voor
'Verslag behorende
bij het fabrieksV0orontWerp. '~ van onderwerp: 'D.P.R. NAP J .. de RUllE
~
~
ude
Deli't
'
3'7~
'"
~ '>1-Vri j ellb(i.ns~láán 14 ... J-1975 'D.eU'to
o
o
o
o
o
O·
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
D·
INHOUD. Ie 2. 3.4.
5. 6. 6.1. 7. 7.1. 7.2.7.3.
7.4.
7.5. 7.6. 7.7.3. 7.7.4. 7.7.5.7.7.6.
7.8.
8. 9. 10. 11. 12. 13. Samenvatting Inleiding De katalysator Kinetiek Thermodynamica ProcesbeschrijvingBeschrijving verschillende 'onderdelen processchema Optimalisatie
Optimalisatie naar minimale kosten per jaar Opzet optimalisatie
Kostprijs bedrijfsmiddelen Prijsindexcijfer
Keuze variabelen voor optimalisatie
Proces- en apparaatkosten als funktie van de procesvariabelen.
Optimalisatie Druk in de reaktor
Optimalisatie Ingangstemperatuur fornuis en
temperatyur reaktor
Optimalisatie ~Jaterstof/methaan verhouding
Optimalisatie Tolueenconv.ersie
Optimalisatie Waterstof/tolueen verhouding
Optimalisatie Diameter reaktor
Resultaat optimalisatie naa~ minimale kosten per jaar
Massa- en warmtebalans Korrosie en veiligheid Alternatieven
Fysische gegevens
Lijst gebruikte symbolen Li teratuurlijst
Appendix :
1. Union Carbide
2. Afleiding "aual-sitell mechanisme
3. Komputerprogramma reaktorberekening
4. Komputerprogramma ",armtewisselaars
5. Kondensor/nakoeler
6. Hoge drul,;; schei der
7. Lage druk scheider
8. Berekening kostprijs katalysator
9. Berekening optimale druk
10. Berekening optimale temperaturen
110 Berekening opUmale waterstof/methaan verhouàing
12. Berekening optimale tolueenconversie
13. Berekening diameter reaktor
14. Kontrole op poriediffusie l~metering
15. Kontrole op filmdiffusie limetering
16. Berekening j.deali tei t vast bed reaktor
17. Berekening drukva1 over de reaktor
18. Berekening diffusiecoäfficent
19. Berekenip..g. dichtheid reaktiemengsel
20. Berekening dynamische viscociteit reaktiemengsel
21. Berekening recyc1estromen blz. 1 2 4 5. 7 8 9 12 13 15 16 16 16 17 25 26 27 28 29 29 30
31
33 34 35 36 39 40 41 42 4548
51 52 53 54 56 58 60 62 63 64 6566
67 68 6971
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
.
0
o
-1-1 . . SAMENVATTING.Het is bekend dat tolueen via een dispropotionering omgezet kan worden in benzeen en ortho- , meta - en para-xyleen. Voor een dergelijke fabriek heeft Aneke (lit.2) een voorontwerp gemaakt. Ten tijde van dit voorontwerp was de kinetiek van de disproportioneringsreaktie
n~g niet bekend. Eilers (lit.3) heeft de kinetiek van deze reaktie bestudeerd. Eilers vindt bij de bestudering van de initial reaktie-snelheid een IIdual-site" mechanisme voor een synthetische zeoliet katalysator. Met deze kinetiekgegevens (waarbij de initial-rate is omgewerkt tot een gewone reaktiesnelheid) en voor dezelfd.e katalysator is een nieuwe, vast-bed reaktor ontworpen.
Op grond van een optimalisatie naar minimale kosten per jaar zijn de reaktie- en procesvariabelen gekozen. De optimalisatie is uitgevoerd 'voor het "reaktor" gedeelte. De opwerkingssektie is bui ten beschou\1ing
gelaten. De opwerkingssektie is reeds door Tjan en Nettenbreyer(lit.5) geoptimaliseerd.
De apparaatkosten z~Jn berekend met (amerikaanse) bare-modulus methode van Guthrie(lit.4) • De afschrijvingen zijn gesteld op 10
%
van de investering, de afschrijving van de katalysator echter op 5%.
De kosten van de bedrijfsmiddelen zijn ook voor amerikaanse omstandigheden berekend.
De optimalisatie is uitgevoerd voor een fabriek met een doorzet van 100.000 ton per jaar.
Resultaat optimalisatie:
,---,---_
..
_._--variabe!~e~n~ ______________ _+----~w~a~a=r~d~e~----~
druk reaktor 50 atm.
temperatuur reaktor 450 oe ingangstemperatuur fornuis 400 oe waterstof/methaan verhouding 2 mOl/mol waterstof/tolueen verhouaing 5 mOl/mol
tolueenconversie 0.47
diameter reaktor 2.75 m I
~---~---~.
Bij kontrole bleek dat de reaktor beschouwd mag worden als een ideale
buis reaktor, waarin geen poriediffusie- of filmdiffusie limetering optreedt • Tevens zijn enige a.l ternatieven op het processchema van Aneken geg"even.
o
o
o
o
o
n
o
o
D
o
o
o
o
o
'0
o
o
o
D
o
2. -2-INLEIDING.In sommige landen of bedrijven is een overproduktie aan tolueen en een tekort aan benzeen, 0 - , en p - xyleen. Met als gevolg dat de
prijs van benzeen, van ortho - , en vooral van para - xyleen hoger ligt dan de prijs van een vergelijkbare hoeveelheid tolueen (lit. l ). Het is bekend dat t'olueen via een disproportionering omgezet kan worden in benzeen en een mengsel van 0 - , p - en m-xyleen.
Disproportioneringsreaktie:
--~@
+
Nevenreaktie (transalkylatie) :
(c
~I
.
yC1-1
3
+
@-eH'?, -~
?Hg
©
De transalkylatie reaktie is niet de enig mogelijke nevenreaktie. Het is wel de enige tra~salkylatie nevenreaktie doe optreedt zoals
later zal blijken.
In het verleden is door Aneke reeds een voorontwerp voor een derge-lijke fabriek gemaakt. (li t. 2 ). '.J:en tij de van dit voorontwerp was de kinetiek van de disproportionering reaktie nog niet bekend. Door
- --" -
-Eilers is de kinetiek van deze reaktie bepaald (li t. ,3 ) •
De opdracht was om met dezekinetiek gegevens een vast bed reaktor te berekenen.
Om voor de proces omstandigheden een gemotiveerde keuze te kunnen doen zijn deze zodanig gekozen dat de kosten per jaar minimaal zijn voor het door Aneke gegeven processchema.
0
,'"
"o
o
o
o
o
D
o
D
o
o
o
o
D
o
o
o
o
o
o
o
-3-De jaarlijkse kosten bestaan u i t : 1. afschrijvingen
2. proceskosten (zoals elektriciteit e.d.)
De "afschrijvingen (c.q. investeringen) zijn bepaald met de methode van Guthrie (lit. 4 ) •
Ook zijn enkele alternatieven gegeven op het processchema van Aneke. De toepasbaarheid van deze alternatieven hangen af van de mate
D
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-4-DE KATALYSATOR.De katalysator, die Eilers gebruikt heeft, was een zeoliet en wel de Linde 8k-40. Deze Y - type faujesite kan gekocht worden bij
Union Carbide (appendix 1 ). De katalysator wordt geleverd in de
Na vorm en moet door de afnemer omgewerkt worden in de H vorm. De
uiteindelijke katalysator, waarvoor de kinetiek gemeten is , had de voigende samenstellng
72 gew
%
Y - type faujesite in H vorm18 gew
%
AIF
310 gew
%
CuDe bereidingswijze van de katalysator wordt gegeven door Betcke(lit.
7).
Selektiviteit.
De selektiviteit (8) is als vort gedefinieerd:
hoeveelheid tolueen omgezet via dispropotionering 8
=
---~---~--totale hoeveelheid omgezet tolueen
De selektiviteit bedraagt 95
% .
Aktiviteit.
Om de katalysator op een voldoend hoge akti vi tei t te houden moet waterstof over de katalysator geleid worden. Volgens Eilers kan het
beste gewerkt worden bij hoge waterstof/tolueen verhouding en
b~j ho~e
druk. De deaktivering neemt namelijk af bij hogereH /T verhouding en hogere druk. (De druk heeft Eilers gevarieerd tussen 1 en 10 ata )
Een gevolg van de aanwezigheid van waterstof is dat met tolueen hydrodealkylatie optreedt
~
C1-l
3
~
I-Q[
+
1-1
2 - -
QJ
+
CH4
De deaktivering bedroeg bij standaard kondities 30
%
in 3000 uur.De standaardkondities waren P
=
6.0 ataT
=
450 C.H
.Ir
=
16.7 (mol/mol)0
0
0
0
0"
0"
0
0
0
D
0
0"
0
D
0
D
0
0
0
0
0
-5-. 4-5-. KINETIEK • .•C-Volgens Eilers beschrijft een "dual-site" mechanisme, waarbij de oppervlakte reaktie op de katalysator snelheids bepalend iS, de disproportioneringsreaktie het beste.
De algemene snelheidsvergelijking is als volgt te schrijven (voor de afleiding ervan zie appendix 2 )
r
=
kO·exp(-Ea/RT)
(P~
-PB.PxlkEv)
(l+kT.PT + kB.PB + kX.PX )2( 1 )
Een beperking van het werk van Eilers is dat alleen de reakti.esnelheid op tijdstip t
=
0 bepaald is. ( de zgn. initial rate )De initial rate luidt :
met: r o k 0 E a kT PH
=
62.7*
103=
20.6 + 16.7k H=
5.51=
16.7 1' T xylenen in evenwicht mOl/g kat .hr .atm 2 kcal/mol -1 atm.in het reaktiemengsel aanwezig.
Om een reaktor te kunnen ontwerpen moet r bekend zijn en niet ra -Volgens Izumi
&
Shiba ( l i t . 5 ) geldt:( 2
( 3 Verder kan aangenomen worden dat de adsorptie van waterstof aan het oppervlak van de katalysator te verwaarlozen is, dUS
kT + 16.7 kH 1:::::: kT ( 4
Daar de chemische eigenschappen van benzeen en ~yleen niet veel ver-schillen zal ook gelden dat :
( 5
)
)
o
o
o
o
o
D·
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-6-De waarden voor de konstantes in de algemene snelheidsvergelijking worden nu k
=
6207*
103 mOl/(gkatohroatm2) 0 Ea=
20.6 kcal/mol -1 kT=
5.51 atm -1 kB=
2.76 atm -1 kX=
2.76 atmo
o
o
o
o
o
o
n
o
o
0,
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-7-5. 'THERMODYNAMICA. (li t. 3 )1. Thermodynamisch gezien zijn de hydrodealkylatie en kraking
van tolueen, tot methaan gunstiger dan de disproportioneringsreaktie. Bij 700 K : T --~
<
.l.. 2 B +l
m-X LlGf= 56.36 kcal/mol T + H2 <: ~ B + M Ll G f=-45 .15 kcal/mol T ~ ~ 2/3 B + 1/3 THB IJ. G f= 57.26 kcal/mol T + 10H 2<
>
7 M Ó. Gf=-21.42 kcal/mol Het is dus gewenst dat de disproportioneringsreaktie sneller verlooptdan bovengenoemde nevenreakties.
2. De ligging van het aisproportioneringsevenwicht is praktisch onafhankelijk van de temperatuur.
De evenwichtconversie bedraagt ongeveer 52.5
% .
3.
Bij de disproportionering en transalkylatie treedt nauwelijks enig temperatuureffekt op.De overige reakties zijn exotherm. Bij 700 K :
) .l.. .!. llHo kcal/mol'
T B +~-X :: 0.245
( 2 r
" -à-B +Im-X LiHo kcal/mol
T (
..
r =-0.115 ~ 1- J- o kcal/mol T < 2 B +2P-X, _____ L1
Hr =-0·0.95 T,+ H 2 '> B + M 0 kcal/mol (: LlHr =-11.60 T + m-X ' ~ ~ B -+ TMB AHa r =-0.187 kcal/mol ~ 0 kcal/mol T + IOH2 ~ 7 M .6H r =-150.0o
o
o
o
o
o
o
D
o
o
o
o
o
o
o
D
o
o
o
o
o
-8-6. PROCESBESCHRIJVING.In eerste instantie zal aan de hand van het flowschema de gekozen procesroute worden beschreven. Daarna zullen de verschillende onder-delen nader besproken worden. Eventuele alternatieven komen elders ter sprake. Het flowschema van het proces is gegeven in fig. I
De verschillende procesvariabelen zijn bepaald door procestechnische eisen enerzijds en een economische optimalisatie anderzijds. Voor de motivatie van de grootte van de verschillende variabelen wordt ,ver-wezen naar het hoofdstuk optimalisatie •.
Het proces.
De tolueenstroom wordt door pomp PI op procesdruk gebracht en wordt in warmtewisselaar H30pgewarmd tot 4000C • Voor de warmtewisselaar wordt de verse tolueenstroom gemengd met resp. de recyclestroom en de gas-stroom, die samengesteld is uit een verse waterstof stroom en een recycle stroom van waterstofgas en methaan.
In fornuis F wordt het reaktanten mengsel verder opgewarmd en geheel in de gasfase gebracht.
Na de reaktor worden çle produkten in eerste instantie gekoeld door warmtewisseling in tegenstroom met de reaktanten (warmtewissèlaarH 3 ). Verdere koeling en kondensatie vindt plaats in kondensor/nakoeler H7 , In de hoge druk scheider HPS vindt scheiding in een gas - en een vloei-stoffase plaats.
Van de recyclegasstroom wordt een deel geloosd om opbouw van het methaan-gehalte te voorkomen. De rest wordt door kompressor C4 op de procesdruk teruggebracht en teruggevoerd naarde reaktor.
Van de vloeistofstroom uit de HPS wordt de druk a~gelaten tot 1 atm. , om de bij hoge. dr~k opgeloste hoeveelheid waterstof en methaan ~eer vrij te maken. De hoeveelheid vrijgekomen gassen worden in de lage druk
scheider LPS gesch eiden van de vloeistoffen. Deze hoeveelheid gas wordt geloosd.
o
.0
o
D
o
D·
·0
o
o
o
o
o
o
o
o
D
o
o
o
o
o
-9-De vloeistofstroom moet vervolgens in de verschillende komponent en gescheiden worden. De hiervoor gebruikte opwerkingssektie bestaat uit vier schotelkolommen, een kristallisator en een centrifuge.
In kolom Tl wordt de meest vluchtige ko~ponent(benzeen) gescheiden van de rest. en met een zuiverheid van 99
%
afgetapt.In kolom T
2 wordt tolueen gescheiden van de xylenen en van trimethyl-benzeen. De tolueen wordt met een zuiverheid van 99
%
teruggevoerd naar de reaktor.In de derde kolom gaat een mengsel van meta- en para xyleen over de top, terwijl de zwaardere komponen11en, ortho-xyleen en trimethyl-ben~een onderaan afgetapt worden en in kolom
T
4
gescheiden worden. Het topprodukt van kolom T4 ' ortho-xyleen·, heeft een zuiverheid van
97.9
% ,
TMB wordt met een zuiverheid van 94.9 ~ teruggevoerd naar dereaktor.
Het topprodukt van de derde kolom, m-X en p-X, wordt gescheiden door kristallisatie bij
-51
oe. Met een centrifuge wordt het vaste p-X afgescheiden ( zuiverheid 95% ).
De meta-xyleen wordt teruggevoerd naar de reaktor.6.1. Beschrijving verschillende onderdelen processchema. Kompressoren C2 en C4 •
Kompressor C
2 'voert verse waterstof in het systeem en moet een druk-verschil van 49 atm. overwinnen.
Kompressor
C4
brengt de recyclestroom weer op procesdruk.Voor de drukval over de warmtewi sselaars, de reaktor en de hoge druk scheider werd een waarde van 2 atm. aangenomen.
De kompressorvermogens kunnen bij aanname van adiabatische kompressie .berekend worden uit:
r1
:-:x..
pV=
jU m •X. -
1. R.T H P2 X-I ( » ) ( PI 1J
(6 )o
o
o
o
o
o
D
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-10-Hierbij is aangenomen dat de gassen ideaal zijn (lit. 9) •
De effektieve kompressorvermogens komen voor de gekozen procesomstandig-heden voor resp. C
4 en C2 op 124 en 65 kW • Pompen Pl en P lCf
Voedingspomp PI voert verse tolueen aan, recyclepomp PlOrecirculeert een vloeistofstroom bestaande uit tolueen, meta ~xyleen en trimethyl-benzeen.
De pompvermogens kunnen berekend worden uit: PV
=
~v. Ó PReaktor R •
De vast bed reaktor is berekend met behulp van een computer programma (appendix 3 ). Over een kleine hoogte
IJ.
L ( =0.1 ro) is de reaktle-snelheid konstant verondersteld. De totale lengte van de reaktor is steeds met lengte ~ L vergroot, netzolang totdat een zekere tolueen-conversie bereikt is. Er is gerekend met een gekoppelde warmte- en massa balans. Dit laatste was eigenlijk niet no~ig geweest, omdat detemperatuurstijging over de reaktor steeds onder de 2
°c
bleef. 'Warmtewisselaar H3 en nakoeler /conaensor . H7 •
De warmtewisselende oppervlakken zijn berekend met een komputerprogramma. (appendix 4') • Bij deze berekeningen zijn de warmteverliezen naar de om-geving verwaarloosd.
In de nakoelcr/condensor blijkt 91 ~ van de kondenseerbare produkten werkelijk ook vloeibaar te worden bij de gekozen' omstandigheden ( deze
zijn Tcondensor
=
60 oe en Pcondensor= 48 atm )Voo~
berekening zie appendix5 .
Hogedrukscheider HPS •
In de hoge druk scheider vindt een vloeistof-damp scheiding plaats. De gasstroom \oJordt voor het grootste deel in het proces terug'gevoerd, een deel ervan wordt gespuid om opbouw van het methaan gehalte in het , proces tegen te gaan.
Bij deze spui gaan aromaten verloren. Uit een massabalans over de hoge druk scheider blijkt dat, voor de gekozen procesomstandigheden. de volgend~ hoeveelheden aromaten verloren gaan (appendix 6).
o
o
.0,
o
D·
.0
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-11-TABEL 1. komponent ton/jaar
B 80.4 T 79.6 o-X 13.6 p-X 18.9 m-X 23.4 TMB 7.3 Lagedrukscheider LPS
Methaan en waterstof vertonen bij 48 ata enige oplosbaarheid in de vloeistoffase. Bij 1 ata is deze oplosbaarheid verwaarloosbaar. In de LPS zal dus een hoeveelheid waterstof en methaan vrijkomen. Deze gassen zullen verzadigd zijn met tOlueen,'benzeen, xyleen en tri-methylbenzeen.
Een massabalans over de LPS laat zien dat de hoeveelheden die verlo-ren gaan aan aromaten de volgende waarden hebben. (appendix
7
)
TABEL 2 komponent ton/jaar
B 9.1 'ï: 3.9 o-X 1.6 p-X 1.6 m-X 1.8 Tl-1B
---Opwerkingssektie.
In dit procesontwerp werden geen berekeningen ui~gevoerd aan de opwerkingsektie • Di t onderdeel van het proces \'/erd eerder geoptima-liseerd door Tjan en Nettenbreyer (lit. 6). In verband met de grote vraag naar p-X (lit. 1) werd van de bij bovengenoemde optimalisatie gegeven alternatieven, het alternatief met de hoogste opbrengst aan paraxyleen gekozen.
Het aantal schotels, de refluxverhoudingen, de lengte en de diameters van de lwlommen zijn gegeven in TABBL 3 . Voor de refluxverhoudingen werd 1.5 maal de minimale refluxverhouding genomen.
o
o
o
'0
D·
'0
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-12-~* .• OPTIMALISATIE.Voor de procesroute van Aneke (niet voor de scheidingssektie ; reeds
-gedaan door Tjan en Nettenbreyer (lit. 6 » worden de
procesomstan-digheden berekend, waarbij de kosten per jaar minimaal zijn.
De jaarlijkse kosten bestaan uit afschrijvingen ( 10 ~ van de
in-vestering) en proceskosten ( elektriciteit, koelwater, e.d. ).
De investering \olOrdt berekend met de methode van K.M.Guthrie (lit. 4 ).
De variabelen, die vastgelegd moeten worden, zijn
1. druk reaktor ( p r )
2. temperatuur reaktor ( T r )
3.
inlaat temperatuur fornuis ( T. 1 )4.
waterstof/tolueen verhouding inlaat reaktor ( H/T)5. waterstof/methaa.n verhouding gasrecycle stroom ( H/M)
6. diameter reaktor ( D r )
7.
conversie tolueenOm bijvoorbeeld de optimale druk te vinden, waarbij de kosten per jaar, minimaal zijn ,·.worden voor de overige variabelen redelijke waarden
gekozen. Voor verschillende drukken worden de jaarlijkse kosten berekend.
Grafisch wordt nu het'minimum bepaald. ( zie fig. 2 )
Er wordt nu een drQ~ gevonden, waarbij de jaarlijkse kosten minimaal
zijn.
K
r#/jQOl'i
1
Figuur 2.----
_::":_""--,..-,,::: .. _---_._-..._-0
D-O
0
0
D-O
0
0
0
./'0
D
0
0
0
0
0
0
0
0
0
-13-De plaats ,van het minimum is onafhankelijk van de waarden van de andere variabelen. Wel is de waarde van het minimum er afhankelijk van.
De optimalisatie wordt nu herhaald, om de optimale temperatuur vast-teleggen. Voor de druk wordt de optimale druk genomen. De overige variabelen worden weer gekozen.
Uiteindelijk zijn alle variabelen vastgelegd. De kosten per jaar zijn nu minimaal.
Bij de optimalisatie zijn de volgende kostenfaktoren beschou ... rd. 1 afschrijving reaktor 2 3· : 4 5 6 7 8 9 10: katalysator warmtewisselaar H3 nakoeler/condensor kompressor C4 kompressor C2 fornuis pomp PI pomp PlO hogedrukscheider 11: proceskosten nakoeler/condensor 12: ----13: 14: 15: 16: 17: 18: 19: waterstofsuppletie kompressor C4 kompressor C2 pomp P l pomp PlO fornuis reboiler(tol.kolom) condensor(tol.kolom) (koelwater) (grondstof) (elektriciteit) ( ) ( ) ( ) ( aardgas) ( stoom) (koehrater)
Bovenstaa.nde nfImering van de afschrijvingen en proceskosten is ook in de figuren en appendixen toegepast.
o
o
o
o
o
o·
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-14-7.1. OPTIMALISATIE NAAR MINIMALE KOSTE~ PBH JAAR.
Er kan geoptimaliseerd worden naar 1
2
minimale kosten per jaar maximale winst per jaar
Naar een maximale winst per jaar kan het beste geoptimaliseerd worden in het geval de uitgangsgrondstof in grote hoeveelheden aanwezig is en er een redelijk groot verschil in prijs is tussen reaktant en produkt. Deze tolueenfabriek moet geintegreerd gedacht worden in een grotere installatie, waar een overproduktie is aan tolueen en een
te kort aan benzeen en xyleen. De doorzet kan dus niet onbeperkt
opgevoerd worden. Daarom kan in dit geval beter geoptimaliseerd worden naar minimale kosten per jaar.
De kosten per jaar zijn afha"nkelijk van de volgende variabelen:
1 P r 2 T r 3 T. 1-4 H/T 5 H/f1 6 D r 7
.5
De investeringen zijn berekend met de bare-moduli methode van Guthrie.
Om de kostprijs van een appara~t te vinden zijn de basiskosten
ver-menigvuldigd met de bare-module faktor. De basiskosten zijn indien nodig eerst gecorrigeerd in het geval deze basiskosten berekend
waren voor andere omstandigheden. Verder zijn de basiskosten met behulp
van het prijsindexcijfer gecorrigeerd, omdat de gegevens van Guthrie gelden voor midden 1968.
Deze minimale" kosten zullen afhankelijk zijn van de gebruikte methode
pe
plaats van het minimum , dus bij welke temperatuur, druk. enz. ,zal nauwelijks afhankelijk zijn van de ,ebruikte methode.
Deze optimaliSatie bepaalt wel de proceskosten zodanig dat de kosten per jaar minimaal zijn. Alleen de waarde van het minimum zal niet juist zijn.
o
,0
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-15-7..2. OPZET OPTIMALISATIE.Om de optimalisatie te kunnen uitvoeren, moeten de volgende a.annamen gedaan worden :
1. Drukval ove~ reaktor,warmtewisselaars,fornuis enz. is gesteld op 2 atm.
2. De reaktor is beschouwd als een ideale buisreaktor.
3. Daar m-X en TMB gerecirculeerd worden , is de netto produktie aan
,
deze twee stoffen gelijk aan nul gesteld.
4. De recyclestromen van m-X, TMB en T hebben elk een zuiverheid van 100%. 5. Alle apparaten en vaten zijn berekend op basis van koolstofstaal.
6. De recycle stroom van methaan en waterstof is vrij van aromaten. 7. De temperatuurstijging over de reaktor is verwaarloosd in de
warmte-balans.
8. De vloeistofstroom (bestaande uit tolueenvoeding, recycle van tolueen, van meta-xyleen en trimethylbenzeen) en gasstroom(bestaande uit
waterstofsuppletie en recycle van 't,aterstof en methaan) worden voor de warmtewisselaar W samengevoegd.
'eo
Ingangstemperatuur warmtewisselaar Waan de reaktantenkant is 60oC. 10. De ingangstemperatuur van het fornuis is minimaal 50°C lager dan dereaktortemperatuur. Dit is nodig om het fornuis een (temperatuur) regelende funktie te kunnen geven.
11. Uitgangstemperatuur nakoeler/condensor is 600C 12. Er zijn geen warmteverliezen naar' de omgeving.
13. De warmteoverdrachtscoëfficent voor
'I'
is geschat op 220 Vl/m2•oc
(li t. 14. De warmteoverdrachtscoëfficent voor Clis geschat op 450 W/m2 .. oC (li t.Het koelwater heeft een inlaat temperatuur 0
De
toelaatbare15. van 20 C
.
temperatuurstijging is 20°C. 16. Rendement pompen: 50
% .
17. Rendement compressoren: 80 ~ •
18. Appendages en leidingen zijn buiten beschouwing gelaten. 19. Afschrijving: 10 70 van de investering.
20. Afschrijving katalysator 5 ~ van de investering. 21. De waterstofverliezen in de LPS worden verwaarloosd. 22. Bij de methaan spui gaan geen aromaten verloren.
9
9
) )
o
D·
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
0..'
D
o
-16-7.3. KOSTPRIJS BEDRIJFSMIDDELEN.De gegevens van Guthrie zijn gebaseerd op amerikaanse omstandigheden, daarom zijn ook de kosten van de bedrijfsmiddlen, indien mogelijk, berekend voor amerikaanse omstandigheden.
1. katalysator $ 34, --
I
kg (appendix 8 )2. aardgas $ 1,25 / 106 BtU (lit.1 5)
3. stoom 4. elektriciteit 5. koelwater 6. "laterstofgas 7 •. 4. PRIJSINDEXCIJFER. $ 5, --$ 0.02 $ 0.10 $ 210 / ton
I
kWhI
m3I
ton (van 1850C en 10 (li t. 14 ) (lit. 8) (lit. 13 ) barHet prijsindexcijfer ten opzichte van 1968 is 175· lli t. 24 )
7.5. KEUZE VARIABELEN VOOR OPTH1ALISATIE.
li t. 8 )
Om de optimalisatie te kunnen uitvoeren naar een variabele moeten de andere variabelen een begin hebben. Hieronder zijn de waardenva~ de variabelen gegeven. 1. T r
=
450°C 2. Ti=
400 °c 3. H/T=
5 mOl/mol 4. H/M=
1 ·mol/m.ol 5. D=
2 m r 6.1
=
0.40De fabriek wordt berekend voor een doorzet van 100.000 ton/jaar. Hieruit volgt dat inkomenae tolueenstroom voor de reaktor bij een conversie van } gÈllijk is aan:
37.741,
molis. (appendix 21 )De recyclestromen van m-X en îMB zijn gelijk aan resp. 18.87 en 3.72 mol/ s •. ( bi j ingang reaktor ). (appendix 21 )
Volgens Eilers verlaten de xylenen in evenwicht de reaktor. De verhouding tussen de verschillende xylenen is (lit. 3 ) :
0
0
0
7.6.
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
-17-PROCES - EN APPARAATKOSTEN ALS FUNKTIE VAN DE PROGESVARIABELEN. Om de kostenoptimalis~tie te kunnen uitvoeren dienen alle
proces
-en apparaatkost-en als funktie van de procesvariabel-en uitgedrukt te worden. 1. WaterstofsuEEletie komEressor 02
.
Het kompressorvermogen is : PVC=
~m,H
•(J{
~1..)
R.T l . -M-2H
H Hierin is~m,H
= H16 .
2 . 3 810 • 10x
-
K-1=
3.50 ~l=
1 atm Tl=
293 KIngevuld in ( 9 geeft dit
Y;-f
t
(
::
)~
1}
kW + 108 .103 kg/jaar ( 9 ) ( 10 ) J?V=
16.1l
[*J
+ 1~ ~-
{p~.286
kit] ( 11) C 2 )Uit. het vermogen kunnen de apparaatkosten worden berekend met de ge- . gevens van Guthrie.
De proceskosten worden bij een KWh --kost~n van 2 dollarceht en een rendement van 80
% .
1
~
2. Recyc1ekompressor 0 4
Gerecirculeerd worden een massastroom waterstof en een massastroom methaan. ( 12 ) >6m H
=
H T kg/jaar ( 13 ),
. ,o
o
o
'0
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-18-~m,M
=
M H 16 2 3t. kg/jaar ( 14 )Het kompressor vermogen wordt
Na invulling van de massastromen en
(~)H
=
3.50(t,)M
=
4 •. 45 T - T - condensor nakoeler -/ - 333 K _ -,.~l:...-_*
8000*3600 1 * 8000;E3600 volgt :J
(P ) 0.286 - 11
pVc = 0.37*
10 3*
H l · · 2 T* )
*l
PI + 4Je
2\0.224 - 1J
*
103 H 1 M + 3.72 * T Je , ) * H*
l
pJ
kW kv!Uit het vermogen kunnen de apparaatkosten berekend worden met Guthrie. De proceskosten worden bij een kWh - kosten van 2 dollarcent en een rendement van 80
% .
=
( / . t ( 15 ) ( 16 ) 17 )o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
.0
o
o
o
o
o
o
o
o
-19-3. Tolueenvoedings pomp Pl •Voor het vermogen geldt
PY
p~m2T
* (
P 2 - P )=
f7'
1 ( 18 ) 1 met 108~m,T
=
kg/s 8000*
3600fT
=
880 kg/m3 P l=
1*
10 5 N/ in2Het vermogen wordt nu :
=
kW ( 19Hieruit kunnen de apparaat kosten berekent worden.
Bij een kWh - kosten van 2 dollarcent en een rendement van 50
%
worden de proceskosten :( 20
4. Recyclepomp PlO·
Er worden dri"e stromen gerecirculeerd , te weten tolueen, meta-xyleen en trimethylbenzeen. Bij de berekening van het vermogen van pomp PlOwordt de massastroom TMB verwaarloosd. ) ) ,
e
108 _ 108 ) 1~m,T
(recycle) =~
*
8000*
3600 kg/S ( 21 ) 1~m,m-X
(recycle)=
Het pompvermogen wordt
5.47
*
107
1.0
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
O.
D.
o
o
o
o
o
o
o
-20-fO'm,T*LJ
P.FT
+ ç6' m,m-X*Llp
( 23 )Na invullen van de massastromen, de dichtheden en p
=
p - 1*
10 5. -6
=
3.95*
10*
1-~
t
* (
p _ 105 ) + 2.18*
10-6*(P -
105) kW Hieruit kunnen de apparaatkosten berekend worde~.Analoog voor pomp PI worden de proceskosten
Kp
=
1.26*
10-3*
10 5. Waterstofsuppletie. De massastrobmwaterstof bedraagt (25) ( 24 )95
m,H=
H 2 3 T*
16
*
870*
10 + 108.8*
103 kg/j ( 26 ) (verlies door spui) (omgezet via hydrodea1ky1atie)Bij een prijs van $ 250/ton kunnen de waterstofkosten berekend ''lorden ui t
( 27 )
6. Tolueenvoeding.
Deze stroom is konstant ( 100.000 ton/jaar ) en wordt in de kosten optimalisatie dus niet verder beschouwd.
7. }'ornuis.
De warmtestroom in de oven bepaalt de proceskosten en de .apparaatkosten. Warmtestroom fornuis :
~w,F
=?=
l
~m,i
kcal/s ( 28 )o
o
o
o
o
o·
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
D.
" -21-'Dewarmtestroom werd met behulp. van een komputerprogramma (appendix 4)
berekend, waarbij de molair~ warmtekapaciteiten van de gassen
uit-gedrukt werden in de vorm :
Cp . ,1
=
A. 1 + B. 1*
T ( 29 )Tezamen met de procesdruk kan uit de warmtestroom de apparaatkostprijs berekend worden.
Bij een aardgasprijs van $1.25
I
106 ÉtU worden de proceskostengegeven door :
13
142 .9*
~
c:{9f
m, ij
cp . dT ,1J
( 30 ) , 7;. 2 8. Warmtewisselaar H3Er zijn geen proceskosten. De apparaatkosten kunnen berekend worden als het warmteoverdragend oppervlak bekend is.
Warmtestroom :
72
~w,H3=
~ l~m,i
J
cp,i dTJ
kcaljs ( 31 ) 60met
cp . = A. + B.
*
T,1 1 1
( 32 ) Waarbij.i staat voor de vloeistoffen tolueen en meta-xyleen en de gassen mthaan en waterstof.
De warmtestroom werd berekend met een komputerprogramma( appendix 4 ).
Het benodigde oppervlak volgt uit ~.
AH
=
3
w 2
m ( 33 )
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-22-9. Kondensor/nakoeler. H7 e De warmtestroom is als vlogt bereKnd:6'0 ,
ç6
'oJ,H="
{ç6 .
-JCcp . dT)J
7L
m,l. ,1. iT
met kcal/s ( 34 ) ( 32 ) waarbij i staat voor resp. de vloeistoffen tolueen, benzeen, ortho- , meta- , para-xyleen en trimethylbenzeen en de gassen methaan en water-stof.Voor het warmteoverdragend oppervlak geldt
=
m 2Voor U is een v,aarde van 450
w/m
2• oe aangenomen (li t. 9 Hieruit kunnen de apparaatkosten berekend worden.).
Bij gebruik van koelwater met een toelaatbare temperatuurstijging
0 0 "
"20 e en een aanbod temperatuur van 20 e worden de proceskosten ( 1 m3 koelwater kost 10 dollarcent )
KH
=
1.44;e 103 :JE2:
[>6 .
};D'
dT))
$/j
7 t' m,l. .r:,l.J
T
10. Opwerking. ( 35 ) van ( 36 )Van de vloeistofstromen naar de opwerkingssektie verandert ~ als funktie van de tolueenconversie , alleen de tolueenstroom. Vat wil zeggen de proceskosten Van de reboiler en de proceskosten van de condensor in de tweede (tolueen) kolom. Verandering van apparaatkosten zijn niet beschouwd.
De reboiler ~
De te verdampen hoeveelheid tolueen hangt af van de massastroom en de refluxverhouding in de eerste kolom •
Voor de refluxverhouding geldt :
R
=
LIDDe massabalans over de kondensor luidt V
=
L + D( 37 ) ( ,38 )
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-23-Indien een konstante molenstroom over de kolom wordt verondersteld geldt ook v09r de reboiler.
V - L
=
DBij eliminatie van L met (37 ) volgt: V =, R.D + D = (R+l) • D
( 38 )
( 39 ) Voor de refluxverhouding wordt 1.5 maal de minimale refluxverhouding genomen :
R = R.
*
1.5 = 1.88 mlnDe tem:peratuur in de reboiler is afhankelijk van de samenstelling. Voor de verdampingswarmte van tolueen wordt wegens de kleine varaitie van de reboilertemperatuur als funktie van· de vloeistofsamenstelling de genomen bij 117 oe 7.90 kcal/mol.
De warmtestroom voor de tolueenverdamping wordt dan:
QT 37.74
*
7.90*
(.1.88 + 1 ) 2162 kcal/s =).
=y
6.23*
1010 kcal/j=-y
( 40 ) o~n de reboiler wordt verzadigde stoom van 10 bar en 185 e gekondenseerd
( H
=
668 - 185 =483 kcal/kg )Bij stoomkosten van $ 5/ton worden d~ proceskosten voor de reboiler voor zover het de tolueen massastroom betreft.
( 41 )
De kondensor.
In de kondensor wordt zuivere tolueen afgetapt. Bij het kookpunt van tolueen bij 1 atm. is de kondensatiewarmte 8.0 kcal/mol.
De refluxverhouding in de tweede kolom bedraa.gt J
0,
o
0'
o
o
o
o
o
0,
0,
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-24-Koeling geschiedt met koelwater, ,."aarvan de maximaal toelaatbare temperatuurstijging 200C bedraagt en de kostprijs 10
i
per m3• De proceskosten van de kondensor kunnen berekend worden uit:IC = 37.74
*
8.0*
2.88*
107'*
1.88 1 -3)
*
20*
0.1*
10 = 125.2*
103
$/j=
)
( 42 )kolom top bodem min.reflux schotels diameter lengte
-Tl B~~~~1171ïl-X
6.253 27 2.54 m 24 m T 2 T o-f~B,m-X 1.881 40 3.18 28 m-Xt. o-X,TMB 5.916 54 3.55 66 T3 p,... T 4 o-x TMB 4.788 22-
0.92 29o
o
o
o
7.~.1.o.
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
·0
o
-25-Optimalisatie : Druk in de reaktor.
Voor de berekening zie appendix 9 en figuur 3 De volgende kosten faktoren zijn meegenomen
1. afschrijving reaktor 2. katalysator 6.
13.
14. 15. 16. kompressor C 4 kompressor C2 kompressor C4
kompressor C 2 pomp Pl pomp PlODe investering aan de pompen bleek praktisch onafhankelijk van de ont-werp druk.
De afschrijving en proceskosten van de \o,armtewisselaars zijn onafhankelijk gesteld van de druk in de reaktor.
Resultaat.
Voor de druk in de reaktor is 50 atm. genomen. Het minimum ligt echter bij 60 atm. Er is toch voor 50 atm gekozen omdat het verschil in kosten tussen 50 en 60 atm. uiterst gering is (ongeveer 1
%) .
D
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o·
o
o
o
o
o
-26-·7.7.2. Optimalisatie ingangstempera~uur fornuis en reaktortemperatuur.
Voor.verschillende waarden van de reaktortemperatuur is met behulp van een computerprogramma (appendix
4 )
de optimale inlaattemperatuur van het fornuis bepaald. Met de randvoorwaarde dat de inlaattemperatuur van·. het fornuis minstens 500C lager is dan de reaktortemperatuur.o .
])e re'aktortemperatuur moet beneden de 550 C liggen ; omdat anders sintering van de katalysator optreedt ( lito 3 ).
Er ontstaan minima als funktie van de reaktortemperatuur en
inlaat-temperatuur forn.uis. Voor de verschillende combinaties is nu de laagste waarde van het minimum gezocht.
De optimale druk van 50 atm. ligt boven de kritische druk van alle reactanten. Het gevolg hiervan is dat de verdampingswarmtes gelijk aan nul zijn.
Aan de reactantenzijde van warmtewisselaarH
3 is gerekend wat de aromaten
betreft.met C van vloeistoffen, in het fonnuis met c van gassen, aan de
p p
produktzijde van warmtewisselaarH3 met c van gassen en in de condensor! p nakoel.er met cp van vloeistoffen.
Voor waterstof en methaan is over het gehele proces gerekend met de c
p
van gassen.
In de warmte\'lisselaar zullen de aromaten (aan reaktantenkant) reeds over-gaan naar de gasfase, maar omdat gewerkt wordt boven de kritische drukken vari de componenten, is het niet precies te zeggen wanneer dit zal gebeuren. Hetzelfde geldt aan de produkt kant in warmtewisselaarH
3 ' wat betreft het condenseren van de aromaten.
De hoeveelheid warmte (aan de reaktantenkant) die door waterstof en methaan .wordt opgenomen is ongeveer 40
%.
De hoeveelheid warmte (aan de produktkant) die door waterstof en methaan wordt afgestaan is ongeveer 42
"/0.
Daar de warmtestromen van het \olaterstof en methaan een vrij grote
bijdrage leveren aan de totale warmtestroom·zal de fout die gemaakt wordt brij de berekening van het oppervlak van war~tewisselaarH3 niet groot zijn.
o
.0
o
n
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-27-BiJ de berekening zijn meegenomen: 1- afschrijving 2.
3.
4. 7. 11- proceskosten 17. Resultaat. Temperatuur reaktor ~ 4500CTemp. inlaat fornuis: 4000C
reaktor katalysator warmtewisselaar
H3
nakoe~r/condensor fornuis nakoeler/condensor fornuis H7 H .. 7Optimalisatie: Waterstof/methaan verhouding. in gas recycle. Deze verhouding heeft invloed op :
1. afschrijving reaktox: 2. katalysator 3. warmtewisselaar H3
4.
nakoelrjcondensor H75.
kompressor C4 6. kompressor C 27.
fornuis 11- proceskesten nakoeler/condensor 12. waterstofsuppletie 13. kompressor C 4 14. leompressor C 2Het is noodzakelijk om het gevormde methaan uit het systeem te ver-wijderen, omdat anders een methaan spiegel wordt opgebouwd. Er moet dus
methaan gespuid worden, hierbij zal dan ook waterstof uit het s~steem
verdwijnen.
De hoeveelheid methaan die geloosd moet worden is 870 ton/jaar. De
selektiviteit is 95
%.
De fabriele is berekend op een doorzet van100.000 ton/jaar. Dus hoeveelheid methaan die geloosd wordt:
100.000
*
0~05
*
~~
=
870 tij ( 43 )O·
o
D
o
o
0,
o
o
o
D
o
o
n
o
o
a
o
o
o
o
-28-; ' r Resultaat.De optimale waterstofÁnethaan verhouding 2 mOl/mol
7.7.4. Optimalisatie: Tolueenconversie.
De grootte van de tolueenconversie heeft invloed'op 1. afschriJving reaktor 2. katalysator
3.
warmte\'lisselaar H3 4. nakoekr/condensor H7 5. kompressor C4 6. kompressor C2 9. pomp PlOIlo proceskosten nakoelr/condensor H7 13. kompressor C4
14. kompressor C2 .
16. pomp PlO
17. fornuis
18. reboiler tol. kolom 19. condensor tolueen kolom
7. afschrijving fornuis
Bij de berekening van de reaktor voor verschiliende waarden van
~
bIeeli: voor,) =0.48 de lengte van de reaktor oneidig lang werd. Voor berekening zie appendix 12 en figuur 8,9 en 10.Resultaat.
De optimale tolueenconversie 0.47
, .
o
o
'0
o
o
o
o
o
o
o
o
o
D
n
o
o
o
o
o
o
-29-7.7.5. Optimalisatie: Waterstof/tolueen verhouding_in~ng reaktor.
Voor de verhouding H/T is 5 mOl/mol genomen. Eigenlijk bepaalt de
deaktivering van de katalysator deze verhouding. Eilers heeft de kinetiek bepaald bij een verhouding 16.7 mOl/mol • Deze ,iLaarde is
technisch gezien veel te hoog. In de literatuur varieert deze verhou-ding voor een technisch toegepast proces tussen 5 - 12 mOl/mol. Op grond
hiervan is gekozen voor laagste waarde van 5 mOl/mol (lit. 10 ).
7.7.6. Optimalisatie: Diameter reaktor.
De waarde van reaktor diameter heeft alleen invloed op de afschrijving van de reaktor.
Het minimum ligt bij een zo'n laag mogelijke diameter. (appendix" 13).
Hieruit volgt dat de diamter bepaalt wordt door de e~sen aan de idealiteit
van de reaktor en de aangenomen drukval. (appendix 14,15,16 en 17 ) Resultaat.
Bij een diameter van 2.75 m is de drukval over de reaktor, 1. 23 atm. en
Rep
=
20(>
10 ). De bijbehorende lengte is 4.10 m.,
o
D
o
o
o
" - ,D·
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-30-7.8.~ RESULTAAT OPTIMALISATIE NAAR MINIMAL~ KO~TBN PER JAAR.
De kosten per jaar zijn minimaal als
procesvariabele druk reaktor
temperatuur reaktor inlaat temp. fornuis v.erhouding R/M conversie tolueen diameter reaktor verhouding HIT waarde 50 450 400 2 0.47 2.75 5 Cl.tm. oe oe mOl/mol m mOl/mol
Bij kontrole bleek dat de reaktor beschouwd mag \Vorden als een ideale buisreaktor.
Bij kontrole bleek verder dat geen porie- en filmdiffusie optrad.
\
(appendix 14,15 en 16 ).
Onder optimale omstandigheden bedragen d, totale kosten per jaar ongeveer (alle apparaten t/m RPS)
$ 380.000,- / jaar
Hiervan is ongeveer 60
%
proceskosten en de overige 40%
zijn0
0
0
8.D
0
0
0
0
,0
0
0
n
0
0
D
0
Q
0
0
0
0
-31-MASSA - en WARMTEBALANS. I.Massabalans.Bij de uitwerking van de massabalans werd de volgende procedure toegepast :
a. Allereerst werd uitgegaan van volledig zuiver tolueen, meta-xyleen en trimethylbenzeen recyclestromen en geen verliezen aan tolueen door spui e. d ••
b. Voor de aldus verkregen massastroom ui t de rea.ktor 'Nerden de 'ver-liezen aan'aromaten berekend bij de spui en in. de 1PS. Tevens werden met behulp van' de,in het verslag van Tjan en Nettenbreyer (lit. 6 ),
gegeven zuiverheden de produkt - en recycle massastromen berekend. c. De aldus verkregen vloeistofrecycles wercten weer in de reaktor ingevoerd. Stel een bepaalde komponent komt met een massatroom ~in de reaktor binnen. De produktie in de reaktor voor deze stof is cp pr
De uitgaande massastroom uit de reaktor wordt nu :
( 43) Er wordt namelijk niet alleen tolueen, metaTxyleen en trimethylbenzeen gerecirculeerd maar ook benzeen, ortho- en paraxyleen. De laatste drie zijn namelijk als "verontreiniging" aanwezig in de eerste drie genoemde vloeistofstromen. Door deze verandering van produktstroom uit de reaktor
z~llen ook de produktstromen aan benzeen, ortho- en paraxyleen en de spui veranderen. Deze veranderigen zijn verwaarloosd. In feite is het een iteratie proces.
d. Er wordt tolueen onomgezet afgevoerd, namelij~ als verontreiniging in de benzeen produktstroom en als verlies bij de methaan spui. Hiervoor werd een korrektie aangebracht in de produktstromen benzeen, ortho- en paraxyleen. Ook veranderen de waterstofsuppletie en de methaanproduktie in geringe (te verwaarlozen) mate.
e. Een hoeveelheid trimethylbenzeen verlaat als verontreiniging van de ortho-xyleen produktstroom het proces.
n
Ol
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-32-~it de reaktievergelijking ziet men dat dit een extra hoeveelheid
benzeen oplevert~ terwijl een hoeveelheid tolueen onttrokken wordt.
Dit laatste ten koste van de produktstromen ortho- en paraxyleen en ook weer benzeen (disproportioneringsreaktie). Gevolg is ook weer een iets verlaagde waterstofsuppletie en metha"anproduktie.
Hiervoor werden korrekties aangebracht.
f. De met de gasstroom terugkomende aromaatrecycles werden onge-wijzigd bij de uitgaande stroom van de reaktor opgeteld.
2. Warmtebalans.
De warmtestromen in warmtewisselaarH
3 fornuis en condensor/nakoeler
werden berekend op grond van de temperaturen gevonden voor de honderd procent zuivere recycle stromen en met de veronderstelling dat de
gas-recycle vrij was van aromaten (appendix 5 ). In de opwerking
in de opwerkingssektie werd gerekend met de refluxverhoudingen,
kon-densor - en reboilertemperaturen zoals gegeven door Tjan en Nettenbreyer. s
De warmtebalans voor de kristallisator werd opgeteld zoals gegeven door Aneke.
D·
.0
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
D·
o
9. -33-KORROSIE EN VEILIGHBID. 1. Korrosie. (li t. 11 )Waterstof kan bij hoge temperatuur absorberen in bepaalde metalen en bijvoorbeeld in koolstofstaal reageren met de daarin aanwezige kool-stof tot methaan. ( "Hydrogen embrittlement" ).
Goed bestendig hiertegen zijn legeringen die stabiele carbiden vormen. ,Legeringen met een hoog siliciumgehalte komen in aanmerking , in tegen stelling met roest vrij staal ( een hoog chroomgehalte is ongunstig ). Deze zgn. "high silicon cast irons" blijken eveneens goed bestand tegen aromaten zijn.
2. Veiligheid. (lit. 11)
Benzeen,tolueen en de xylenen zijn tamelijk giftig. De toegestane
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
D
o
o
-34-'10. ALTERNATIEVEN.De toepasbaarheid van onderstaande alternatieven is afhankelijk,van de mate waarin de jaarlijkse kosten (eventueel) verlaagd worden. 1. De waterstof/methaan gasstroom apart van de aromaten door het fornuis leiden, aus d~ze gasstroom niet door de warmtewisselaar.
2.Het gevormde methaan met stoom omzetten in waterstof en kooldioxide. Het voordeel hiervan is dat de omgezette waterstof weer terug gekregen wordt en dat het methaan niet meer in de Y1aterstofrecycle aanwezig is. 3. Ortho- en para -xyleen niet door middel van kristallisatie sche~den
maar door een absorptie/extractie proces. (lit. 12).
In de literatuur wordt een technische toepassing beschreven via deze absorptie/extractie. Het is een kontinue,selektive absorptie aan een vast absorbens. Voor de regeneratie van het absorbens behoeft deze vaste absorbens niet getransporteerd te worden. Dit bereikt men door voort-durend de toevoerplaatsen van voeding en desorbens en aftappunten van raffinaat en extract langs de kolomwand te verplaatsen. De zuiverheid van het meta-xyleen bedroeg bij deze methode 99.5 gew.%.
4.
Het methaan "uitwassen" uit de recyclegasstroom met een geschikt absorbens. Een geschikt absorbens werd evenwel in de literatuur niet gevonden.5. Het vast bed vervangen door een fluid bed reaktor. ( Dit is alleen mogelijk wanneer de druk aanzienlijk verlaagt kan worden ,tot ongeveer
5 ata ). Een fluid bed wordt aantrekkelijk, als mocht blijken dat de katalysator vaak geregenereerd moet worden. (deeltje dan gemakkelijk
te transporteren )
6. De gassen uit de reaktor door een partiële kondensor leiden. Omdat tolueen, meta-x,leen en trimethylbenzeen gerecirculeerd worden behoeden de zuiverheden van deze komponent en niet hoog te zijn.
7.
De spui-gassen uit de HPS nog extra koelen, om de aromaat verliezen te reduceren.0
O·
-35-0
11. FYSISCHE GEGEVENS.D·
1. . cp - waarden gassen.'0'
._--_
...komponent cp in J/mo1.oC 1it.
O·
waterstofgas 3.27 3<: 10-3*
T + 26.41 16 methaan 5.02 3<: 10-2 3<: T + 36.16 170
benzeen 1.30*
10-1*
T + 117.78 18 tolueen 1.54 3<: 10 -1*
T + 149.96 ]8 o-,p-,m-xyleen 1. 77 -1 T + 182.320
trimethylbenzeen 2.00*
10 -1*
T + 216.00 18 1*
10 3<:0
2. cp - waarden vloeistoffen0
komponent cp in J/mol.°c
lit.2.70 -1 T 127.31
0
benzeen*
10*
+ 18 tolueen 3.56*
10-1 3<: T + 148.23 180
o-xyleen p-xyleen 2.98*
10-1 3<: T + 173.90 181
3• 99 3<: 10 -1*
T + 164.14 18 , -1 m-xyleen 3.04*
10*
T + 168.86 180
trimethylbenzeen1
3050 -1 T*
10 3<: + 178.20 180
3. Kritische gegevensO'
komponent T ·c oe P c atm lito]
---_.-~~---.,,-~. .-.~' ...
_
... ----_
... '- <-_ .. _ ••.• --_ .•••••••. -_ ... -~-_ ••• " .. ", ~--_. waterstof -239.9 12.8 200
methaan benzeen - 82.5 288.5 45.8 47.9 21 21o.
o-xyleen tolueen 362.9 320.6 41.6 36.9 19 21 p-xyleen 348.5 35.0i
190
m-xy1een 349.0 35.8 19 I!
Itrimethylbenzeen niet gevonden
i
J
0
4. Dichtheid katalysator : ( Ëz,uL=O).
.
2200 kg/m3 ( 11 t~ 3 ) Porositeit katalysator :of'
/,(c.'
= 0.5 ( lito 3 )0
Gemiddelde deeilitjes grootte katalysatorno -
420rn'/,(
l i t • 3 )o
o
o
o
o
0,
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-36-, 120-36-, LIJST GEBRUIKTE SYt1BOLEN.
A ,Ar. 1. B C C Cp cp . ,1. D D r D HPS
:ID.ij
'E a F F g Fl F P .<> J. tLlG
f gkat H HPS bHr o ID j K K Kl . K 2 K ev Ki kg k , 0 k. 1. L L 2 warmtewisselend oppervlak in m aromaat i benzeen koncentratie"koncehtratie" active sites katalysator (appendix 2 ) soortelijke warmte bij konstante druk' J/mol.oC' soortelijke warmte komponent i
destillaat
diameter reaktor m
diameter hoge druk scheider in m
diffusiecoëfficent komponent i in een j milieu. aktiverings energie in kcal/mol
voedingsstroom in kmol/s • fugaciteit gasfase
fugaciteit vloeistoffase
korrektiefaktor voor de druk voor de basiskostprijs van een
apparaat in de tabellen van Gutkrie (lit. 4 )
fugaciteitscoëfficent vloeistoffase
fuga~iteitscoëfficent gasfase
vrije (vormings)enthalpie kcal/mol gewicht katalysator deeltje
waterstof
hoge druk scheider
reaktiewarmte in kcal/mol botsingintegraal
jaar
(appendix 18 )
kosten in $ per jaar
verdelingskonstante over gas/vloeistof kompressor 1 kompressor 2 evenwichtskonstante verdelingskonstante komponent i stofoverdrachtscoëfficent in mis frequentiefaktor adsorptiecoëfficent komponent i tengte in m vloeistofstroom
o
o·
·0
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
LlL . LPS L HPS-37-toename reaktor lengte lage druk scheider
lengte in m hoge druk scheider M methaan o .p Pi b.p Pl "P 2 P R P r p c "PV
.
.
molgewicht komponent i meta ortho druk in atm partiaaldruk komponent drukverschil pomp 1 pomp 2 gereduceerde druk druk reaktor kritiche druk vermogen in kW i p parap.a. pro analyse
Q : totaal kondenseerbare fraktie
Q: 1 R R R min Re Re r ro r p S Sh Sc T T p warmtestroom in apparaat i gaskonstante 8.3144 J/moL oe re flux verhouding minimale refluxverhouding Reynolds-getal : Re
=?
.v. Drl
'1
Reynolds-getal betrokken op het deeltje reaktiesnelheid
: molecuul straal in ~
poriestraal in
R
katalysator deeltje selektiviteit Sherwood - getal Sch dt - getal Sh=
kg. dlID
p Sc=
I
lID ..
f
temperatuur in oe of K tolueen Re =f.v.d.:/n)
p o . P lo
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
·0
·0
T c T r T R Tl TMB L\T . ln t VVb
v o V W -38-kritische temperat~ur reaktor temperatuur gereduceerde temperatuurtemperatuur suppletie waterstof trimethylbenzeen
logaritmisch tempeartuursverschil temperatuur in oe
volume
molaine volume bij normaal kookpunt (mI/mol) superficiäle snelheid interstitiäle snelheid ~wicht katalysator X x;y-Ieen m-X o-X p-X x meta-xyleen para-xyleen para-xyleen molfraktie y mol fraktie Griekse symbolen.
é
porositeit viscociteit in Ns/m komponent iviscociteit reaktiemen~el bij 50 atm. en 450°C massastroom
warmtestroom. doolhoffaktor
dichtheid in kg/m 3 komponent i
dichtheid reaktiemengsel bij 50 atm. en 450 0 e
tolueenconversie
éJ
cpi V
0-o
o
o
D-O
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
-0
o
o
o
13 •. -39-LITERATUURLIJST. 1. Cefic-rapport, Ned.Chem.Ind. 16 (1974) 420 2. E.L.Anekè ,voorontwerp Lab.Chem.Techn. Delft 1970 3. J.E11ers , Disproportinering van tolueenLab.Chem.Techn. Delft 1975 4. K.M.Guthrie ,Chem.Eng. 76 (1) (1969) 114
5. Y.Izumi
&
T.Shiba, Bul1.Chem.Soc.Japan 37 (2) (1964) 1797 6. H.Nettenbreyer&
P.Tjan , voorontwerpLab.Chem.Techn. Delft 1970 7. R.A.Betcke , Disproportionering van tolueen
Lab.Chem.Techn. Delft 1973 8. Webci Prijzenboekje , uitgave N.A.P. 1972
9. J.H.Perry , Chemica1 Engineers Handbook 4 e - ed. 1963 Mc .Graw-Hill Book Company New York 10. Anon. , Oil and Gas Intern. 9 (10) (1969) 60
11. E.R. P1unkett, Handbook of Industria1 Toxico1ogy 1966
Chemica1 Publishing Comp. Inc. New York
12. Anon. s Hydroc.Proc.
2R
(1973) 17413. 14.J .Stacey , Oil and Gas Intern. 9 (5) (1969) 77
14. J.E.Hayden
&
W.H.Levers ,Hydroc.Proc. 52 (7) (1973) 72 15. Anon. , Hydroc. Proc. mei 197416. G.V.Samsonov , Physicochemical Properties of the E1ements 1968 IFI / Plenium New York
17. R.W.Gallant , Physical P'roperties of Hydrocarbons Vol. 1 1969 Gulf Publishing Comp. Houston Texas 18. R.W.Gallant , Physica1 Properties of Hydrocarbons Vol. 2 1971
Gulf Publishing Comp. Houston Texas 19. T~bellenboekj e voor de KNGV, 1962
20. I.C.T. 1 21. I.C.T.
1
103 244-248
D.B.Centens Uitg. Mij. Hilversum
22. W.van-Loon, Diss. Delft 1952
23. S.Ergun , Chem.Eng.Progr. 48 (1952) 227 24. Anon. , Chem.Eng. januari 1975
,0
o
o
o
0,
0'
o
u'
o
o
0, ;
I
f< '. '
D~:!
0,
o
o
o
-40-cfl~-
-
tf
h
,
, , '
7J
UNION CARBIDE
DEUTSCHLANb
GMBH
APPENDIX 1.
Láboratorium voor chemische Technologie der Technische .
:Hoges~hool
D e l f t / Niederlande Julianalaan 136
Attn. ,Mr. L.E. Aneke
. UNION CARB.IDE. Molecular. S,ie.v.es
Dear Sir I ' ZWEIGNIEDERLASSUNG 4DOSSELDORF30 MORSENBROICHER WEG 200 TELEGRAMME: UNICARBIDE TELEX: q858-6529 ODER -8000 TELEFON-NR. (0211l 63901 DURCHWAHL (0211) 6390 370 IHRE ZEICHEN: SCHREIBEN VOM: UNSERE ZEICHEN: 30.11.1972 SSS/RDS/el January 15, 1973
Thank you very much for your letter, dated November 30, 1972,
in which you indicated your interest in Union Carbide base catalyst '. SK-40. We, have .. both-Illa:t.eVals on stock
aIJ.g_'-w.Quld_.like-t()-iïrfOrm--_J.f~r;'
you thatUrnion Carbide SK-40 pellets 1/8 are .ay'ê".il.êQl.~ at Rt].. 135,-:1 per kg. This price incfudes pac~ing in a 5 Ibs drum, freede-liveJ;Y_:t.o~~ss and~Y-l_.bu±.-exc.lude_s added value taxe . SK-19.-Cake is_available at Hfl. 6~\.
--
per kS...:.l This price includes packing in a 4"--1:l5S-dYiïfu-;-free deIlvery to your address and duty, " but excludes"added value tax. P lease indica te your requirements.r '\
Ç)t'
f ' . 'r ~I
u"
For your further information we enclose two brochures: 1.' Molecular Sieve Catalysts Head for Ever-Greater
Role;
2. Ion Exchange and Metal-:Loading Procedures f
which are quite useful for'the ion ,exchange of S1<-40 into SK-500. For further information please calIon us.
o
o
• , {~ '7 ,~U /lilA _~:. (~..,..-"
! -'I/.1)f,.rt .
r ,.. . . i··... ,. , You~s sincerely,~Ni0NJCARBIDE
DEUT,
SCH~AND
1
L
IJ. ("
(J---"
o
o
o
te,\ \;,.LW.
Qllt
(]z;t~
-r Enclosures R.: D. SchoemezlerJ
,.
, Dlnl:v.rbindun~: Commer/.bank AG. Dü;,.ld.,,; . D<uu,""c Dlnk AG, nü".ldorl • Mmllf"c<cn'rs HJllo,·er T,u,t Co., FrJnkfcrt/!>i. Sitz der G<sell,d1Oft: 4 Dü.«IJorf • Reei".,!;"ri,!'r: A::l','Geridll Dü"el.J"rf HltlJ 2767 • Auf;,dltlm,-\"o"itund,'r: Frcdcrid< W. Andrew,
