een buitendiameter (do) van 38 mm en een binnendiameter van 34,8 mm (dj) (BS standaard diameter) met een lengte van 6 meter. De effectieve lengte van de pijpen wordt kleiner i.v.m. de tube-sheet dikte (2 maal) die gesteld is op 25 mmo Er is bij alle warmtewisselaars van vierkant patroon uitgegaan (lagere drukval, eenvoudiger schoon te maken) en een steek van 1,25*do'

Uit deze gegevens volgt een schatting voor het aantal benodigde pijpen (Nt):

L - 6 - 2 *25*10-3 - 5,95 m ! Oppervlakte 1 pijp: 5,95 * 38*10-3 _* TI - 0,71 m2 ! Aantal pijpen Nt: 389 - 547 0,71

30

(34)

•

• ,

i

.

•

B. Drukval over de pijpen

De drukval over de pijpen (AP_t) is berekend met behulp van vergelijking (43).

waarin: _Np Ut L

h

J1. J1._w = = = = = = aantal tubepasses (-) snelheid in de pijpen

(mis)

pijplengte (m) wrijvingsfactor (-) viscositeit gas (Pa.s)

viscositeit gas aan de pijpwand (Pa.s)

(43)

m = factor afhankelijk van stroompatroon (laminair Iturbulent) Aangezien gesteld wordt dat J1.

=

J1._w'is het voor de berekeningen verder niet van belang wat de waarde van m is. De massastroom (c,6m) van het synthesegas door de pijpen is 54,69 kg/s. Het totale doorstroom oppervlak (~) van de pijpen wordt:

At - Nt

(~ d~)

_ 547

~

(348* 10-3 )2 - 0 13

m

2

N 4 _' 4 4 ' ,

p

Hiermee kan de snelheid door de pijpen (Ut) worden bepaald:

u -

ct>m

/p _

54,69/44,92 _ 94

mIs

t A 013 '

cf '

Deze snelheid ligt onder de aanbevolen maximum waarde ([5]) van 10

mis

=

>

oké. Voor de schatting van de drukval over de pijpen is bepaling van de wrijvings-factor nog nodig. Deze is grafisch bepaald uit het berekende Reynoldsgetal (Re

=

7*105). De afgelezen waarde voor

h

is 0,0017. Met deze gegevens kan de drukval aan de pijpzijde met vergelijking (43) berekend worden:

ilP

t - 4 * [8*0,0017(5,950/34,8*10-3 ) + 2,5] 44,92* (9,4i - 0,4 bar

2