Katalytische dehydrogenatie van isobutaan tot isobuteen: Het Phillips star proces

(1)

o

'0

o

ü F.V.O. Nr: 2954

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp

A. D. Broerse W. Schipper

van

Onderwerp:

,

KATALYTISCHE DEHYDROGENATIE VAN ISOBUTAAN TOT ISOBUTEEN: HET PHILLTPS STAR PROCES.

Adres: Nieuwe Langendijk 15, 2611 VG Delft,

tel. 015 - 158376.

rA

_."_cf.·/?>.:'!,,;;· _#'

-Opdrachtdatum: december 1991

(2)

, J

Samenvatting

Samenvatting

In dit verslag wordt het ontwerp beschreven van een proces voor de katalytische dehydrogenatie van isobutaan tot isobuteen met behulp van 'steam reforming'. De basis voor het ontwerp is het STAR proces van Phillips Petroleum. Als bijprodukt wordt lage zuiverheid (85 % volume) waterstofgas geproduceerd wat eventueel verkocht kan worden maar in dit ontwerp als brandstof voor de reactor dient. De reactie vindt plaats in een top-fired, isotherme buisoven bij een temperatuur van 545 °C en een druk van 5.1 - 3 bar. De conversie per pass van isobutaan is 50 %, terwijl een selectiviteit naar isobuteen bereikt wordt van 95 % (molair).

In de scheidingstrein van het proces wordt het reactor effluent gesplitst in een waterstroom (procescondensaat), een gasstroom bestaande uit waterstof met C3-componenten (fuel) en het

hoofdprodukt, een isobutaan (50 %) / isobuteen (47 %) mengsel dat geschikt is voor downstream processen, zoals de MTBE produktie. Een belangrijk kenmerk van de scheidingssectie is de stripper / absorber combinatie waarmee uit de lichte gasstroom m.b.v. een lichte olie (dodecaan) produkt wordt teruggewonnen.

De capaciteit van het proces bedraagt 198 kton isobuteen per jaar. De totale investeringen bedragen 88.8 Mfl; de bedrijfskosten per jaar zijn 198.9 Mfl. Per jaar bedraagt de opbrengst uit verkoop van isobuteen 237.1 Mfl. De fabriek wordt in tien jaar tijd (lineair) volledig afgeschreven. Per jaar wordt een netto winst behaald van 18.7 Mfl. De hoogte van de Return On lnvestment (ROl) is 24.5 %, de lnternal Rate of Return (IRR) bedraagt 31. 7 %. De Pay

Out Time (POT) van de fabriek is 1.9 jaar.

kt

t

0 ~M'~/

~ ;.

)

1/

I;

(t

(3)

_ . _

-Conclusies en aanbevelingen

Conclusies en aanbevelingen

Uit het procesontwerp kan geconcludeerd worden dat het STAR proces economisch rendabel is. Wel dient vermeld te worden dat de winstgevendheid afhankelijk is van grondstof- en produktprijzen. Op het gebied van warmte- en stoomhuishouding (zie hierna) kunnen waarschijnlijk nog aanzienlijke kostenbesparingen bereikt worden.

Het feit dat het STAR proces, wat door Phillips Petroleum in licentie wordt aangeboden, voor zover bekend nog niet op grote schaal wordt toegepast is te verklaren uit het feit dat er altijd enige weerstand is tegen nieuwe processen, terwijl 'oude' processen zich reeds bewezen hebben. Vanwege het risico dat een nieuw proces met zich meebrengt, vergt de acceptatie ervan altijd enige tijd.

Met betrekking tot dit fabrieksvoorontwerp kan een aantal aanbevelingen voor volgende stappen gedaan worden:

Het integreren van een stoomsysteem in het STAR proces. De warmte die in het huidige ontwerp afgevoerd wordt met behulp van koelwater kan dan door middel van een goed ontworpen warmte-terugwinningssysteem benut worden voor het genereren van 40 bar stoom, die dan niet meer geïmporteerd hoeft te worden. Behalve de energie die nu met het koelwater wordt afgevoerd bevat ook de stoom uit de regeneratie module nog warmte. Afgezien van de reactiewarmte die vrijkomt bij het afbranden van de coke kan door condenseren en afkoelen van deze stoom nog ongeveer 10 MW (CHEMCAD berekening) teruggewonnen worden. Bijkomend voordeel is dat het procescondensaat weer gebruikt kan worden in de stoomgeneratie en dat er dus slechts kleine hoeveelheden BFW verbruikt worden.

Het koppelen van het STAR proces aan een downstream proces, bijvoorbeeld het MTBE- of het Phillips HF Alkylatie proces. Op die manier ontstaat meer inzicht in het functioneren van een geheel pakket aan processen (Phillips' Performance Package) en kan beter 'gekeken worden naar de effecten van grote recycle stromen.

(4)

J Inhoudsopgave

Inhoudsopgave

Samenvatting. Conclusies en aanbevelingen. I. Inleiding. . . . 1 Il. lIl. IV. Uitgangspunten voor het ontwerp . . . 3

2.1 Capaciteit en voeding . . . 3 2.2 Produkten . . . 4 2.3 Fysische stofeigenschappen . . . 4 2.4 Utilities . . . 5 2.5 Constructiematerialen . . . 6 Procesbeschrijving . . . 7 3.1 Procesbeschrijving . . . 7 3.2 Regeneratie . . . . 8 3.3 Veiligheidsaspecten . . . 9 Procescondities . . . 10 4. 1 Optredende reacties . . . . 10 4.2 Reactorcondities . . . • . . . 11 4.3 Brandstof behoefte . . . 12 4.4 Scheidingssectie . . . 12 V. Apparaatkeuze en -berekening .. . . . 14 5.1 Reactor . . . 14 5.2 Warmtewisselende apparaten . . . 15 5.3 Pomp . . . 15 5.4 Expander en compressor . . . 15 5.5 Scheidingskolommen . . . 16 5.6 Fasescheiders . . . 16 Specificatiebladen . . . 17

(5)

Inhoudsopgave

VII. Economische evaluatie . . . 46

7.1 Schatting van de investeringen . . . 46

7.1.1 Zevnik-Buchanan methode (Jansen modificatie) . . . 46

7.1.2 Lang factor methode . . . 48

7.2 Schatting van de loonkosten . . . 49

7.3 Schatting van de kosten van grond- en hulpstoffen . . . 49

7.4 Schatting van de totale kosten . . . 50

7.5 Bepaling van de rentabiliteit van het proces . . . 50

7.5.1 Berekening van de ROl . . . 50

7.5.2 Berekening van de IRR . . . 51

7.5.3 Berekening van de POT . . . 51

XIII.Symbolenlijst . . . 52

IX. Literatuur . . . 56

Bijlage A: Apparaatberekeningen .

Bijlage B: Het processchema.

(6)

---~

..

---ISOM 018 iC4 (ISOM OR OT

.

HER) " , , , _, , , , ~ RECYCLE iC4 RAFFINA TE ... OH _

FyL

~ STAR ~ .• LV " IC<'

-r

tolTBE (PHIWPS) MTBE OTHER HFA ALKYLATE (PHILLIPS)

Figuur 1.1: Blokschema van het STAR proces met twee downstream processen.

US

MT

BE CAPACITY TO DATE

1000 SPD

100,---

-

- - - ,

120 100 .0 10 10

-,

_

...

,

...

_.-Figuur 1.2: Groei van de MTBE capaciteit in de VS in de jaren '80.

r

(7)

Hoofdstuk J Inleiding

I. Inleiding

In dit verslag worden de resultaten van fabrieksvoorontwerp (FVO) nr. 2954 gepresenteerd. Het fabrieksvoorontwerp is een onderdeel van het doctoraal programma van de studierichting Scheikundige Technologie aan de Technische Universiteit Delft. Het onderwerp van dit FVO is de produktie van isobuteen uit isobutaan door middel van katalytische stoom reforming. De basis van het ontwerp vormt het STeam Active Reforming (ST AR) proces van Phillips Petroleum dat onder meer beschreven is door Dunn [1] en Olbrich en Kolts [2]. Directe aanleiding tot de keuze van dit onderwerp vormt een advertentie voor Phillips' "Performance Package" in Hydrocarbon Processing [3] waarin onder meer het ST AR proces wordt gepresenteerd als het antwoord op de steeds strenger wordende milieunormen en wetgeving met betrekking tot autobrandstoffen.

Volgens recente amendementen uit de Amerikaanse "Clean Air Act" (oorspronkelijk uit 1970) moet benzine in de toekomst steeds minder aromaten (b. v. het loodvervangende benzeen) gaan bevatten en bovendien worden strengere eisen aan de vluchtigheid (Reid Vapour Pressure) van benzine gesteld. Componenten die deze wijzigingen kunnen bewerkstelligen zijn onder andere geoxygeneerde koolwaterstoffen (MTBE, ETBE, TBA) en gea1kyleerde koolwaterstoffen, zoals 2,2,4-trimethylpentaan met een octaangetal van 100. Isobuteen kan toegepast worden in de produktie van stoffen uit beide genoemde produktcategorieën; in het "Performance Package" wordt isobuteen bijvoorbeeld gebruikt in de MTBE produktie en in de HF alkylatie (figuur 1.1).

Figuur 1.2 [4] illustreert de snel groeiende markt voor MTBE in de Verenigde Staten in de jaren '80 en in figuur 1.3 [4] is de verwachtte groei -van deze markt uitgezet. Deze groei loopt parallel aan de verbanning van lood en andere octaan-boosters uit benzine. Behalve de toepassing in de benzine-additieven industrie is de produktie van het chemisch resistente en zeer gasdichte isobutylrubber (poly-isobuteen) een belangrijke toepassing van isobuteen. Op kleinere schaal kan isobuteen worden toegepast in de kosmetica industrie (via het hydratatie-produkt TBA) en in de produktie van aceton en mierezuur door middel van oxydatie van isobuteen. In 1989 was de wereldproductie van isobuteen 14 miljoen ton groot; voor 1994 wordt een productie van 20 miljoen verwacht [5]. Het aandeel van de katalytische dehydrogenatie bedroeg in 1989 minder dan 1 miljoen ton, ongeveer 5 %. Dit zal in 1994 naar verwachting gestegen zijn tot 6 miljoen ton (30 %). Deze gegevens zijn schematisch weergegeven in figuur 1.4.

Naast het technische ontwerp van het stoom reforming proces wordt in dit FVO ook aandacht besteed aan de economische aspecten ervan. Bekeken wordt of het proces financieel haalbaar is en dus of het als concurrerend proces beschouwd kan worden. In tabel 1.1 wordt een aantal kenmerken van het Phillips STAR proces vergeleken met de kenmerken van twee concurrerende processen, het Oleflex proces van UOP en Catofin

(8)

- - - -- -106 ton

PROJECTED MT8E DE MA

ND

UNITEO STATES r-~W~"_V _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ ~W~I~~O'HO .0

..

"

'0

,

.

_

....

_---

...

--

...

PROJECTED MTBE DEMA

ND

WORLD WlDE _W"V WPII '''0

..

_'_''₀

..

MAXIMUM '"0

..

t . . o

..

-"

...

10

"

0

o •

PROJECTED MT8E DEMAND

WESTERN EUROPE _ w,~v

11_

ror-:~---~.;;...;,_ 'I

-10

-•

,

..

o •

---Figuur 1.3: Verwachtte toename van de vraag naar MTBE.

T

2X

:

20 _

:

lEIRefh;e~y-

"

.

EÊt

ea

m

: • . '., ,. ,:r:....,;; ..-~, . .. :' .. ', , cracker

ciqèh~

F

Og~

,

~àtiClO

-Figuur 1.4: Overzicht van de isobuteen productie capaciteit.

(9)

-J

Hoofdstuk 1 Inleiding

Tabel 1.1: Vergelijking van STAR met concurrerende processen.

Kenmerk Reactor Aantal Katalysator Regeneratie Conversie Selectivi-teit Energietoe-voer Druk Temperatuur Scheiding Bijzonderhe-den Phillips STAR Oven, iso-therm 1, 8 units Pt/Sn op Zn-aluminaat cyclisch, met lucht, stoom 50 % ( evenw . )

-95.1 % direct hea-ting 5 bar 545

oe

compr. ,strip-per, absorber H2 productie catofin horizontaal bed, adiabaat 3 - 8 cyclisch,met lucht 75-85 % wt. 90 mol % mbv kat uit regeneratie < 1 bar 500 - 675°C compressie, flash, cryo-gene koeling Tussenkoelen productcompr. Oleflex verticaal moving bed 3 - 4 Pt i

fXl--

iD ') / continu 80-90 % wt. 91 mol % interstage heatirig 1 bar koel, comp, koel, expan.

l

.

M·)

H2

recycle

L~~'

Een belangrijk punt waann het STAR proces zich onderscheidt van concurrerende processen, is de grote flexibili teit t. a. v. voedingsstoffen. Behalve isobutaan kunnen ook butaan en propaan in het proces gedehydrogeneerd worden en dienen als voeding voor b. v . downstream alky latie. Het geprod uceerde propeen kan dienen als grondstof voor propeen polymerisatie processen. Verder behoort het dehydrocyliseren van C₆-Cg paraffi-nen (t.b.v. octaan-boosting) tot de toepassingsmogelijkheden van het STAR proces.

(10)

...

- )

Hoojdswk 2 UitgangsplInten voor het ontwerp

IT. Uitgangspunten voor het ontwerp

2.1 Capaciteit en voeding

In dit fabrieksvoorontwerp wordt voor wat betreft capaciteit en voeding uitgegaan van een brochure van Phillips Petroleum [8]. Belangrijke gegevens over de voedingsstroom uit deze brochure zijn weergegeven in tabel 2.1.

Tabel 2.1: Uitgangsgegevens voor FVO 2954 zoals gepresenteerd in brochure van Phillips Petroleum [8].

Netto isobutaan voeding H₂afgas

stof bpd kg/h % wt. MSCF/h kg/h H₂ - - - 460.4 1110.5 CO - - - 3.8 129.8 CO2 - - - 21.4 1126.8 CH4 - - - 9.3 178.4 etheen/ - - - 2.3 79.0 ethaan propeen

-

- - 5.4 273.3 propaan 166.1 557.1 1.89 21.7 1145.0 isobutaan 7538.8 28066.7 95.08 11.0 767.7 isobuteen - - - 2.3 158.0 l-buteen -

-

- 0.4 2.3 butaan 231.6 895.3 3.03 - -t-2-buteen - - - - -c-2-buteen

-

- -pentaan

+

- - - - -Totaal 7936.5 29519.1 100 538 4970.8

De fabriek wordt ontworpen voor de produktie van 6085 bpd wat overeen komt met 6.72 kg/s isobuteen. Bij het gebruikelijke aantal bedrijfsuren van 8000 per jaar, wordt dus 0.194 Mton isobuteen per jaar geproduceerd. Als netto isobutaan voeding wordt 29.52 ton/h isobutaan met kleine hoeveelheden propaan (1.89 % wt.) en n-butaan (3.03 % wt.) gebruikt. Naast deze netto voedingsstroom wordt in dit ontwerp ook gebruik gemaakt van een isobutaan recycle die het gevolg is van de onvolledige conversie van isobutaan naar isobuteen (evenwichtsconversie is ongeveer 50 %). Deze recycle stroom is afkomstig van het MTBE proces (zie figuur 1.1) waarvoor het in het STAR proces geproduceerde isobu-teen/isobutaan mengsel als voeding dient (tabel 2.2). In het MTBE proces kan isobuteen

(11)

-Hoofdstuk 2 Uitgangspunten voor het ontwerp

namelijk selectief van isobutaan gescheiden worden waarna het niet omgezette isobutaan direct teruggevoerd kan worden naar het ST AR proces. Aangezien het MTBE proces in dit FVO buiten beschouwing blijft, wordt de recycle stroom uit dit proces opgevat als een aparte voedingsstroom naast de 'verse' isobutaan. De recyclestroom bedraagt 23.23 ton/h en bevat in dit ontwerp uitsluitend isobutaan. Natuurlijk kan in de praktijk de isobutaan recycle stroom ook afkomstig zijn van een ander dan het M~E proces, b.v. van het HF

alkylatie proces.

1 /

i~ , .1 )

\

f;-

J

()/~Vi

[

·

2.2 Produkten ).

tk

vl 1), I

I

r

tv

_Cl

_l

Het voornaamste prod van het ST AR proces is een isobuteen/isobutaan mengsel dat geschikt I voeding voor het MTBE proces te dienen. Naast isobuteen en isobutaan ( wt.) bevat dit mengsel nog sporen propaan, butenen, butaan en een fractie penta aarder (tabel 2.2).

Tabel 2.2: Isobuteen produkt geschikt voor het MTBE proces.

Isobuteen naar MTBE proces

stof bpd kg/h ~ ₀ _wt. propaan 9 31.8 0.06 isobutaan 6907 25761.3 49.78 isobuteen 6085 24195.0 46.75 1-buteen 72 287.8 0.56 butaan 215 835.8 1. 06 t-2-buteen 72 290.6 0.56 c-2-buteen 70 290.1 0.56 pentaan + 15 66.3 0.13 Totaal 13445 51754.2 100

Behalve isobuteen ontstaat bij de dehydrogenering van isobutaan ook waterstof. Dit waterstof komt samen met de andere vluchtige componenten (zie tabel 2.1) terecht in het afgas van het proces. Afhankelijk van de economische omstandigheden kan dit afgas verkocht worden als lage zuiverheid (85 % volume) waterstofgas of wordt het gebruikt als brandstof voor de fornuizen waarin de reactiebuizen hangen. In dit fabrieksvoorontwerp is

gekozen voor de laatste optie; (een deel van) het afgas dient als fuel voor de reform-oven.

U·

I

(12)

- -- - - -

---""---CJ OR C4'S PREHEAT STEAM OLEFIN

-CON CENTRA TE DEMIN WATER

..

REACTOR ruEL CAS RECOVERY BFW CONDENSATE PREP Btw STEAM ... _GEN

..

COOLING

I

COMPR ~

Figuur 2.1: Blokschema van het STAR proces met . geïntegreerd

stoomsysteem.

,)

(13)

Hoofdstuk 2 Uitgangspunten voor het ontwerp

Behalve voor het ontwerp is het ook vanuit milieu- en veiligheids oogpunt belangrijk om bijvoorbeeld explosiegrenzen van gebruikte stoffen te kennen. Het is duidelijk dat veel van de gebruikte stoffen een hoog potentieel risico in zich dragen. De meeste stoffen zijn gemakkelijk ontvlambare gassen die bovendien een behoorlijk breed explosiegebied hebben.

Tabel 2.3: Fysische stofeigenschappen.

stof T_bp T_zob Vlampunt Explosie MAC

grenzen (vol ppm ( °C) ( 0C) ( °C) ~ 0 in lucht) H2 -253

-

b.g. 4.0

-

76 n.v. CH4 -162 537 b.g. 5.0

-

16 n.v. ethaan -89 515 b.g. 3.0

-

12.5 n.v. etheen -104 425 b.g. 2.7

-

34 n.v. propeen -48 460 -108 2.0

-

11.1 1000 propaan -42 470 b.g. 2.1

-

9.5 n.v. isobutaan -12 460 b.g 1.8

-

8.4 n.v. isobuteen -7 465 b.g. 1.8

-

9.6 n.v. butaan -0.5 365 b.g. 1.9

-

8.5 600 1-buteen -6 384 b.g. 1.6

-

10 n.v. 2-buteen 3.7

-

-b.g.

=

brandbaar gas, n.v.

=

nlet vastgesteld

2.4 Utilities

De diensten of utilities die in dit FVO gebruikt worden zijn zoveel mogelijk in over-eenstemming met de richtlijnen voor utilities zoals die gepresenteerd zijn in de handlei-ding voor het FVO [9]. De stoom die in het proces gebruikt wordt voor de verdunning van de reactanten wordt in het ontwerp beschouwd als utility en wordt als 40 bar stoom

ingevoerd in het proces. In principe kan hiervoor ook 10 bar stoom gebruikt worden,

~

)'---;

maar omdat in de literatuur over het STAR proces een 40 bar stoomsysteem als warmte J~J

terugwinningsmogelijkheid genoemd wordt is ook in het dit ontwerp gekozen voor 40 bar C)0 J

stoom. In figuur 2.1 is ~ma de integratie van een dergelijk stoom systeem in

!;v'f'

het STAR proces schematisch weergegeven. Een andere reden voor het gebruik van hoge ./

druk stoom is de mogelijkheid om via expansie hiervan de produkt compressor en de absorber olie pomp aan te drijven. Het ontwerp van het stoomsysteem wordt in dit FVO niet meegenomen, maar om eventuele integratie van dit 40 bar systeem in het proces ontwerp alsnog mogelijk te maken en om het bovengenoemde voordeel van expansie te kunnen benutten is gekozen voor het gebruik van 40 bar stoom. 0 de mogelï ei van

(14)

J

Hoofdstuk 2 Uitgangspunten voor het ontwerp

Op plaatsen waar in het proces stromen tot onder de omgevingstemperatuur afgekoeld moet worden, wordt gebruik gemaakt van een brine. In het ontwerp wordt de brine, een oplossing in water van bijvoorbeeld CaCl2 als utility beschouwd. Een nadeel van het

gebruik van brine in plaats van koelwater is de corroderende werking ervan (zie hierna). In het hoofdstuk 'Economische Evaluatie' wordt nader ingegaan op de financiële aspecten van de gebruikte utilities. Hier kan reeds opgemerkt worden dat het gebruik van 40 bar stoom behalve het nadeel van hogere kosten (t.o. v. 10 bar stoom) een financieel voordeel met zich mee rengt, name Ijk geen s roomverbruik voor produktcompressie en

absorber olie pomp.

L

,1

d;-

'

-{.

2.5 Constructiematerialen , '1

~

7'

c);..

Jht

Een belangrijk punt in het ontwerp van het stoom reforming proces is de keuze van de juiste constructiematerialen. Vanwege de aanwezigheid van grote hoeveelheden brandbare en/of explosieve stoffen onder verhoogde druk moet het lekken van apparaten

r

.

en leidingen absoluut voorkomen worden. Het ontstaan van lekken, bijvoorbeeld door corrosie... wordt tegengegaan door gebruik te maken van geschikte constructiematerialen. De buizen van de reactie sectie moeten bestand zijn tegen zowel de temperaturen die in de

oven heersen (relatief mild in vergelijking met thermische dehydrogenatie) als tegen de druk van binnenuit de buizen. Behalve de hoge temperatuur in de oven kunnen ook de krachten als gevolg van grote temperatuurgradiënten of temperatuurshocks constructiema-terialen aantasten. Eventueel kan bij abnormale procescondities (opstarten, shut-down) ook de druk van buitenaf op de buizen een rol spelen. De buizen van de oven worden gemaakt van 304 Hoestvrij staal, wat voor de geschetste condities geschikt is.

Omdat in h proces zuurstofvrij wordt gewerkt en omdat de in het proces aanwezige stoffen geen bij ondere corrosieve eigenschappen hebben, kan voor de destillatietorens en scheidingsvaten gewoon koolstofstaal gebruikt worden. Voor de met koelwater bedreven warmtewissela s geldt dit ook, maar in de apparaten waar gekoeld wordt met een brine worden speci e maatregelen getroffen om corrosie te voorkomen. In deze warmtewisse-lende apparat n moeten corrosiebestendige materialen zoals roestvrij staal gebruikt worden; even ueel kan een kathodische bescherming van het materiaal extra zekerheid bieden. Beh ve voor de apparaten die blootgesteld zijn aan corrosieve omstandigheden kan het ook uttig zijn om essentiële onderdelen in het proces, zoals de internals van de destiUatietor ns en bijvoorbeeld regelkleppen, in roestvrij staal uit te voeren.

(15)

'Tl

...

Stoom CTQ C

~I

c "1 VJ

'JLJ'

, " ... ' , ) , ' J ~'C2 "0 "1 0 ( ) (1) VI (,FC VI () ::r (1) 3 Pl ISOBUTAAN recycle

E 1 STOOM EXPANDER (5.) R 6 REACTOR / OIIEN C 2 PRODUKT COIolPRESSOR (5.) H 7 PRODUKTKOELER H 3 VOEDINGSIlERWARIoIER (3.) T 8 FLASHVAT

~:

VOEDINGSIlERDAIoIPER H 9 KOELER , " ( , -~

:

E1 _",

r

DRIE, ASENSCHEIDER H 12 TUSSENKOELER 13 ABSORBER 14 ABSORBEROUEPOIolP \'~~ _L---...I STRIPPER REBOILER DEPROPANISER DEPROPANISER CONDENSOR ---=-. AI901 " , - - - ( 0 _ ~ U) C4-PRODUCT

PRODUCTIE VAN ISOBUTEEN UIT ISOBUT AAN D.M.V. STEAMREFORMING: HET PHILLlPS STAR PROCES

(16)

J

Hoofdstuk 3 Procesbeschrijving

ID. Procesbeschrijving

Het processchema is weergegeven in fig. 3.1. Als eerste zal in worden gegaan op de beschrijving van het proces zelf, waarna de regeneratie van de reactor en de veiligheidsaspecten betreffende de procesvoering besproken zullen worden.

3.1 Procesbeschrij ving

De voeding, bestaande uit 'verse' isobutaan voeding, plus een recycle stroom isobutaan afkomstig van een downstream gekoppeld proces (bv. MTBE-proces), wordt in verdamper H4 volledig verdampt. Na de verdamper wordt stoom aan de voeding toegevoegd in een vaste molaire verhouding tov. de stroom isobutaan. De stoom, die aangevoerd wordt met een druk van 40 bar, wordt in expander El tot een druk van 5.5 bar geëxpandeerd voordat het aan de voeding wordt toegevoegd. Het vermogen dat de expander levert wordt gebruikt om

de productcompressor

e2

en pomp P14 aan te drijven

Het isobutaan/stoom-mengsel wordt vervolgens in warmtewisselaar H3 voorverwarmd

tot 494

oe

mbv. van het reactoreffluent. In de convectie sectie van de oven wordt de voeding

vervolgens op de reactie temperatuur van 545

oe

gebracht. Dit is gesymboliseerd met

warmtewisselaar H5. Vervolgens vindt de omzetting van isobutaan naar isobuteen plaats in met katalysator gevulde reactorbuizen, opgehangen in een top-fired oven. Als brandstof voor de oven wordt het afgas van het proces gebruikt, dat vnl. bestaat uit waterstof, kooldioxide, propaan en isobutaan.

Het reactoreffluent wordt vervolgens gequencht tot 210

oe

in warmtewisselaar H3 en

verder afgekoeld tot 146

oe

in H4, welke, zoals eerder vermeld, dient als verdamper van de voeding. In warmtewisselaar H7 wordt, mbv. koelwater, de aanwezige stoom zo compleet mogelijk gecondenseerd. In de lage druk fase-scheider V8 wordt het procescondensaat vervolgens van de ruwe productstroom gescheiden.

Als voorbereiding op het scheidingsgedeelte van het proces wordt de productstroom

in compressor

e2

op een druk van 15 bar gebracht. Na de compressie wordt de

productstroom in twee stappen gekoeld tot 5

oe

mbv. respectievelijk koelwater en brine. In de hoge druk fasenscheider V 11 wordt de ruwe productstroom in drie stromen gescheiden:

*

dampstroom bestaande uit C3 en lager en

±

10 massa % C4-produkt

vloeistofstroom bestaande uit C4 en hoger procescondensaat

De dampfase afkomstig van V 11 wordt vervolgens naar de absorber/stripper combinatie geleid. Daar wordt in de absorber T 13 de C4-productstroom dmv. absorptie gescheiden van de lichtere componenten. Als absorptiemiddel wordt hierbij een lichte olie gebruikt. De beladen olie uit de absorber wordt opgewarmd in H 15 en vervolgens naar de stripper T16 geleidt. In de stripper wordt het C4-product gescheiden van de absorber olie. De olie wordt vervolgens mbv. pomp P 14 naar de absorber getransporteerd, waarbij tussentijds (i) een

(17)

Hoofdstuk 3 Procesbeschrijving hoeveelheid verse olie toegevoegd wordt om olie verliezen uit de absorber en stripper te compenseren, en (ii) de olie gekoeld wordt in H 12.

De topstroom van de stripper wordt vervolgens bij het vloeibare ruwe C4-product afkomstig uit VII gevoegd. In de depropanizer Tl8 wordt dan het gewenste C4-product als bodem stroom verkregen dmv. destillatie. De lichte componenten verlaten als destillaat Tl8 waarna deze stroom gevoegd wordt bij de topstroom van de absorber. Dit afgas wordt, zoals vermeld, gebruikt als brandstof voor de oven.

3.2 Regeneratie

De reactiecyclus bedraagt 8 uur en bestaat uit 7 uur reactietijd plus I uur regeneratie. Deze regeneratie is nodig omdat er in de loop van de tijd een hoeveelheid cokes-ach tig materiaal op de katalysator neerslaat. De regeneratie bestaat uit het gecontroleerd afbranden van de koolstofverbindingen. De oven is daarom in 8 modules verdeeld, elk met eenzelfde aantal buizen. Dit betekent dat er continu I module geregeneerd wordt, terwijl de overige reactormodules in productie blijven. De regeneratie omvat 2 fasen die elk uit een aantal stappen bestaan.

Fase 1 :

*

Afsluiten van koolwaterstof voeding. Purgen met stoom.

Toevoeging van een kleine hoeveelheid lucht aan stoom.

In deze fase reageert al het zuurstof met neergeslagen koolstofverbindingen. Na verloop van tijd zullen er sporen zuurstof in het regeneratie-effluent verschijnen, hetgeen fase 2 inluidt. Fase 2 :

*

Hoeveelheid lucht wordt vergroot waardoor de laatste cokes-achtige resten verbrand worden.

Afsluiten luchttoevoer. Purgen met stoom.

Herstarten van koolwaterstof voeding.

Een belangrijk punt in deze regeneratie is dat de reactietemperatuur in de buizen gehandhaafd blijft om overmatige stress in de reactorbuizen te vermijden als gevolg van temperatuursverschillen. Tevens wordt het regeneratie-effluent apart opgevangen omdat anders zuurstof in het systeem zou komen.

(18)

Hoofdstuk 3 Procesbeschrijving

3.3 Veiligheidsaspecten

Proces regeling :

Het is duidelijk dat de in dit proces voorkomende stoffen risico's herbergen ten aanzien van explosiegevaar. Met name de oven verdiend extra aandacht. De uitgangstemperatuur van de buizen zal (individueel) gemonitored moeten worden. Hiermee kan vervolgens de hoeveelheid brandstof voor een module, of zelfs een deel van een module, geregeld worden. Een goede drukregeling is eveneens noodzakelijk zodat bij het wegvallen van de druk, veroorzaakt door een lek, de toevoer van de voeding afgesloten wordt. De toevoer dient tevens te worden afgesloten indien er een thermal runaway plaatsvindt in een buis.

Opstarten:

Het opstarten van het proces begint met het luchtvrij maken van de apparaten. Dit kan uitgevoerd worden mbv. het doorleiden van stoom of stikstof. Verder dient bij het opstarten de temperatuur van de reactorbuizen zo geleidelijk mogelijk opgevoerd te worden. Een te snelle temperatuursstijging kan een te hoge stress in de buizen veroorzaken. De sterkte van de buizen neemt daardoor af, wat uit het oogpunt van veiligheid niet toelaatbaar is.

(19)

,-I

J

Hoofdstuk 4 Procescondities

IV. Procescondities

In dit hoofdstuk worden de condities beschreven waarbij het proces bedreven wordt. Hiervoor hebben wij ons zoveel mogelijk gehouden aan de gegevens afkomstig uit rapporten verkregen van Phillips Petroleum. Voor het doorrekenen van het proces met behulp van deze gegevens is gebruik gemaakt van het simulatiepakket CHEMCAD [10].

4.1 Optredende reacties

De voornaamste en tevens gewenste reactie die optreedt is de dehydrogenatie van isobutaan naar isobuteen:

De reactie wordt gekatalyseerd door de Phillips STAR katalysator. Deze katalysator bestaat uit platina met tin als co-promotor op een zink-aluminaat drager. De vermoedelijke samenstelling van de katalysator is gegeven in tabel 4.1. De katalysator versnelt natuurlijk ook de dehydrogenatie van n-butaan en propaan naar hun corresponderende alkenen. De katalysator wordt gebruikt in de vorm van Rashig ringen, met als afmetingen 1.59 cm (OD) x 0.64 cm (ID) x 0.79 cm (hoogte) [2]. Tabel 4.1 samenstelling katalysator [11] Component gewichts% ZnO 44.0 AIP3 53.5 Pt 0.6 Sn 1.3

Aan de voeding wordt stoom toegevoegd in een verhouding van 5 mol stoom per mol koolwaterstof. Dit stoom heeft de volgende functies:

*

Verlagen van de partiaalspanning van de componenten ter begunstiging van de evenwich tsligging.

Werkt als warmteoverdragend medium.

(20)

Hoofdstuk 4 Procescondiries Naast de gewenste dehydrogenatie reactie treedt ook een aantal ongewenste neven-reacties op:

*

thermische kraakreacties coke vorming

water gas shift reactie van koolwaterstofverbindingen met stoom:

C_nH_2n+₂ + nH₂0

C_nH_2n+₂ + 2nH₂0

- nCO + (2n + 1) H₂ nC0₂ + (3n+l)H₂

De koolmonoxide die hierbij ontstaat vormt geen probleem want dit komt terecht in het afgas, hetgeen later verbrand wordt. En ondanks de aanwezigheid van stoom zal er zich in de loop van de tijd een zodanige hoeveelheid cokes-achtig materiaal op de katalysator afzetten dat regeneratie noodzakelijk wordt. Deze regeneratie vindt plaats door de verontreinigingen op katalysatoroppervlak te verbranden, zoals beschreven in hoofdstuk lIl.

4.2 Reactorcondities

Zoals eerder vermeld bestaat het reactiegedeelte uit een aantal reactorbuizen die opgehangen zijn in een top-fired oven. Deze oven levert de energie voor de endotherme dehydrogenatie middels de verbranding van het afgas van het proces. Uit de gegevens van Phillips worden de volgende reactorcondities verkregen:

*

Reactietemperatuur Begindruk Drukval LHSV 545

oe

5 bar 2 bar 4 (-)

De Liquid Hourly Space Velocity is hier gedefinieerd als het volume vloeibare koolwaterstof voeding per volume katalysator per uur. U~vens van Pbillips volgell-de volgende evenwichtsomzettingen en selectiviteiten- naar hun respectievelijke alkenen oor de drie componenten isobutaan, propaan en n-butaan, weergegeven in tabel 4.2:

Tabel 4.2

Comp. Omz. (%) Selec. (%)

~1't211A'1'c

.

t/;~

_')

propaan 30 93.0

'

ltKc*e~oL

'

n-butaan 48 95.0

isobutaan 52 95.0

(21)

Hoofdstllk 4 Procescondities Met de bovenstaande gegevens en de gegevens reeds vermeld in Hoofdstuk II is het proces doorgerekend in CHEMCAD.

4.3 Brandstof behoefte

De oven is in twee secties verdeeld, teweten (i) de stralingssectie en (ii) de convectiesectie. De stralingssectie is het gedeelte van de oven waar zich de reactorbuizen bevinden. De benodigde energie voor de reactie wordt geleverd dmv. verbranding van het afgas, waarbij de warmte vnl. door straling wordt overgedragen. De verbrandingsgassen stromen vervolgens naar de convectiesectie, waar energie wordt teruggewonnen door met de verbrandingsgassen de voeding voor de reactorbuizen op reactietemperatuur te brengen.

De brandstofbehoefte van de oven is als volgt bepaald:

De enthalpiebalans over de convectie sectie (H5 in het processchema) levert voor het op reactietemperatuur brengen van de voeding een warmtebehoefte van 19476 MJ/hr op. Voor het op reactietemperatuur brengen van de stoom voor de regenererende

reactor module is 8636 MJ/hr nodig. De totale warmtebehoefte voor de ~/~ yI

convectiesectie wordt dan: Qc

=

19476

+

8636

=

28112 MJ/hr.

Z

~W

De stralingssectie van de oven heeft een warmtebehoefte van Qr = 46847 MJ/hr.

0~

,

,,,'

,

{)~

Totaal dient er dus door verbranding van het afgas een hoeveelheid warmte geleverd l) {,

te worden: QIO~,,1 = Qc

+

Qr = 28112

+

46847 = 74959 MJ/hr. \

Er is van uitcrecraan dat (i) het afgas volledig verbrandt tot CO2 en H20, (ii) de

verbrandi plaats \indt bij 1000 °C en bij 5 bar en (iii) de verbrandingsgassen afkoelen tot 150 0 • De enthalpie van de verbrandingsgassen bij die condities is:

160.21 gas

Hieruit volgt de volgende hoeveelheid afgas welke nodig is als brandstof voor de oven: 74959/160.21

=

467.88 kmol/hr afgas. Bij het proces komt 671.21 kmol/hr aan afgas vrij, dus is er wat dat betreft zelfs een ruime marge aanwezig.

4.4 Scheidingssectie

Voor de enthalpie- en fasenevenwichtsberekeningen In CHEMCAD IS voor het

Soave-Redlich-Kwong model gebruikt.

Het scheidingsgedeelte begint bij het comprimeren van de produktstroom. De

3-fasenscheider V 11 is zodanig geoptimaliseerd, dat (i) zoveel mogelijk C4-produkt en (ii) zo

(22)

HoofilsflIk 4 Procescondities

worden dat C3 en lager zoveel mogelijk via de top worden afgevoerd. Een druk van 15 bar bleek optimaal te zijn.

Deze druk zou men het liefst handhaven in de stripper met het oog op de nog volgende depropanizer. Dit is echter niet mogelijk omdat dan de bodemtemperatuur van de stripper te hoog wordt. Een druk van 5 bar bleek het hoogst haalbare. Een gevolg daarvan is dat de temperatuur van het destillaat van de depropanizer, die ook bij 5 bar bedreven wordt, erg laag wordt, in dit geval 1.3 °C. Deze temperatuur wordt bereikt door te koelen met brine. Er is ook overwogen om de depropanizer bij een hogere druk te bedrijven. Echter dan is er een extra compressor nodig om de topstroom van de stripper op druk te brengen. Vanwege de hoge kosten van compressoren is vervolgens voor koelen met brine gekozen, temeer daar een brine-koelsysteem al nodig is voor warmtewisselaar HlO.

(23)

Hoofdstuk 5 Apparaatkellze en -Berekening

v.

Apparaatkeuze en -berekening

J~~f

)/

t

'tt

.

J

~ ~~~tV~ ~tr

5.1 Reactor

t

V

~ ~

De reactorsectie bestaat, zoals eerder vermeld, uit ee aantal ;eactt buizen ie in een zgn. top-fired oven zijn gehangen. Het aantal benodigde uizen is als volgt bere end. De basis van deze berekening wordt gevormd door de LHS (= 4).

De reactorbuizen hebben de volgende afmetingen [2]:

*

Diameter Lengte Volume

=

= 0.1524 6.096 0.1112

Stel dat de buis voor volledig gevuld is met katalysator. Dan volgt dat de hoeveelheid vloeibare koolwaterstofvoeding per buis gelijk is aan 4*0.1112 = ~ m3_/hr._{De totale}

hoeveelheid vloeibare koolwaterstofvoeding is 100.8 m3/hr. Het aantal buizen wordt dan:

Nt

=

100.8/0.4448

=

226.62

Voor een evenredige verdeling over de acht reactor modules wordt het aantal buizen genomen op 224. Het aantal buizen per module bedraagt dan 28.

Voor de drukval per buis wordt door Phillips een waarde van 2 bar opgegven. Dit wordt gecontroleerd mbv. de Ergun vergelijking:

I1P_buis _{150 (1-E)2}_l-1u_o 2

+ 1.75 (l-E) pUo (5.1) HbUIS · E3 _d_e2 E3 de Met:

*

de = 6V_k)Abl = 1.2 mm * E = 0.55 (-) * J.1. = 2.7*10-5 Pa.s * p = 1.427

kg/s

* uo = 7.48

mis

Voor de drukval volgt dan een waarde van 1.94 bar, hetgeen goed overeenkomt met de door Phillips opgegeven waarde.

(24)

·..J

-'

J

Hoofdstuk 5 Apparaatkeuze en -Berekening

5.2 Wanntewisselende apparaten

De warmtewisselende apparaten uit het STAR proces zijn aan de hand van hoofdstuk 12 van Coulson & Richardson [12] ontworpen en doorgerekend met behulp van het programma MATHCAD. Er is zoveel mogelijk gebruik gemaakt van warmtewisselaar-dimensies (buislengte, type enz.) zoals vermeld in de FVO handleiding [9]. Ter illustratie van de berekeningen is in bijlage A het MATHCAD werkblad van warmtewisselaar nummer 12 (H 12, tussen stripper en absorber) bijgevoegd, evenals enkele gebruikte figuren uit C&R. Behalve het benodigde oppervlak en de warmteoverdrachtscoëfficienten kan met dit werkblad ook de diameter van het apparaat en het aantal benodigde buizen worden uitgerekend. Voor sommige apparaten (b.v. reboilers) is het werkblad wel gebruikt om een partiële warmteoverdrachtscoëfficient uit te rekenen, maar is de rest van de berekening met de hand gedaan (wederom m.b.V. C&R). Het ontwerp van de verschillende warmtewisselaars is in de warmtewisselaar specificatiebladen aan het eind van dit hoofdstuk weergegeven.

5.3 Pomp

De pomp P14 in het proces is doorgerekend met behulp van CHEMCAD. Hierin wordt een

efficiency van 75 % aangenomen. De gegevens van de pomp zijn, samen met die van de

expander(s) El en de compressor(en) C2 weergegeven in tabel 5.1 Tabel 5.1: Pomp, Expander en Compressor

Apparaat p. _In _Puit _4> _PI _P2 _Wprakt.

(bar) (bar) (kgis) (kg/m3) (kg/m3) [kW]

P 14 5 15 11.85 550 558 21.6

E 1 40 5.5 27.47 13.4 2.51 -9853

C2 1 15 16.31 1.43 15.0 4783

5.4 Expander en Compressor

De expander El en compressor C2 die op de flowsheet zijn aangegeven bestaan in de praktijk ieder uit 5 parallel geschakelde, identieke apparaten. Dit is gedaan vanwege het grote volumedebiet dat deze apparaten moeten verwerken. De gegevens die volgen uit de

. berekening met CHEMCAD zijn weergegeven in tabeIS.l; er is wederom gerekend met een

efficiency van 75 %. In de kostenberekening (Hoofdstuk VII) wordt rekening gehouden met

het feit dat El en Cl in werkelijkheid uit 5 units zijn opgebouwd.

(25)

Hoofdstuk 5 Apparaarke/lze en -Berekening

5.5 Scheidingskolommen

De dimensionering van torens T13, T16 en T18 is verricht mbv. de procedure beschreven in paragraaf 1l.13 uit Coulson & Richardson [12]. De torens zijn alle drie van het type schotelkolom. De resultaten van de dimensionering van de torens zijn weergegeven op de torenspecificatiebladen (p. 28-30). Als voorbeeld van een berekening is in bijlage A de dimensionering van de depropanizer T 18 weergegeven.

5.6

Fasenscheiders

De dimensies van de fasenscheiders V8, V 11 en V20 zijn berekend aan de hand van de

methode beschreven in Evans [24]. De 3-fasenscheider V 11 is berekend als een

2-fasen scheider. Aangenomen wordt dat het procescondensaat voldoende verblijftijd heeft om te scheiden van de vloeibare koolwaterstofstroom. In bijlage A zijn de berekening van V8 en V 11 weergegeven. De afmetingen van de vaten staan vermeld in tabel 5.2

Tabel 5.2: Afmetingen fasen scheiders

Apparaat Pabs temp. Volume L ofB D

(bar) (0C) _(m3) _(m) _(m)

V8 1.0 30.7 22.9 6.6 2.1

VII 15.0 5.0 7.1 5.6 1.3

(26)

',-'

Hoofdstuk 5 Apparaatkeuze en -berekening

FVO No: 2954

Datum: april 1993 TU Delft

Faculteit STM

Vakgroep: CPT Ontworpen door: A.D. Broerse W. Schipper WARMTEWISSELAARSPECIFICATIEBLAD

Apparaatnummer: H 3 Aantal: 3, parallel ALGEMENE EIGENSCHAPPEN:

Functie . . . : voedingsverwarming met reactoruitlaat Type . . . : warmtewisselaar

Uitvoering . . . : haarspeld Positie . . . : horizontaal

Capaci tei t . . . : 10.07 MW (berekend) Warmtewisselend oppervlak . . . : 1810 m2 (berekend) Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt . . . . : 116 W/m2K (globaal) Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD): 56.2 °C

Aantal passages pijpzijde . . . : 2 Aantal passages mantelzijde . . . : 1 Correctiefactor LMTD (min. 0.75) . . . : .99

Gecorrigeerde LMTD . . . : 55.6 °C BEDRIJFSCONDITIES:

mantelzijde pijpzijde Soort fluidum . . . gas/stoom gas/stoom Massastroom . . . kg/s 13.2 13.3

Massastroom te verdampen . . . kg/s -

-condenseren . . . kg/s -

-Gem. soortelijke warmte . . . kJ/kgOC 2.47 2.48 Verdampingswarmte . . . kJ/kg -

-Temperatuur IN . . . oC 148.4 545 Temperatuur UIT . . . oC 493.9 210 Druk . . . bar 5.3 3 Materiaal . . . koolstof staal idem

(27)

Hoofdstuk 5 Apparaatkeuze en -berekening

FVO No: 2954

Faculteit STM

Vakgroep: CPT Ontworpen door: A.D. Broerse

W. Schipper

WARMTEWISSELAARSPECIFICATIEBLAD

Apparaatnummer: H 4 Aantal: 1

ALGEMENE EIGENSCHAPPEN:

Functie . . . : voeding verdampen met reactoruitlaat Type . . . : warmtewisselaar

Uitvoering . . . : haarspeld, kettle type Positie . . . : horizontaal

Capaci tei t . . . : 5.64 MW (berekend)

Warmtewisselend oppervlak . . . : 41.8 m2 (berekend)

Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt . . . . : 930 W/m2K (globaal)

Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD): 147.2 °C

Aantal passages pijpzijde . . . : 1 Aantal passages mantelzijde . . . : 1 Correctiefactor LMTD (min. 0.75) . . . : 1

Gecorrigeerde LMTD . . . : 147.2 oe

BEDRIJFSeONDITIES:

mantelzijde pijpzijde

Soort fluidum . . . kokende vlst. gas/stoom

Massastroom . . . kg/s 15.5 39.8

Massastroom te verdampen . . . k9/s 15.5

-condenseren . . . kg/s

-

-Gem. soortelijke warmte . . . kJ/kgOe 2.13 2.48

Verdampingswarmte . . . kJ/kg 317

-Temperatuur IN . . . oe 20 545

Temperatuur UIT . . . oe 39.3 210

Druk . . . bar 5.4 3

(28)

.... /

FVO No: 2954

Faculteit STM

W. Schipper

Functie . . . : voedingsverwarming met verbrandingsgassen

Type . . . : warmtewisselaar

uitvoering . . . : buizen in verbrandingsgassen-stroom Positie . . . : horizontaal

Warmtewisselend oppervlak . . . : 180 m2 (berekend)

Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD): 300 °C

Aantal passages pijpzijde . . . : 1

Aantal passages mantelzijde . . . :

-Correctiefactor LMTD (min. 0.75) . . . :

-Gecorrigeerde LMTD . . . :

-

°C

BEDRIJFSCONDITIES:

Soort fluidum . . . verbrandings- gas/stoom

Massastroom . . . kg/s gas. 39.5

Massastroom te verdampen . . . k9/s

-

-condenseren . . . kg/s -

-Gem. soortelijke warmte . . . kJ/kgOC - 2.67

Verdampingswarmte . . . kJ/kg -

-Temperatuur IN . . . OC 850 493.9 Temperatuur UIT . . . oC 800 545 Druk . . . bar - 5.2 Materiaal . . . - RVS 19

(29)

FVO No: 2954

Faculteit STM

Apparaatnummer: H 7 Aantal: 1 ALGEMENE EIGENSCHAPPEN:

Functie . . . : condenseren en nakoelen produktstroom Type . . . : warmtewisselaar

Uitvoering . . . : vaste pijpplaten Positie . . . : horizontaal

Capaci tei t . . . : 65.6 MW (berekend) Warmtewisselend oppervlak . . . : 825 m2 (berekend) Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt . . . . : 900 W/m2K (globaal) Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD): 88 °C

Gecorrigeerde LMTD . . . : 88 °C BEDRIJFSCONDITIES:

mantelzijde pijpzijde Soort fluidum . . . gas/vloeistof koelwater Massastroom . . . kg/s 39.8 784.5 Massastroom te verdampen . . . kg/s

-

-condenseren . . . kg/s 23.7

-Gem. soortelijke warmte . . . kJ/kgOC 2.78 4.18 Verdampingswarmte . . . kJ/kg 2136

-Temperatuur IN . . . °C 146 20 Temperatuur UIT . . . oC 35 40 Druk . . . bar 2.8 3 Materiaal . . . koolstofstaal idem

(30)

FVO No: 2954

Faculteit STM

Vakgroep: CPT Ontworpen door: A.D. Broerse W. Schipper WARMTEWISSELAARSPECIFICATIEBLAD Apparaatnummer: H 9 Aantal: 1 ALGEMENE EIGENSCHAPPEN: Functie . . . : koelen Type . . . : warmtewisselaar

Uitvoering . . . : floating head Positie . . . : horizontaal

Capaci tei t . . . : 3.25 MW (berekend) Warmtewisselend oppervlak . . . : 59.4 m2 (berekend) Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt . . . . : 588 Wjm2K (globaal) Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD): 98.4 °C

Aantal passages pijpzijde . . . : 4 Aantal passages mantelzijde . . . : 1 Correctiefactor LMTD (min. 0.75) . . . : 0.97

Gecorrigeerde LMTD . . . : 95.4 °C BEDRIJFSCONDITIES:

mantelzijde pijpzijde Soort fluidum . . . org. gassen koelwater Massastroom . . . kgjs 16.3 38.9

Massastroom te verdampen . . . kgjs

-

-condenseren . . . kgjs

-

-Gem. soortelijke warmte . . . kJjkgOC 2.37 4.18 Verdampingswarmte . . . kJjkg

-

-Temperatuur IN . . . OC 173.5 20 Temperatuur UIT . . .

oc

90 40 Druk . . . bar 15 3 Materiaal . . . koolstof staal idem

(31)

-'

FVO No: 2954

Faculteit STM

W. Schipper WARMTEWISSELAARSPECIFICATIEBLAD

Apparaatnummer: H

la

Aantal: 1

Functie . . . : koelen

_/

condenseren

Type . . . : warmtewisselaar uitvoering . . . : floating head Positie . . . : horizontaal

Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD): 61. 9 °C

Aantal passages pijpzijde . . . : 4 Aantal passages mantelzijde . . . : 1 Correctiefactor LMTD (min. 0.75) . . . : 0.92

Gecorrigeerde LMTD . . . : 56.7 °C

BEDRIJFSCONDITIES:

Soort fluidum . . . org.gas/vlstf brine, CaCl2

Massastroom . . . kg/s 16.4 158.1

Massastroom te verdampen . . . kg/s

-

-condenseren . . . kg/s 14.2

-Gem. soortelijke warmte . . . kJ/kgOC 2.37 2.68

Verdampingswarmte . . . kJ/kg 364

-Temperatuur IN . . . OC 90 -30

Temperatuur UIT . . . ° C 5

-la

Druk . . . bar 15 1

(32)

.J

. J

FVO No: 2954

Faculteit STM

W. Schipper

ALGEMENE EIGENSCHAPPEN: Functie . . . : koelen van absorber olie Type . . . : warmtewisselaar

Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt . . . . : 444 Wfm2K (globaal)

Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD): 69.1 °C

Gecorrigeerde LMTD . . . : 68.4 °C

BEDRIJFSCONDITIES:

Soort fluidum . . . absorber oil koelwater

Massastroom . . . kgfs 11.9 87.8

Massastroom te verdampen . . . kgfs

-

-condenseren . . . kgfs

-

-Gem. soortelijke warmte . . . kJfkgOC 2.65 4.18

Verdampingswarmte . . . kJfkg -

-Temperatuur IN . . .

oc

265.1 20

Temperatuur UIT . . . ° C 30 40

Druk . . . bar 15 3

Materiaal . . . koolstofstaal idem

(33)

FVO No: 2954

Faculteit STM

Functie . . . : verwarmen absorberbodem met stripperbodem Type . . . : warmtewisselaar

capaci tei t . . . : 1. 03 MW (berekend) Warmtewisselend oppervlak . . . : 9.43 m2 (berekend) Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt . . . . : 557 Wjm2K (globaal) Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD): 219.8 °c

Gecorrigeerde LMTD . . . : 219.1 °c BEDRIJFSCONDITIES:

mantelzijde pijpzijde Soort fluidum . . . olie/produkt absorber oil Massastroom . . . kg/s 13.3 11. 8

Massastroom te verdampen . . . kgjs -

-condenseren . . . kgjs -

-Gem. soortelijke warmte . . . kJjkgOC 2.27 3.29 Verdampingswarmte . . . kJjkg

-

-Temperatuur IN . . . OC 40.9 291 Temperatuur UIT . . . OC 75.0 265 Druk . . . bar 15 5 Materiaal . . . koolstofstaal idem

(34)

FVO No: 2954

Faculteit STM

Functie . . . : reboiler van T 16 Type . . . : thermosyphon

Uitvoering . . . : floating head Positie . . . : verticaal

Capaciteit . . . : 7.64 MW (berekend) Warmtewisselend oppervlak . . . : 238 m2 (berekend) Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt . . . . : 784 Wfm2K (globaal) Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD): 42.9 °C

mantelzijde pijpzijde Soort fluidum . . . Dowtherm A absorber oil Massastroom . . . kgfs 116 32.1

Massastroom te verdampen . . . kgfs

-

20.3 condenseren . . . kgfs

-

-Gem. soortelijke warmte . . . kJfkgOC 2.20 3.38 Verdampingswarmte . . . kJfkg

-

377 Temperatuur IN . . . OC 350 291 Temperatuur UIT . . . ° C 320 291 Druk . . . bar 3 5 Materiaal . . . ' . . . koolstofstaal idem

.. '

(35)

J

FVO No: 2954

Faculteit STM

Functie . . . : condensor van T 18 Type . . . : condensor

uitvoering . . . : floating head Positie . . . : horizontaal

Capaciteit . . . : 5.47 MW (berekend) Warmtewisselend oppervlak . . . : 698 m2 (berekend) Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt . . . . : 400 Wfm2K (globaal) Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD) : 19.6 °C

mantelzijde pijpzijde Soort fluidum . . . lichte gassen br ine I CaC1₂

Massastroom . . . kgfs 15.5 102.1 Massastroom te verdampen . . . kgfs

-

-condenseren . . . kgfs 14.6

-Gem. soortelijke warmte . . . kJfkgOC 1. 63 2.68 Verdampingswarmte . . . kJfkg 375

-Temperatuur IN . . . oc 1.3 -30 Temperatuur UIT .. .. . . oc 1.3 -10 Druk . . . bar 5 1 Materiaal . . . koolstof staal RVS

(36)

FVO No: 2954

Faculteit STM

Functie . . . : reboiler van T 18 Type . . . : thermosyphon

Uitvoering . . . : floating head Positie . . . : verticaal

Capaci tei t . . . : 6.28 MW (berekend) Warmtewisselend oppervlak . . . : 45 m2 (berekend) Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt . . . . : 1120 Wjm2K (globaal) Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD): 140 °C

Gecorrigeerde LMTD . . . : 140 °c BEDRIJFSCONDITIES:

mantelzijde pijpzijde Soort fluidum . . . cond. stoom C4-produkt Massastroom . . . kgjs 3.12 35.9

Massastroom te verdampen . . . kgjs

-

21.0 condenseren . . . kgjs 3.12

-Gem. soortelijke warmte . . . kJjkgOC

-

2.58 Verdampingswarmte . . . kJjkg 2013 299 Temperatuur IN . . . OC 180 39.7 Temperatuur UIT . . . oC 180 39.7 Druk . . . bar 10 5 Materiaal . . . koolstof staal idem

27

(37)

i i ~ :j ;

.

_i )

i

~

~\~

~\4

,

.~

~-tlF?

, " I ,

IJ)

)t~

·11-

ht

~/~/'

c

}

:j

~'C2

{

~

r

D/a;

, /

'v

ij

ff

Q

j;

~

AAN r.c~.

()

, " ( I -~

:

E1 '~

dt~~~~

~'8-I

S.~

~

/.0

-.;:>

IS""

~

S-

--::po

l&~

,4

=

-f

~

Ar90' 1~ LC C4-PRODUCT

(38)

I -1,

'5~

/(j

~~/

tS..z-

~ ~

_{/ .}

11

~&j

'!J

Of?

ji":

~

=-

v~/~

. =

.s·r

.

~

_

6~/y&

=-

=

V~

~

_{;éifé

/5

b CC

l,y~fJ

#

'

~Z

/nJJyo

~

-+-D

-z

0 ' 0 go~o

~h;}1'~

'f-G'O

-:::7;

_7S:;

cP

V

'

W

. / 0 '61

sz

'

O

~VI

-=

'---=-==-~....,.+.---=--~i--A---t-J=-: Q , ( .:

Jp~7

~

r;'~

=:

=

IJ

OS

Y~

_

~~-

-

-+--

-

--t

--

-:H

&-e

'

0

::::h?~

/

'

9 -

_hiJ~?

~S"

'

.i

/~:s/ 1 '0

7f.~;J

~ 'O

=:V

~

_'jZ;;

/ 0 '0

~~

/o'C)

'1rJ

.s

03'0.

-z

'

Cl

zrJ~

fr4'O

or:;

7f'o

"

:.;+-fjtlt

1(%

~~ë!J{,1?J

1/&

lt,

(39)

TORENSPECIFICATIEBLAD Apparaatnummer: T 13

ALGEMENE EIGENSCHAPPEN: Functie . . . : Absorber Type toren . . . : Schotel Type schotel . . . : Zeefplaat Aantal schotels (theoretisch) ... : 9

Aantal schotels (praktisch) . . . : 12

Schotelafstand . . . : 0.6 m Diameter toren . . . : 1.0 m Hoogte toren . . . : 10 m Materiaal schotel . . . : CS Materiaal toren . . . : RVS Verwarming . . . : geen BEDRIJFSCONDITIES:

Voeding Top Bodem absorberoil

Temperatuur . . . oC 5.00 31. 98 40.91 30.00

Druk . . . bar 15.00 15.00 15.00 15.00

Dichtheid . . . kgjm3 7.19 2.34 708.35 742.28

Massastroom . . . . kgjs 2.10 0.65 13.30 11. 85

Samenstelling in mol% resp. gewichts ~

0 waterstof 0.81 0.15 0.94 0.48 0.01 koolmonoxide 0.01 0.02 0.01 0.05 kooldioxide 0.02 0.10 0.02 0.27 0.01 methaan 0.01 0.02 0.02 0.07 etheen 0.01 ethaan 0.01 propeen 0.01 0.02 propaan 0.01 0.05 0.01 0.07 0.02 isobutaan 0.07 0.36 0.02 0.13 0.06 isobuteen 0.05 0.28 0.01 0.11 0.04 1-buteen n-butaan tsjcs-2-buteen C5+ water dodecaan 0.72 0.89 1. 00 1. 00 ONTWERP:

Aantal klokjes _/ zeefgaten . . . : 1433

Actief schotel oppervlak . . . : 0.61 m2 Lengte overlooprand . . . : 0.78 m Diameter valpijp

_/

gat . . . :

---

m

(40)

Hoofdstuk 5 _{Apparaatkeuze en -berekening}

TORENSPECIFICATIEBLAD Apparaatnummer: T16

ALGEMENE EIGENSCHAPPEN: Functie . . . : stripper Type toren . . . : Schotel Type schotel . . . : Zeefplaat Aantal schotels (theoretisch) ... : 6

Schotelafstand . . . : 0.6 m

Diameter toren . . . : schotel 1-5 1.3 m 6-8 2.2 m Hoogte toren . . . : 15.0 m Materiaal schotel . . . : CS Materiaal toren . . . : RVS Verwarming . . . : Reboiler BEDRIJFSCONDITIES:

Voeding 1 Top Bodem Temperatuur . . . oC 75.00 83.93 290.96 Druk . . . bar 15.00 5.00 5.00 Dichtheid . . . kgjm3 681.54 9.61 518.94 Massastroom . . . . kgjs 13.30 1. 46 11. 84 Samenstelling in mol% resp. gewichts%

waterstof 0.01 0.04 koolmonoxide kooldioxide 0.01 0.02 0.02 methaan 0.01 etheen ethaan propeen 0.01 propaan 0.02 0.05 0.04 isobutaan 0.13 0.06 0.47 0.51 isobuteen 0.11 0.04 0.38 0.40 1-buteen n-butaan tsjcs-2-buteen C5+ water dodecaan 0.72 0.89 0.01 1. 00 1. 00 ONTWERP:

Aantal klokjes j zeefgaten .... : 1-5 2379 6-8 7753 Actief schotel oppervlak . . . : 0.89 2.89 m2 Lengte overlooprand . . . : 0.94 1. 70 m Diameter valpijp j gat . . . : - - - - m

29

(41)

-Hoofdstuk 5 Apparaatkeuze en -berekening

TORENSPECIFICATIEBLAD

Apparaatnummer: T18

Functie . . . : Depropanizer

Type toren . . . : Schotel

Type schotel . . . : Zeefplaat

Aantal schotels (theoretisch) ... : 17

Schotelafstand . . . : 0.5 m Diameter toren . . . : 2.5 m Hoogte toren . . . : 15.5 m Materiaal schotel . . . : CS Materiaal toren . . . : RVS Verwarming . . . : Reboiler BEDRIJFSCONDITIES:

Voeding 1 Top Bodem Reflux

Temperatuur . . . oC 20.71 1.15 37.71

Druk . . . bar 5.00 5.00 5.00 15.40

Dichtheid . . . kgjm3 170.05 8.98 548.84

Massastroom . . . . kgjs 15.35 0.98 14.46

Samenstelling in mol% resp. gewichts%

waterstof 0.01 0.17 0.01 koolmonoxide kooldioxide 0.01 0.01 0.12 0.14 methaan 0.02 0.01 etheen 0.01 0.01 ethaan 0.01 0.01 propeen 0.01 0.07 0.08 propaan 0.04 0.03 0.43 0.49 isobutaan 0.47 0.49 0.15 0.22 0.50 0.51 isobuteen 0.44 0.45 0.03 0.04 0.48 0.47 1-buteen 0.01 0.01 0.01 0.01 n-butaan tsjcs-2-buteen 0.02 0.02 0.02 0.02 C5+ water dodecaan ONTWERP:

Aantal klokjes j zeefgaten . . . : 14240

Actief schotel oppervlak . . . : 3.54 m2

(42)

Hoofdstuk 6 Massa- en wamlleba/ans

VI. Massa- en warmtebalans

In dit hoofdstuk zijn de massa- en de warmtebalans van het STAR proces gepresenteerd. Eerst zijn de overall balansen gegeven; daarna is in de stroom- en componenten staten de samenstelling van de verschillende stromen te vinden. De massabalans van het ST AR proces is niet geheel kloppend. De (kleine) massatoename onstaat bij de berekening/simulatie van de reactor in CHEMCAD; de stoechïometrische reactor-optie is voor deze berekening gebruikt. Door afrondingsfouten in de stoechïometrische coëfficienten van de verschillende componenten die aan de reactie deelnemen is de massastroom ná de reactor groter dan ervoor. De massatoename bedraagt 0.265 kg/s (zie stroom 83

en stroom 5). Samen met de kleine afwijkingen in de balans die het resultaat zijn van de rekenmethode van CHEMCAD resulteert dit in een netto afwijking in de massabalans van 0.25 kg/s .

.. -Bij het berekenen van de enthalpie van een processtroom gaat CHEMCAD uit van een vormingsenthalpie van 0 plus een arbitraire verschuiving van +5000 BTU/Lbmol voor alle verbindingen bij het absolute nulpunt in de ideale gastoestand [10]. Bij het berekenen van een reactieënthalpie wordt echter gebruik gemaakt van vormingsenthalpieën uit de elementen van de verschillende verbindingen bij 25°C en 1 atm. ; deze staan in de databank van CHEMCAD. Door dit verschil in basis voor de enthalpie berekenino klopt de door CHEMCAD berekende enthal ie van de de reactor niet. Met be u p an e reactor-duty, die door CHEMCA ere en , zijn 'de enthalpieën van de stromen na de reactor

Omdat in de warmtebalans alleen enthalpieverschillen (i. p. v absolute enthalpiën) tot uitdrukking komen, zijn van de service-stromen (koelwater, thermal fluïds) alleen de enthalpieën die zij toe-of afvoeren vermeld; deze enthalpie stromen komen overeen met de verschillende warmtewisselaar-duties.

(43)

Hoofdstuk 6 Massa- en wamuebalans

Voor-

MASSA- EN

IN

waarts WARMTEBALANS Retour UIT

M M M Q M Q Q Q

-.

Sloo'N"l

-7

Ei

\JE

-,

₉

853 _.

2 --(0

/

- - - -®(

NoOo('

@>--:-3.~~~

S256

(\e5e"'tt'~t.e

4r

83 _.

S

~

-- --@

Ib.3/

--.-_

.... 2$óOO

\.k

...

Cl.

~, I

-~

~

--~

-.

--Ho;.

r-- r--

~-~ 4

..

~.61

-

_4~B30

@---/5.41

*-

k©--

- -

-

8o~'6 ~,

--

H~

F\~

...

,.

r-J

@--

-

_23~~IS'.

Lt'f

~

,

Vo ecl·· ... 3 ...--'

.2."1

0

_1L22

8.1'j5

12

2.

-.

Q

_-

_I~

_Hs

_.4~ I S~IO