Ontwerp van een hydrodesulfurization proces voer het ontzwavelen van 2500 ton/dag vacuümgasolie volgens het Three Levels of Porosity reactor concept

(1)

.

rfrti

T

U

Delft

Technische Universiteit Delft

FVO Nr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

Ontwerp van een hydrodesulfurization proces voer het

ontzwavelen van 2500 ton/dag vacuümgasolie volgens

het Three Levels of Porosity reactor concept

Auteurs

M.R

.

Antoniewicz

AJ .A. van Maris

C.G.M. Spitters

L.Wu

Keywords

Telefoon

015-2124607

015-2563326

015-2618807

030-6037197

Hydrodesulfurization (HDS), vacuümgasolie (VGO), Three Levels of Porosity concept (TLP), ontzwavelen, hydrotreating

Datum

opdracht

Datum

verslag

13 oktober 1997

16 januari 1998

(2)

PROCESWATER

~

VGO

è

~[)ooo--\=:~:--10~-

J

$

PROCESWATER C 201 ABSORBER C 202 ABSORBER C 203 REGENERATOR C 301 DESUPERHEA TER E 101 . WARMTEWISSELAAR E 102 WARM TEWI SSELAAR E 103 WARM TEWI SSELAAR E 104 WARM TEWI SSELAAR E 105 WARM TEWI SSELAAR

E 201 WARMTEWISSELAAR E 202 KOELER E 203 REBOILER E 204 WARMTEWISSELAAR E 205 WARMTEWISSELAAR E 206 KOELER K 101 PLUNJER COMPRESSOR K 102 PLUNJER COMPRESSOR K 201 PLUNJER COMPRESSOR K 202 K 203 M 201 P 101 P 102 P 103 P 201 P 202 P 203

...

PLUNJER COMPRESSOR PLUNJER COMPRESSOR MEMBRAAN SCHEIDING CENTRIFUGAAL POMP CENTRIFUGAAL POMP CENTRIFUGAAL POMP CENTRIFUGAAL POMP CENTRIFUGAAL POMP CENTRIFUGAAL POMP P 301

P

302 R 101 R 102 V 101 V 102 V 103 V 201 V 202 -, ~ CENTRIFUGAAL POMP CENTRIFUGAAL POMP TLP REACTOR TLP REACTOR BUFFERVAT E 104

GAS VLOEISTOF SCHEIDER GAS VLOEISTOF SCHEIDER GAS VLOEISTOF SCHEIDER GAS VLOEISTOF SCHEIDER

VGO

WA TERSTOFSULFIDE

PURGE STROOM

ONTZWAVELINGSPROCES MET TLP REACTOR

M.R. Antoniewicz

A.J.A. van Maris C.G.M. Spitters L. Wu

Fabrieksvoorontwerp No. 3213 Januari 1998

(3)

FVONr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

Ontwerp van een hydrodesulfurization proces voor het

ontzwavelen van 2500 ton/dag vacuümgasolie volgens

het Three Levels of Porosity reactor concept

Auteurs

M.R.

Antoniewicz

AJ

.A.

van

Maris

C.G

.

M. Spitters

L.Wu

Keywords

Telefoon

015-2124607

015-2563326

015-2618807

030-6037197

Hydrodesulfurization (HDS), vacuümgasolie (VGO), Three Levels of Porosity concept (TLP), ontzwavelen, hydrotreating

Datum opdracht

Datum verslag

13 oktober

1997

16 januari

1998

(4)

Ontzwavelingsproces met liP reactor

Samenvatting

Het doel van dit fabrieksvoorontwerp is het ontwerpen van een proces voor het ontzwavelen van 2500 ton/dag vacuumgasolie (VGO) met behulp van een Three Levels of Porosity reactor (TLP). Dit is een nieuw type reactor, dat in tegenstelling tot de Trickle Bed Reactor (TBR) in tegenstroom kan

opereren. De naam TLP is afkomstig van de drie verschillende niveaus van porositeit, die aanwezig zijn in de reactor. De gasfase stroomt door kanalen tussen bakjes met katalysator door. Deze kanalen vormen het eerste niveau van porositeit. Het tweede niveau zijn de kanalen tussen de

katalysatordeeltjes waardoor de vloeistoffase stroomt. Het laatste niveau is de porositeit van de katalysator zelf.

Het VGO wordt ontzwaveld van 2 wt% zwavel tot 0,04 wt%, waarmee aan de toekomstige

milieueisen kan worden voldaan. Voor het ontzwavelen is een stroom nodig van 18,6 ton waterstof per dag. De bij het ontwerp gebruikte katalysator is ColMo/Ah03' In het ontwerp is een reactormodel gemaakt, waarmee een ontzwaveling van 98% bereikt werd. Met de huidige ontzwavelingstechnieken zouden voor een zelfde conversie een grotere reactor gebruikt moeten worden, of andere additionele behandelingen nodig zijn.

Met het in Maple opgestelde reactormodel werd berekend dat de gewenste conversie het best bereikt kan worden met twee verschillende reactoren in serie. Hierbij zullen in de eerste reactor, waarbij de gas-vloeistof overdracht zeer belangrijk is, de bakjes met katalysator kleiner zijn en de afstand tussen de bakjes groter dan in de tweede reactor.

In

de eerste reactor, zijn de bakjes 0,10 m, is de afstand tussen de bakjes 0,15 m en wordt een conversie bereikt van 62%.

In

de tweede reactor is dit respectievelijk 0,20 m bakjeshoogte, 0,10 tussen de bakjes en een overall conversie van 98%. Het volume van de eerste reactor bedraagt 133 m3 en van de tweede reactor van 833 m3•

De economische evaluatie van het proces is uitgevoerd door met behulp van twee verschillende methoden de totale investeringen te bepalen. Met de methode van Taylor werden de totale

investeringen vastgesteld op 91,4 M Dfl. De methode van Lang kwam uit op een bedrag van 92,6 M Dfl. Deze twee waarden komen goed met elkaar overeen. De jaarlijkse produktiekosten bedragen 53,9 M Dfl. Dit komt overeen met produktiekosten van 65 Dfl per ton VGO voeding.

In

dit fabrieksvoorontwerp is aangetoond dat een proces gebaseerd op het TLP concept wel in staat zal zijn aan de toekomstige ontzwavelingseisen te voldoen.

In

twee TLP reactoren in serie kan 98% conversie gehaald worden. De ontzwaveling vindt plaats door een reactie van het VGO met waterstof. Verder blijkt dat het proces geen afvalstromen produceert die buiten de raffmaderij verwerkt moeten worden. Naast het ontzwavelde VGO verlaten de volgende stromen het proces: een waterstofsulfide-rijke gasstroom die naar de Claus plant gestuurd wordt; sour water die naar een "sour water stripper" wordt geleid; een methaan-rijke stroom die als voeding voor een steam reformer dient.

(5)

Ontzwavelin!!sproces met TLP reactor

Inhoudsopgave

1 INLEIDING ... 1

2 DE UITGANGSPUNTEN ... 2

2.1 PROCESBLOKSCHEMA ... 2

2.2 PROCES CAPACITEIT EN LOCATIE ... 3

2.3 HET REACTIESySTEEM ... 3 2.4 BATTERYLIMITS ... 5 2.4.1 De ingaande stromen .......... 5 2.4.2 De uitgaande stromen ... 6 2.4.3 Utilities ... 8 2.5 STOFEIGENSCHAPPEN ... 8 2.6 MATERIAALEISEN ... 9

3 PROCESSTRUCTUUR EN PROCES FLOWSHEET ... 10

3.1 MOTIVATIE EN BESCHRINING VAN DE PROCES STRUCTUUR ... 10

3.2 THERMODYNA1\1ICA ... 11

4 PROCES FLOWSHEET- EN APPARATUURBEREKENINGEN ... 13

4.1 REACTORONT\VERP ... 13 4.1.1 Stofoverdracht in de reactor ........ 13 4.1.2 Warmteoverdracht in de reactor ... 16 4.1.3 Volledig reactormodel ... 18 4.2. KOLOMMEN ... 19 4.3 POMPEN EN COMPRESSOREN ... 22 4.4 WARMTEWISSELAARS ... 24

4.5 GAS VLOEISTOF SCHEIDERS ... 29

4.6 MIXERS ... 30

4.7 MEMBRAAN ... 30

5 MASSA- EN WARMTEBALANS ... 32

6 OVERZICHT VAN SPECIFICATIES VAN APPARATUUR ... 33

7 PROCESBEHEERSING ... 34

7.1 FLow CONTROL (FC) ... 34

7.2 LEVEL CONTROL (LC) ... 34

7.3 PRESSURE CONTROL (PC) EN VENTING SYSTEMEN ... 34

7 .4 TEMPERATURE CONTROL (TC) ... 35

7.5 QUALITY CONTROL (QC) ... 35

8 PROCESVEILIGHEID ... 36

8.1 DE SAFETY, HEALTH EN ENVIRONMENT (SHE) ASPECTEN ... 36

8.1.1 Explosie gevaar ............... 36

8.1.2 Toxiciteit .......... 36

8.1.3 Lucht· en Milieu verontreiniging ...... 37

(6)

Ontzwavelingsproces met TLP reactor

9 ECONOMIE> ... 39

9.1 TOTALE INVESTERINGEN ... 39

9.1.1 Methode van Taylor .......................... 39

9.1.2 Methode van Lang ... ... 40

9.2 PRODUCTIEKOSTEN ... 42

9.3 EVALUATIE VAN DE KOSTPRIJSBEREKENINGEN ... 43

10 CONCLUSIES EN AANBEVELINGEN ... : ... 44 11 SYMBOLENLUST ... 45 12 LITERA TUUR ... 46 13 DANKWOORD ... 48 BIJLAGE 1 BIJLAGE 2 BIJLAGE 3 BIJLAGE 4 BIJLAGE 5 BIJLAGE 6 BIJLAGE 7 BIJLAGE 8 BIJLAGE 9 BIJLAGE 10 BULAGE 11 BIJLAGE 12 BIJLAGE 13 BIJLAGE 14 BIJLAGE 15

BEREKENING BENODIGDE ZW A VELCONVERSIE

PROCESFLOWSCHEMA

HET TPL CONCEPT

BEPALING VAN DE INTERNE EffiCIENCY AFLEIDING VAN DE KINETIEKBESCHRINING

BEPALING VAN DE CONTACT TIJD VOOR DE GAS-VLOEISTOF OVERDRACHT

HET MODELLEREN VAN DE WARMTEOVERDRACHT IN EEN TLP REACTOR

REsULTATEN VAN DE SIMULATIE VAN HET REACTORMODEL

MASSA- EN W ARMTEBALANSY

OVERZICHT MASSASTROMEN IN HET PROCES APPARATENLIJST

SPECIFICATIEBLADEN

BEPALING VAN COSTLINESS INDEX (METHODE VAN TA YLOR)

BEPALING VAN PURCHASED EQUIPMENT COSTS

(7)

Ontzwavelingsproces met 1LP reactor

1 Inleiding

Milieueisen zijn tegenwoordig strenger dan enkele jaren geleden en deze trend zal in de nabije toekomst alleen maar doorzetten. Dit geldt uiteraard ook voor de zwavelgehaltes in olie, afgassen en diverse brandstoffen. De huidige ontzwavelings installaties voldoen aan de normen van nu, maar als de milieueisen in de nabije toekomst strenger worden, kunnen deze installaties niet diep genoeg ontzwavelen.

1

De huidige ontzwavelingsprocessen zijn gebaseerd op hydrodesulfurization (HDS) in een Trickle Bed Reactor (TBR). De olie wordt hierbij ontzwaveld door het gebonden zwavel te laten reageren met waterstof tot waterstofsulfide en het ontzwavelde product. De TBR is een drie fasen, gepakt bed reactor, waarbij de vloeistof en het gas in meestroom door de reactor stromen. Hierdoor is de concentratie waterstofsulfide aan het eind van de reactor het hoogst. Doordat de waterstofsulfide de ontzwavelingsreactie inhibieert kunnen de moeilijkst te verwijderen zwavel verbindingen niet ontzwaveld worden.

Een nieuw type reactor dat voor het ontzwavelen van olie gebruikt kan worden, is een reactor gebaseerd op het Three Levels of Porosity (TLP) concept. Een TLP reactor is een drie fasen reactor met gestructureerde pakking. Het grote voordeel van de TLP reactor is dat deze in tegenstroom bedreven kan worden. Hierdoor is de waterstofsulfide-concentratie lager bij de moeilijk te

verwijderen zwavelverbindingen en is dieper ontzwavelen dus mogelijk. De naam TLP slaat op de drie soorten kanalen die in de reactor voorkomen. Namelijk de kanalen in de katalysatordeeltjes (porositeit katalysator), de kanalen tussen de katalysatordeeltjes (porositeit bed) en de gas kanalen tussen de gestructureerde pakking.

In dit fabrieksvoorontwerp zal een proces voor het hydrogenerend ontzwavelen van een 2500 ton/dag stroom vacuumgasolie (VGO) ontworpen worden. De hierbij te gebruiken ontzwavelingsreactor is gebaseerd op het hierboven genoemde Three Levels of Porosity concept (TLP) met een ColMo/ AhO) katalysator.

Het vacuumdestillaat van het atmosferische residu van ruwe olie dient als voeding voor het

ontzwavelingsproces. De doorzet van een gemiddelde raffinaderij bedraagt ongeveer 12.000 ton/dag. De VGO fractie maakt voor ongeveer 25 wt% deel uit van de ruwe olie. Dat betekent dat een

gemiddelde raffinaderij 3000 ton VGO per dag moet verwerken. De capaciteit van het te ontwerpen proces komt dus overeen met de VGO doorzet van een gemiddelde raffinaderij. Uit

literatuuronderzoek is gebleken dat het zwavelgehalte van de voeding 2,0 wt% bedraagt. Het waterstof voor het ontzwavelen is afkomstig van het waterstofnet op de raffmaderij. De zuiverheid van dit waterstof is 95 v% met methaan als voornaamste verontreiniging.

De mogelijke eindbestemmingen voor het ontzwavelde VGO zijn de Huid Catalytic Cracker (FCC), de hydrocracker en de stookinstallatie voor zware olie. De ontzwavelingseisen voor stookolie en hydrocracking zijn relatief laag. Omdat het voordeel van het TLP concept waarschijnlijk ligt in het diep ontzwavelen, zijn deze bestemmingen minder interessant. Indien het VGO tot 0,04 wt%

ontzwaveld is, hoeft het afgas van de regenerator van de FCC niet meer behandeld te worden. Om die reden is de FCC als eindbestemming voor het VGO gekozen. De benodigde zwave!conversie bedraagt daarmee 98%.

(8)

₂

2 De uitgangspunten

2.1 Proces blokschema

In figuur 2.1 staat het blokschema van het ontworpen HDS proces weergegeven. In de reactiesectie wordt het VGO ontzwaveld met waterstof. Het waterstof bestaat uit de recycle waterstof en waterstof voeding. De reactie vindt plaats bij 400

oe

en 80 bar in twee reactoren gebaseerd op het TLP concept. In hoofdstuk 4.1 zal het TLP concept uitgewerkt worden.

Uit de reactiesectie komen een vloeistoffase en een gasfase. De vloeistof is het ontzwavelde VGO met opgelost waterstof als belangrijkste onzuiverheid. In een lage druk scheiding komt het opgeloste waterstof vrij en wordt gerecycled. Het gas bevat naast het niet gereageerde waterstof

waterstofsulfide, ammoniak en methaan als onzuiverheden. In twee absorptiesecties worden al het waterstofsulfide en ammoniak uit de waterstof recycle gehaald. Om methaan-ophoping te voorkomen wordt een gedeelte van de recycle gepurged. Omdat waterstof een dure grondstof is wordt in een membraanscheiding 90% van het waterstof uit de purge teruggewonnen en gerecycled.

H20 make-up

[0,1 tIh]

H2 recycle

H20 voor ab. [4,9 tIh]

[1,4 tIh] H2 [eed [0,8 tIh] VGO [eed [104,0 tIh] [0,3 tIh] reactie 400°C 80 bar H2 rec cle y [0,3 tIh] purge (CHJH ) 2

membraan sep. [0,2 tIh]

120°C 80 bar [5,0 tIh] H2S naar Claus [2,0 tIh] H2S absorptie 40°C 80 bar [7,1 tIh] sour water NB) absorptie [1,8 tIh] 40°C 80 bar [7,5 tIh] [102,3 tIh] VGO product lage druk sep. [102,3 tIh] 75°C 4 bar

(9)

Ontzwavelingsproces met lLP reactor

₃

2.2 Proces capaciteit en locatie

Het proces wordt ontworpen zodat een stroom van 2500 ton VGO per dag ontzwaveld kan worden. De

CoIM0/Ah03 katalysator voor het ontzwavelen zal ongeveer een keer per jaar geregenereerd moeten worden 2.12. Het HDS proces is een continu proces. Het aantal bedrijfsuren per jaar wordt op 8000 gesteld en de levensduur van het proces op 15 jaar.

Het ontzwavelen van het VGO is een noodzakelijk proces op elke raffinaderij. De capaciteit van een gemiddelde raffinaderij bedraagt 12.000 ton ruwe olie per dag 1. De VGO fractie maakt voor ongeveer 25 wt% deel uit van de ruwe olie 1.2. Dat betekent dat een gemiddelde raffinaderij 3000 ton VGO per dag moet verwerken. De capaciteit van het te ontwerpen proces ligt dus in de buurt van dergelijke raffinaderijen. Het HDS proces gebaseerd op de TLP reactor zou dan het bestaande proces gebaseerd op de TBR reactor volledig kunnen vervangen.

2.3 Het reactiesysteem

Behalve koolwaterstoffen komen in het VGO ook moleculen voor die hetero-atomen bevatten, met name zwavel en stikstof. Naast verzadigde koolwaterstoffen komen ook onverzadigde

koolwaterstoffen voor, veelal in de vorm van aromaten. Het doel van hydrotreating is het verwijderen van de hetero-atomen. Bij hydrodesulfurization (HDS) wordt beoogt om het zwavel te verwijderen. Toch vindt bij HDS naast de verwijdering van het zwavel ook verwijdering van stikstof en

verzadiging van aromaten plaats. Door de keuze van reactieomstandigheden en de katalysator kan de nadruk op het ontzwavelen worden gelegd, maar in principe zijn de drie processen niet strikt te scheiden.

Bij de ontzwaveling van zwavel verbindingen met waterstof worden de C-S bindingen verbroken door I? 3

hydrogenolyse .... :

• Mercaptanen R-C-SH --7 R-C-H

• Dialkylsulfides R-C-S-C-R' --7 R-C-H + R'-C-H

In zwavel verbindingen waarin het zwavel onderdeel vormt van een aromatische ring, zoals bij thiofenen, benzo-thiofenen en dibenzo-thiofenen moet eerst de ring verzadigd worden, voordat het zwavel verwijdert wordt. Bij de ontzwaveling van deze verbindingen wordt daarom meer waterstof geconsumeerd.

•

Thiofenen

Q

+ 4H2 --7 _~+ H2S Dibenzo-thiofenen

0:0

+ 5 H2

o--Q

+ H2S

•

--7 , S ~

Omdat het VGO een zware oliefractie is zullen hierin alleen de zwaardere zwavelverbindingen zitten. Dit zullen met name benzo-thiofenen en dibenzo-thiofenen zijn. Bij het ontzwavelen van deze verbindingen zullen geen lichte gassen ontstaan, dit in tegenstelling tot ontzwavelen van lichtere oliefracties. De waterstofconsumptie bij het ontzwavelen is afhankelijk van de samenstelling van de oliefractie, het zwavelgehalte en het stikstofgehalte. In de literatuur 1,2 is gevonden dat bij het ontzwavelen van VGO de waterstofconsumptie ongeveer 4,0 mol H2 per mol S verwijderd is.

(10)

₄

In een oliefractie bevinden zich vele zwavelmoleculen van verschillend type en van verschillende structuur. De verwijdering van de verschillende zwavelverbindingen gaat niet even gemakkelijk. De verwijdering van thiofenen gaat ongeveer 3 keer langzamer dan de verwijdering van benzo-thiofenen en de verwijdering van dibenzo-thiofenen bijna 20 keer langzamer 4. In praktijk is het onderscheiden van de verschillende individuele zwavelhoudende moleculen een vrijwel onmogelijke zaak en wordt de ontzwaveling gezien als één enkele omzetting van zwavel in de voeding naar waterstofsulfide:

orgS

+

4 H2 -7 org

Hoewel de conversie van een enkele zwavel verbinding meestal een eerste-orde reactie is 1,4,7 kan de ontzwaveling van totaal zwavel niet met een eerste-orde reactie beschreven worden. Dit komt door de grote spreiding aan verschillende soorten zwavel verbindingen die met verschillende snelheden reageren. Uit praktijk blijkt dat de verwijdering van totaal zwavel met een tweede-orde reactie in zwavel beschreven kan worden 1,6,7,8,10. Verder is de reactie eerste-orde in de waterstofconcentratie en wordt de reactie geinhibieerd door het waterstofsulfide 1,8:

waann: r k Cs C_H2 C_H2s K - reactiesnelheid - reactiesnelheidsconstante - concentratie zwavel - concentratie waterstof - concentratie waterstofsulfide - inhibitieconstante (2.1) [moVm3.s] [m6/mof.s] [moVm3] [moVm3] [moVm3] [m3/mol]

In tabel 2.1 staan de kin etiek parameters weergegeven, zoals die voor het ontzwavelen van VGO gelden 6,8.

Tabel2.1 Overzicht van de kinetiek parameters parameter k (bij 380°C) K waarde 1,32· 1O.g m6/moe.s 1,09. 10.2 m3/mol

De hoeveelheden stikstof en metalen (Ni en V) die verwijderd worden bij het ontzwavelen van het VGO, kunnen worden geschat door aan te nemen dat de stikstofconversie en de metaalverwijdering hetzelfde zijn als de zwavelconversie 2,9.

Bij de ontzwaveling van zwaardere producten kan de reactie geremd worden door poriediffusie bij katalysatoren met een deeltjesdiameter boven 1 mmo Tegenwoordig worden daarom meestal

(11)

2.4 Battery limits

De in- en uitgaande condities van een ontzwavelings proces zijn afuankelijk van de plaats van het proces op de raffinaderij. Zo kunnen de ingangscondities van het VGO gelijk zijn aan de

uitgangscondities van de vacuumdestillatie. Hetzelfde zou ook gelden voor de uitgaande condities van het VGO product, als het proces bij de FCC gesitueerd zou zijn. Om het ontwerp flexibel te

houden is gekozen het proces zelfstandig te zien. De in-en uitgaande temperaturen en drukken zijn

dusdanig genomen dat het proces niet afhankelijk van de externe situatie is.

2.4.1 De ingaande stromen

Het vacuumgasolie CVGO)

5

Vacuumgasolie is het topproduct van de vacuumdestillatie van het atmosferische residu van de ruwe olie. Naast koolwaterstoffen komen in het VGO ook moleculen voor die hetero-atomen bevatten, met name zwavel en stikstof. Daarnaast bevat het VGO ook nikkel en vanadium. De hoeveelheden van

deze metalen zijn belangrijk omdat ze invloed hebben op de levensduur van de katalysator. De

gegevens van de VGO voeding staan in tabel 2.2 vermeld 1,2,6.

Tabel2.2 Gegevens van de VGO voeding

stroom nummer in flowsheet totale massa stroom

zwavel gehalte stikstof gehalte vanadium gehalte nikkel gehalte temperatuur druk Het waterstof 101 140,07 ton/h 2,0 wt% 0,1 wt% 1 ppm 1 ppm 37°C bar

Het waterstof is afkomstig van het waterstofnet op de raffinaderij. De ingaande druk en temperatuur zijn gelijk aan de condities van het waterstofnet. De zuiverheid is 95 mol% waterstof met verder 5 mol% methaan als de belangrijkste onzuiverheid. In tabel 2.3 staan de samenstelling en de ingangscondities van deze stroom weergegeven.

Tabel 2.3 Gegevens van het waterstof

molfractie H2 molfractie CH4 temperatuur druk prijs 114 -0,77 ton/h 0,95 0,05 37°C 40 bar 1800 Dfl.lton

(12)

₆

Het proceswater

Het proceswater wordt op twee plaatsen in het proces gebruikt. Als eerste dient het voor de absorptie van ammoniak uit de waterstof recyclestroom. Daarnaast wordt het gebruikt om het water dat verloren gaat bij de absorptie van waterstofsulfide aan te vullen. Het proceswater wordt geacht op de

raffinaderij beschikbaar te zijn met de gegevens zoals die in tabel 2.4 staan vermeld 11.

Tabel 2.4 Gegevens van het proceswater

stroom nummers in flowsheet totale massa stroom

temperatuur druk prijs

De katalysator

water voor absorptie 201 1,44 ton/h 25°C 7 bar 2,50 Dfl./m3 make-up water 224 -0,07 ton/h 25°C 7 bar 2,50 Dfl./m3

Als katalysator voor het ontzwavelen van het VGO wordt een ColMo/Ah03 katalysator gebruikt. Om diffusielimitatie te voorkomen zullen klavervormige extrudaten gebruikt worden. Het

katalysatorverbruik hangt af van de hoeveelheid coke- en metaal afzettingen. Voor het ontzwavelen van VGO bedraagt het katalysatorverbruik 0,03 kg/ton VGO voeding 1. De katalysator zal gemiddeld een keer per jaar geregenereerd moeten worden om de coke afzetting af te branden. In tabel 2.5 zijn de eigenschappen van een standaard Co/Mo/Ah03 katalysator weergegeven 8.12.

Tabel2.5 Gegevens van de ColMo/Ah03 katalysator katalysatorverbruik 3.13 kglh massafractie CoO 3 wt% massafractie Mo03 15 wt% massafractie AI2O) 82 wt% specifiek oppervlak 230 m2jg totale porievolume 0.50 cm3 ju ₀

schijnbare deeltjes dichtheid 1300 kgim3

diameter 0.5 mm

prijs 20.000 Dfl./ton

2.4.2 De uitgaande stromen

Het VGO product

Als uitgangspunt is genomen dat het ontzwavelde VGO als voeding dient voor een Fluid Catalytic Cracker (FCC). Uitgaande van deze bestemming en de doelstelling om het off-gas van de regenerator van de FCC niet verder te hoeven behandelen, blijkt een zwave1conversie van 98% nodig te zijn 13 (voor de berekening zie bijlage 1). In tabel 2.6 staan de gegevens van de VGO productstroom.

(13)

Tabel2.6 Gegevens van het VGO product stroom nummer in flowsheet 113

totale massa stroom 102,31 tonlh

zwavel gehalte 0,04 wt%

stikstof gehalte < 50 ppm

temperatuur 75 °C

druk 4 bar

Het sour water

De waterstroom uit de eerste absorptiekolom bevat voornamelijk ammoniak en waterstofsulfide als verontreinigingen. Deze waterstroom wordt naar de 'sour water stripper' geleid. Daar wordt bij 120°C en 2 bar al het ammoniak en waterstofsulfide teruggewonnen. De ingangscondities voor de 'sour water stripper' zijn 50°C en 3 bar 14. De gegevens van de uitgaande waterstroom staan in tabel 2.7 weergegeven.

Tabel2.7 Gegevens van sour water naar de 'sour water stripper'

stroom nummer in flowsheet

totale massa stroom massafractie water massafractie H2S massafractie NB3 temperatuur druk Het waterstofsulfide 207 1,78 tonlh 0,80 0,13 0,07 49°C 4 bar

7

Uit de tweede absorptiesectie komt een gas stroom met hoofdzakelijk waterstofsulfide. Deze stroom gaat naar een zwavelterugwinnings proces (Claus proces). De eerste stap in het Claus proces is de partiële oxydatie van de stroom. Dit vindt plaats bij hoge temperatuur (> 1000 K) en een druk net boven atmosferisch 3. De uitgaande temperatuur van de waterstofsulfide moet zodanig zijn dat de pijpen de temperatuur aan kunnen. Om de stroom naar het Claus proces te transporteren is een kleine drukval nodig en daarom is de uitgaande druk 4 bar. In tabel 2.8 zijn de uitgangscondities van het waterstofsulfide gegeven.

Tabel 2.8 Gegevens van het waterstofsulfide naar de Claus plant stroom nummer in flowsheet

totale massa stroom molfractie waterstofsulfide molfractie water molfractie waterstof molfractie methaan temperatuur druk 222 2,03 tonlh 0,90 0,06 0,03 0,Dl 176 °C 4 bar

(14)

₈

De spuistroom

Om methaan opbouw in de waterstof recycle te voorkomen is een spuistroom nodig. Omdat waterstof een dure grondstof is wordt in een membraanscheiding 90% van het waterstof teruggewonnen. De overgebleven spuistroom bestaat dan voornamelijk uit methaan en waterstof. Deze stroom kan naar de steam reformer geleid worden. Deze opereert bij 510

oe

en 7-30 bar3• In tabel 2.9 zijn de

samenstelling en de condities van deze stroom terug te vinden.

Tabel 2.9 Gegevens van de spuistroom naar de steam reformer

massafractie methaan massafractie waterstof massafractie water temperatuur druk

2.4.3 Utilities

235 0,23 tonlh 0,89 0,09 0,02 37°C 30 bar

In het proces zijn de volgende utilities nodig 11:

• electriciteit - nodig voor de pompen, compressoren en voor de regelapparatuur - prijs: 0,13 Dfl./kWh

• koelwater - komt binnen op 20

oe

en maximale uitgangstemperatuur 40

oe

- prijs: 0,10 Dfl./m3

• lage druk stoom - ingangscondities: 3 bar en 190

o

e

- uitgangscondities: 3 bar en 133

oe

- prijs: 30 Dfl./ton

2.5 Stofeigenschappen

In tabel 2.10 staan de eigenschappen van de zuivere stoffen die in het proces voorkomen.

Tabel 2.10 Lijst van zuivere stoffen en diverse eigenschappen

naam formule Mw. kookpunt smeltpunt rel.dichtheid(l) MAC waarde

[g/mol] [0C] [0C]

_H

[mglm3] waterstof H2 2 -253 methaan CRt 16 -162 -182 waterstofsulfide _H2S 34 -60 -86 0,8 15 ammoniak _NB3 17 -33 -78 0,6 18 water H20 18 100

°

1,0 DEA(2) _C 4HIlO2N 105 263 28 1,1 2 nikkel(3) _Ni ₅₉ ₂₇₃₀ ₁₄₅₅ _8,9 ₁ vanadium() V 51 3380 1890 6,1 0,5

(1) relatieve dichtheid ten opzichte van water

(2) DEA= Diethanoiamine: HO-CH2-CH2-NH-CH2-CH2-0H (3) deze komen in kleine hoeveelheden voor in het vacuumgasolie

(15)

₉

De VGO voeding is een oliefractie en kan daarom niet als een zuivere stof gezien worden. In tabellen 2.11 en 2.12 zijn de specificaties en diverse eigenschappen van de VGO voeding weergegeven 1,2,5,6,15,16

Tabel2.n Specificaties van de samenstelling van de VGO voeding

comEonent massafractie uit literatuur

koolstof 84-87 wt% waterstof 11-14 wt% zwavel l,S - 3 wt% stikstof 0,05 - 0,3 wt% vanadium 0,5 - 1 ppm nikkel _{0,5 - 1 EEm}

Tabe12.12 Diverse eigenschappen van VGO eigenschappen kooktraject molgewicht (gemiddeld) dichtheid (bij 15,6 0c) dichtheid (bij 400 0c) formule

2.6 Materiaaleisen

waarde 370-550 °C 420 g/mol 917 kg/m3 800 kg/m3 C2S-C38 massafractie in ontwe!J2 86 wt% 12 wt% 2 wt% 0,1 wt% 1 ppm EEm

In het proces worden de volgende eisen aan de constructie-materialen gesteld: in processen waar waterstof bij hoge temperatuur aanwezig is mag geen carbon steel gebruikt worden (hydrogen embrittlement), maar moet stainless steel gebruikt worden. Omdat waterstofsulfide corrosief is geldt hiervoor hetzelfde 27,28. Tevens zijn waterstromen met opgelost waterstofsulfide corrosief en ook op

die plaatsen zal stainless steel gebruikt worden. Voor de leidingen voor het VGO kan carbon steel gebruikt worden.

(16)

3 Processtructuur en Proces Flowsheet

3.1 Motivatie en beschrijving van de processtructuur

De processtructuur en de procescondities van het ontworpen HDS proces worden uitgelegd aan de hand van het procesflowschema in bijlage 2.

De reactiesectie

10

De ontzwaveling wordt uitgevoerd in twee in serie staande TLP reactoren RIOI en R102, waarin het VGO en het waterstof de reactoren in tegenstroom doorstromen. Afhankelijk van de diepte van het ontzwavelen wordt in de praktijk een reactiedruk gekozen tussen de 40 en 100 bar 1,3. In ons proces wordt een druk van 80 bar gehanteerd. De temperatuur van een HDS reactor ligt meestal tussen 330 en 400

oe.

In het proces wordt de reactie uitgevoerd bij 360 - 400°C.

De VGO voeding, afkomstig uit een opslagvat VIOI, heeft een temperatuur van 37°C en een druk van I bar. De voeding wordt op 82 bar gepompt en samen met de VGO recycle uit vat VI03 opgewarmd tot 362°C in de warmtewisselaars EIOI en EI02. In de eerste TLP reactor wordt een zwavelconversie van 62% gehaald. De VGO verlaat deze reactor bij 397°C en wordt afgekoeld tot 377 °C in

warmtewisselaar E103. Hierin wordt een gedeelte van de condens uit de desuperheater C301 verdampt tot verzadigde stoom van 3 bar. De afgekoelde VGO wordt vervolgens geleid naar de tweede TLP reactor, waar tot 98% ontzwaveld wordt. Het ontzwavelde VGO wordt in warmtewisselaars E104 en E102 afgekoeld tot 69°C en vervolgens met een klep op 4 bar gebracht.

In

warmtewisselaar EI04 wordt een gedeelte van de condens uit desuperheater C30 I verdampt tot verzadigde stoom van 3 bar.

In

vat VI02 worden de vloeistoffase (het VGO product) en de gasfase gescheiden. Het gas wordt in compressor K102 op 80 bar gebracht en gerecycled naar de reactiesectie.

De waterstof voeding wordt geleverd op 37°C en 40 bar van de waterstofnet op de raffinaderij. De zuiverheid van de voeding wordt gesteld op 95 mol% met 5 mol% methaan als verontreiniging. De waterstof voeding wordt samen met de waterstof recycle uit vat V 102 in compressor K101 op 80 bar gebracht. Deze stroom wordt samengevoegd met de recycle stromen uit kolom C202 en

membraanmodule M201 en wordt in warmtewisselaar BlOS opgewarmd tot 352°C. De opgewarmde gas stroom doorstroomt vervolgens de reactoren R102 en RlOl. Het gaseffluent van reactor R101 wordt in warmtewisselaars E 105 en E 10 I afgekoeld tot 46°C. Het koelen is noodzakelijk, omdat voor het absorberen van H2S een lage temperatuur gewenst is. In vat V103 worden de vloeistoffase (het gecondenseerde VGO) en de gasfase gescheiden. Omdat het VGO nog veel opgelost

waterstofsulfide bevat, wordt het gerecycled naar de reactiesectie. Het gas wordt naar kolom C201 gestuurd.

De recycle zuivering

Het gas uit vat V103 bevat waterstofsulfide, ammoniak en methaan als onzuiverheden. Het ammoniak dient verwijderd te worden om amrnoniakophoping en het vormen van afzettingen van

ammoniakzouten in de tweede absorptiesectie te voorkomen. Het ammoniak wordt in kolom C201 met proceswater geabsorbeerd.

Het proceswater komt het proces binnen op 25°C en 7 bar. Het water wordt op 79 bar gepompt. Deze wordt vervolgens in absorptiekolom C201 in tegenstroom gebracht met de gasstroom uit vat V103. In kolom C201 lost vrijwel alle ammoniak en een gedeelte van het waterstofsulfide op.

(17)

Deze waterige oplossing wordt met een klep op 4 bar gebracht, waarbij een gasfase ontstaat met voornamelijk waterstofsulfide. In vat V201 worden de twee fasen gescheiden. Het gas wordt samengevoegd met de waterstofsulfide-stroom uit vat V202. De vloeistof (sour water) bestaat uit ammoniak en waterstofsulfide opgelost in water. Deze waterstroom wordt naar de 'sour water stripper' op de raffinaderij gestuurd, waar het ammoniak en het waterstofsulfide teruggewonnen worden.

11

Het gas uit kolom C201 wordt naar kolom C202 geleid waar het waterstofsulfide wordt geabsorbeerd. Voor het absorberen van waterstofsulfide worden meestal amines gebruikt 3,17. De meeste gebruikte amines zijn methylethanolarnine (MEA) en dimethylethanolamine (DEA). MEA is reactiever en werkt goed als grondige verwijdering van waterstofsulfide (tot ppm niveau) gewenst is. Een 15-20 wt% waterige oplossing van MEA wordt normaal gebruikt. De concentratie van DEA in water kan echter oplopen tot 35 wt%, omdat DEA minder corrosief is. Een DEA oplossing hoeft dus minder

gecirculeerd te worden en geeft ook minder corrosie problemen. In ons proces wordt als eis gesteld dat het uitgaande gas minder dan 0,1 v% waterstofsulfide bevat. We hebben daarom voor DEA als absorbent gekozen. Uit de praktijk blijkt dat de optimale DEAJwaterstofsulfide verhouding 3 mol: 1 mol is.

In absorptiekolom C202 wordt het waterstofsulfide geabsorbeerd uit de gasstroom uit kolom C20 1. De absorptiekolom opereert bij lage temperatuur (37 - 50°C). Dit is gunstig voor de absorptie. 90% van het waterstofsulfide-arme gas (lean gas) uit deze kolom wordt met compressor K201 gerecycled naar de reactiesectie. De overige 10% van het gas gaat naar membraanmodule M20 I, waarin waterstof gescheiden wordt van methaan. De waterstof-rijke stroom uit M201 (54 bar) bevat 95 v% waterstof en 5 v% methaan. Deze wordt in compressor K202 op 80 bar gebracht en gerecycled naar de

reactiesectie. De methaan-rijke stroom (80 bar) wordt met een klep op 30 bar gebracht en naar de steam reformer geleid.

De waterstofsulfide-rijke amineoplossing uit kolom C202 (rich amine) wordt opgewarmd in warmtewisselaar E201 met de bodemstroom uit destillatiekolom C203. Na een klep komt het rich amine op de bovenste schotel van kolom C203 binnen op 82°C en 1 bar. DEA begint bij hoge temperaturen te ontleden en daarom opereert de destillatie kolom onder 1 bar en wordt in reboiler E203 3 bar verzadigde stoom gebruikt (140 °C). De proces utility stoom is op 3 bar en 190°C en moet daarom eerst verzadigd worden. Dit gebeurt in desuperheater C30 I waarbij het condens uit

warmtewisselaar E203 in direct contact komt met de utility stoom. Om te voorkomen dat stoom in de leiding nog condenseert wordt de stoom uit C301 op 140°C gehouden door de ingaande stoom gedeeltelijk kolom C301 te by-passen. Deze stroom gaat samen met de stoom uit warmtewisselaars E103 en E104 naar de reboiler. Het topproduct van de destillatie kolom is waterstofsulfide

(37°C, 1 bar). Deze stroom, samen met de gasfase uit vat V201, wordt tot 4 bar gecomprimeerd en naar een Claus-SCOT plant geleid waar het waterstofsulfide tot elementair zwavel wordt omgezet. Het bodemproduct is het lean amine (100°C, 1 bar). Deze wordt op 80 bar gebracht en vervolgens tot 37°C afgekoeld in warmtewisselaars E201 en E202. Vervolgens wordt het lean amine teruggevoerd naar kolom C202. Het waterverlies in het topproduct wordt aangevuld door een makeup stroom

proceswater aan de reflux van kolom C203 toe te voegen.

3.2 Thermodynamica

De ontzwavelings reacties met waterstof zijn sterk exotherm. Omdat het VGO geen zuivere stof is kan er geen reactie-enthalpie berekend worden. Uit praktijk blijkt dat de warmteproductie door het ontzwavelen beschreven kan worden door een reactie-enthalpie van -65 kJ/mol H₂aan te nemen 12. De temperatuurafhankelijkheid van de reactiesnelheidsconstante kan beschreven worden met de

(18)

Ontzwavelingsproces met TLP reactor ₁₂

Bij het modelleren van de reactor zijn een aantal eigenschappen van de reagerende stoffen nodig.

Tevens moeten een aantal eigenschappen van de vloeistof- en gasfase bekend zijn. In tabellen 3.1, 3.2

en 3.3 staan de benodigde eigenschappen weergegeven 5,18,19,20,21.

Tabel3.1 Eigenschappen van de stoffen onder reactieomstandigheden

eigenschap oplosbaarheid H2 in VGO oplosbaarheid H2S in VGO diffusiesnelheid VGO diffusiesnelheid H2 diffusiesnelheid H2S waarde 5,7 mol/m3.bar 14 mol/m3.bar 3,3 . 10-9 m2/s 1,3. 10-8 m2/s 1,1 -10-8 m2/s

Tabel 3.2 Eigenschappen van de vloeistof onder reactieomstandigheden

eigenschap dichtheid opervlaktespanning viscositeit warmtecapaciteit warmtegeleidings coëfficiënt waarde 800 kg/m3 17· 10-3 Nim 1,2 . 10-4 Pa_s 3,3.103 J/kg.K 0,098 W/m.K

Tabel 3.3 Eigenschappen van het gas onder reactieomstandigheden

eigenschap waarde dichtheid viscositeit warmtecapaciteit warmtegeleidings coëfficiënt 10 kg/m3 1,9 -10-5 Pa.s 5,5 . 103 J/kg.K 0,24 W/m.K

Voor de simulatie van het proces in ChemCad III zijn drie thermo-modellen gebruikt:

• SRK

• Sour Water

• Amine

Alle processen met koolwaterstoffen zonder ammoniak en waterstofsulfide Processen met water, ammoniak en waterstofsulfide

(19)

₁₃

4 Proces flowsheet- en apparatuurberekeningen

4.1 Reactor ontwerp

De reactor gebaseerd op het TLP concept is een nieuw type reactor, waarvan nog maar weinig gegevens bekend zijn. Op de TU Delft is een TLP reactor op labschaal aanwezig. Op dit moment zijn er echter slechts een beperkt aantal metingen aan de reactor verricht. Om de reactor te modelleren zullen daarom een aantal eigenschappen van de reactor zelf afgeschat moeten worden met behulp van bestaande theorieën.

De grootste onzekerheidsfactor over het wel of niet goed functioneren van de reactor is de stof- en warmteoverdracht. Omdat hiervan nog geen meetresultaten beschikbaar zijn, zullen de stof- en

warmteoverdracht volledig theoretisch beschreven moeten worden. In de toekomst zullen de

schattingen voor de stof- en warmteoverdracht vergeleken moeten worden met metingen in een TLP reactor.

4.1.1 Stofoverdracht in de reactor

In dit hoofdstuk wordt beschreven hoe het stof transport in de TLP reactor beschreven kan worden en hoe deze door ons gemodelleerd is. In bijlage 3 is de het concept van de TLP reactor in twee figuren weergegeven. In figuur 2 is te zien dat de reactor in twee secties verdeeld is. De bakjes gevuld met katalysatordeeltjes zijn toegankelijk voor de vloeistof. De gasfase zal echter alleen door de kanalen stromen (minder stromingsweerstand), waar het periodiek in contact komt met de vallende druppels vloeistof.

Wanneer de olie onder invloed van de zwaartekracht door de bakjes naar beneden stroomt, heeft het contact met de vaste katalysatordeeltjes. In de poriën van de katalysator reageert het waterstof met de zwavelverbindingen tot waterstofsulfide en de ontzwavelde koolwaterstoffen. Vervolgens valt de olie in de vorm van druppels door de ruimte tussen twee bakjes. Hierbij lost waterstof in de olie op en gaat het gevormde waterstofsulfide uit de olie naar de gasfase.

Om de stofoverdracht in de reactor te beschrijven kunnen we twee situaties apart beschouwen: de stofoverdracht in de reactorbakjes en de stofoverdracht in de ruimte tussen twee bakje. De processen waarbij de reagerende stoffen (waterstof en orgS) betrokken zijn, zijn:

1) stofoverdracht van gasfase naar vloeistoffase

2) stofoverdracht van vloeistoffase naar katalysatordeeltjes

3) diffusie in de poriën van de katalysatordeeltjes

4) adsorptie van de reactanten aan het oppervlak van de katalysator

5) chemische reactie

De producten van de reactie (waterstofsulfide, org) volgen dezelfde processen in omgekeerde volgorde. De stofoverdracht tussen de gasfase en de vloeistoffase (proces 1) vindt tussen de bakjes plaats. De processen 2 tlm 5 vinden in de bakjes plaats. Het langzaamste van deze processen zal de snelheidsbepalende stap zijn voor het ontzwavelen.

(20)

Ontzwavelingsproces met TLP reactor 14

Stofoverdracht in de bakjes

Bij heterogene processen wordt algemeen aangenomen dat processen 2 en 4 dusdanig snel zijn dat ze niet meegenomen hoeven te worden 22. De invloed op de reactiesnelheid van de diffusie in de

katalysatordeeltjes kan door middel van een interne efficiency lli meegenomen worden 22. In bijlage 4 staat uitgewerkt hoe deze interne efficiency kan worden berekend als functie van de Thiele modulus. Voor katalysatordeeltjes met een equivalente diameter van 0,5 mm bedraagt de interne efficiency 0,95.

De olie stroomt door de bakjes in de vorm van een film om de katalysatordeeltjes. Elk

katalysatordeeltje kan hierbij beschouwd worden als een CSTR 5. Uit praktijk blijkt dat de fout door plugflow aan te nemen verwaarloosbaar klein is, wanneer de hoogte van de bakjes minimaal 100 keer groter is dan de diameter van de deeltjes. Aangezien de bakjes in de twee TLP reactoren

respectievelijk 10 en 20 cm hoog zijn en de diameter van de katalysatordeeltjes op 0,5 mm is vastgesteld, kan de stroming van de olie door de bakjes met plugflow beschreven worden.

De conversie in een bakje kan nu met de volgende differentiaal vergelijking beschreven worden (afleiding in bijlage 5):

(

c

1-.t: ).

CO )2. (CO _

V 2 . J! .

CO)

d

~ A ':> I 2 V ':> I ç VI' I - = - TIj . k . - 0 - - . --'---;-( ..:....0----'v-3 ---'-o-'--)-~ dz Cl . <l>L l+K· C

--

· ç·c

3 VI I waann: - conversie - bakjeshoogte - interne efficiency - reactiesnelheidsconstante - vloeistofstroom door bakjes - dwarsoppervlak bakjes

- stoichiometrische coëfficiënten van de reagerende stoffen - concentraties van de reagerende stoffen in vloeistof - beginconcentraties van de reagerende stoffen in vloeistof

(4.1) [-]

[m]

[-] 6 ? [m /mol-.s] [m3/s] [m2] [-] [mollm3] [mollm3]

Deze differentiaal vergelijking is in Maple gevoerd en kan met bijbehorende randvoorwaarden numeriek opgelost worden (Runge-Kutta methode), met als resultaat de conversie als functie van de bakjeshoogte.

Stofoverdracht tussen de bakjes (gas-vloeistof overdracht)

Onderaan de bakjes worden druppels olie gevormd, die vervolgens door de ruimte tussen de bakjes naar beneden vallen. Bij het vallen tussen twee bakjes zal de olie met waterstof aangevuld moeten worden en zal het gevormde waterstofsulfide naar de gasfase getransporteerd moeten worden. Dit is nodig om de reactiesnelheid voldoende hoog te houden, aangezien deze

Ie

orde in waterstof

(21)

₁₅

De gas-vloeistof overdracht tussen twee bakjes kan beschreven worden met de volgende vergelijking:

waarin: k - totale stofoverdrachts coëfficiënt

- specifiek oppervlak van de druppels (zie bijlage 6) - concentratie in de gasfase

- concentratie in de vloeistoffase - Henry coëfficiënt

- contact tijd tussen gas en vloeistof

(4.2) [mis] [m2/m3] [moUm3] [moUm3] [-] [sJ

De totale stofoverdrachts coëfficiënt is een evenredigheidsconstante die beschrijft welke weerstand de stof transport ondervindt. De processen die bij de gas-vloeistof overdracht plaatsvinden zijn:

1) convectief transport vanuit de bulk gasfase naar het oppervlak van de druppel 2) diffusie door een filmlaag aan de buitenkant van de druppel

3) diffusie in de druppel

Door turbulentie in het gas, veroorzaakt door de stroming door de kanalen en de vallende druppels, zal het convectieve transport niet snelheidsbepalend zijn. Aangezien de diffusiesnelheid in de gasfase een factor 104 groter is dan in de vloeistoffase kan de weerstand voor de gas-vloeistof overdracht volledig in de vloeistoffase gedacht worden. De totale stofoverdrachts coëfficiënt kan daarom berekend worden door de diffusie in de druppel te beschrijven.

De tijd die een druppel in contact is met de gasfase is heel kort, ongeveer 0,1 sec (zie bijlage 6). Voor diffusie van een gas in een vloeistof met korte contact tijden wordt de penetratie theorie gebruikt 23,25,26. De gemiddelde stofoverdrachts coëfficiënt wordt dan gegeven door:

k=

2.~

D

n· te

waarin: k D

te

- gemiddelde stofoverdrachts coëfficiënt - diffusie coëfficiënt

- contact tijd tussen gas-vloeistof

(4.3)

[mis] [m2/s]

[sJ

In bijlage 6 staat beschreven hoe de contact tijd bepaald kan worden als functie van de afstand die de druppel moet afleggen. De afstanden tussen twee bakjes bedragen in de twee ontzwavelingsreactoren respectievelijk 15 cm en 10 cm. Dit levert de volgende contact tijden op: 0,16 en 0,12 seconden. De term k·a·te in vergelijking 4.2 kan nu berekend worden. In tabel 4.1 staat de bepaling van deze term samengevat.

Tabel 4.1 Samenvatting van de bepaling van de term ka'4 uit vergelijking 4.2

reactor afstand tussen twee bakjes k a _te k·a·te

[m] [rnJs] [m2/m3] [sj _[-]

R101 0,15 3,2· 10-4 3900 0,16 0,197

(22)

Ontzwavelingsproces met TI..P reactor 16

4.1.2 Warmteoverdracht in de reactor

Net als voor de stofoverdracht zal er ook voor de warmteoverdracht in de 1LP reactor een schatting gemaakt moeten worden. In de bakjes vindt aan het oppervlak van de katalysator reactie plaats. De reacties met waterstof zijn allemaal sterk exotherm (t.rH

=

-65

kJ/mol H2). Hierdoor zal de olie

opwarmen. In de ruimten tussen de bakjes zal de olie in druppels naar beneden vallen. Doordat de temperaturen van de vloeistof en het gas niet hetzelfde zullen zijn, zal er ook energie-uitwisseling plaatsvinden tussen het gas en de vloeistof. In dit hoofdstuk zullen we aangeven hoe deze

warmteoverdracht beschreven kan worden en hoe we het in ons model van de reactor hebben meegenomen.

De warmteoverdracht kan beschreven worden met de volgende algemene formule:

waarin: - warmtestroom

- warmteoverdrachts coëfficiënt - temperatuur van de vloeistof - temperatuur van het gas

(4.4)

[W/m2] [W/m2.K]

[K]

Deze formule laat zien dat de wanntestroom evenredig is met het temperatuurverschil tussen de vloeistoffase en de gasfase en een zekere warmteoverdrachts coëfficiënt U. Omdat een druppel maar kort de tijd heeft voor de wannteoverdracht ('" 0,1 seconde) zal alleen aan het oppervlak

wannteoverdracht plaatsvinden. Dit proces kan beschreven worden met de penetratietheorie 23,27. Met de penetratietheorie kan de gemiddelde interne warmteoverdrachts coëfficiënt bepaald worden volgens:

m

'

P '

Cp

<

h

.

>=

2·

I 7r' t

e

waarin: - gemiddelde interne wannteoverdrachts coëfficiënt

- wanntegeleidings coëfficiënt van de vloeistof

- soortelijke warmte van de vloeistof - dichtheid van de vloeistof

- contact tijd (zie bijlage 6)

(4.5) [W/m2.K] [W/m.K] [J/kg.K] [kg/m3] [sJ

Omdat gassen slechte wanntegeleiders zijn, zal de wannteoverdracht ook weerstand ondervinden aan de buitenkant van de druppel. De externe warmteoverdrachts coëfficiënt voor wannteoverdracht naar een stromend medium kan volgens bestaande Nusselt relaties worden bepaald 23,24. Voor een stroming

langs een bol geldt de volgende relatie:

<

he>

· d

<Nu>=

À waarin: <Nu> <he> d Re Pr

20+ 0 66

_,

·

ReO,50. PrO,33 -Nusselt getal

- gemiddelde externe warmteoverdrachts coëfficiënt - diameter druppel - Reynolds getal - Prandtl getal (4,6) [-] [W/m2.K] [m] [- ] [-]

(23)

De totale warmteoverdrachts coëfficiënt U kan nu als volgt bepaald worden:

1

= +

-U

<

h;

>

<

h~

>

(4.7)

In tabel 4.2 is de bepaling van de totale warmteoverdrachts coëfficiënt in de beide TLP reactoren samengevat.

Tabel 4.2 Samenvatting van de bepaling van de totale warmteoverdrachts coëfficiënt reactor afstand tussen twee bakjes

_te

<hi> <he> U

[ml [sl [W/m2.K] [W/m2.Kl [W/m2.K]

RI01 0,15 0,16 1390 2937 943

RI02 0,10 0,12 1590 2773 1010

17

Als er tussen de bakjes een zekere hoeveelheid warmte per tijdseenheid eI> H wordt overgedragen, dan kunnen de veranderingen van de vloeistof- en gas temperatuur bepaald worden met de volgende relaties:

I1T

_G PL' C p,L . eI> L

-I1T

L PG' C p,G . eI> G

::::: 9,5

waann: - overgedragen warmte per tijdseenheid - dichtheid vloeistof - dichtheid gas - soortelijke wannte - volumestroom vloeistof -volumestroom gas - temperatuurverandering (4.8) (4.9) [W] [kg/m3] [kg/m3] [J/kg.K] [m3/s] [m3/s] [K]

Hieruit blijkt dat als de vloeistoffase 1 graad in temperatuur verandert, het gas 9,5 graden in

temperatuur zal veranderen. Door de turbulentie in de gasfase, veroorzaakt door de stroming van het gas door de kanalen en door de vallende druppels, kan aangenomen worden dat de gasfase tussen de bakjes ideaal gemengd is 27. In bijlage 7 staat beschreven hoe de warmteoverdracht in het

reactonnodel in Maple is ingevoerd.

Uit simulaties met het model blijkt dat de warmteoverdracht in de reactor goed is. Al na twee tot drie contactplaatsen zijn de temperaturen van de vloeistof en het gas in evenwicht. Over de gehele lengte van de reactor blijkt de temperatuur van het gas enkele graden hoger te liggen dan de temperatuur van de vloeistof. Dit komt doordat het gas van beneden naar boven stroomt. Onder in de reactor is de temperatuur namelijk hoger dan boven. In bijlage 8 zijn de met de simulatie gevonden

(24)

₁₈

4.1.3 Volledig reactormodel

In de twee hoofdstukken hierboven zijn relaties afgeleid om de stof- en warmteoverdracht in een TLP

reactor te beschrijven. Dit was nodig omdat er maar weinig metingen aan een TLP reactor zijn verricht en daarom nog geen (empirische) relaties bestonden. Tevens is aangegeven hoe deze relaties in een computermodel kunnen worden ingevoerd.

In Maple is door ons een compleet reactormodel opgesteld gebaseerd op de hiervoor afgeleide relaties. In dit model zijn de volgende processen meegenomen:

• stofoverdracht tussen de bakjes

• reactie in de bakjes beschreven met plugflow • warmteoverdracht tussen de bakjes

• warmteproductie door de reactie

Doordat de vloeistof en het gas in tegenstroom de reactor doorstromen kan het model niet sequentieel opgelost worden, maar zal het iteratief opgelost moeten worden. Goede beginschattingen zijn dan belangrijk voor het snel convergeren van het model. Door simulaties met het model uit te voeren konden een aantal empirische relaties voor goede beginschattingen gevonden worden. Met deze relaties voor beginschattingen is het model nu in staat al na twee tot drie iteraties te convergeren. Met dit reactormodel is vervolgens getracht de TLP reactor te optimaliseren. De TLP reactor heeft de volgende ontwerp- variabelen:

• ingaande temperaturen van de vloeistof en het gas • druk in de reactor

• gas/olie verhouding

• hoogte van de bakjes en afstand tussen de bakjes • aantal bakjes

• diameter van de reactor

Uit simulaties is duidelijk geworden dat in een TLP reactor genoeg stofoverdracht plaats vindt om de reactiesnelheid niet te limiteren. Zoals al eerder is aangegeven is er ook genoeg warmteoverdracht. Verder is gebleken dat er twee TLP reactoren in serie nodig zijn met tussenkoeling van de vloeistof. Dit is nodig oin de maximale reactortemperatuur onder de 400°C te houden.

In bijlage 8 zijn de resultaten van de simulatie met het geoptimaliseerde reactormodel weergegeven. In tabel 4.3 staan de specificaties van de twee TLP reactoren samengevat.

Tabel 4.3 Overzicht van de twee TLP reactoren

item RlOl RlO2

ingaande temperatuur vloeistof 362 377

oe

ingaande temperatuur gas 377 352

oe

reactor druk 80 80 bar

gas/olie verhouding 300 300 Nl/kg

hoogte van de bakjes 0,10 0,20 m

hoogte van de afstand tussen bakjes 0,15 0,10 m

aantal bakjes 75 140

diameter reactor 3,0 5,0 m

hoogte reactor 18,8 42,0 m

volume reactor 133 825 m3

(25)

₁₉

4.2 Kolommen

Kolomdiameter

Als voorbeeld is hier genomen de absorbtiekolom voor de absorptie van waterstofsulfide in een DEA-oplossing C202. Conventioneel voor het behandelen van 'acid gas' is een schotel kolom. Theoretisch zijn voor voldoende verwijdering van waterstofsulfide (> 99,9%) slechts enkele schotels nodig. Door

een lage schotelefficiency van 10-20% zijn in de praktijk echter 20 schotels nodig 17.

Voor het ontwerp van de schotels wordt de procedure gevolgd, zoals vermeld in Coulson & Richardson. De figuren waarnaar verwezen wordt in dit stuk, alsmede alle vergelijkingen staan in

hoofdstuk 11 van Coulson & Richardson. Voor een schets van de schotel wordt verwezen naar figuur

11.3528• Voorlopig wordt gekozen voor schotels van het type zeefplaat, omdat er geen grote

veranderingen in de gasstroom verwacht worden en de zeefplaat het goedkoopst is. De kolom wordt zodanig ontworpen, dat de gassnelheid 80% van de snelheid is waarbij flooding optreedt. Voor de schotelafstand wordt 0,50 m gekozen. De flooding snelheid wordt dan berekend met de volgende vergelijking:

K

~PL

-Po

u_f

=

I '

Pv

waarin: - flooding snelheid

- dichtheid van de vloeistoffase - dichtheid van de gasfase - constante (4.10)

[mis]

[= 997 kg/m3] [= 12,1 kg/m3]

[mis]

De constante KI wordt gehaald uit figuur 11.27 28 waarbij KI als functie van FLV staat uitgezet. De

benodigde FLV wordt berekend met de volgende vergelijking:

waann: - vloeistof-gas flow-factor - vloeistofdebiet - gas debiet (4.11) [-] [= 19,2 kg/sJ [= 1,67 kg/sJ Deze gevonden KI moet vervolgens gecorrigeerd worden voor de oppervlaktespanning met de

volgende formule:

( ) 0,2

KI,gecor. = KI'

O~2

(4.12)

waann:

cr

- oppervlaktespanning water [=0.001 Pa.s] Invullen in de vergelijkingen en aflezen in de figuur geeft als resultaat: Uf = 0,124 mis. Omdat er

echter sprake is van een schuimend systeem ligt de flooding snelheid nog eens 30-40% lager 17.

(26)

₂₀

Het benodigde oppervlak voor het gas-vloeistof contact wordt nu berekend met de volgende relatie:

<I>g

A

=--"--n

O,S'u!

waarin: - gasstroom

- oppervlak voor gas-vloeistof contact

(4.13)

[= 0,116 m3/s] [m2]

Invullen geeft An = 1,82 m2• Als er nu verondersteld wordt dat het oppervlak van de valpijp 12%

(beginschatting volgens literatuur 28) van het totale oppervlak is, dan kan de kolomdiameter Dk

berekend worden. Deze bedraagt 1,62 m. Met behulp van figuur 11.28 28 wordt het

vloeistofstroomtype bepaald. Dit blijkt cross-flow (single pass) te zijn. Omdat er relatief veel vloeistof door de kolom stroomt (FLV

>

1) is volgens figuur 11.2928 de fractie entrainment verwaarloosbaar

klein.

Weeping

Voor de hoogte van de overlooprand (hw) wordt in de literatuur 28 bij drukken boven atmosferisch een

hoogte geadviseerd van 40-50 mmo Voor deze kolom wordt 45 mm gebruikt. Voor de grootte van de gaten wordt

5

mm geadviseerd. De hoogte van de vloeistof boven de rand kan geschat worden met de volgende relatie:

(

_J

2/3

h

=750·

~

ow

P ·l

L w

waann: - vloeistofniveau boven rand - lengte van de overlooprand

=

0,77· Dk (12% downcorner oppervlak)

(4.14)

[mm] [m]

Invullen geeft how

=

46 mmo Met deze gegevens is de minimale gassnelheid Uh door de gaten

(weeping) te berekenen met de volgende relatie:

waarin: - constante (uit figuur 11.3028) - diameter gaten

(4.15)

[= 30,8] [mm]

Invullen geeft Uh

=

3,58 mis. Uitgaande van 10% oppervlak voor de gaten is de gassnelheid door de

kolom waarbij weeping optreedt 0,358 mis. Omdat dit ruim boven de floodingsnelheid ligt is duidelijk, dat er geen zeefplaten gebruikt kunnen worden. Omdat het verschil tussen de flooding snelheid en de weeping snelheid groot is wordt gekozen voor klokjes. Door de keuze van klokjes in plaats van zeefplaten verandert de flooding snelheid nauwelijks. De grootte van klokjes varieert normaal van 75 tot 150 mmo Als normale waarde wordt daarom voor een diameter van 120 mm gekozen. Als de hoogte van de gaten waardoor het gas uit de klokjes stroomt 20 mm is en de afstand tussen de gaten gelijk is aan de breedte van de gaten, dan kan het totale aantal klokjes berekend worden. Het oppervlak van de gaten moet namelijk 10 % van het oppervlak voor het gas-vloeistof contact zijn.

(27)

Het aantal klokjes N wordt dan berekend met de volgende vergelijking:

0,10· An

N

= "

-05·n

,

· D ·h

k k

(4.16)

waarin: - oppervlak voor gas-vloeistof contact - diameter van de klokjes

- hoogte voor de uitstroom

Hieruit blijkt, dat er afgerond 49 klokjes nodig zijn.

Drukval

De drukval over een schotel is een som van de drukval over de droge schotel (hd, mm water), de vloeistofhoogte op de schotel (hw + how, mm water) en de overige drukval (hr, ongeveer 12,5 mm water). De droge drukval hd wordt met de volgende vergelijking berekend 27:

h = 0,373. ( Pg JlIS . (h )4/S. (U )2/S

+

d PL _ Pg sh s

waarin: - droge drukval

- constante afhankelijk van verhouding omhoog/omlaag deel voor gasstroom

=

13

- gassnelheid door de uitstroomgaten -hoogte van de uitstroomgaten

- gassnelheid door het deel waar het gas omhoog stroomt

(4.l7) [mm] [s] [mis] [mm] [mis] 21

Uitgaande van een normale verhouding van 1,2 voor de oppervlakken voor het omlaagstromen en het omhoogstromen, kan berekend worden dat het totale oppervlak waardoor het gas omhoog stroomt 0,252 m2 is. De gassnelheid Uh is dan 0,46 mis. De gassnelheid door de gaten is 0,64 mis. Invullen geeft een hd van 1,5 mmo De totale drukval is dan 106 mm water (0,0106 bar). De drukval over de kolom is dan:

(4.18)

waarin: n - aantal schotels [=20]

De totale drukval over de kolom is dan 0,21 bar.

Downcorner ontwerp

De hoogte van de vloeistofkolom in de downcomer (hdt) is de som van de drukval over een schotel (ht, mm water), de vloeistofhoogte op een schotel (hw +how) en de drukval over de downcorner zelf (veroorzaakt door wrijvingskracht) (hde, mm water).

(28)

De laatste kan geschat worden met de volgende vergelijking:

waarin: - oppervlak downcorner (Ad) of oppervlak onder de downcorner (Aap), kleinste van de twee

(4.19)

Uitgaande van een hoogte van de opening onder aan de downcorner van 35 mm (10 mm onder de hoogte van de overlooprand) is deze opening de kleinste van de twee (zie figuur 11.35 28). (0,035·0,77 . 1,62 = 0,044 m2). Dit geeft h_dc=31,6 mmo

22

De totale vloeistofhoogte in de downcorner is dan 226 mmo Een minimale verblijf tijd van 3 seconden

wordt aangeraden, om te voorkomen dat er teveel damp door de vloeistof wordt meegenomen. De verblijf tijd tr wordt berekend met de volgende formule:

waann: - oppervlak downcorner

- vloeistofhoogte in de downcorner

(4.20)

[= 0,248 m2]

[= 0,226 m]

Invullen geeft tr = 2,6 s. Omdat dit korter is dan 3 seconden moet het oppervlak van de downcorner groter worden (nieuw oppervlak 0,255 m2 voor een verblijf tijd van 3 s). Hiermee wordt het totale oppervlak van een schotel 0,255

+

1,82 = 2,08 m2• De nieuwe diameter wordt daardoor 1,63 m. Dit

heeft verder geen gevolgen voor het ontwerp van de kolom (alleen de lengte van de overlooprand wordt iets groter, resulterend in een verwaarloosbaar lagere drukval). Een overzicht van deze schotel ·

staat in het specificatieblad in bijlage 12.

4.3 Pompen en compressoren

Pompen

Als voorbeeld voor een pomp is pomp PI0l gekozen. Uit figuur 5.6 uit Coulson & Richardson 28 blijkt

dat, bij een flow van 109,6 m3fh en een head van 870 m (= êlp/(g·p)), een hoge snelheids centrifugaal pomp of meerdere centrifugaalpompen bij een toerental van 1750 rpm gebruikt worden. Hier wordt gekozen voor het singlestage pomp. De theoretische arbeid van de pomp wordt berekend met de formule: W= p. Qp waarin: - Arbeid - drukverschil - volumestroom (4.21) [W] [= 81 . 105 Pa] [=0,031 m3/s]

Invullen van de formule geeft voor de theoretische arbeid van de pomp 251 kW. Het rendement van een centrifugaalpomp is afhankelijk van de doorzet. Met behulp van figuur 10.62 28 wordt afgelezen

dat bij een flow van 110 m3fh het rendement ongeveer 84% bedraagt. Het vermogen van de pomp wordt dan 299 kW.

(29)

Ontzwavelingsproces met TI...P reactor

₂₃

Compressoren

Alle gas stromen die in ons proces op druk gebracht moeten worden, worden tot 80 bar gecomprimeerd. Omdat alle stromen kleiner zijn dan 500 m3 per uur gebeurt dit met plunjer

compressor (fig. 10.6028). Als rekenvoorbeeld is compressor K101 gekozen. De benodigde arbeid kan

berekend worden met de volgende vergelijking:

[ ( ) <n-I)/n ]

W=-Z·R·~·

n:l·

~

-I waarin: - arbeid - compressibiliteitsfactor - gasconstante - inlaat temperatuur - constante - inlaatdruk - uitlaatdruk (4.21) rl/mol] [-] [1/ K.mol] [= 398 K] [-] [= 40 bar] [= 80 bar]

De constante n is afhankelijk van het ontwerp en operatie van het apparaat. Voor plunjer compressoren wordt de isentropische arbeid gebruikt. Dit houdt in dat n = y = Cp/Cv =1,39. De efficiency wordt bepaald met figuur 3.7 28. Dit blijkt 0,77 te zijn. De compressibiliteitsfactor wordt

geschat met behulp van figuur 3.828• De gereduceerde druk is 4,4 en de gereduceerde temperatuur is

12,3. Uit figuur 3.8 blijkt dat Z =1.

Met vergelijking 4.21 wordt berekend dat de theoretische arbeid W

=

2,54 kj/mol bedraagt. Dit komt overeen met een vermogen van 255,5 kW. Omdat de compressor een efficiency van 0,77 heeft is het werkelijk vermogen dus 333,8 kW.

Als aangenomen wordt dat alle extra arbeid, die de pomp levert, irreversibele arbeid op het gas is dan kan de uitgangstemperatuur van het gas berekend worden. Voor een adiabatische compressie is r·pl.y

constant. De temperatuurstijging ten gevolge van de compressie kan dus met de volgende vergelijking berekend worden:

T

₂

= (

P2

)(Y-I)/Y

~ ~

waarin: - temperatuur voor compressie

- temperatuur na compressie - druk voor compressie - druk na compressie

- Cp /Cv

Hieruit volgt dat T 2

=

483 K.

(4.22) [= 377 K] [K] [= 40 bar] [= 80 bar] [= 1,39]

(30)

₂₄

De temperatuurstijging door de extra arbeid wordt berekend met de volgende formule:

waarin: - extra arbeid

- massastroom

-warmtecapaciteit van het mengsel bij constante druk - temperatuurstijging (4.23) [= 72,1 kW] [= 0,306 kgJs] [J/kg K] [K]

Met behulp van Coulson & Richardson wordt voor Cp. waterstof = 29,23 J/molK en voor Cp. melhaan = 46,86

J/moiK gevonden (beide bij 460 K). Omgerekend naar de gemiddelde gassamenstelling geeft dit Cp

=

10,6· 103 J/kg.K. Hiermee wordt voor.6.T een waarde gevonden van 22,3 K. De uitgangstemperatuur van het gasmengsel is dan 483

+

22,3

=

505 K.

Omdat met één plunjer compressor maximaal een drukverschil van 3,5 bar bereikt kan worden zijn er dus meerdere compressoren in serie nodig. Er zijn dus 12 (= (80-40) +3,5) compressoren nodig.

4.4 Warmtewisselaars

Condensator

Als voorbeeld is hier de condensator aan de top van de regeneratiekolom E206 genomen. In deze condensator moet de gasstroom gekoeld en deels gecondenseerd worden, zodanig dat de

uitgangstemperatuur van het mengsel 310 °C is. De ontwerp-procedure hiervan komt grotendeels overeen met het ontwerpen van een gewone warmtewisselaar. Bij een gewone warmtewisselaar is het bepalen van de warmteoverdrachtscoëfficiënt aan de pijpzijde minder ingewikkeld. Bij een even aantal tube passes liggen de in- en uitgangen aan één kant. Dit versimpelt hèt pijpwerk en heeft daarom de voorkeur. Wij kiezen voor een split ring floating head warmtewisselaar (makkelijk schoon te maken) met twee tube passes en één shell pass.

Voor de condensator kan gekozen worden tussen een verticale opstelling met condensatie in de pijpen of een horizontale opstelling met condensatie in de shell. Hier wordt gekozen voor een verticale condensator met condensatie in de pijpen. De benodigde koelwaterstroom wordt berekend door de totale warmteoverdracht te delen door de warmtecapaciteit van water en dit te vermenigvuldigen het temperatuur verschil (inlaat 20°C, uitlaat 40 0C):

w=

Q

s c ·

_p

!1T

waann: Ws Q - koelwaterstroom - warmteoverdracht, W

- warmtecapaciteit van koelwater - temperatuur verschil (4.24) [kg/sJ [= 14,4 . 106 W] [= 4,18· 103 J/kg.K] [= 20 K]

(31)

₂₅

Hieruit volgt dat een koelwaterstroom van 172,2 kgls nodig is. Met behulp van tabel 12.1 28 wordt een

voorlopige schatting gemaakt van de totale warmteoverdrachtscoëfficiënten, U '" 1300 W/m2K.

Vervolgens wordt het logaritmisch gemiddelde temperatuurverschil berekend met de volgende formule:

waarin: Ó T lm - het logaritmisch gemiddelde temperatuurverschil TI -ingangstemperatuur shell kant

T 2 - uitgangstemperatuur shell kant ti - ingangstemperatuur tube kant t2 - uitgangstemperatuur tube kant

(4.25) [K] [=293K] [= 313 K] [= 371 K] [= 310 K]

Dit geeft óT lm

=

33,4 K. Omdat er sprake is van een condenserende stroom die gekoeld moet worden,

is het gebruik van het logaritmisch gemiddelde temperatuurverschil niet helemaal correct. Het is echter een schatting aan de veilige kant (het echte gemiddelde temperatuurverschil zal hoger zijn). Omdat er meerdere tube passes zijn moet hierop een correctie toegepast worden met een factor Ft.

Deze correctiefactor is afhankelijk van twee grootheden:

(4.26)

(4.27)

Uit figuur 12.1928 kan afgelezen worden dat voor R

=

0,33 en S

=

0,78 de correctiefactor Ft

=

0,76 wordt. Het gemiddelde temperatuurverschil is dus 25,4 K (= 0,76 ·33,4 K). Nu kan een schatting gemaakt worden voor het totaal benodigde uitwisselingsoppervlak A:

A=-=Q-U·

~I;m (4.28)

Hieruit volgt dat het totaal benodigde oppervlak 436 m2 bedraagt. Als de fabrieksstandaard voor de buizen 3,66 m (12 ft) lang, 25 rnrn buitendiameter en 2 mm wanddikte is, dan is de oppervlakte van een buis (gebaseerd op de gemiddelde diameter):

Ab

=

3,66· 1t. 23 .10.3

=

0,264 m2 (4.29)

Dit betekend dat er in totaal 1651 buizen nodig zijn. Omdat de gebruikte vloeistof een neiging tot vervuilen heeft wordt een vierkante pitch gebruikt (makkelijker schoonmaken). De afstand tussen de centra van twee buizen bedraagt 1,25 maal de diameter van een buis.

(32)

Nu kan het Reynoldsgetal aan de shell kant uitgerekend worden:

=

1,39. 104 (4.35)

waarin: - viscositeit [= 1 .10.3 _Pa.s]

Uit figuur 12.2928 kan nu worden afgelezen dat de constante jh

=

4,5 .10.3 is. Deze is nodig om met behulp van de volgende relatie de warmteoverdrachtscoëfficiënt aan de shell kant hs uit te rekenen:

N

U=--=Jh·

hs . de

.

R P

e· r

1/3

kj

waarin: kr Pr - warmtegeleidingscoëfficiënt - Prandtl getal (4.36) [= 0,60 Wim K] [-]

Hieruit volgt dat hs = 3,53 .103 W/m2.K is. De drukval Ms wordt berekend met de volgende vergelijking:

(4.37)

Uit figuur 12.3028 volgt datjr= 0,045. Dit geeft voor de drukval Ps = 43.103 Pa (0,43 bar).

27

De warmteoverdrachtscoëfficiënt en de drukval aan de tube kant zijn wat moeilijker te berekenen, omdat dit een stroom is die gedeeltelijk gasvomlÏg en gedeeltelijk vloeistof is (het overgrote deel van het waterstofsulfide wordt niet gecondenseerd). Hier is sprake van condensatie in verticale buizen. Daarom vindt er bij benadering integrale condensatie plaats. Dit betekend dat de gas- en vloeistoffase bij benadering dezelfde temperatuur hebben. Met de volgende vergelijking kan dan een schatting

gemaakt worden voor de warmteoverdrachtscoëfficiënt heg:

waann: - warmteoverdrachtscoëfficiënt condensaat

-warmteoverdrachtscoëfficiënt gas

- totale vloeibare warmteoverdracht van het gas - totale warmteoverdracht (4.38) [W/m2.K] [W/m2.K] [= 567 W] [= 14,4· 106 W]

Omdat de vloeistof voor het overgrote deel uit water bestaat wordt de warmteoverdrachtscoëfficiënt he benadert door warmteoverdrachtscoëfficiënt van een waterstroom van 2,86 kgw.1e/s (= 5,71 +2) die door de pijpen stroomt.