Ontwerp glycolenfabriek

Verslag G-Groep 87-1 ONTWERP GLYCOLENFABRIEK deel. 1: glycolenreactor deel 2: ontwatering

deel 3: glycolenscheiding

Laboratorium Apparatenbouw Procesindustrie, Delft, mei 1987.

Verslag C-Groep 87-1

Ontwerp Glycolen fabriek voor Shell Moerdijk.

Technische Universiteit Delft

laboratorium Apparatenbouw Procesindustrie

Vakgroep Chemische Technologie

Leeghwaterstraat q4

2628 CA

Delft

Delft, 1 mei 1981.

Dit is het verslag van de G-groep februari 1987.

In ongeveer

drie maanden is het proces voor de fabrikage van glycolen opnieuw

doorgewerk t.

Bij het tot stand komen ven het resulterende ontwerp hebben de

volgende personen een rol gespeeld:

Drs.

F

.A. Meijer

Prof.ir. A.G. Montfoort

Prof.dr.ir.

J. de Graauw

ir.

lol.

Klapwijk

A. de Bruin

als begeleiders vanuit de TUD, en

ir.

D.J.

Amesz en

i n9 A. J.

Te

R

aa

als begeleiders vanuit Shell Moerdijk.

Alle bovengenoemde heren willen wij

hartelijk danken voor hun

inzet. De studenten

WB:

P.Y.F. Anderegg

R.M. van Dekkum

C.

Blom

A.A. Schul te

C.F.

Stoter

r.J.E. Veldhuizen

E.J.

Verhoeff

A.N. Vlug

en de studenten CT:

R.T.

Blomsma

M. Grimmon

J .H.

Kerst jens'

J.P.M. Lommerse

P.

Rovers

J.

de Wolff

Delft. lij mei 1987.

-Voor Shell Moerdijk is een fabrieks-voorontverp -geaaakt -voor de productie van Glykolen.

De grondstof ethyleen oxide (EO) tot:

reageert exotherm met water

Monoethyleen glykol Diethyleen glykol Triethyleen glykol

Hogere ethyleen glykolen

(HEG) • (DEG) • (TEG) • (HEG) •

De reactie vindt plaats in een ruime overmaat aan water. Dit water wordt uit het product mengsel verdampt en terug gevoerd naar de reactor voor hergebruik. De verschillende glycolen worden van elkaar gescheiden en op specificatie gebracht door des ti lla tie.

Twee procesvoeringen zijn met elkaar vergeleken. Een enkele buis reactor produceert alle. glycol. moet daartoe een volume hebben van 1.41 H3.

De reactor

Oe eerste reactor produceert 951 van de glycol. met een andere MEG/DEG/IEG verhouding dan specificatie. Wederom wordt een buisreactor toegepast maar met een volume van 1.33 H3. Een tweede reactor met een inhoud van 34 H3 (tank+buis) aan het einde van de procesketen brengt de processtroom op specificatie. Door toepassing van dit systeem wordt extra bedrijfs flexibiliteit verkregen. Ook wordt met deze methode een hoog ethyleen glycolen (HEG) produktie bereikt van 2.8 kt/jaar bovenop de gespecificeerde produktie voor HEG. DEG en rEG. Alleen deze procesvoering is volledig uitgewerkt.

De fabriek is opgedeeld in 3 secties:

1. De reactor sectie. bestaande uit een Sulzer menger en een kleine buis reactor.

2. Oe ontwaterings sectie. opgemaakt uit een flashvat. 3 verdampers en een destillatie toren. Voor de verdampers is geen verse stoom nodig.

-vergelijking massastromen (kton/jaar) van de een~ met de tweereaktoren fabriek.

\41.0:

~8b.b

/

Mt:::~:

34.1.

\-h.O:

4b.S

~

_...

bul..S:

, EO~'l4

.•

...

\ .4r

_ro"A

~

~

..

,

.

,./

DEQr:

t1-.<3

1,0:

q~.o

H

4

/

ME"Gr:35'.1

H2,O:

buis:

ME4:IS3.o ~b/3 "I, ...

_..

1.

~ rt\~

peG-:

1'~~1

EO:

~

12.0,*'

TE'G~o.6

HE6:o.o2.;

r/ _r-l ~ "'

HEil-: tank.~

_8.l

MEq:S·l

\~

ro'

l>Eó;

DEG:

\':f.<;)

HEG-: lSo.o ...

DE<:r:

\0.0,.

TEC:r :

10.0 ~ kêq..~

o.b

_..

MEêr:

150.0

DEG: 10.0

_,

TEG:

lO.O

t

HEq;2.8

,.J _),~ ,.

,'"

1'.0

,

TEó: 9.'i

~

,

-~

,

~

6\.tls:

EO:b,'

_,....

_..

_...

!ti

m~

HEa:~.~ _~ ",

-3. Oe glycolen scheidings sectie. die bestaat uit 6 gepakte kolommen. Voor elke scheidings stap: HEG/hoger. OEG/hoger en TEG/hoger zijn twee kolommen in serie geplaatst. Vanwege

de zeer lage druk waarbij het proces zich moet afspelen is gekozen voor gepakte boven schotel kolommen. Alleen de

eerste van de zes zou met schotels kunnen worden

uitgevoerd. Het blijkt dat gepakte kolommen veel korter kunnen zijn. Binnen deze sectie is ook de tweede reactor gevat.

Het twee reactor bedrijf brengt extra kosten met zich mee. Een vergelijkend schema tussen een en twee reactor bedrijf is gegeven in de figuur. Uit een gevoeligheids analyse van economische factoren blijkt dat de hoogte van de investering geen grote rol speelt in de opbrengst van het project

Bij de berekening van de massa balans zijn alle . massa stromen uitgedrukt in kg/sa De getalwaarden zijn afgerond op 2 decimalen nauwkeurig. De afwijking van de in en uitgaande stroom .van 0.5"

kan verklaard worden uit de limitering op de berekenings nauwkeurigheid. en mede door het niet geheel naadloos aansluiten van de destillatie sectie op de ontwaterings sectie.

In

de energie balans zijn alle energie stromen uitgedrukt in kW. Oe enthalpie van de stromen is berekend ten opzichte van het nulpunt van 0 C. Oe reactie warmte wordt apart toegevoegd.

Bij de energie balans is de afwijking van de in en uitgaande stromen beduidend groter dan bij de massa balans. Het komt neer op 501 kW en dat betekent 2~. Dit verschil is grotendeels te verklaren uit het feit dat de volgende effecten niet meegenomen zijn in de berekening van de destillatie kolommen (zie deel drie) :

1. Het niet gelijk zijn van de moleculaire verdampingswarmte voor de verschillende componenten.

2.

3.

De temperatuurs afhankelijkheid van verdampings warmte.

de moluculaire

Het niet lineaire

verdampingswarmte bij de zo verondersteld bij destillatie).

verloop van de moleculaire

kritische temperatuur. (Dit is wel de flash berekenigen van de

Verder zal een deel van de afwijking verklaard kunnen worden door een bepaalde onvolledigheid van de warmtebalans vergelijking. De vloeistof pompen en de vacuum pompen zijn niet meegenomen in de berekening. De resultaten van alle balans berekeningen zijn te vinden in de bijgaande tabellen.

Het totale energie verbruik komt op 15.826,0 k~.

Aan de hand van het processchema wordt een korte beschrijving gegeven van de produktie van HEG, DEG, TEG en HEG in stationair bedrijf. Kwantitatieve gegevens staan vermeld in de afzonderlijke hoofdstukken van het verslag.

De voedingsstromen EO en water worden samen met de waterrecyclestromen (98X water en 2% HEG) op hoge druk gebracht. Dit gebeurt door middel van de centrifugaalpompen P1 t/m P7. Vervolgens vindt menging plaats in de statische menger H8. Uarwtewisselaar H9 brengt de voeding op juiste ingangstemperatuur van buisreaktor RIO. Hierin wordt het grootste gedeelte van de gewenste produktie van de fabriek gerealiseerd door volledige conversie van EO met een overmaat water.

Het overtollige water moet vervolgens worden afgescheiden van de hete produktstroom. Door middel van een flash wordt in Fll hete stoom geproduceerd uit de. produktstroom. Deze stoom wordt gebruikt in de eerste van een reeks van drie verdampers: V13, V1S en V17. Het grootste gedeelte van het water wordt zodoende uit de produktstroom afgescheiden. De rest van het water wordt door destillatie onder lage druk in schotelkolom T20 afgescheiden. Al het afgescheiden water (welke een restje MEG bevat) van de verdampers en de destillatie wordt teruggevoerd naar de voorafgaande reaktorsektie.

De watervrije produktstroom gaat vervolgens de destillatiesektie in, waar MEG, DEG, TEG en HEG middels 6 gepakte kolommen in serie van elkaar worden gescheiden. In de eerste twee destillatiekolommen T30 en i3S wordt de HEG afgescheiden. Vervolgens wordt dan de DEG afgescheiden in de kolommen T39 en T44. Tenslotte wordt het TEG van de HEG gescheiden in de kolommen T48 en TS3. Derhalve bestaat het bodemprodukt van kolom TS3 uit de hogere glycolen.

Om de gewenste hoeveelheden HEG, DEG en TEG te produceren wordt gebruik gemaakt van een tweede reaktorsektie. Daartoe worden recyclestromen van MEG en DEG, afkomstig van de destillatieproduktstromen, samen met het andere deel van de EO-voedingsstroom, middels centrifugaalpompen P23, P24 en P2S op druk gebracht. Vervolgens vindt, na menging in statische menger M26, in de geroerde tankreaktor R28 een deel van de droge omzetting (dus zonder water) van EO plaats. De produktstroom van deze reaktor wisselt warmte met zijn voedingsstroom uit. De voltooiing van de omzetting van EO wordt gerealiseerd in buisreaktor R29. De stroom bevat dan MEG, DEG, TEG en HEG en wordt in de tweede HEG-destillatiekolom IJS ingevoerd.

-IN

M

Q

1

60

1151

5S~3

-, I

Voor-waarts

M

-.,1.7 J I

b

6'

~ ~-.é. ---._-~--- .,..

Massa -en

Retour

_UIT

Warmtebal ans

M

Q

M

o

~J

.

@

t.

-_~

J.Jg

-@

-Fll

V1l

~. 7/

_.

-@ -@

' - - - - _._ ..

_-_---.:_--I I ~'-' - 9

Vl5

@)

" 26

~ ~-C,,4ó

@

_@

I 1./1 ---"-I...-....t

VIT

®

'" '10

I

:

.. ..

-Ir'

H/~

- - -#

@

®

/2363

6.oa

r.

61

..

..J

-

, " ~

9

(~ ~,

-L ...

_~

65

9

T20

J ~2Î

--,

" . I

T

". 9~

.

12 )

5

1

.s

.2t..

5.7-g

,e--

_@~@

..

SB27

-"-

.,

_I

T.30

" - ' " (J .'~o

(jj)

®

o

55

55'26

-

-.

₁

o

ïC4

@~--"*

'.-1

1124

~

TJS

I 'l. '1 ".

602

--

.... - , ~

1

---t----f-J2:SJ'

---r--t-==-

-i - r - - l - = =

-

r

-

r~

-r-t---+-=-

-

r-t--+===-I

0

.

,

1

01.1

, II I.

r

I

I

-r#- _ _ --y:--=-,~I

@.L®.'

1-1 1----.

T

3~

-- -ti

@

_ T

@_T

1 - - ...

- - -fI

I--.T4f}

@

@

- _._~

T

@

l---j

r53

-

-

~ --~ /2

I I

_==t~2 .p°4-~

>----t---~ ,- _ _ I

-==-r--l--o

34

I

0-110

I .

-L

. --r@

_-

_--.

_--

_s

_{0, ,}

-®

~l

IfH7-l..;.-~-4

-

--

-.1

'"

@J

j I J4

Cf)

Rl~

J

2'1

--~

®

' 1 t. 1

S.

2 R tel( f-I €

T

375

..

l

R2j

@

I ) '-. _, r -• f " - ~ , , .

-5

.

<1

'3

'1~

77 9

'

~

Totaal

~

1.

S

279

6.0'2.

Massa in kg/s

Warmte in kW

Fabrieks vooront werp

No:

In dit verslag ·wordthet procesontwerp' voor de fabrikage van glycolen beschreven. Gebruik is gemaakt van de voorstudie "Glykolen -produktie Shell '-!oerdijk" geschreven door de Heren Gandasasmita en Hoek, hetwelke een reactiekinetiek en een mogelijke procesvoering behandeld.

Shell opdracht werken.

Moerdijk heeft reeds een was om het gehele proces

De tekst is ingedeeld in ij delen:

Glycolenfabriek staan, nog eens opnieuw door

de te

Deel 1 Reactorsectie, waarin reactor 1 wordt behandeld samen met de reactie kinetiek.

Deel 2 Ontwatering, waarin verschillende scheidings methoden

worden bezien,

en

de verdamping en destillatie als

uiteindelijke keuze worden uiteen gezet.

Deel 3 Glycolen scheiding behandelt verschillende taktieken van opstelling voor de scheiding, met het uiteindelijke resultaat. In dit deel is ook plaats gevonden voor het ontwerp van de tweede reactor.

Deel ij behelst de appendices betreffende de delen 1,2,3 en de economische beschouwing.

-Uitgangspunten van het ontwerp.

Capac i tei t:

Mono Ethy leen Glycol

Di

Ethyleen Glycol

Tri

Ethyleen Glycol

Grondstoffen:

Ethyleen Oxide

"'a ter

Hulps toffen:

Hoge druk stOOIl

Midden druk stoom

Lage druk stoom

Koelwater:

in:

uit:

Produkten:

Produkt

HEG:

OEG

TEG

Zul verheid

mol~

min.

99,8

min.

min.

99,9

MEG

150

kt/jaar

OEG

10

kt/jaar

TEG

10

kt/jaar

EO

26

C

3

bar abs.

1"2 C 3,8

bar abs.

500

C

100

bar abs.

330 C 18

bar abs.

200 C 3

bar abs.

max

23

C,

min

0

C

max

30

C.

watergehalte moll

max.

0,10

ander moll

max.

0,10

OEG

max.

0,2

HEG

max.

0,2

max.

0,0

- vll

o

-Voorwoord

_{• • • •}

_{• •}

_•

_•

_{• •}

Samenvatting • • • • • • • •

Samenvatting.

• • • • • •

Massa en energie balans. •

Procesbeschrijving.

• • •

Inleiding

_•

_{• • • • •}

_•

_•

_•

_•

• •

•

•

• • • • • •

• •

• •

• •

• • • •

• •

•

•

•

• • •

•

• • •

•

•

•

•

•

•

·

..

"

..

•

• •

• • • •

•

•

• • •

•

•

• • • •

•

• •

• •

•

• • •

• •

•

•

• •

• • • .. e

• •

.

..

.

.

• • • •

•

deel 1: Glykolen reactor.

_•

_•

_•

_{• •}

_•

_•

_•

_{• • • • • •}

_•

_{• •}

Inleiding en doelstelling reaktorsektie • • • • • • • •

Oplossingsmogelijkheden

• • • • • • • • • • • • • • • •

Uitwerking van de ideeen.

• • • • • • • • • • • • • • •

Grove berekening van een geroerde tankreaktor.

• • •

Algemene opzet tot het doorrekenen van een

buisreaktor •

• • • • • • • • • • • • • • • • •

Berekening van de massastromen in de 2-reaktoren

fabriek.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Berekening van het reaktorvolume in de twee

reaktoren fabriek.

• • • • • • • • • • • • • •

Berekening van de massastromen in de eenreaktor

fabriek.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Berekening van het reaktorvolume in de eenreaktor

fabriek.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Reaktor met warmteuitvisseling. • • • • • • • • • • •

Resultaten van de warmtewisselende reaktor.

• • •

De heterogeen gekatalyseerde reaktor • • • • • • • • •

Resultaten van de heterogeen gekatalyseerde

reaktor. • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Conclusie.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Procesomstandigheden •

• • • • • • • • • • • • • • • • •

Inleiding. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Voeding reaktor. • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Menging.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Druk in de reaktor. • • • • • • • • • • • • • • • • •

Propstroom. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Temperatuur.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Uarmteverlies.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Ap para ten. • • • • • • • •

.

• • • • • • • • • • • • • • •

Inleiding. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Menger. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

De warmtewisselaar. • • • • • • • • • • • • • • • • •

Reaktoruitvoering •

• • • • • • • • • • • • • • • • •

viii

-•

ii

• lii

• iii

iv

•

• • v

•

vi

• • 1 • _{• 2}

•

• 3

•

·

"

•

·

"

• • • • 6

•

• 1 •

•

•

• • • • • 8 8 9 9 • • 9 •

•

•

•

•

•

•

•

• • •

•

•

•

•

10 11 12 12 12 12 13 13 13 13 lS lS 15 15 16

Conclusie • •

_{• • • •}

_•

_{• •}

_{• • •}

_•

_{• • •}

_•

_•

_{• • •}

_•

_•

_•

_•

deel 2:

Ontwatering • • • • • • • • ; • • • • • • • • • • • •

Inleiding • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Inleiding meertrapsverdamper.

• • • • • • • • • • • • •

Ontwerpcondltles.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Randvoorwaarden.

• • • • • • • • • • • • • • • • • •

Berekeningswijze. • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Resultaten.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Flashvat en twee verdampers.

• • • • • • • • • • • •

Flashvat en drie verdampers.

• • • • • • • • • • • •

Tegenstroomverdampers. • • • • • • • • • • • • • • • • •

Verdampers.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Vallende-Filmverdampers • • • • • • • • • • • • • • • •

Verdamping vogens de methode van Sillet • • • • • •

Verdamping volgens de methode van Labuntsov.

• • • •

Verdamping volgens de methode van Chen.

.

. • • • • • •

Condensatie aan mantelzijde.

e • • • • • • • • • • • • •

Kookpuntsverhoging in een verdampende filmlaag • • • • •

Kritische heatflux • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Co nden sor ontwerp. • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Destillatie. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Inleiding.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

De eisen aan de destillatie. • • • • • • • • • • • •

Bepaling destillatieparameters. • • • • • • • • • • •

De fasen toestanden en diagrammen

• • • • • • • •

De q-waarde.

• • • • • • • • • • • • • • • • • •

De druk.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Refluxverhouding • • • • • • • • • • • • • • • • •

Aantal schotels. • • • • • • • • • • • • • • • • •

Bepaling stromingen in de kolom • • • • • • • • • • •

Voeding

• • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Destillaat • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Bodemprodukt • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

G:gasstroming in de kolom • • • • • • • • • • • •

L:vloeistofstromen in de kolom.

• • • • • • • • •

flowparameter

• • • • • • • • • • • • • • • • • •

Vergelijking pakking-en-schatel kolom

• • • • • • • • •

.

De pakking kolom. • • • •

.

• • • • • • • • • • • • • •

De stripper: • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

De rectifier: • • • • • •

,

• • • • • • • • • • • •

De schotel kolom •

• • • • • • • • • • • • • • • • •

De str ip per. • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

De kolomdiameter •

• • • • • • • • • • • • • •

Oe drukval per schotel • • • • • • • • • • • • •

Het sChotelontwerp :

• • • • • • • • • • • • •

De rect ifi er :

.

• • • • • •

.

• • • • • • • • • • •

De kolomdiameter :

• • • • • • • • • • • • • •

De dukval per schotel: • • • • • • • • • • • •

Stromingsregime : • • • • • • • • • • • • • • •

Schotelontwerp :

• • • • • • • • • • • • • • •

ix

-•

•

•

•

• •

•

•

•

•

•

• •

•

•

•

•

•

•

•

• •

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

18 19 20 23 24 24 25 28 28 30 33 34 35 35 38 39 42 "4 "5 46

"a

48 4S "8 4S 48 "9 49 "9 50 50 50 50 50 50 50 52 52 52 53 53 53 53 53 54 55 55 55 56 56

Berekening schotelrendeJllent:

• • • • • • • • • •

Schotelrendement stripper : • • • • • • • • • •

Schotelrendement rectifier: • • • • • • • • •

~armtebalans

over de kolom. • • • • • • • • • • • • •

Conclusie • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Dimensionering randapparatuur van de destillatiekolom • •

De reboiler:

• • • • • • •

.

• • • • • • • • • • • •

Berekening benodigde vermogen:

• • • • • • • • •

Verdampingsenergie :

• • • • • • • • • • • • •

Benodigd hoeveelheid stoom:

• • • • • • • • •

Benodigd oppervlakte:

• • • • • • • • • • • •

Keuze constructie • • • • • • • • • • • • • • •

Controle recirculatie reboiler: • • • • • • •

De condensor:

• • • • • • • • • • • • • • • • • • •

De over te dragen warmte : • • • • • • • • • • • •

Berekeningen

:

• • • • • • • • • • • • • • • • •

Pomp. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Vaccuum pompen. • • • • • • • • • • • • • • _ • • • •

Alternatieve scheidingsmethoden • • • • • • • • • • • • •

Adsorptie.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Inleiding. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Vergelijking_

• • • • • • • • • • • • • • • • • •

Parametrisch Pompen • • • • • • • • • • • • • • • • •

inleiding. _ • • • • • • • • • • • • • • • •

.

• • •

Voordelen. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Een enkel stage parapomp. Theorie. • • • • • • • •

Partial reflux parapomp • • • • • • • • • • • • • •

Omgekeerde osmose.

• • • • • • • • • • • • • • • • •

Inleiding. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Theorie. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Het model van Sourirajan. • • • • • • • • • • • •

Feasibility • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Destillatie met sleepmiddel. • • • • • • • • • • • •

Conclusie. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

•

•

•

• •

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

.,

• • • • •

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

deel 3:

Glykolen scheiding.

_•

_•

_{• • • • • •}

_•

_•

_{• • • • • •}

In leid ing. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

De kolomkonfiguraties. • • • • • • • • • • • • • • • •

Rekenmodellen destillatie. • • • • • • • • • • • • • •

Fractie • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Schatting • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Invoer • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

Flasher. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • •

FUG • • • • • • • • • • • • • • • • •

.

• • • • • • •

Lewis Matheson

• • • • • •

.

• • • • • • • • • • • •

Drukval • • • • • • • • • • • • • • • •

~

• • • • •

Dimensionering van schotelkolo.men met teefschotels • •

Stromingsverschijnselen op een schotel. • • • • • •

Maximale gasbelasting.

• • • • • • • • • • • • • •

Constructieve vormgeving. • • • • • • • • • • • • •

De heldere vloeistofhoogte (hold-up) •

.

• • • • • • •

x

-•

•

•

• • •

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

• •

•

•

•

•

•

•

•

•

•

56 57 57 58 58 59 59 59 59 59 60 60 60 61 61 61 62 62 63 63 63 63 64 64 65 67 68 70 70 70 71 72 73 75 76 77 79 82 83 83 83 83 84 84 84 86 86 87 88 90

Het drukverlies.

• • • • • • • • • • • • •

De minimale gasbelasting. • • • • • • • • •

De maximale vloeistofbelasting. • • • • • •

De minimale vloeistofbelasting. • • • • • •

Het rendement.

• • • • • • • • • • • • • •

De hoogte van de destillatiekolom.

_{• • •}

_•

Di mens ionering van gepak te

.

kolommen. • • • • •

Randapparatuur.

• • • • • • • • • • • • • • •

de condensor. • • • • • • • • • • • • • • •

de thermosyphon reboiler • • • • • • • • • •

de falling film verdampers. • • • • • • • •

de warmtepomp.

• • • • • • • • • • • • • •

de vacuum pompen. •

.

• • • • • • • • • • • •

de pompen.

• • • • • • • • • •

.

• • • • • •

Resultaten en conclusies.

• • • • • • • • • •

resultaten. • • • • • • • • • • • • • • • •

conclusies en aanbevelingen. • • • • • • •

De tweede reactor • • • • •

'

• • • • • • • • • •

Inleiding.

• • • • • • • • • • • • • • • •

De stromen door de tweede reactor.

_{• • • •}

Het reactorontwerp.

• • • • • • • • • •

Combinatie van tank en buis. • • • • • • •

Al ternatieven.

• • • • • • • • • • • • • •

Algemene conclusies en aanbevelingen.

_•

_•

_{• •}

1

en 2 reactor systeem-kinetiek.. • • • •

Verdamper sectie. • • •

~

• • • • • • • • •

Pakkingen en schotels.

• • • • • • • • • •

Algemene opmerkingen • • •

.

• • • • • • • • •

Appendix A:

De buisreaktor.

_{• • •}

_•

_•

_{• • • •}

_•

• • • • •

• •

•

•

• • •

•

• • • • • • • • • •

•

•

• • •

• •

•

•

• •

• •

•

• • • • • •

•

•

•

• • • •

· ..

'

..

•

•

•

• •

• • • • •

• •

•

• •

•

•

• •

•

•

• •

•

•

• •

•

•

•

• •

•

•

•

•

•

•

• •

•

• • •

•

• •

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

• •

• •

• • •

• • • • • •

•

•

•

• • • • •

•

•

•

•

•

•

•

• •

•

• •

Appendix

B:

Relaties voor de warmtecapaciteit en dichtheid.

Dichtheden.

• • •

Warmtecapaciteiten.

• •

_•

•

_•

• _•

·

_{• •}

.

...

_{• •}

• • •

_{• • •}

•

_•

• • _{• •}

Appendix

C: De reaktor in de 2-reaktorenfabriek.

dub

.

bel)

• • • • • • • • • • • • • •

• •

•

• •

• •

• • •

(programma

• • •

•

•

Appendix D:

De reaktor in de 1-reaktorfabriek. ( Programma

•

91 • 91 • 92 • 93 • 93

•

95

• 96 • 98 • 98 • 98 • 98 • 99 • 99 • 99

• 100

• 100

• 100

• 102

• 102

• 103

• 105

• 110 • 116 • 117

• 117

• 117 • 117 • 118 • 119

123

• 123

• 123

• 125

Enkel) • • • • •

.

• • • • • • • • • • • • • • • • 129

Appendix

E:

Programma interne warmte wisselende reaktor

(wwreac).

• • • • • • • • • • • • • • • • •

_•

_{• 132}

-Appendix F: Programma: Berekening van heterogeen

gekatalyseerde propstroomreaktor • • • • •

Uitwerking heterogeen gekatalyseerde reaktor.

_•

_{• •}

•

•

• 136

•

•

• 137

Appen dix G:

;;,lompen. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • 11& 2

Appendix H:

Bijlage Mixer • • • • • • • • • • • • • • • • • • 11&5

Appendix I: Berekening warmtewisselaar.

• • • • • • • • • • 11&7

Appendix

J:

Uarmtewisselaar gevolgd door buisreaktor.

(programma wwenbu) • • • • • • • • • • • • • • • 150

Appendix K:

Voor de dampdruk van een mengsel geldt bij

benadering:

• • • • • • • • • • • • • • • • • • 153

Appendix L: Yanddikte reaktor • • • • • • • • • • • • • • • • 155

Appendix H: Yarmte verlies. • • • • • • • • • • • • • • • • 157

Appendix N:

Programma uitrekenen van de verdampers.

• • • • 158

Appendix

0:

Uitvoer van het programma

_{• • •}

_{• •}

_{• •}

_•

_{• •}

_•

167

Verdamper

1 •

• •

• • •

•

•

•

•

•

• • • • • •

• • • • •

•

167

Verdamper

2 _•

_{• •}

_{• • •}

_{• • • •}

_•

_•

_{• •}

_{• •}

_•

_•

_•

_{• •}

_•

_•

169

Verdamper

3

·

_{-.~. •}

_•

_•

_•

_• ,. _{• • •} ~

.

.•

.

.

.

.

.

• • • • • • • • • •

170

Appendix P: Derekening van het aantal buizen bij een

bepaalde rompdiameter • • • • • • • • • • • • • • 173

Appendix

Q:

Fasendiagramen bij verschillende drukken.

• • • 175

Appendix R: Thermody namica.

.

• • • • • • • • • • • • • • • • 179

Appendix S: Simulatie programma van destillatie (PROCESS) • • 182

-Appendix

T:

Berekeningsmethode condensor.

_{• • • • • • • •}

_•

183

Appendix

Uz

De

thermosyphon reboiler.

_{• • •}

_•

_{• • • • • • •}

184-Appendix

V: Derekeningsmethod~

vacuumpompen.

_•

_{• •}

_{• • • • • 185}

Appendix

U:

Berekeningsmethode falling film verdallper.

_{• •}

_•

186

Appendix

X:

programma shortcut destillatie.

_•

.

.

.

_{• • • • • 188}

Appendix

tz

programma rigoureuze destillatie

_{• • • • • •}

_•

_{• 190}

Appendix

Z:

rekenmodel

_{• • • • • • • • • •}

_{• • • • •}

_{• •}

_•

_•

191

Appendix AA:

Warmtepomp

_{• • •}

_{• •}

_•

_{• •}

_{• •}

_•

_•

_•

_{• •}

_{• • •}

191

Appendix AB:

computerprogramma destillatie. • • • • • • • •

199

Appendix AC:

Bijlage 1 : Computerprogramma

reactievorderingsplaatjes • • • • • • • • • •

'

.

214

Appendix

AD:

Bijlage

2 :

Programma voor het berekenen van

de voedingsstroom.

• • • • • • • • • • • • • •

215

Appendix AE:

Bijlage

3

·

_·

Gebruikte

fysische gegevens.

_•

_•

_•

216

Appendix AF:

Bijlage

4

·

_·

Afleiding Buisformule.

_•

_•

_•

_{• •}

_•

211

Appendix

.

AG:

Bijlage

5

·

_•

Programma warmtewisseling in de

buis.

_{• • •}

_{• •}

_•

_{• •}

_•

_{• • •}

_{• •}

_{• • •}

_{• • • •}

218

Appendix AH:

Bijlage

6

·

_·

Druk van het reactie mengsel.

_{• • •}

219

Appendix AI: Bijlage

7

·

_·

Adiabatische buisberekening.

_{• • •}

220

-Appendix AJ: Bijlage 8 : Berekening en afleiding

tank/buis-combinatie. • • • • • • • • • • • • • • • • • • 221

Appendix AK:

Bijlage 9 : Berekening adiabatische

temperatuur.

• • • • • • • • • • • • • • • • • 222

Appendix AL:

Bijlage 10 : Berekening S-curve van de tank.

_{• 223}

Appendix AM:

Berekening van de investeringskosten m.b.v. de

methode van Guthrle.

• • • • • • • • • • • • • 224

Inleiding • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • 224

De Proceseenheid gas/vloeistof.

• • • • • • • • • • • •

.

• 225

Warmtewisselaars. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • 225

Process Vessels.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • • 226

Inleiding. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • 226

Kosten van de vertikale Process Vessels. • • • • • • 227

Kosten van de horizontale Process Vessels • • • • • • 228

Pompen • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • 229

Totale kosten van de proceseenheid gas/vloeistof • • • • 230

Offsite facilities.

• • • • • • • • • • • • • • • • • • • 231

De totale plant. • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • 232

Berekening van de uiteindelijke investeringskosten • • • 232

Resultaatbespreklng.

• • • • • • • • • • • • • • • • • 233

Appendix AN:

Berekening van de investeringskosten m.b.v. de

Lang methode. • • • • • • • • • • • • • • • • • 235

Inleiding • • • • • • • • • • • • • • • •

Berekening van de procesapparatuurkosten.

Berekening van de totale plant kosten • • •

• •

• •

• •

•

• •

• •

• • • •

• •

• 235

•

•

• 235

•

•

• 241

Appendix AO:

Berekening van de investeringskosten m.b.v. de

Miller Methode

• • • • • • • • • • • • • • • • 242

Inleiding • • • • • • • • •

Bepaling Investeringsbedrag.

_{• •}

• • • •

_•

_•

• • • • •

_{• •}

_•

_•

_•

_{• •}

•

•

•

_{• • •}

• •

• 242

_{• 242}

Appendix AP: Berekening van de investeringskosten m.b.v.

stapmethoden • • • • • • • • • • • • • • • • • • 244

Appendix AQ:

Gevoeligheids Analyse.

_{• •}

_•

_•

_•

_•

_•

_•

_•

_•

_•

_{• 246}

Componenten die in de kostenbepaling een rol spelen • • • • 246

De Netto Contante Yaarde (NCW) • • • • • • • • • • • • • • 248

Gevoeligheids Analyse.

• • • • • • • • • • • • • • • • • 249

-Literatuurlijst.

• •

•

• • • •

•

•

• • •

• •

• • • • • • •

• 250

-deel 1

çtX~Q~~~_BEACTOH~

-Hoofdstuk 1

In de reaktorsektie van de glycolenfabriek moet de omzetting

van ethyleenoxide en water in ethyleenglycol plaatsvinden. De

reaktie vergelijking is als volgt:

CH2-CH2 + H20

' 0 .,.

===)

CH20H-CH20H

Het gevormde ethyleenglycol kan met ethyleenoxide verder

reageren tot hogere glycolen.

EO

+

MEG

===)

EO

+

DEG

===)

EJ +

TEG

===)

DEG

TEG

HEG (diethyleenglycol) • (trieethyleenglycol) • (hogere ethyleenglycolen).

Belangrijke uitgangspunten bij het ontwerpen van de reaktor

die deze omzetting moet realiseren zijn:

1. Er moet door de fabriek 150 kton ethyleenglycol (93.8

mol~). 10 kton diethyleenglycol (3.6 mol~) en 10 kton

triethyleenglycol (2.6 mol~) per jaar worden geproduceerd.

2. Het gebruik van water moet geminimaliseerd worden. Het is

energetisch ongunstig om een grote overmaat water er later

weer uit te verdampen.

3. Het reaktorvolume moet geminimaliseerd worden. dit om de

materiaalkosten zo laag mogelijk te houden.

4. De conversie van ethyleenoxide moet nagenoeg volledig zijn.

5.

Er wordt gesteld dat dit minimaal 99.99% is.

De temperatuur

overschrijden. ontleden.

van het reaktiemengsel mag 225·e niet

Bij hogere temperatuur zal er teveel glycol

6. Er dient rekening te worden gehouden met een gehalte aan

ethyleenglycol in de recirculatiestroom van water.

-Hoofdstuk 2

Als mogelijke ontwerpen zijn een aantal ideeen naar voren

gekomen.

Als eerste wordt een opsomming van de uitvoeringsvormen. met

de ongekatalyseerde reaktie gegeven; met de mogelijke voor- en

nadelen.

1. De geroerde tank.

Voordeel: Isotherm bedrijf bij 22S·C is mogelijk. Nadeel

te halen.

.

.

Zeer moeilijk om conversie van EO van 99.99~

2. De adiabatische buisreaktor.

Voordeel: Beste manier om conversie van EO van 99.99% te bereiken.

Nadeel buis.

.

.

Relatief lage temperatuur in het begin van de

3. De interne warmtewisselende reaktor.

Voordeel: Opwarming heenstroom. afkoeling terugstroom.

Nadeel : Plaatselijk te hoge temperatuur in de reaktor.

Verder is een zuurgekatalyseerde reaktie met cen

ionen wisselaar mogelijk. Voordeel is dat er geen katalysator in

de produktstroom komt en dat er gewerkt wordt bij 'milde

condities. Een nadeel is het vele water dat nodig is wegens een

snelle deactivering van de katalysator.

-Hoofdstuk 3

De vol~ende balans kan opgesteld worden over het EO in de tank.:

De 1120/EO verhouding is 10 (mol/mol).

K, de reaktiesnelheidsconstante, is bij deze temperatuur

ongeveer 0.01 (hierbij is de Shell kinetiek gebruikt).

De conversie is 99.99%, dus

~O]jn- ~O];::[EDln

(OI2~

+ [r1CGJ + [DEG] + [lEG] ) = 40 mol/l bi j 225

oe.

~o]

/ (EoJ

tau = --- =10000/(0.1*40) = 25000 s

k

*

~20J

+

[HEg

+

[oEGJ

+

~E<}

Dit is ongeveer 7 uur. Met een volumestroom van 25 1/5 (zoals

later blijkt) is een reaktorvolume van 600 ~ nOdig. Dit is

onaanvaardbaar groot.

J~ alg~.~ne_QQl§t_lot bel_~2QXI~he~n_Yê~~n_~yi~[e2tlQI~

De reakties die optreden zi jn:

H (KJ/mol)

1. EO + H20 ===> ~ 1· HEG -79.4

2. EO +

MEG

===>

kl

DEG -81.8

3. EO + DEG ===>

k3

TEG -84.8

4. EO + TEG ===>

kit

HEG -86.9

-De ~inetiek die Shell heeft bepaald werd gebruikt[lO]

kl = k2

=

k3

=

k4

=

9.39 EE 5 ~ exp (-18134/RT)

Hierin is R=1.987 cal/molK

Alle optredende reakties zijn exotherm.

Uitgaande van een buisreaktor kunnen uit de verschillende

massabalansen differentiaalvergelijkingen naar de plaats worden

opgesteld. Voor een stukje dx in de axiale richting van de buis,

met de aanname van een stationaire toestand, kunnen voor de

verschillende komponenten de volgende vergelijkingen worden

opges teld:

Transport

= -

Omzetting (of: + Produktie)

H 20:

~v

(H20)udï'

T"

(H20)~

= -

r (1120)

*

A

*

dx

met: A : doorstroomd oppervlak (m'!).

- r (1I20): omzettingssnelheid water

=

k :',.: (H20)

*

(EO).

~" : volumestroom (~/s).

H ierui t volgt:

d(H20)/dx = -r(H20) ~ A/~v

Analoog geldt voor de andere komponenten:

. _.'

d(MEG)/~x = r(MR.G)~/~v ' r(MEG)= k~(EO)~«H20)-(MEG»

d(DEG)/dx = r(DEG)~A/~v ' r(DEG)= k~(EO)~«MEG)-(DEG»

d(TEG)/dx = r(TEG)~A/~v ' r(TEG)= k~(EO)z«DEG)-(TEG»

d(HEG)/dx = r(HEG)~A/~v ' r(HEG)= k~(EO)z(TEG)

Verdere omzettingen

verwa ar loosd.

naar hogere glycolen k.unnen worden

Het warmte-effekt van de optredende reakties kan worden

samengevat in de warmtebalans. Ook hierin wordt een stationaire

toestand verondersteld. Bovendien woi·dl er nu met een

adiabatische buis gewerkt.

Transport = Produk.tie.

-"

r

)I.

C

_p

*

~v

f.: T (x+dx) -

f

*

~v

;': Cp

*

T (x)

=

~r.*IlH.

*

A

*

dx L! 1 ! Hierin zijn

i: I

P :

dichtheid mengsel (kg/ml ) . Cp: warmte capaciteit (j/kg K). T : temperatuur (K)

r· àH : het warmte ef fect van de i-de reak tie (J/mls).

1

Hieruit volgt:

met

~1l1

.

.

massastroom (kgIs)

en

&1

*ÖH, = k :) _(EO) .,.

...

_(H20)

...

.... _{AH, + k}

...

.... _{(EO) .}

*

_{(HEG) :) ÖHl,}

i: ,

*

6

H)

*

AHi

+ k

...

y (EO) .... .... (DEG) + k :) (EO)

_*

(TEG)

+

In appendix A is een programma beschreven,

differentiaal vergelijkingen simultaan door de

integreerd m.b.v. een Runga Katta procedure.

die deze

buis heen

Door de sterke toename van de temperatuur blijkt het

reaktiemengsel uit te zetten. Hierdoor veranderen de

concentraties (mol/l) en de volumestroom (~/s). Een ander gevolg

is dat de warmtecapaciteit, die afhangt van de temperatuur en

concentratie wordt vergroot.

Bij het berekenen van de stromen door de eerste reaktor moet

met drie voorwaarden rekening worden gehouden:

1. Het recyclewater van de waterafscheiding bevat 2~ MEG (en

een verwaarloosbare hoeveelheid DEG) •

2. Er moet na de waterafscheiding 83.87 molls HEG overblijven.

3. Er moet genoeg DEG overblijven om de stroom TEG tot de

gewenste waarde aan te vullen door omzetting in de tweede

reaktor. Dit betekent dat er 5.585 molls DEG + TEG

geproduceerd /Doet worden, wat uiteindelijk tot 3.273 molls

DEG en 2.312 molls TEG omgezet wordt.

-2..0

.fo

o

_{80 90 100}

Figuur 3.1

Het reactorvolume van de t · van het reactiemengsel" , v'

110 120 130

'eactor als functie van de ingangstemperatuur

Om aan deze drie voorwaarden té voldoen, worden de stromen EO en wa ter (en dus HEG) de reaktor in, gevarieerd met een iteratief

programma(zie appendix L). In tabel 1 zijn de berekende

. molenstromen weergegeven. Hieruit volgt dat de benodigde H20/EO

verhouding 11.036 is.

Tabel: 1 !101enstromen in de 2-reaktor fabriek (mOlis) •

REAKTOR IN REAKTOR UIT RECYCLESTR. DESTILLATIE IN

EO 95.25 0.0095 0 0 H20 1051.244 961.808 961.808 0 HEG 19.629 103.499 19.629 83.87 DEG 0 5.4012 0 5.4012 TEG 0 0.1838 0 0.1838 HEG 0 0.0062 0 0.0062

De ingangstemperatuur van het reaktiemengsel is bepalend voor

het reaktorvolume (zie fig.

3.1 ).

De adiabatische

temperatuurstijging met de berekende ingangsstromen bedraagt

7SoC. Hieruit volgt dat de maximale ingangstemperatuur van het

ongeconverteerde reaktiemengsel niet hoger dan 147°C mag zijn, om

de maximale temperatuur van 225°C niet te overschriijden.

De starttemperatuur van 92°C van het mengsel blijkt een

reakt orvolume van 24

rJ

op te leveren. tegen eenreaktorvolume

van 1.33

J

bij 147·C. Een warmtewisselaar vooraf is dus gewenst.

In fig.~2zijnde concentraties en temperatuurprofielen, die

berekend zijn met het programma buisje (apendix A), door de

buisrcaktor heen weergegeven. Hieruit blijkt de sterke

afhankelijkheid van de omzettingssnelheid van EO met de

tempera,tuur. Om een minimaal reaktor volume te bereiken moet de

temperatuur van het mengsel steeds zo hoog mogelijk z1Jn.

Hiervoor werd een interne warmtewisselende reaktor ontwikkeld,

die de geproduceerde reaktiewarmte gebruikt om de voeding op te

warmen. Deze is beschreven in paragraaf 3.7.

-schema 3.1: vergelijking massastromen (kton/jaar) van de een~ met de tweereaktoren fabriek.

\-h.O: 48b.b / Ml::.q: 34.:1..

\-hP: 46.s

It _....

b\...lL5:

.

EO:\l.4.t ...

.

\ .41-

_rra3.

..

, ~

DE<=.:

t1-.<3

11

0 :

q~lo

\1

4

/

ME'Gr:3S.1

H

₁

O:

buis:

ME4:15.10 ~bl3 ' f _,.

1.

~ rn~

peGr: 1~.1

EO: ..

12..0,*

r TE6-~o.6 HE6:o.01 r'" ..J ~ "'

MS::r: tank~ MEq:S·l

_8.l

\~ rn~

l>E6~

~". DEG: 11·<;)

ME6-:

\5'0.0

DEC;f< \0.0

-TEGr '.

10.0

-l-\E

c:r ..

o.b

I I i

MEér:

15Q(

.

DE'G:

10.0 ...-!

TEG:

lo.

d

_I

t

HEq:2.8

.

,J _)r- ,. 11.0 ~ TE'ó: 9,Y

l

,

~

r ~

Eo:

b,t

6\..llS:

r'" r

!ti

m~

HEa: 2.'A

~

-Bij het berekenen van de stromen moet nu met vier voorwaarden rekening worden gehouden.

1. Het recycle water bevat 2% HEG.

2. Na de waterafscheiding moet 83.87 molls HEG overblijven.

3.

_"

_"

_"

3.27 molls DEG

_"

4. _{: "}

_"

_"

2.31 molls TEG

..

Dit kan alleen bereikt worden door een DEG rec1cle te

intr~duceren. Een HEG recycle is eveneens noodzakelijk. hieraan

wordt de HEG in het recyclewater dienstbaar gemaakt. Het is nu

noodzakelijk zowel de DEG- als HEG recycle te optimaliseren. Dit

gebeurt met het programma enkel (appendix 0). waarin een dubbele

iteratie wordt uitgevoerd.

In tabel

2

zi jn de berekend e molenstromen weergegeven. De

H20/EO verhouding is dan 10.51.

tabel 2 molenstromen in de 1-reaktor fabriek (molIs) •

REAKIor~ REAKTOR RECYCLESTR. DESIILL. RECYCLESTR.

IN UIT NA H20 AFSCH. IN NA DEST.

EO 97.78 0.0098 0 0 0 H20 1027.5 937.86 937.86 0 0 HEG 19.14 103.01 19.14 83.87 0 DEG 25.48 28.75 0 28.75 25.48 rEG 0 2.31 0 2.31 0 HEG 0 0.105 0 0.105 0 J~§ a~X~k§Dln9-Xên_hel_x~9tt2X~QlYm~!D_~~_~~nx~äk1Qx-1sQx~~

De adiabatische temperatuurstijging bedraagt 75°C. Dit

bete~ent dat de ingangstemperatuur van het reaktiemengsel niet

meer dan 150°C mag zijn om de maximale temperatuur van 225°C niet

te overschrijden. Bij deze starttemperatuur is een rea~torvolume

van 1.4 7 ~ nodig.

In fig. 3.3 zijn de concentratie- en temperatuurprofielen door

de buisreaktor heen weergegeven (berekend met programma buisje).

-3 o ~

,

/. Figuur 3.2 I ./ / / ,,' .;'

t

"l(°C) ---,---

---"",,"'--- Teap. _ - - - -":l10 (tCI -110 -2~ - 18"

Concentratie- en temperatuurprofielen van de adiabatische reactor in het twee reactorenbedrijf.

3

Aangezi~n de reaktiesnelheid behoorlijk afhangt van de

temperatuur is gekeken naar een ontwerp van een reaktor, waarbij

de voeding wordt opgewarmd door het produkt. De voeding komt

onderin de reaktor binnen, stroomt om de buizen omhoog en door de buizen naar beneden. Hierbij wordt de stroom om de buizen door de stroom door de buizen opgewarmd. Hiermee wordt gestreefd naar een

klein reaktorvolume. De max imale temperatuur (= 225 oe) za 1

ergens in de buizen optreedt. De temperatuur aan de uitgang is

dus lager dan 225

oe.

De ingangstemperatuur moet dus lager

gekozen worden dan 147 °C. Hoe groter de bobbel in f ig • .}."

(Tmax-Tu) des te lager moet Ti worden gekozen. Dit werkt het door ons

beoogde effect weer tegen.

Deze bobbel wordt des te groter naarmate de

warmteoverdrachtcoefficient groter is.

Het \HlREAC (appendix E) programma is met een aantal

verschillende UAW/L doorgerekend, waarbij Ah=At= 0.5 ~

aangenomen. Uit fig. 3·~ blijkt, zoals we verwachten, dat bij

toenemende U-IHI/L Tin omlaag moet, om Tmax niet boven 215 -C te

laten komen. Het beoogde voordelig effect gaat hierdoor verloren.

Uit fig. ).Sblijkt dat er een klein optimum optreed bij U~W/L van

5000, maar dat voordeel is ongeveer 0.03 ml• Hierboven neemt het

benodigde volume zelfs toe. Toepassing van een warmtewisselende

reaktor lijkt dus zinloos.

UA~/L houdt in de overall warmte overdrachts coefficient

vermenigvuldigd met het warmtewisselend opp. per lengte eenheid.

De reaktie van ethyleenoxide met water kan gekatalyseerd

worden door waterstofionen. Een homogene katalyse met

bijvoorbeeld zwavelzuur levert problemen op bij het zuiveren van

de geproduceerde glycolen. daarom ligt het gebruik van een

heterogene katalysator voor de hand.

De sulfon zuur ion wisselaar

programma

HETERO

(appendix

F).

Het

die optreden, is: (10]

1. EO +

H

===> EOH

2. EOH + H20 ===>

HEG

+

H

3. EOH +

RSO

===> SE1

9

-werd doorgerekend aet het

mechanisme, van de reakties

(kl) (k2)

• 1 concentratie

1

(,""liL) TCt=]

--- ---1

..

---Temp. ~ID

---

([G;

''''

~--~~~=-

____________________

~~---~~---1~ (0[(') o (TEG) ,1./ al

et,

I.D 1.1 /.2. I. J 1,1(

... Vrm.J

Figuur 3.3

Concentratie- en temperatuursprofielen van de adiabatische buisreactor in het één reactor bedr~jf.

T. =150 C, V=1.47 m .

4. EOH + SEl ===> 5. EOH + SE2 ===> SE2 + H SE3 + H (k3) (k4)

R-SO

is de aktieve sulfongroep in de ionenwisselaar. SE1,

SE2 en SE3 z1Jn respektievelijk gebonden ethyleenglycol.

diethyleenglycol en triethyleenglycol aan de ionzuurwisselaar.

De desorptiesnelheden van deze glycolen wordt verwaarloosd. De

Instelling van het evenwicht van EO met H wordt snel

verondersteld. Door de gebonden glycol deaktiveert de

katalysator.

tabel 3. Resultaten van de heterogeen gekatalyseerde reaktor.

pH EO T MEG uit SE1 SE2 SE3 t

(mol/l) (K) (mol/l) (mol/l) (mol/l) (mol/l) ( s)

4 5 298

-

-

-

-

157 4 5 373

-

-

-

-

158 4 1 298

-

-

-

-

157 4 1 373 0.003

-

-

-

158 2 5 298 0.002

-

-

-

158 2 5 373 0.349 0.004

-

-

324 2 1 298 0.003

-

-

-

158 2 1 373 0.987 0.035 0.010 0.005 710

pH : start -

pH

van de reaktor

EO : concentratie ethyleenoxide in de ingaande stroom

MEGuit: concentratie ethyleenglycol in de uitgaande stroom

bij doorbraak van ethyleenoxide.

SE1 : idem voor DEG

SE2 : idem voor TEG

SE3 : tijd van doorbraak. d.w.z. de uitgaande stroom bevat

meer dan 1~ aan ethyleenoxide van de ingaande stroom.

De drie belan~rijkste parameters.nl. de initlele

zuurconcentratie. de ingaande ethyleenoxideconcentratie en de

temperatuur waarop de reaktor bedreven wordt. werden met een

hoge en een lage waarde gevarieerd. Hiermee werd getracht inzicht in het systeem te verkrijgen.

Voor de verblijf tijd wordt een waarde van 300 s gekozen. Bij

een ingaande ethyleenoxideconcentratie van 1 molll levert dit

waarden van =100 lIs en V = 30~op. om de geeiste productie te

halen.Resultaten staan vermeldt in tabel 3. 1. De pH-invloed.

Om enig katalytisch effect te bereiken moet de pH laag genoeg

zijn. Een pH=4 voldoet niet.

2. De ingaande concentratie van ethyleenoxide.

-200 I 190 110 170 160 1" (sj

t

IJ,

o.~ o.~ 0.6 U.1

0.'

0.'1

Figuur 3.4 1.0 1.1

o

5000 10000 15000 20000 1.3 1.3 V (oll

Temperatuursprof~elen _{door de warmtewisselende reactor heen,}

met Ah=A

t= 0.5 m , en variërende UAw/L.

Figuur 3.5

De ingaande concentratie van EO moet laag genoeg ZlJn om

een

snelle doorbraak te voorkomen. Een snelle doorbraak heeft tot )evolg dat de ethyleenglycol productie nog niet goed op gang gekomen is.

3. De temperatuur moet hoog genoeg zijn, om de snelheid van de omzetting hoog genoeg te maken. De deactiveringssnelheid neemt echter snel toe bij verhoogde temperatuur.

Voor het ~unsti9ste geval (pH=2,EO =lmol/l en T=100 oe) zijn de resultaten nader uitgewerkt in appendix F.

Heterogene katalyse heeft twee grote voordelen:

1. Er kan gewerkt worde bij tamelijk lage temperaturen. Hierdoor hoeft de druk in de reaktor niet al te hoog te zijn, om het mengsel in de vloeistoffase te kunnen houden.

2. De selectiviteit naar ethyleenglycol is gunstig. Het is geen probleem om hiervan verhoudingsgewijs voldoende te produceren.

Echter de nadelen zijn veel belangrijker:

1. De deactivering van de katalysator is vrij snel. Om dit tegen te gaan moet er veel water worden gebruikt in de voeding. Dit betekent wel dat een groot reaktor volume nodig is en dat de scheiding van water en glycolen veel duurder wordt.

2. Bij het regenereren van de katalysator komen nog Jlycolen vrij die veel moeilijker te zuiveren Zijn, omdat het mengsel veel 100'J bevat. . Hierbi j moet worden opgemerkt da t het voorversla~ (10] melding maakt dat 70% van de productie uit de regeneratie stroom moet worden gewonnen. De berekeningen wijzen echter aan dat dit nog geen 1~ is.

De heterogene katalyse valt af om genoemde redenen. Van de ongekatalyseerde reaktoren is de adiabatische buis met warmtewisselaar vooraf waarschijnlijk de beste oplossing omdat: De conversie van 99.99% op deze manier met het kleinste reaktorvolume gehaald wordt op een relatief simpele manier.

De reaktor is doorgerekend voor het 1-reaktor en het 2-reaktoren bedrijf. Het 2-reaktoren bedrijf is flexibeler dan het l-reaktor bedrijf, maar heeft als nadeel dat een extra reaktor nodig is. Het 1-reaktot bedrijf heeft als nadeel, dat een flinke DEC-recycle stroom vereist is, die in de destillatiesectie een grote DEG kolom noodzakelijk maakt. De tweede reaktor heeft echter ook zo'n recycle nodig • In de benodigde volumina zit niet veel verschil.