De minimalisatie van het totale energieverbruik van de omzetting van fermentatie-ethanol in benzinekomponenten

-;-;;;--- ,:;-;-

-•

Nr:

2545

•

•

Laboratorium voor Chemische TecHnologie

•

•

•

Verslag behorende

bij het fabrieksvoorontwerp

van

•

J.H. Boelee en

•

onderwerp:

•

•

adres:

•

De minimalisatie van het totale energieverbru'k van

de omzetting van fermentatie-ethanol in

B Morsweg 176 R. Holstlaan 155 2332 ES Leiden 2624 HD Delft okt.1982 feb.1983

•

•

•

•

•

•

•

I

•

•

•

•

•

Samenvatting

In dit fabrieksvoorontwerp 1S het totale energieverbruik van de omzetting van fermentatie-ethanol ( 4,6 gew.

%)

1n benzinekompo-nenten geminimaliseerd.

In een destillatiekolom wordt het fermentatiemengsel gescheiden 1n water en een equimolair ethanol-waterdampmengsel. Het is niet noodzakelijk de destillatie verder door te zetten omdat de kata-lysator in de reaktor bestand 1S tegen waterdamp. In verband met de energieoptimalisatie 1S 1n de destillatiekolom de druk even groot als in de reaktor en wordt bij de destillatie het warmte-pomppr1nc1pe toegepast. De ethanol in het destillaat wordt in een fluide bed reaktor met de katalysator H-ZSM-5, een zeoliet, volledig in water en benzinekomponenten omgezet. Het reaktie-produkt wordt na afkoeling door middel van fasenscheiding in een LPG-, benzine- en proceswaterstroom gescheiden.

De produktie bij een verwerkingskapaciteit van 1150 ton fermenta-tiemengsel per uur is 1,7 ton LPG en 30,4 ton benzine per uur. De procesvoering is kontinue ( 8500 bedrijfsuren per jaar). De produktiekosten worden hoofdzakelijk door de prijs van het fermentatiemengsel bepaald ( 94 %). De prijs van het fermentatie-mengsel is volledig ·van de suikerprijs afhankelijk. De produktie-prijs van benzine is f 1,56 per liter op basis van een suikerprijs van f 0,56 per kg ( jan. 1983). Dit is driemaal zo hoog als die van benzine verkregen door raffinage van aardolie.

Het thermisch rendement van het proces is 91 %. Dit houdt 1n dat de verhouding van het totale energieverbruik van het proces en de verbrandingswarmte van de geproduceerde benzine 6

%

is.

I

.

Inhoudsopgave Samenvatting 1.

•

Inhoudsopgave i i 1 • Konklusies 2. 2

•

3 . Uitgangspunten 3

4 .

Procesbeschrijving 6 4. 1 Inleiding 6 4.2 Energieoptimalisatie 7 4.3 Procesregeling 8

4.4

Opstarten van de installatie 8

•

4.5 Desaktivatie van de kata

11

s a tor 1 I

4.6 Proces schema I I

5

!

.

Procesontwerp I 3

5 • 1 Destillatie I 3

5. I . I Inleiding 13

5.1.2 Berekening van het aantal evenwichtsstappen 13

5.1.3 Kompressor I 7 5.1.4 Kolomdimensies 18 5. I. 5 Refluxaccumulator 20

•

5.2 Reaktie 21 5.2. I Inleiding 21 5.2.2

•

Ethanolomzetting 21 5.2.3 Reactorberekeningen 22 5.2.3. I Fluidisatie 22

•

5.2.3.2 Temperatuursbeheersing van de reactor 29

5.2.3.3 Cycloon 31

•

•

o

.

•

•

•

o

.

•

•

•

•

i i i -Vervolg inhoudsopgave 5.3 5.3. I 5.3.2 5.3.2.1 5.3.2.2 5.3.3 5.3.4 5.4 6 . 7 . 8. 9. 1 O. 1 I • 12 . ; i ( ! Opwerking 33 Inleiding 33 De driefasenscheider 34 De gas-vloeistofscheider 34 De vloeistof-vloeistofscheider 35 LPG-scheider

38

Settler 39 Warmteoverdracht 40 Energiebeschouwing 43 Massa- en warmtebalans 45

Overzicht specifikatie apparatuur 54

Ekonomische aspekten 62

Symbolenlijst 65

Literatuurlijst 70

Bijlagen 74

I.De samenstelling van het reaktieprodukt 74 2.Standaardvormingsenthalpie van de verschil- 75

lende komponenten bij 25

'

e

en I bar

3.Berekening van de enthalpie van het mengsel 76 koolwaterstoffen bij 420

o

e

( H

420 )

KW

4.Berekening gas-vloeistofenthalpie van het 79 mengsel koolwaterstoffen

5.De samenstelling van het mengsel koolwater- 8 I stoffen in de gas-vloeistoffase van de drie-fasenscheider bij 90

oe

en 15 bar

6.Analytische beschrijving van de evenwichts- 82 lijn en berekening van het aantal

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

!

.

Vervolg inhoudsopgave

7.Belasingsgrenzen van de destillatiekolom 8.De samenstelling van benzine en LPG

9.Berekening van het schotelrendement

8S 9 1

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

1 Konklusies

- De benodigde hoeveelheid thermische energ~e voor het

proces is 3.08 MJ/kg. Dit is 6% van de verbrandingswar~te van benzine.

Het thermisch rendement ~s 91%. Het proces ~s dus energetisch gezien rendabel.

Het proces wordt pas ekonomisch rendabel bij een

suiker-pr~JS van cirka fO.20/kg. De suike-rprijs van dit moment (jan. 1_{83) ~s relatief zeer laag en bedraagt fO.56/kg.}

De yield van het proces is 0.61 kg benzinekomponenten/ kg ethanol.

De reaktoromstandigheden die in dit voorontwerp aangehouden zijn kunnen gezieri het ontbreken van voldoende kennis

van de katalysator(werking) nog veranderen.

Het bodemprodukt kan niet in deze vorm geloosd worden. Het grootste gedeelte is waarschijlijk bruikbaar als verdunningswater bij de fermentatie.

I

•

•

•

•

•

•

•

•

I

I-•

I

j

.

J 2 . Inleiding

Een van de mogelijkheden voor de verwerking van melasse, een

bijproduct van de suikerindustrie, is de fermentatie tot ethanol.

-

-De ethanolkoncentratie in het fermentatiemegsel is op zijn hoogst circa 10

%.

Het is dus noodzakelijk de ethanol na de fermentatie in meer of mindere mate, afhankelijk van de latere toepassing te koncentreren.

Indien ethanol als energiebron gebruikt wordt moet het nagenoeg watervrij zijn. Het zal duidelijk zijn dat dit proces veel energie vergt. Sinds enige tijd is het mogelijk ethanol in aanwezigheid van water met behulp van een katalysator, een zeoliet, in een

mengsel van koolwaterstoffen en water om te zetten. Het mengsel van water en koolwaterstoffen kan door middel van fasenscheiding in een

water-, LPG- en benzinefase worden gescheiden.

Dit proces heeft het voordeel dat de destillatie gestopt kan worden als de ethanolfraktie in de gas fase 0,5 molair is.

De omzetting van een hoogwaardige brandstof (ethanol), waaraan practische problemen verbonden z~Jn, 1n een andere hoogwaardige brandstof (benzine),die zonder veel problemen gebruikt kan worden, kan plaatsvinden met een gering verlies van verbrandingswarmte.

•

•

•

•

•

•

•

•

I I

•

•

•

I

·

-3-3. Uitgangspunten

De verwerkingskapaciteit van het fermentatiemengsel ~s gebaseerd op die van Cysewski en Wilke37 . De productiekapaciteit van benzine

~s

7 % van het benzineverbruik in Nederland in 198140 . De uitgangs-punten van het proces zijn hieronáer yermeló.

kapaciteit 318 kg/s ( I 150 ton/uur) fermentatiemengsel bedrijfsuren 8500 uur/jaar

grondstof fermentatiemengsel met 303 k~U s water

I 5 kg/s ethanol ( 4,6 wt %) kg/s suiker

afval _{42 kg/s proceswater met 0,02 wt %} benzinekomponenten, T = 30 ·C utilities 2 kg/s koelwater 1 7 kg/s ketelwater 16 MW elektriciteit product _{0,5 kg/s LPG} 8,4 kg/s benzine 5,5 kg/s stoom I 0 bar, T 178 C reactieomstandigheden: 20 bar, T = 420 ·C conversie _{100 %}

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

-4-Wij hebben gebruik gemaakt van de volgende aannamen en fysische

gegevens.

mengeffekten van een gasmengsel z~Jn te verwaarlozen warmteverlies naar de omgeving ~s te verwaarlozen

b d · 1 2 .

- ver ran ~ngswarmte benz~ne

ethanol suiker 16 - dichtheid katalysator - C H 2O,L (20 bar) p 4,210 -48, 1 MJ / kg 30,6 MJ/kg 16,5 MJ/kg 1800 kg/m3 -3 -5 2 1,464.10 .T + 1,423.10 .T C H₂O:G (20 bar) p -2 -4 2 11,48 - 7,292.10 .T + 1,915.10 .T

-7

3

- 1,677.10 .T C eth,L (20 p bar) 2,418 - 4,823.10 -3 .T + 3,508.10 -5 .T 2 C eth,G (20 bar) p 14,37 - 1,139.10 -1 .T + 3,652.10 -4 .T 2

-7

3

- 3,908.10 .T -3 C _{P suiker,L} (1 bar)= 1,25 + 4,81.10 T

T in

o

e

(Deze vergelijkingen zijn afgeleid uit ~abel-waarden vanVargaftik3). kj/kg kj/kg kj/kg kj/kg kj/kg Dichtheden 3 420 (20 bar) 1 5 , 6 3 kg/m 3

-

~n de gasfasen p eth 420 (20 bar) 6,40 kg/m 3 p H~O 1

°

(20 bar) 9,96 kg/m 3 p eth 210 (20 bar) 26,8 kg/m 3 p H 20 60 ( 1 9 bar) 22 kg/m 3 p LPG 3 (20 bar) - Kookpunten T k _{p, 2°} H 212,5 C T kp,H 2O (20 bar) 184 C

-5-•

Molekuulgewichten 4 M 18,01 5 g/mol

-•

H 20 M eth 46,068 g/mol

-

Verdampingswarmten 3 H _L-G,H (20 bar) 1898,6 kJ/kg 2O ( I bar) 2257,2 kJ/kg:

•

_H L-G,eth (20 bar) 731 ,9 kj/kg ( bar) 992,2 kJ/kg

'

.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

-

6

-4. Procesbeschrijving 4. I Inleiding.

Het fermentatiemengsel dat 1.86 mol% ethanol (4.6 gew%) bev~t

wordt met een pomp op een druk van 24 bar gebracht. De tem-peratuur van het fermenxatiemengsel is 3SoC. Met behulp van' de"

bodemstroom en stoom wordt het fermentatiemengsel tot het kook-o

punt opgewarmd (208 C) en met een druk van 20 bar de destil-latiekolom ingevoerd.

Het bodemprodukt van de destillatiekolom bevat IxlO -3 mol% ethanol.

Nadat de temperatuur van de bodemstroom verlaagt 1S

wordt van een gedeelte van de bodemstroom de druk in een smoor-klep v.n 20 tot 9.6 bar gereduceerd. Deze recyclestroom wordt verdampt door gedeeltelijke kondensatie van het topprodukt. Het gekondenseerde topprodukt wordt in een refluxaccumulator gescheiden van de damp en met behulp van de refluxpomp naar de destillatiekolom teruggevoerd.

Het destillaat, een equimolair ethanol-watermengsel, wordt naar een fluide bed gevoerd waarin de ethanol met behulp van de katalysator H-ZSM-S, een zeoliet, bij 4200 C en 20 bar 1n een

1 • . .

mengsel van koowaterstoffen en water wordt omgezet.H1erb1]

ontstaat zoveel warmte dat de reaktor gekoeld moet worden. Deze koeling geschiedt door middel van het verdampen van het ~_ t~o~-• destillaat dat vrijkomt bij de opwarming van het

fermentatie-mengsel. Hierbij wordt even veel stoom opgewekt als nodig is om het fermentatiemengsel tot het kookpunt door te verwarmen. De k~talysatordeeltjes die met de produktstroom meegaan worden • met een cycloon afgevangen en teruggevoerd naar de reaktor.

De produktstroom wordt door middel van stoomopwekking (9:6 bar) o

afgekoeld tot 90 C.

Het grootste gedeelte van deze stoom ( 70 % ) wordt gevoegd bij de • stoom die verkregen is door de partiële kondensatie van het

top-product. Beide stromen hebben dezelfde temperatuur en druk. Via een kompressor wordt de druk van de stoom tot 20 bar verhoogd en naar de destillatiekolom gevoerd. Daar wordt het onderin als open stoom

I

.

ingebracht.

I

-7-In de driefasenscheider wordt het afgekoelde reaktieprodukt • 1n een gas-,w~ter-en organische fraktie gescheiden. Het gas dat nog 4 mol% water bevat wordt vervolgens afgekoeld tot 63 0C en in een gas-vloeistofscheider in LPG en een restant vloeistof gesplitst. Het LPG bevat de komponenten tot en met.

• butaan. De vloeistoffase bestaat uit water en de zwaardere koolwaterstoffen. Deze vloeistofstroom wordt samen met de organische fraktie uit de driefasenscheider naar een settler afgelopen. Hierin' wordt het overige gedeelte van het water • uit de (ruwe) benzine geha~ld . . De benzine bevat hierna nog

0.08 mol% water. Het proceswater dat 0.01 mol% benzine bevat

o

wordt met ketelwater tot 30 C afgekoeld. Het opgewarmde ketel-water wordt verder in het proces gebruikt voor de opwekking • van stoom.

4.2 Energieoptimalisatie

• De doelstelling van dit fabrieksvoorontwerp 1S de minimali-sering van de benodigde hoeveelheid energie om ethanol in benzine om te zetten.

•

•

•

·1

•

.

'

, , !

•

De volgende punten Z1Jn hiervoor van groot belang.

1) De destillatie wordt bij dezelfde druk als in de reactor heerst bedreven zodat het destillaat niet met kompres~oren/die

zeer veel energie vergen,tot de druk in de reaktor gekom-primeerd hoeft te worden. In dit procesontwerp behoeft alleen de voeding met behulp van een vloeistofpomp op druk gebracht te worden. Hiervoor 1S 1n vergelijking met een kompressor een geringe hoeveelheid energie voor nodig. 2) Het gebruik yan het warmtepompprincipe maakt het mogelijk

a~le 'warmteJdievrijkomt bij de kondensatie van het top-produkt, te gebruiken bij de destillatie.

Het opwarmen van het fermentatiemengsel kan nu voor het grootste gedeelte plaatsvinden door afkoeling van de bo-demstroom. Zonder warmtepomp is het gebruikelijk de kon-densatiewarmte van het topprodukt te gebruiken voor het verwarmen van de voeding van de destillatiekolom. Dit heeft tot gevolg dat de warmteinhoud van de bodemstroom nauwelijks nuttig gebruikt kan worden. Door de grootte van deze stroom ,is het energieverlies ,dan aanzienlijk.

•

•

•

•

•

•

•

•

-~ ve~ 0

3) Het doorwarmen van de voeding tot 20S

e

moet met hoge druk stoom gebeuren. Het hete kondensaat (250oe) dat hier-bij ontstaat kan gebruikt worden voor de opwekking van hoge druk stoom in de reaktor.

4) De warmte~nhoud van het proceswater kan voor het warmen van het ketelwater gebruikt worden. Met dit op-gewarmde ketelwater dat met een pomp op druk gebracht wordt (IO bar),is het mogelijk bij de afkoeling van het reaktieprodukt stoom van 10 bar op te wekken.

De produktstromen LPG en benzine bevatt~n bij het verlaten van het proces een voor de energieoptimalisatie niet

signifikante warmt~nhoud. Bovendien kan deze war~te

nuttig gebruikt worden bij een eventuele verdere opwerking. Buiten de systeemgrenzen van dit fabrieksvoorontwerp kan

de warmte~nhoud van de bodemstroom (T=4Soe) voor de opwarming van melasse gebruikt worden. Als er geen accumulatie van

ongewenste stoffen plaatsvindt, kan de melasse met de bo-demstroom verdund worden.

4.3

Procesregeling

De belangrijkste meet- en regelapparatuur die ook ~n het pro-cesschema (hfd 4.6) zijn opgenomen,zijn -vermeld in tabel 4.1

4.4 Opstarten van de installatie

De reaktor wordt bij heb opstarten gevoed met een hete stikstofstroom met een temperatuur en druk van respektieve-lijk 4000

e

en 20 bar. De ketelwaterstroom door warmtewisselaar

HlS kan nu gestart worden. Deze stroom wordt gespuid totdat

de temperatuur is opgelopen tot 17So

e.

De destillatiekolom wordt onder totale reflux opgestart. De onder druk staande voeding wordt met behulp van externe stoom tot het kookpunt verhit. De benodigde hoeveelheid stoom voor de destillatie zal aanvankelijk van het stoomnet moeten worden betrokken. Zodra warmtewisselaar Hl I stoom voor het proces

oplevert,kan de stodmtoevoer uit het stoomnet stopgezet worden.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Tabel 4.1 Code

FC

TC

PC 3

LC 4

PC

5 TC

6

PC

7

PC

8

TC 9 TCIO

PC

I 1 LCI2 TCI3

FCI4

TCIS

PCI6

TCI7 LCIS LCI9

PC20

-9-Overzicht van de meet- en regelapparatuur meetfunktie

debiet voedingspomp temperatuur voeding destillatiekolom druk voeding destil-latiekolom n1veau vloeistof 1n destillatiekolom druk recyclstroom temperatuur voeding kompressor druk stoomtoevoer destillatie druk topprodukt temperatuur destil-latiekolom temperatuur afgekoeld topprodukt druk stoomkondensaat n1veau vloeistof refluxaccumulator temperatuur gepro-duceerde stoom debiet refluxpomp temperatuur reaktor druk ketelwater temperatuur ge-koeld reaktorprodukt n1veau waterige driefasenscheider n1veau waterige fase settler druk gasfase uit driefasenscheider omzetfunktie debiet voedingspomp debiet opwarmstroom druk voeding debiet bodemprodukt druk recyclestroom debiet opwarmstroom

druk stoom toevoer destillatie

druk topprodukt

debiet door kompressor

debiet recyclestroom druk stoomkondensaat debiet topprodukt split-range debiet 31 ketelwater of stoom debiet refluxpomp debiet reaktorvoeding druk ketelwater debiet ketelwater

debiet waterige fase uit driefasenscheider debiet waterige fase uit settler

druk gasfase uit driefasenscheider

•

•

•

•

•

•

•

•

•

I

I

,

-I

-10-vervolg tabel 4.1 Code LC21 TC22 LC23 TC24 TC25 PC26 LC27 meetfunktie

n1veau organische frak-tie driefasenscheider temperatuur gekoelde gasfase driefasensch. niveau benzine settler temperatuur proceswater druk proceswater

druk LPG

niveau vloeistof gas-vloeistofscheider

. \

omzetfunktie

debiet organische frak-tie driefasenscheider debiet koelwater

debiet koolwaterstoffen sèttler debiet bypass ketelwater

druk proceswater druk LPG

debiet vloeistof gas-vloeistof-scheider

'

.

•

•

!

•

~

.

•

•

'

.

•

I

I

I.

!

-11-deze de stikstofstroom in de reaktor vervangen. Door de reak-tiewarmte zal de temperatuur in de reaktor stijgen totdat bij 4200 C de reaktorkoeling wordt gestart.

Als de stromen uit de warmtewisselaars Hll en HlS aan de ge-stelde eisen voldoen kunnen ze aan elkaar gekoppeld worden.

4.5 Desaktivatie van de katalysator

De ka~alysator zal onder invloed van waterdamp irreversibel en door cokevorming reversibel desaktiverén~ 1 3

Indien de konversie in de reaktor terug gaat lopen dan zal de katalysator vervangen of,als dit mogelijk en wenselijk 1S, geregenereerd moeten worden.

Aangezien de ontwikkelingen op het Ëerrein van deze katalysa-tor nog in_volle gang zijn,is het niet duidelijk hoe snel de desaktivering verloopt en in hoeverre het mogelijk is de kata-lysator te regeneren zodat het ekonomisch rendabel is .

4.6 Processchema

Het processchema is op de volgende pagina getekend. Tevens is achterin een losse tekening aanwezig.

•

•

•

•

•

•

... "oom

0èl

26

---;---®

~410

:0; M

, + - - - V ' )

(f):

~

..

I

I 11 - -

I

I FERMENTATIE-MENGSEL 4 1204 ~, /~ 121 1 "--j 13 , --"

~

I

~

L®:

I

i 1

I

' 1 1 : I I

14

1 : ; I I

I

I ! 1 I

'I

_I

-'

~~~

DE

OMZETTING

VAN FERMENTATIE-ETHANOL

o

Slroomnummer

c==J

Temperatuur In oe

~

Abs. druk In bar

I

IN

•

•

~

•

~1

~

cr

~~

BENZINECOMPONENTEN

J,H. 80ale .. G.T.e. Egb .. rl .. Fabrieksvoorontwerp No, 2545 Jonuar i 1983

•

•

P 1 KETELWATERPONP P 2 STOOMPOMP H 3 WARMTEWISSELAAR (6x) P 4 VOEDINGSPOMP H 5 WARMTEWISSELAAR (3x) H 6 TRIMHEATER T 7 DESTILLATIEKOLOM H 8 \'JARMTEIVISSELAAR C 9 COMPRESSOR H 10 WARMTEWISSELAAR H 11 WARMTEWISSELAAR V 12 REFLUXACCUMULATOR P 13 REFLUXPOMP

R 14 FLUIDE BED REACTOR I\) H 15 WARMTEWISSELAAR .1 Cy16 CYCLOON P 17 KETELvlATERPOMP V 18 DRIEFASENSCHEIDER H 19 KOELER V 20 SETTLER H 21 KOELER V 22 GAS-VLOEI STOF -SCHEIDER

•

•

•

•

•

•

•

-1

3

-5.1 Destillatie 5.1.1 Inleiding

In de destillatiekolom wordt bij een druk van 20 bar het fer~

mentatiemengsel tot een equimolair ethanol-watermengsel gedestil~

leerd.

De bodemstroom wordt met de voeding afgekoeld tot 48oC. De voeding wordt met hoge druk stoom (40 bar) door~verwarmd tot kooktemperatuur (208oC). De destillatiekolom is geschetst in figuur 5.0

CONDEN

SOR

_..

_0,

r

r

T,YT

L,

.

X

o

.

.":

F,XF

_'J

j~G

LT

T

Ga

_{"L B}

~

..

..

_..

S

Fig. 5.0 Schematische weergave van de destillatie-kolom.

De·y erdampingswarmten van etanol en water zijn aan elkaar gelijk gemaakt door het invoeren van warmte~quivalente mole-kulairgewichten. De molfraktie ethanol wordt dan weergegeven • als Xl

5.1.2 Berekening van het aantal evenwichtsstappen

• Het massadebiet van de stoom wordt in eerste instantie niet in rekeing gebracht. De totale.massabalans is:

•

•

•

•

,

.

-14-F B + D De komponentenbalans luidt: FXl _{= Bx}l _{+ DY} D F B Gegevens: F 6 I .9 Mmol/h Y_D 0.5 x' 0.0185 F -5 x' 1.85xl0 (gesteld op O. 1 % van F) B

Uit de bovenstaande balansen volgt dan dat

D = 2.288 Mmol/h

,

B =59.612 Mmol/h

uit de evenwichtslijn, een vierde graadspolynoom berekend aan de hand van experimentele gegevens van Hirata 5 (zie bijlage 6), volgt dat Y

F

= 0.1149

Hiermee ligt de minimale reflux R . vast.

m~n

x~ - _YF

4.0

- Xl

F

Volgens Zuiderweg 23 ligt de optimale' refluxverhouding • in de buurt van 1.5R, . . • De refluxverhouding R stellen we

m~n

•

•

•

•

gelijk aan 1.5R. = 6.0 m~n

In het McCabe-Thiele-diagram (zie bijlage 6) wordt de werk-lijn van de topsektie gegeven door:

R

_ _ - X l +

R + I L

_ _ - X l

R + I D

Bij een gegevendampsamenstelling Y kan met behulp van het polynoom de bijbehorende vloeistofsamenstelling Xl berekend

L

worden. Met .deze vloeistofsamenstelling kan met behulp van de werklijn een nieuwe ,gassamenstelling worden berekend. Dit ~s

gedaan totdat de q-lijn gesneden wordt, (De voeding is op kooktemperatuur dUS .lq I) dat wil zeggen als Y kleiner wordt

I

dan Y

F' De resultaten

z~Jn

samengevat in tabel 6. I van bijlage 6.

r

.

•

•

•

•

•

•

•

-15-De werklijn van de bodemsektie wordt weergegeven door:

B

y

x~ - x'

B

Deze lijn snijdt de q-lijn bij x'=x;. De lijn y=x' wordt bij x'=x' gesneden. Uit de massabalans over de bodemsektie

_B

volgt dan dat

LR =75.625 Mmol/h en G

B =16.013 Mmol/h

Op dezelfde wijze als voor de topsektie kan nu het aantal

evenwichtsstappen berekend worden die nodig zijn om het gestel-de kriterium (x' = O.OOIF) te bereiken. De resultaten

_B

_.

z~Jn vermeld in tabel 6.1 van bijlage 6.Hieruit blijkt dat na 14 evenwichtsstappen in bodemsektie de koncentratie van de bodem-stroom

x~

= 1.2 x 10-3 mol%. Het verschil met beginwaarde voor x' is zo klein dat de stromen

_B

B

en D hierdoor niet veranderen. Konklusie: er zijn 3 evenwichtsstappen in de top- en 14 in de bodemsektie nodig.

Het aantal echt~ schotels ~s ~n bijlage 9 berekend. Resumerend: topsektie 3 (exklusief kondensor)

bodemsektie :31

De temperatuur van ,de ~tromen is ~oor interpolatie~ van de • T-x,y tabel 5 bepaald.

•

•

•

De warmte4nhoud van de stromen z~Jn bepaald door de WBrmte-inhoud van de frakties te sommeren. De warmt~inhoud van de frakties zijn met behulp van de C -polynomen en de

verdampings-p

enthalpieen (zie uitgangspunten).

De resultaten van de destillatieberekeningen z~Jn ~n tabel 5. I samengevat.

Het topprodukt moet tot 1880C gekoeld worden. Met een minimaal

o

o~--1

6

-•

gewekt wo rden bij I78°e. De hierbij behorende druk ~s 9.6 bar.

•

Tabel 5. 1 Samenvatting van de destillatieberekeningen

stroom 4l Xl _{T H Q} m

:

.

Mmol/h oe kj/mol MW F 61.9 0.0188 208.2 14.400 248 D 2.29 0.5000 188.2 53.159 33.8 B 59.61 -5 212 . 5 14.452 239

i

.

1. 2x 10 T 16.02 0.351 193. 7 51.452 231 L 13.73 0.3246 188.2 16.751 . 63.9

Uit de enthalpiebalans over de kondensor

• waarin W het afgesplitste gedeelte van de bodemstroom ~s die ~n H

11 verdampt wordt en via de kompressor als stoom onderin de

desti~latiekolom wordt ingevoerd, volgt dat W

=

65.832 kg/s.

•

' I

'!

•

•

•

De hoeveelheid stoom die noodzakelijk is voor de destillatie kan uit de enthalpiebalans over de gehele destillatiekolom bepaald worden .

Waarin H de enthalpie van de stoom ~s die volgt uit de kom-s

pressorberekeningen (5.1.3).

Na iteratie blijkt dat S

=

77.287 kg/s

De stroom W die kleiner is dan de stoombehoefte (S) moet dus nog aangevuld worden met stoom. Hiervoor kan de stoom gebruikt

worden die ontstaat bij het afkoelen van het reaktieprodukt.

I

.

De druk en temperatuur hiervan is gelijk aan die van stroom W. De toevoeging bedraagt 11.455 kg/s.

o

Stroom S wordt vervolgens 10 e doorverwarmd met het bodempro-dukt om kondensatiedruppels ~n de kompressor te voorkomen. • De warmteoverdracht in deze warmtewisselaar is 1.8 MW.

•

Als de suiker in stroom W (0.3 gew.%) bij de verdamping of

in de kompressor moeilijkheden veroorzaakt dan moet of de suiker vooraf verwijderd worden of een warmtepomp met een

ex-

-17-•

tern koelmiddel gebruikt worden.

•

5.1.3 Kompressor

Voordat de stroom S als warmtetoevoer voor de destillatie • gebruikt kan worden moet de druk van 9.6 naar 20 bar

opge-voerd worden met behulp van een kompressor.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Volgens de Jong32 en Spain7 is de

kompressie~nergie

voor de adiabatische kompressie van een mol ideaal gas q. gelijk aan

s y-1 qs

~ Y~l

_{RT 1{(P2/ P 1)Y - I}}

met

- L

y-1 C /R _P o , R=0.4615 kj/kg C (T ~n K) o Over het te verwachten temperatuurstrajekt van ongeveer 60 C

4 is de warmtekapaciteit praktisch konstant . Gegevens: C

P 2. 7

kJ/kgOC

Tl

o

Hieruit volgt dat qs = 3.012 kj/mol = 167.2 kJ/kg,

T

₂= 250 C. Het kompressorvermogen

Q

is gelijk aan.:

c

Sq

/n

s 15.2

MW

(elektrische energie) met n

=

0.85 (efficiëntiefaktor)

De enthalpie van de stroom S na de kompressor(HS)is gelijk aan

de som van de ingaande enthalpie H . en q .Uit hoofdstuk

7

S,~n s

volgt dat HS' =. 2695.2 kj. Hieruit volgt dat H_S=2862.4 kj/kg.

. ,~n

'

.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

-18 -5.1.4 Kolomdimens ies . . d 19

De kolomd~mensies z~Jn met behulp van de gegevens van Zu~ erweg berekend. Via de flowparameter ~ en de belastingsfaktor À

kan de maximale gassnelheid v

g,s,max en het percentage opper-. vlak dat door de bovenkant van de valpijpen

A

wordt ingenomen

vp berekend worden.' De totale overlooplengte bI ~s 0.51 2 mlm , de overloophoogte H w 50 d 1 f . . d . 19 1

~s mm en e schote a stand ~s 0.6 m. U~t Zu~ erweg vo gt dat

,

À

B

s ,max 0.073 mis

en 20.5%

uit de maximale belastingsfaktor volgt de maximale super-ficiële gassnelheid v g,s,max v g,s,max. 0.675 mis

Hieruit kan de diameter van kolom van de bodemsektie berekend worden:

;)"

...

DB

{4~B/(rrv

)}!

=

4.9

m

g,s

De topsektie verloopt analoog. Resumerend:

~T _0.10 ÀT 0.102 mis s ,max T 0.763 mis v g,s,max AT _{10 %} vp

De superficiële gassnelheid in de topsektie ~s zodanig ge-kozen dat de diameter van de 'topsektie gelijk is aan die van

•

•

•

•

•

•

•

-19-4 6 8 0.1 2 4 6 8 1.0 ~ 1 - _.: .. --.,."

fig. 5.1 _{Ontwerp gassnelheidsfaktor K voor de vertikale}

V

gas-vloeistof scheiders

= 1 ,25 0,238

ft/s

, Hieruit volgt de maximale gassnelheid Y

G,max !

V G , m a x KH

«

P L - P G ) lPG ) 2

0,0724

_mi

s

0,52

mis

Het minimale oppervlak A. dat hiervoor nodig lS wordt: mln

A .

mln

=

2,49 2 m 2

Het vloeistofniveau h mag maximaal 80 % van de diameter zJn. Dit komt overeen met minimaal 14

%

doorstroomd gasoppervlak.

Het totale oppervlak A

tot wordt daarmee:

A

tot 1 7 ,47

2 m

De minimale diameter van de refluxaccumulator lS 4,72 m. 21 De ie tediameterverhouding ligt meestal tussen 3 en 5

We nemen

LI

D 3

.De ontwerpafmetingen van de refluxaccumulator zijn:

D _{5 m}

L

=

15 m

6

-•

•

•

•

•

•

•

•

'

.

•

•

•

T v g,s 4 <jlT / (TI -20-0,4779 mis

( 65

%

van de maximale snelheid) Een van de belas~ngsgrenzen is de kapaciteit van de valpijpen. Uit bijlage 7 volgt dat de kapaciteit van de valpijpen in de .

bodemsektie juist voldoende en in de topsektie ruim voldoende 1S. Een andere grens is de doorregengrens. In beide sekties is de gassnelheid voldoende groot om het doorregenen van de vloeistof te voorkomen ( zie bijlage 7).

Het schotelrendement E 1S 1n bijlage 9 berekend. De uitkomsten o zij n: E (top) o E (bodem) o 0,72 0,46

De afmetingen van de destillatiekolom worden dus (zie ook bijlage

9) : D 4,9 m

L

=

20,4 m

5.1.5 Refluxaccumulator

De afmetingen van de refluxaccumulator zijn volgens de werkwijze

2 1

van Evans bepaald.

Gegevens: L _{103, 1}

°

kg/s

D 20,36 kg/s

P_L 823,5 kg/s P

G I 5 , 8 kg/s

Berekening van de gas-vloeistofscheidingsfaktor:

L D P G 1 ( _ _ )2 P L 0, 7

° ]

De horizontale gassnelheid KH volgt uit KV' de vertikale gas-snelheidsfaktor, die uit fig. 5.1 afgelezen kan worden.

'

.

•

•

•

:

_{I -'}

.

!

I

_i I

•

•

•

•

•

•

•

-21-5.2 Reaktie 5.2.1 Inleiding

De omzetting van ethanol in een mengsel van koolwaterstoffen vindt plaats ~n een fluide bed reaktor met het zeoliet H-ZSM-5'

als katalysator .

De temperatuur is zodanig gekozen dat het percentage aromaten

~n het reaktiepr~dukt het hoogst is. Dit wordt bereikt bij

o 1 6 . .. d

temperaturen hoger dan 270 C . Het max~mum aan aromaten b~J e 25

omzetting van methanol w~rdt volgens Chang bereikt tussen

°

16

400 en 500 C. De water/etanol verhouding moet volgens de Boks minimaal 1.0 zijn om een hoog percentage aromaten te verkrijgen. In de literatuur is de konversie van methanol en ethanol bij

- 25

diverse omstandigheden beschreven. Chang vermeldt een konversie van 99% van methanol en ethanol bij 50 bar,

-1

blijf tijd (L~SV) van 1.2 h . De konversie 20 bar, 410°C en WRHV (methanol} 1.6 h-1

o

370 C en een ver-van methanol bij

27 is volgens Yurchak volledig. Derouane 26 vermeldt een volledige konversie van methanol en ethanol bij 1 bar,350 en 4100 C en WHSV Xmethanol,

ethanol)

=

1.00 h-1. De omzetting van methanol bij 4- 49 bar,

o -1 28

370 C en WHSV (methanol) = 1.5 h verloopt volgens Chang 13

voor 97-99%. Lee tenslotte vermeldt een volledige konversie van methanol en ethanol bij 20 bar, 4200 C en WHSV = 1.6 h - 1 . Op g ron d van b 0 ven s·'t a a n d e l i ter a t u u r zij n d e r e a k t

:r

ek 0 n dit i e s als volgt gekozen:

P = 20 bar T =420

°c

-1 WHS V (e th a n 01) = 1. 00 h x eth = 0.5 (molfraktie) 5.2.2 Ethanolomzetting

Ethanol kan door dehydratat i e

CH -CH -OH 3 2

~n

26 etheen omgezet worden .

Het gevormde etheen kan met de zure plaatsen van het zeoliet reageren tot olefinen ~n iso~lefinen, die omgezet kunnen worden

•

•

•

•

•

•

•

-22-~n para f ~nen . en aromaten. De produktverdel~ng . 13 ~s ~n bijlage I

vermeld. De overall reaktie,waarin C5.02H10.04 de molecuulfor-mule is van een fiktief koolwaterstof met een molecuulmassa gelijk aan het gemiddeld molecuulgewicht van het ontstane kool-waterstofmengsel, luidt:

CH -CH -OH 3 2

R

r reaktieenthalpie De standaard reakti~nthalpie HO is gelijk aan de

standaard-r

vormingsenthalpie van de produkten verminderd met die van de uitgangsstof:

HO 45.213 kj/mol {zie bijlage 2) f,KW HO f,H 20 295.39 kg/mol HO f,eth Hieruit volgt: 277.90 kj/mol HO 62.702 kj/mol ethanol r • 5.2.3 Reaktorberekeningen 5.2.3.1 Fluidisatie

De gassnelheid in een fluide bed .ligt tussen twee grenzen. Namelijk • de minimale fluidisatiesnelheid en de terminale snelheid. Bij de

eerste treedt juist fluidisatie op, bij de laatste worden de deeltjes net niet uit geblazen.

•

•

•

De minimale fluidisatiesnelheid ~s met de onderstaande ver

ge-l ' ~J ~ng 'k' 18 , d~e , afgeleid is van de ErgunvergeliJk~ng, " b ere en k d

2 1.75 d p Pg vs,mf F _{i e} . 3 mf llg -~_ ._---+ 150(1-e f)v f m S,m 2 3 F, e f ~ _m d 2(p _p )g p s g

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Gegevens: Ps Pg ).Jg F. 1 e mf d p v s,mf 1.8 x 10.36 2.28 x 0.42 3 3 10

kg/m

3

kg/m

-S 2 10

Ns/m

m

mis

-23-dichtheid katalysator dichtheid van het gas

+

ViSkositiet van het gas sfericiteit

porositiet van het bed bij minimale fluidisatiesnelheid

deeltjesdiameter

minimale fluidisatiesnelheid

Na omwerken krijgen we:

v

s, mf -S.470xlO-S

/d + (2.992xlO-9/d 2 + 71.76d

)!

p p p

De bovenstaande vergelijking 1S 1n figuur S.2 uitgezet.

0,1.

0.3

0.2

0.1 Vs •mf (m1sJ

Î

/

/

o 5

/

/

Fig.

5.2

De minimale

[luidi-satie snelheici als

funktie van de deelt jes-diameter.

-3

1x10 m

,..:- .

-+ de .

v1skositeit van het mengsel is bepaald zoals in 5.2.3.3 en gemiddel~ ove~ de 1n- en-uitgaande stro6m.

-

24

-•

De terminale snelheid v wordt door de volgende vergelijkingen s , t • beschreven:

•

•

•

•

•

•

•

I

Ie

I

I

I "

I

•

•

•

v _s,t

=(4(P -P

_{s g p} )2g2jl/3 d 225 P II g g v s,t

~(

_3_._1_g_(_P_;-_gP_g_2_d_p

_j

t 0.4<Re <500 p t 5 500< Re < 2 x I 0 P -5 -4 1.8xIO <d <6.2xIO m .p -2 -2 6xIO <d <3.3xIO m p . t Re _p

=

P v _{g s,} t d _p

/ll

_g

Deze vergelijkingen zijn 1n figuur 5.3 getekend .

4,0 Vt{ml sj 3,0

1

2,0 1,0

/

5

Fig. 5.3 De terminale ~nelheid

als funktie van de

deeltjesdiameter.

-3

1x10 (m)

I

.

•

•

•

-25-Het volume van het fluide bed volgt uit de verblijf tijd van ethanol.

WHSV h et Gegevens: V G x. w eb Pk 1.00 kg eth. h-Ikg kat. 20.364 kg/s O. 7 I 9 0.6 1800 gew.% 3 kg/m

Bij een gekozen superficlile gassnelheid v en een gegeven debiet s

ligt de diameter en dus ook de lengte van het fl~ide bed vast. In tabel 5.3 zijn de. lengte en diameter als funktie van de

gas-• . snelheid gegeven.

'\ Tabel 5.3 De lengte en diameter van het fluide bed als funktie

•

•

•

•

•

•

•

•

van de superficiële gassnelheid.

v L D s mis m m O. 1 3.96 4.85 0.2 7.92 3.43 0.3 1 1 . 88 ~ 2.80 0.4 15.84 2.43 0.5 19.80 2. 1 7

De lengte/diameterverhouding ligt meestal tussen 2 en 10 (Davidson17)

K .. 18

I

.

I un~~ vermeldt een waarde van L D

=

2 à 3 voor exper~mentele

fluide bedden met een diameter van 0.6 - 4.0 m,met een gewone geperforeerde plaat als gasverdeler. Uit tabel 5.3 volgt

de gassnelheid tussen 0.1 en 0.3 mIs moet liggen.

De daarbij behorende deeltjes~diameter kan als volgt berekend worden17. v

Iv

s s , t n

=

2.4 als Re t <500 p n

=

4.4Ret- 1 p t als 200<Re <500 p

Biii een gegeven porositeit van het ,bed ligt de verhouding

va~ de gassnelheid en terminale snelheid vast. Uit de gekozen

;

dat

gassnelheid,die afhankelijk is van de gewenste lengte/diameter-verhouding, volgt dan de deeltjesdiameter.

•

•

•

'

.

',

.

•

•

•

•

-26-De maximale diameter van de katalysator lS 2 mmo Boven deze

d d d ' f f . 1" . 16

waar e tree t 1 uSle lmltatle op

Als superfici~le gassnelheid nemen we 0.212

mIs.

Toepassing van de bovenstaande vergelijkingen levert de volgende waarden op: d _p 3x10-4 m 9xl0-4 d m p,ma:x; -5

a

p,min

8xlO

m L = 8.40 m D 3.33 m

Met, deze gegevens kan de drukval APb over het fluide bed worden uitgerekend.

Doordat het bed vrij breed is, treedt er geen slugging op. De mlnl-,.

male diameter waarbij dit verschijnsel net niet meer optreedt D .

17 mln.

wordt met de volgende relatie beschreven :

D .

mln. 204(v -v s s ,m

f)2/g

=0.22 m

De drukval over de gasverdelerplaat en de geometrie ZlJn

vol-K .. 18

gens unll berekend.

Voor de .drukval over de gasverdeler mag men aannemen dat deze gelijk is aan 10% van de drukval over het bed.

2

59 gm wt/cm (0.059 bar)

+

Voor de gasverdeler nemen we een gewone geperforeerde plaat. De gassnelheid in de orifices v berekenen we met:

or

Gegevens:

+ .

voorZlen van bijv,oorbeeld een schuif zodat bij het opstarten de gaten afgesloten kunnen worden.

•

I

I

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

I ,

I

.

Re t ge C' d d t u 0 3.2xlO 980 0.6 3.33 0.212

Cd

0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 02 0.1 1 5

-27-Reynoldsgetal gm wtl (gm wt) (s) 2 zwaartekraehtversnelling (z ie figuur 5.4) orifiee koëfficiënt

m diameter bed mis gassnelheid

"11

'

-' 11 11 11

,

"""

/

...

I"-/

I

/

Open area in

/

distributor <10%

I

, ,

_'I ~ ~J 1111 1 ~~ 'I I i LlUl 10

Figuur 5.4 Orifice koëffieiënt als funktie van Reynolds.

Na invullen: v

or

De fraktie vrije ruimte mag niet groter dan 10% zijn.

2005 em/s 20.05 mis

De fraktie vrije ruimte volgt uit de verhouding van de super-ficiële gassnelheid en de gassnelheid in de orifices.

v

I

v

=

1.06% s or

Een gangbare diameter van de orifices d is 2mm. ,Het aantal or

orifiees per oppervlakteeenheid N kan nu berekend worden.

or

N

or 4v s 1(7Td or 2v or ) 3366

Im

2

•

•

.',

•

•

•

•

•

•

•

•

•

-28-De ruimte die zich boven het bed moet bevinden lS grafisch- bepaald. In deze ruimte kunnen de katalysatordeeltjes, die door plaatselijke-hoge gassnelheden meegesleurd zijn, terugvallen

Volgens Davidson h~ngt de benodigde THD af van 4e diameter van het fluide bed en de superficiele gassnelheid. Uit figuur 5.6 volgt dat THD = 142 inch= 3.6 m.

::I: o I-Fig 5.~ IOOO,r-- - - ' I -.- - - -- - - r I - -- - - . . . , 100

- Zenz end Weil (1958)

~ Leve (951) / - - 511 . / ~ 240 / 121n

/

/

,.,...-.,,/'

.----

--

--I 6in

/

/

~

//

~

/

lin ~ . - - - / I 10

Superliciel oas velocily. fl/sec

/

/1

/ / /

-10

Empirische korrelatie voor de transport disengaging heigt (THD) 17

Voor het ontwerp nemen we lm extra ruimte boven het bed.De af-metingen van de reaktor worden dan

L 13.00 m D 3.33

m

•

•

•

•

•

i

·

•

~ !, i

•

:

.

_J

•

•

•

•

•

-29-5.2.3.2

Temperatuursbeheersing van de reaktor

Doordat de reaktor relatief vrij breed is (L/D<6) mag de menging

20

van de katalysatordeeltjes ideaal verondersteld worden . De warmteoverdracht in een gefluidiseerd bed is over het algemae~

snel en de warmtecapaciteit van de deeltjes vrij groot. De

katalysatordeeltjes mogen daarom uniform in temperatuur veronder-steld worden.

De hoeveelheid warmte,die afgevoerd moet worden,volgt uit de enthalpievbalans over de reaktor. (zie ook fig. 5.S) Deze luidt:

q +

2H

42O

_H

+

0.3992H~;0

H

188

+

H

188

+

HO

2

0

H

₂

0

eth r

Gegevens:

B

188

-47.25

kj/mol enthalpie van water bij

188°C

B

°

.

H

I

S8

188°C

=

-59.10

kj/mol enthalpie van ethanol bij eth

H

_H

420

=

_-57.56

kj/mol enthalpie van water bij

420°C

2

0

H

420

_KW

-77.71

kj/mol enthalpie van het mengsel

kool-(zie bijlage

3)

waterstoffen bij

420

0

C

q J/mol eth. de hoeveelheid af te voeren

warmte

H420

KW

q

I

!

.

I

-30-Uit de enthalpiebalans volgt de hoeveelheid warmte die afgevoerd

• moet worden . (q).

3

q

=

-22.91 x 10 J/mol ethanol

• Deze warmte wordt via vertic~te buizen in het bed afgevoerd. D~ warmteoverdrachtsKoëfficiënt U voor verti,ale Quizen in een fluide bed kan met de Vreedenberg relatie worden berekend. Deze luidt18:

I

.

•

•

,:'1

•

•

U d p

=

0.01844(1-e b)(C p,g g P /k )0.43(d g p g s v

/~

g )0.23(C p,k

Ic

p,g )0.8. k g Gegevens: d p k g eb C p,g 3x10-4 m 1.412x10 -4 cal/cm 0.6 0.524 cal/g C 0

(

_{P k P}

I

_g

)

0.66 _. deeltjesdiameter 0 s C warmtegeleiding

porositeit van het bed

warmtecapaciteit van het gas

C

p,k I . I 2 kJ/kgOC warmtecapaciteit katalysator

v 0.212 m/s superficiele gassnelheid s -3 Pg 10.36x10 g/ dichtheid gas 3 P k 1800 kg/m dichtheid katalysator

Voor de gr~ep C P /k moeten cgs-eerih~den gebruikt worden (niet

. p,g g g

dimensieloos). De warmtecapaciteit van de katalysatordeeltjes ~s gelijk gesteld aan die van Si0

2 aangezien de katalysator voor 96% _{• U1t S10}. . 26

2 bestaat.

Na invullen van de bovenstaande gegevens kan de warmteover-drachtskoëfficiënt U berekend worden.

U

=

266

W/m2~C

Voor het warmtewisselend oppervlak

A

geldt:

A q W x 1000/(M eth U ~Tln G w,eth .i x _w,e M eth

=

~T

=

In

-22.91 x 103 J/mol eth 20.364 0.719 46.068 56.5 kg/s gew.% g/mol

°c

.

""

•

•

•

•

•

•

•

I

.

•

•

L

-

31-Hieruit volgt dat A 484 m . 2

Het aantal buizen dat hiervoor nodig ~s ( D

=

0.019 m , L

=

8.0 m) bedraagt 964. Het percentage van het volume van het fluide bed dat door de koelbuizen wordt ingenomen is 3.2% .

5.2.3.3 Cycloon

Kleine deeltjes die ontstaan door slijtage van de katalysator-deeltjes in het fluide bed worden met behulp van een cycloon afgevangen.

De geometrie van de cycloon en de bijbehorende symbolen zijn ~n figuur 5.7 afgebeeld. Gos .-~, 1 Be = oe/4 o. = oe12 He = oe/2 Le = 20e Se = DeIS Ze = 20e

Je:: orb1trory,

usuolly Oe/4 Sec!"", A-A

A _--.J

Dus!

!

out

Fig. 5.7 De geometrie van de cycloon en de bijbehorende

1 2

•

'

I

.

•

I

'

.

'

.

•

•

•

•

•

•

•

-32-Het oppervlak van de inlaat- van de cylcoon A. 1S gedefineerd 1n

als

A.

B

H

=

WG/(p

v . )

1n c c g 1n

In deze formule 1S v.

1n de inlaatsnelheid. Een gangbare waarde ' hiervo6r is 15.2 mis (50 ft/s)

Gegevens:

20.363 kg/s 9-.62 kg/m3

1 2

Uit de inlaatoppervlakte volgt met behulp van de geometrie van figuur 5.7 de diameter van de cycloon D .

c

A.

1n O. 139 2 m _!D

.!

_D c c

Hiermede kan de diame~er en de lengte L

+z

van de cycloon c c berekend worden . D c L +Z c c 1 .06 m 4.22 m

Met de bovenstaande gegevens 1S het mogelijk de afmeting van de kleinste deeltjes d .; . die nog volledig afgevangen

p,m1n 12 worden te bepalen.Volgens Perry

1 d .

=

{9~ B

/(TIn v.

{Pk-p })}2

p, m1n m c 1n g

Het aantal omwentelingen dat het gas 1n de cycloon maakt 15

is volgens Strauss bepaald.

n

=

V v. P /

(TI

D W G)

c 1n g c

In deze formule 1S V het volume van de cycloon. Uit de geo-c

metrie van de cycloon kan afgeleid worden dat

V

I

•

•

•

•

Het volume van de cycloon V c lingen n wordt hiermede 5.5

-33-~s 2.54 m . Het 3 aantal

omwente-Voor het berekenen van d . ~s ook de viskositeit van het gas p,m1.n 30

nodig. Deze is volgens Weber bepaald. De viskositeit van een

gasmengs~l bestaande uit polaire en nonpolaire stoffen bij lag~

druk kan met de volgende sommatie worden berekend. (de invloed'

van de druk hebben we verwaarloosd)

4> •• 1J n j =n = ·t · (x. II . / L .4>..) • 1 ~ 1. . 1 1.J 1.= J=

• De viskositeit van water en het mengsel koolwaterstoffen zijn respektievelijk ·2.56xlO- 5 en 1.5xJO-5 Ns/m2• De viskositeit van

•

•

•

I

:

.

•

I

i

.

•

-5 2

het water/koolwaterstoffen mengsel wordt hiermede 2.0xlO Ns/m. Alle gegevens voor het berekenen van d . zijn nu bekend.

p,m~n vullen levert: d . p ,ID1.n 5.3 Opwerking 5 . 3 . 1 ;

rri.

I e i din g -5 1.OxlO m

ln-Na afkoeling van het reaktieprodukt wordt het dan ontstane gas-vloeistof-vloeistof mengsel gescheiden in een driefasen-scheider. De druk en temperatuur in de driefasenscheider zijn respektievelijk 19 bar en 90oe. Bij de procesberekingen na de

warmtewiss~laar~die het reaktieprodukt afkoelt, hebben we gebruik gemaakt van evenwichtsgegevens bij I5 ·bar en 90 oe. De evenwichtssamenstelling van de gas- en vloeistoffase in de driefasenscheider ~s in bijlage 5 vermeld. Bij de bereke-ning hiervan is aangenomen dat de organische-en waterfase volledig gescheiden zijn .

Voor de berekening van de massa- en warmtebalansen is" met de volgende aspekt en rekening gehouden: De gasfase van de drie-fasenscheider bevat 4.4 mol% water, de organische fase 0.008 mol% water ~n de waterfase bevat 0.004 mol% koolwaterstoffen. De samenstelling van de fraktie koolwaterstoffen in de water-fase is gelijk gesteld aan die van de organische fase .

-,

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

-34-De gas fase van de driefasenscheider die 10% zware koolwaterstof-fen (C

5 en hoger) en 4% water bevat, wordt ~n de LPG-scheider (gas-vloeistof scheider) in LPG (C) t/m CL) en een organische vloeistoffase gescheiden. Op grond van het verschil in

kook-'0

temperatuur tussen de lichte ( kooktemperatuur lager dan 65 C) en zware koolwat~rstoffen ( hoger dan )00

°c )

is aangenomen

dat de . ~cheiding volle~g ~s. Het LPG kan vervolgens in een

gastank opgeslagen worden.

De wat~rige vloe'istoffase van de driefasenscheider wordt na afkoeling naar een oliehoudend riool afgelopen .

De organische vloeistoffase van de driefasenscheider wordt samen met de vloeistoffase van de LPG-scheider ~n een settler in een waterfase en een benzinefase gescheiden. De benzine bevat

0.08 mol% water. De samenstelling van de benzine en het LPG is in bijlage 8 vermeld.

5.3.2 De driefasenscheider

Het gas-vloeistofmengsel wordt ~n een driefasenscheider

ge-scheiden. Deze kan als een gas-vloeistof en

vloeistof-vloeistof-scheider opgevat worden. De scheiding die het meeste volume

vergt zal de uiteindelijke. grootte van de scheider bepalen.

5.3.2.1De gas-vloeistofscheider

2 1

De afmetingen van de scheider zijn volgens Evans bepaald (zie ook hfd 5.1.5). De benodige gegevens zijn:

W L 19. 79 kg/s W G 0.57 kg/s 3 Po 667 kg/m 3 Pw 972 kg/m 3 P G 35 kg/m

Hiermede kan berekend worden dat

7.07

uit figuur 5.1 blijkt dat de gassnelheidsfaktor K =0.238 ft/s

'

.

•

I

.

•

;

.

~

-;j

I

-I

.

-I

·

i

.

I

·,3 -2 (7.24xI0 m/s).

-

35-Volgens Evans mag het vloeistofniveau h maximaal 80% van de

v

diameter zijn. Na enig rekenen volgt de maximale gassnelheid v waaruit de diameter berekend kan worden. Samengevat:

g,max v g,max D . m1n 4.65 x 10-2 m/s 2.23 m

In

5.3.2.2 worden de afmetingen voor de vloeistof-vloeistof-scheider bepaald en vergelijken met die van de gasvloeistof-scheider

5.3.2.2 De vloeistof-vloeistofscheider .

•

Wanneer twee niet-mengbare fasen volledig gescheiden moeten worden dan moeten zo~el de druppels van de lichte als die van

de zware fase het grensvlak bereikt hebben voordat de kontinue fasen de scheider verlaten hebben. De minimale

diameter van de scheider is met behulp van de methode van S19a es · 1 22 bepaald. De u1tgangsvergeli]k1ngen Z1]n: . . . . .

hl xl l4 1f D2 L Vb,l Wl /(60p\1) hh x_h !1fD 2 L vb,h v.\/(60Pl) Gegevens: P dichtheid h hoogte v b bezinkingstijd x fraktie oppervlak (zie fig. 5.8) D diameter L

₌

lengte W

₌

massadebiet A = oppervlakteparameter indeKen : 1 lichte fase

h zware fase d druppel inch inch/min ft ft lb/h ft2

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

-36-Voor de frakties doorstroomd oppervlak van de lichte en zware

fase gelden de volgende vergelijkingen:

o

Ix

-I

Xl

!

- { 2 } (a AI/l.369) (axl+·b)

Hierin is A een oppervlakteparameter die als volgt ~s gede-fineerd:

A

W/15nv

bP (L/D)

De parameters a en b z~Jn de coefficiënten van de rechte lijn

~n figuuur 5.8 0.9 0.8 0.7 0.6 ~ 0.5 .(;: 0.4 0.3 0.2 0.1 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9

Segment area, fraction of total circle area, )(

Figuur 5.8 De relatieve hoogte h/D als funktie van het oppervlak van het segment uit-gedrukt als fraktie van de totale cirkeloppervlakte.

•

•

I

·

-37-Deze lijn geeft het verband _{tussen de relatieve hoogte van een}

laag en het doorstroomd oppervlak. _{Deze relatie behoort eigenlijk}

met een polynoom beschreven te worden maar _{tussen x=0.2 en x=0.8}

voldoet een rechte lijn evengoed als een vijfde graads

poly-noom. De ko~fficiënten _{a en b zijn dan respektievelijk 0.8261}

en 0.0869 .

De bezinkingstijden kunnen met de wet van Stokes berekend worden. Indien de bezinkingstijd groter is dan 10 inch/min

(4.2mm/s) dan moet volgens Sigales de laatst genoemde waarde

• aangehouden. _{worden. Voor een gemiddelde druppeldiameter van}

0.005 inch (O.lmm) geldt:

•

l

\

.

I

I

I

•

I

.

•

•

•

•

In aeze formule is de dichtheid l n g/cm . 3

De gegevens van de te scheiden vloeistofdispersieszijn: 667 kg/m 3 _{41 .64 Ib/ft}3 PI 972 kg/m 3 60.70 lb/ft3 Ph = -4 2 III 2.67x10 Ns/m 0.267 cP -4 2 llh 3.12x10 N s / m 0.312 cP 4

W

I = 8.347 kg/s 6.624x10 lb/h 4

Wh

~

11.445 kg/s 9.086xl0 lb/h

Voor de bezinkingstijden is de waarde _{van 10 inch/min}

aangehou-den omdat de met de wet van Stokes berekende waaraangehou-den groter

zijn dan het bovengenoemde maximum.

De oppervlakteparameters zijn:

13.51 ft2

12.71 ft2

Deze gegevens resulteren in de _{onderstaande vergelijking voor}

de fraktie doorstroomd oppervlak van de lichte fase.

1 - x

-I

1.06 + 0.598x

I

Door iteratie kan Xl berekend worden .

I Xl 2 {---~---} 0.4377x I + 0.0460

o

•

•

•

•

•

-38-Xl = 0.352 0.276

Vervolgens kunnen de relatieve hoogtes Y

l en Yh berekend wordén .. 0.377

0.315

Hiermede kan de diameter van de scheider berekend worden. Voor de minimale_diameter D. geldt:

m~n

3.8 ft =1.16 m

Uit de vergelijking met de berekende diameter van de gas-vloei-stofscheiding (5.3.2.1) volgt dat de laatst genoemde scheiding • snelheidsbepalend 1S.

•

•

•

•

De afmetingen van de driefasenscheider Z1Jn dus (L/D =3)

D 2.5 m

L 7.5 Th

5.3.3 LPG-scheider

De berekening van de LPG-scheider 1S analoog aan die van de refluxaccumulator (hfd. 5.1.5). Gegevens: W L O. 103 kg/s W G 0.469 kg/s 843 kg/m 3

P

L 22 kg/m 3

P

_G Hieruit volgt:

Dus Kv = 0.432 ft/s (zie fig. 5.1) en KH = 0.165 mis.

Indien het maximale vloeistpfniveau h gelijk is aan 0.8D dan v

• vinden we dat

•

D .

m1n 0.435 m Als ontwerpafmetingen nemen we

•

•

i I ~.

I

I

,

i ~. I

•

•

•

•

•

- - -

- - ----

-

,

-39-D

o .

5 m en L I .5 m (LI D 3) 5.3.4 Settler

De afmetingen van de settler zijn afgeleid van de verblijf tijd die nodig is om de waterdruppels te laten bezinken.

Voor een goede werking van de settler dient de verblijf tijd groter dan de bezinkingstijd te zijn.

Voor de bezinkingssnelheid v kan geschreven worden: b Gegevens:

Ph

972

kglm

3 3

PI

667

kglm

-4 dd 1.27xl0 m (druppelgrootte volgens x10- 4 2 II 3 . 1

Nslm

9 .81

mis

2 g = éIl _v 1.27xl0 -2 m 3

Is

_{(volumedebiet)} . 1 22) Slga es

Na substitutie van bovenstaande gegevens ln de formule voor de be-zinkingssnelheid blijkt deze groter te zijn dan de maximale

22 -3

waarde volgens Sigales . (v

b = 8.7x10

mis).

In dat geval moet men volgens Sigales de maximale waarde aanhouden. Dus

. -3 v

b

=

vb ,max

=

4.23 x 10

mis

De bezinkingstijd t wordt dan b

-3 h

I

4.23 x 10 _s

Voor de verblijf tijd t kunnen we schrijven: v

t

v 4> v

Het vloeistofniveau h stellen we op 0.8D. De

lengte-diameter-ve~lhouding LID is weer 3. De minimale diameter wordt dan

D .

•

r

•

•

'

.

•

•

•

-40-Als ontwerpafmetingen nemen we

D 1.5 m en L 4.5 m

5.4 Warmteoverdra~ht

Met de enthalpiebalans over een warmtewisselaar kan men de kapa-citeit C hiervai berekenen .

Het benodige warmtewisselend oppervlak A volgt uit:

C

A

Hierin is AT In het logaritmisch temperatuursverschil dat

ge-defineerd is als

met T. - T

~w uk Tuw - Tik

.

_'

T.

_U

k

tl~

- - - I

(zie ook fig.5.9)

- - - [ >

T

UW

----~~---~---Tik

Fig.' 5.9 Schematische weergave van een warmtewisselaar.

" De korrektiefaktor F is een funktie van de warmtekapaciteits-verhouding van de koude! en warme stroom R, en de

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

-41-R T, - T 1W uw T uk - T ik P =

Dit de waarde van R en P en de konfiguratie van de warmtewis-selaar (het aantal shell- en tube-passes) is de korrektiefakt~r.

32 .

F grafisch bepaald . Voor verdampers (Tik=T

uk) en kondensors (T. =T ) is de korrektiefaktor gelijk aan I.

1W uw

De waarden voor 4e warmteoverdrachtsko~fficiint U zijn uit de l ' t 1 era uur overgenomen t 32 ,waar b" 1J stee s d d i t e aags e waa rde n zijn aangehouden. Voor de warmtewisselaars HII en HlS zijn

de warmteoverdrachts~o~fficiinten gewogen met de molfrakties.

De warmtewisselaars H3 en H

S blijken na berekening van het warmtewisselend oppervlak zo groot te zijn dat deze uit res-pektievelijk 6 en 3 afzonderlijke apparaten moeten worden op-gebouwd. De 6 warmtewisselaars bij H3 worden in serie gezet omdat de korrektiefaktor F dan hoger is dan bij parallelscha-keling. Uit praktische overwegingen zijn de apparaten even groot gekozen.

Bij warmtewisselaar H

S 1S de korrektiefaktor onafhankelijk van de wijze van schakeling. Parallelschakeling heeft dan de voorkeur omdat de stromingsweerstand hiervan geringer is. In! tabel 5.4 is een overzicht .. van alle warmtewisselaars gegeven. Uit deze tabel volgt dat het totale overgedragen vermogen

415202.18 kW is. Hiervoor is 35040 m2 warmtewisselend oppervlak nodig.

Het is duidelijk dat door de minimalisering van het energie-verbruik het benodigde warmtewisselend oppervlak bijzonder

groot is. De investeringskosten voor de apparaten bestaan d~n ook voor meer dan de helft (55%) uit de investeringskosten voor warmtewisselaars (zie hfd. 9).

•

•

•

•

•

nr type _{Tik Tuk Tiw Tuw TIn}

shell/ C C C C C tube H 3a 2 / 4 35 57 70 48 13,084 H 3b 2 / 4 57 70 9 1 70 13,250 H 3c 2 / 4 78 100 1 13 9 1 1 3 , 4 1 6 H 3d 2 / 4 100 121 135 1 13 13,600 H 3e 2 / 4 121 143 156 135 13,733 H 3f 2 / 4 143 164 178 156 13,900 H 3 13,497 H Sa 2 / 4 164 177 189 178 12,499 H Sb 2 / 4 177 191 200 189 10,457 H 5c 2 / 4 191 204 211 200 8, I I I H 5 164 204 2 I I 178 10,351 H 6 204 208 250 250 43,970 H 8 I

/

2 178 188 2 I 2 2 11 28,262 Hl 1 178 178 194 188 12,766 HlS 178 178 187 187 9,000 HI9 3

/

6 20 6 I 90 30 17,845 H21 1

_/

2 20 30 90 63 I 7 , I 1 5

Tabel 5.4 Overzicht van de warmtewisselaars

•

•

•

U C P W/m2 C kW 850 0,620 850 850 850 850 850 0,610 850 171220,26 0,065 850 0,533 850 0,590 850 0,655 850 56048,52 0,593 1990 7280,43

-150 1831,72 0,294 1280 133 1 1 1 ,79

-1740 42751,91

-850 2871,32 0,586 570 86,23 0, 143

•

•

R F 1 ,008 0,90 I ,008 0,90 1 ,008 0,90 0,825 0,96 0,825 0,95 0,825 0,88 0,825 0,93

-

1 ,00 . 0, 100 1 ,00

-

1 , 00

-

_{1 ,}

° °

1 ,463 0,90 2,700 I ,00

•

A 2 m 2763,79 2763,79 2763,79 2763,79 2763,79 2763,79 16582,7 2282,2 2282,2 2282,2 6846,5 83,21 432 , I 8146, I 2730,1 2 I 0, 3 8,84

•

I ~ f\) I