Productie van maleinezuur anhydride uit butaan

(1)

.

'

.

'

I

.

'

••

"

•

• .

•

• .

.

' I ,

.

'

iA

,

· ./

}l.I' . ., <. $I ... <, :- .. '

TU Delft

ti

(lfiJ

1D

1èP

tû

I

k>

F.V.O. Nr: 2742 Technische Universiteit Delft

r ·

Vakgroep Chemische Technologie

..

Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp

van

D.J.G. van der Burgh

N.D. Mackay

onderwerp:

PRODUCTIE VAN MALEINEZUUR ANHYDRIDE

adres: Kelloggplaats 319 3068 JH Rotterdam tel. 010 - 4564477 Elzendreef 52 3137 CD Vlaardingen tel. 010 - 4745240 UIT BUTAAN opdrachtdatum: 3-12-1987 verslagdatum: 3:""10 -19 8 8

(2)

•

• f

•

FABRIEKSVOORONTWERP VOOR DE PRODUCTIE VAN

MALEINEZUUR ANHYDRIDE UIT BUTAAN

D.J.G. van der Burgh Kelloggplaats 319 3068 JH Rotterdam tel. 010-4564477 FVO nr. 2742 N.D. Mackay Elzendreef 52 3137 CD Vlaardingen tel . 010-4745240

(3)

•

I INHOUD I I Samenvatting I I I Conc lusies IV Inleiding

V Uitgangspunten van het ontwerp

VI Beschrijving van het proces

VII Procescondities 1 ReactievergelijkIngen 2 3 Katalysator Explosiviteit

VlIr Apparatuurkeuze en berekening

1 Reactiesectie 1.1 Reactorkeuze

1.2 Beschrijving van de reactor 1.3 Modellering

2 Scheiding en zuivering

2.1 Mogelijke uitvoeringen voor de scheiding 2.1.1

2.1.2

Desublimatie van maleïnezuur anhydride Condensatie van maleïnezuur anhydride

2.1.3 Absorptie van maleïnezuur anhydride in water 2.1.4 Absorptie in een organisch oplosmiddel

Keuze van de scheiding 2.2

2.3 BeschrIjving van de scheidingssectie

2.3.1 Absorptie van maleïnezuur anhydride in dibutylftalaat 2.3. 2 Desorptie van maleïnezuur anhydride uit dibutylftalaat 2.3.3 Light ends kolom

2.3.4 Heavyends kolom

IX Massa- en warmtebalans

X Overzicht specificatie apparatuur

2

l

4 5 6 7 8 10 10 10 11 12 12 12 12 13 17 17 17 17 17 18 18 19 19 19 20 21 22 34

I

J

(4)

•

XI 1 1.1 1.2 2 3 4 Kosten Investeringen ... . . . Methode van Jansen . . . .... . . Methode van Wilson

Afschrijvingen Onderhoudskosten Arbeidskosten 48 48 48 49 50 50 50 5 Electriciteitskosten . . . 51 6 Stoom en ketelwater . . . 51 7 8 Katalysatorkosten Grondstofkosten 52 52 9 Opbrengst product . . . 53 10 Winst- en verliesrekening . . . 53 11 Economische criteria ... . ... . . 54 12 Evaluatie 54 XII Symbolenlijst 55 XIII Literatuur 56 XIV Bijlagen 57 3

J

(5)

•

I I Samenvatting FVO 2742 11 Samenvatting

In dit verslag wordt het fabrieksvoorontwerp beschreven voor de productie van maleinezuur anhydride uit butaan door parti~le oxidatie in een riser reactor. Er wordt gebruik gemaaakt van een / moderne katalysator op basis van fosfor en van

q

'ilUffioX1de .

e

k

Irt.

10

De capaciteIt bedraagt ca. 10.000 ton

malelneZ

~

de

per Jaar. De overall-yield op mol-basls bedraagt 49 %. De zuiverheid van het geproduceerde maleinezuur anhydride is ) 99.9 %.

Voor de productwinning en zuiverlng is een absorptie-desorptie cyclus gekozen op basis van een organisch solvent (dibutyl-ftalaatJ, gevolgd door twee destillaties voor de uiteindelijke zuivering.

De totale investeringen zijn 103 miljoen gulden. Bij een levensduur van 10 jaar is de geschatte jaarwinst

gulden.

.~l.. miljoen

Verder kan uit dit verslag worden geconcludeerd dat het proces technisch haalbaar is en economisch rendabel.

4

I

(6)

•

111 Conclusles FVO 2742 111 Conclusies

Volgens het patent van du Pont de Nemours [1) is het goed mogelijk om met een riser reactor uit butaan maleinezuur anhydride te maken. Het is echter niet mogelijk gebleken om de gegevens uit het patent na te rekenen. vanwege het feit dat er niet genoeg gegevens over de kinetiek van de reactie bekend waren. Gewerkt is met de gegevens uit het patent. Hierdoor is het nlet mogelijk om de reactor met andere reactor types te vergelijken.

Uit de Process simulaties is gebleken dat de destillatie van de

light end componenten gemakkelijk uitvoerbaar is. Over de heavy

end component (en) waren geen gegevens beschikbaar en het was dus slecht.s mogelijk om bepaalde aannames over de laatse kolonl te

maken.

Ook het absorptie/desorptie proces levert geen moeilijkheden op .

Uit de simulaties blijkt dat het proces goed uitvoerbaar is en dat het product uit het afgas van de reactor met dit systeem gemakkelijk lS te verwijderen. Ook de desorptie is goed uitvoerbaar en kost niet te veel energie. Een nadeel is dat deze stap onder (hoog) vacuum moet worden bedreven.

Het gehele proces is technisch goed uitvoerbaar en economisch haalbaar (een netto winst van ca. 31 miljoen gulden per jaar. bij een economlsche levensduur van 10 Jaar) .

(7)

•

IV Inleiding FVO 2742 IV Inleiding

In dit verslag is het fabrieks vooronLwerp beschreven voor de productie van maleïnezuur anhydride (MZAI door de selectieve oxidatie van bULaan over een vanadium-fosfor katalysator in een riser-reacLor.

MZA

IS

een gr

ond5tof

voor

alk

ydh

ar5en en

POlye5ters,

De

were

l

d

jaarproductie, voornamelijk geconcentreerd in West-Europa en de Verenigde Staten, was 370.000 ton in 1978 met een totale productie capaciteit van ruim 600.000 ton per jaar.

~ De meeSLe bestaande processen gaan uit van benzeen als grondstof en er IS veel belangstelling voor modernere processen die van

bULaan uItgaan en d1e rendabeler zljn. Ook vanwege de hoge

olieprijzen is butaan aantrekke lijker omdat benzeen voornamelijk oe

uit ~ie ,::.ordt gewonnen. De verwachting voor de komende jaren is da t butaan

~

e

1 goedkopere grondstof b I ij ft dan benzeen, hetgeen processen d1e OP butaan gebaseerd ZlJn concurrerend zal houden ondanks de ~a~ lagere selectiviteit

, , - 0 -

fJ

lA-t .

•

De meest recente ontwikkelingen vinden vooral plaats OP het gebied

van betere katalysatoren en gebruik van nieuwe reactortypen (zoals de riser-reactor) die een aantal beperkingen omzeilen.

-

-\ / / \

-H _l

_J

<. 7.~~'

f

Figuur IV.l. Maleïnezuur anhydride

6

(8)

--•

•

.

'

•

• v

Uitgangspunten van het ontwerp FVO 2742

v

Uitgangspunten van het ontwerp

De fabriek is ontworpen met als oogpunt een productiecapaciteit van ongeveer 10.000 ton/jaar, uitgegaan van de aanname dat een jaar 8000 productieve uren telt. _o

,I ... De grondstoffen ZlJn (DBPT) (26 toni jaar) , (

(

rA _{, / "} ... " _? butaan (9677 ton/jaar) ' en ~ wat als hulpstof dienst

dibuty lftalaat doet bij de zuivering. Butaan afkomstig van de kraking van aardolie of natuurlijk aardgas is geschikt en enige verontreinigingen (zoals butadiëen of butenen) zijn toelaatbaar daar deze ook naar MZA worden omgezet .

Voor de regeneratie van de katalysator kan omgevingslucht gebruikt worden. Over dit systeem is echter weinig bekend en het is niet mogelijk de benodigde hoeveeheid lucht te berekenen.

Afvalstoffen (oxidatieproducten, bijproducten zoals azijnzuur en acrylzuur, DBPT verliezen e.d.) worden naar een verbrandingsoven gevoerd. Clb - (CHz h - 0 - C C - 0 - (Cfk)~ - Crb 11 11

o

FiguurV.l. Dibutylftalaat. 7

(9)

•

VI Beschrijving van het proces

VI

Beschrijving van het proces

(

Het processchema is weergegeven

op pag, 8a, De

In stikstof. De hoeveelheid butaan is ca. 3

FVO 274~

invoer

iE! n-b,-~ti~.t\n

L

vol%. Deze stroom

wordt in warmtewisselaar H2 tot 662 K opgewarmd, de maximaal

haalbare temperatuur in deze warmtewisselaar.

In de reactor R3 vindt de parti~le oxidatie van butaan naar·

maleinezuur anhydride plaats. Als bijproducten worden CO. C~,

fkO, azijnzuur en acrylzuur gevormd alsmede enige I heavyends I •

Het azijn- en acrylzuur behoren tot de I light ends I . Bij de

reactie wordt vee l meer acrylzuur gevormd dan azijnzuur en voor de

modellerIng van het proces werd alleen acrylzuur gebruikt.

De reactiewarmte wordt afgevoerd door stoom te produceren in een

koelsPIraal In de reactor. De temperatuur In de reactor wordt

geregeld met een TC die de toevoer van ketelwater regelt. De

geproduceerde stoom IS HD-stoom met een temperatuur van 683 K.

De katalysator reactor en de

regenerator. De katalysator wordt van de gasstroom gescheiden met

cycloon M4, waarna deze gerenegereerd wordt in fluide bed R5. De

regeneratie geschiedt met lucht, aangevoerd door blower C6.

De uitgaande stroom wordt afgekoeld door de

tegenstrooms-warmtewisseling met de voeding in H2 tot 410 K. Nakoeling vindt

plaats in luchtkoeler H7. '_ .

De stroom gaat vervolgens de absorptie kolom In met een

temperatuur van 353 K en een druk van 1.5 bar. In de kolom TB

wordt het MZA geabsorbeerd in dibutylftalaat tOBPT) . De

bijpro~ucten van de reactie, inclusief kleine hoeveelheden MZA,

DBPT, a~ijn- en acrylzuur worden naar een verbrandingsinstallatie

afgevoerd. Even ueel kan daar stoom worden ; eproduceerd. /

~D

Nl,

.

bodemproduct

I ,

Het van de absorber lvoornamelijk DBPT met

geabsorbeerd MZA) wordt opgewarmd in H10 tot 471 K met de ·

bodemstroom van de desorber, ge~xpandeerd over een klep tot de

kolomdruk van T11 . Deze druk is laag gehouden omdat op het normale

kookpunt van reactieproducten

vacuum bedreven:

DBPT (620 K) thermische ontleding

onder onvermijde _Jijk is. De kolom wordt

23 mmHg.

/

8

van

(10)

•

VI Van

Beschrijving van het p~lces

~

...,

'1ot.

ai,.

het topproduct kan een groot

,.

gedeelte tca/ 90 %) teruggevoerd naar de reactor. Het ontbrekende

~-~

wordt dan v

,

or de compressor tC1) bijgemengd.

/(", (Ic.

Het bodemproduct van de desorber, voornamelijk DBPT,

FVO 2742 f")

•

eer worden butaan wordt met pomp P12 naar warmtewisselaar HI0 gevoerd, afgekoeld en boven in de absorber teruggevoerd, nadat DBPT verlIezen zijn aangevuld en de stroom is afgekoeld tot 340 K in luchtkoeler H9. Het topproduct van de desorber is voornamelijk

MZA

met de light en heavy ends. Dit wordt gedeeltelijk gecondenseerd. waarna vloeistof- en dampfase in vat Vl5 worden gescheiden. De damp bevat nog zoveel

MZA

dat een tweede condensatiestap nodig is om verliezen verder terug te brengen. Het condensaat wordt opgevangen in vat Vl9. Beide condensaatstromen worden in een surge tank gepompt met pompen P16 en P20. P16 doet tevens dienst als refluxpomp van de desorber.

Vanuit de surge tank Vl7 wordt met pomp P21 de productstroom ingevoerd in kolom T23 nadat de stroom is opgewarmd in H22 tot 475 K. De destillatiekolom T23 dient om de light ends van het

MZA

te scheiden. Deze light ends, het topproduct van de kolom worden

afgevoerd naar de verbrandings installatie.

Het bodemproduct. maleinezuur anhydride, wordt door P24 naar kolom T29 gevoerd. Deze destillatiekolom scheidt de heavyends

bodemproduct) van het

MZA.

(het

Het topproduct wordt eerst afgekoeld in H22 en vervolgens gecondenseerd in H35 tot een temperatuur van 298 K. Dit is de uiteindelijke productstroom en kan vervolgens worden opgeslagen. De opslagvaten moeten van corrosiebestendig materiaal ZIJn omdat niet alle zuren verwijderd zij.n.

9

(11)

•

VII Procescondities FVO 2742

VII Procescondities

Reactievergelijkingen

De reactievergelijkingen voor de vorming van maleïnezuur anhydride uit butaan zijn:

V

l/~I-

k..~&

'1H

I'~

C4H1O + 70

--

>

C4I-kÜ3 + 4 H20

I

c-o

k

~

ue/

Jtut [)

C4H1O + 130

-->

4 C02 + 5 lbO

C4H1O + 90

-->

4 CO + 5 lbO

4 (}r;k1/)>t~

OL

Deze reacties ZIJn sterk exotherm en het systeem neigt naar totale omzetting naar water en C02 omdat dit thermodynamisch de meest stabiele producten zijn (de reactie enthalpieän v~n bovengenoemde reacties liggen tussen de -1.2E6 en -2.7E6 kJ/mol) . Het

-reactiesysteem moet dus zodanig gekozen worden dat dit evenwicht niet wordt bereikt. Dit kan door gebruik

katalysator die de vormingssnelheid van MZA t van lbO en CO2 aanzienlijk verhoogt gecontroleerd reactiesysteem onstaat.

Katalysator

e maken van een opzichte van die een kinetisch

Gezien de aard van de opdracht lag de katalysator min of meer vast, temeer omdat deze katalysator (op basis van vanadium-fosfor oxiden) ook veelvuldig in de literatuur genoemd wordt als een goede industriäle katalysator.

De modellering en beschrijving van de katalysator is opgenomen in hoofdstuk VIII bij de beschrijving van de reactor.

10

(12)

~--- - - - - -- - - -- - - - --

-•

•

VII Procescondities FVO 2742

Explosiviteit

Zowel butaan als MZA vormen met lucht een explosief mengsel. De explosiegrenzen voor butaan-lucht zijn 1.5 en 8.5 vol.% butaan voor MZA-Iucht 1.4 en 7.1 vol.% MZA. Het is dus zaak buiten

en dit gebied te blijven. In het gebruikte systeem wordt dit bereikt door de hoeveelheid zuurstof zeer laag te houden of zelfs tot niets terug te brengen. De voo de reactie benodigde zuurstof wordt dan

in zijn geheel door de k talysator geleverd.

{

(13)

•

VIII Motivering van de apparatuurkeuze en berekening FVO 2742

VlIr

Motivering van de apparatuurkeuze en berekening

1 Reactiesectie

1.1 Reactorkeuze

De keuze van de reactor lag vast vanwege de opdracht. De reactor, zoals beschreven in een patent van DuPont, is een zogeheten 'riser reactor'. Deze kan worden beschouwd als een buisreactor waarin de gasfase en de katalysator een verschillende verblijf tijd hebben. Voor de volledigheid volgt nog een beschrijving van een ander type reactor dat voor de productie van MZA uit butaan gebruikt wordt. Deze reactor is een 'stacked pallet' reactor, dit is een multibuis reactor waarIn de katalysator in de buizen gepakt is. De voeding van deze reactor moet dus zuurstof bevatten voor de regeneratie van de katalysator waardoor de hoeveelheid butaan in het voeding zeer laag gehouden moet worden vanwege de explosiviteit. Bijgevolg is een tamelijk groot reactor volume nodig om tot een redelijke productie te komen.

De hier gebruikte reactor (de 'riser reactor') heeft dit nadeel niet. Tijdens de reactie wordt de katalysator 'uitgeput' om vervolgens in een apart fluïde bed weer geregenereerd te worden. De butaan concentratie in de voeding kan dus aanzienlijk hoger

ZIJn omdat zuurstof ontbreekt. Het is ook mogelijk om naast de voeding een kleine hoeveelheid zuurstof (of lucht) in de reactor toe te voeren. Deze zuurstof wordt dan gebruikt om de katalysator in de reactor al enigszins te regenereren. Vanwege explosiegevaar moet de hoeveelheid zuurstof echter beperkt blijven.

Nadelen zijn de vereiste van een tweede reactor (de regenerator) en de slijtage van de katalysator door attritie.

1.2 Beschrijving van de reactor

Het type reactor IS een 'riser reactor' . De geregenereerde katalysator wordt onderin ingevoerd en door de hoge gassnelheid meegesleurd. Na de reactor zorgt een cycloon ervoor dat de product stroom (gasfase) en de katalysator worden gescheiden. De katalysator wordt teruggevoerd naar de regenerator (uitgevoerd als een fluïde bed) en de productstroom wordt verder opgewerkt in de scheidingssectie (zie par. 2) .

(14)

•

De voeding van de reactor bestaat uit butaan en inert (stikstof).

De gebruikte katalysator is een vanadium-fosfor-oxide verbinding

(V2~-P20:s). Deze wordt geregenereerd met lucht.

Een schematische voorstelling van de combinatie reactor-regenerator IS weergegeven in fig. 1.

1.3 Modellering

In de reactor vinden verschillende parallelle reacties plaats. Deze ZIJn de partiële oxidatie van butaan naar maleïnezuur anhydride en verbranding van butaan en maleïnezuur anhydride tot water. kooldioxide en koolmonoxide. De vergelijkingen zijn:

( 1) C4H10 + 70 - -

>

C4~03 + 4H20 (2) C.H10 + 130 - -) 4C02 + 5H20

(3) C.~03 + 40 - -) 2C02 + 2CO + ~O

Schematisch kan dit worden weergegeven als

( 1)

C4H10 - - - -) C4H203

(2) ~ It (3)

C02. CO

In aanwezigheid van zuurstof vindt ook regeneratie van de katalysator plaats in de reactor

(4) Oz - -) 2 0

In bovenstaande vergelijkingen staat 0 voor katalysator-zuurstof en O2 voor zuurstof in de gasfase. Bij de reactie wordt zuurstof afgestaan door de katalysator. De gereduceerde katalysator wordt dan weer geoxideerd bij de regeneratie en eventueel vindt gedeeltelijke regeneratie plaats in de reactor volgens vgl. (4). Voor modellerings doeleinden is aangenomen dat koolmonoxide alleen gevormd wordt bij de verbranding van maleïnezuur anhydride en dat alle zuurstof direct van de katalysator afkomstig is. De eventueel aanwezige zuurstof in de gasfase wordt dan alleen verbruikt bij de regeneratie van de katalysator.

13

(15)

•

VlIr Motivering van de apparatuurkeuze en berekening FVO 2742

Verder is aangenomen dat de stromIng in de reactor beschr,E(ven

worden als een propstroom voor zowel de gasfase als

katalysator, waarbij het verschil In snelheId

fluïdisatiesnelheid is.

kan de de

Om de invloed van de graad van oxidatie van de katalysator te

beschrijven is de oxidatiegraad

e

(zie [2] ) gedefinieerd als de

verhouding van de in de katalysator aanwezige zuurstof en de maximale hoeveelheid zuurstof die de katalysator kan afstaan:

6 = Co Co •••

De reactiesnelheden voor de vier reacties ZIJn

-rl klCB6

-r2 k2CB6

-r3 k 3c,,6

-r4 k4C02 (1-6)

Voor de componenten butaan CB), maleïnezuur anhydride

katalysator-zuurstof (0) en gasfase zuurstof (02) levert dit

-rB -re De massabalansen worden Butaan: dCB dt -40.. dCB - (-rB) EwD2 dx Maleïnezuur anhydride: dt -40.. dc" - (-n,) EwD 2 dx Lucht zuurstof: dt -40v dCo2 - (-r02 ) EwD2 dx CBe (kl +k2) e (k3c,,-kl cB) 6 ( c. (7kl + 13k2) +4c"k3 -40v dc" - 6 (C"k3-CBkl) EwD 2 dx -40v d C02 - (1-6) c02k4 EwD2 dx 14 (1) (2) (3 ) (4) (5 ) (M) , (6) ( 7) (8 ) ( 9 ) (10) (11) (12)

(16)

•

• VIII

Motivering van de apparatuurkeuze en berekening Katalysator zuurstof:

dco -40c dco (-ro)

dt (1-E) 7fD2 dx

-40c dco -

e

(CB (7k l +13k2) +4c",k3-2c02k4) +2C02k4

(l-E) 7fD2 dx

FVO 2742

( 13)

Nu geldt voor de stationaire toestand dat de tijdsafgeleiden van

de concentraties nul zijn:

Dit invullen en de overblijvende vergelijkingen integreren levert:

-40v In CB = x

E7fD2 6 (kl +~) _CBO

-40v In C",k3-cBk l x

E7fD2 6 CI1ok3-CBOkl

-40v In C02 x E7fD2 (1-6) k4 C020 dx -40c In 6 (CB (7kl+13k2) +4c",k3-2c02k4) +2C02k4 60 (cB(7kl+13k2) +4c",k3-2c02k4) +2C02k4 (14) (15) (16) (17)

Hierin ZlJn D de diameter van de reactor, E de volumefractie vaste stof en

a

en 0c de volumestromen gas en vast.

(17)

•

Substitutie van

x L'z

Tv

Tc (l-E) 7TD2 L/40c

levert uiteindelijk de volgende vergelijkingen op voor de

concentraties als functie van de plaats (Z) op :

CB CBOexp (-ZTve (kl +k2) ) (18)

CI1 ( (CI10k3-CBOkl) exp (-ZTve) +cBkd /k3 (19)

C02 C020exp (-ZTv (l-e) k4 ) (20)

e [eo ( Cao (7k l + 13k2) +4cl1ok3- 2 c020k4) + 2 c o20k4 ) (21)

exp( (-ZTc (CB (7k l +13k2) +4cl1k3-2c02k4) /Co .. x) 1 _/

( CB ( 7k l + 13k2) +4cl1k3 -2 c02k4 )

Daar in de literatuur echter geen gegevens beschikbaar waren over

de reactiesnelheidsconstantenl l

, was het niet mogelijk de reactor

volgens bovenstaande vergelijkingen te berekenen. De wel

beschikbare gegevens zijn weergegeven in tabel 1. Dit zijn overall

resultaten bij verschillende condities, afkomstig uit enn patent

van DuPont [.l. Getracht is nog om deze resultaten te gebruiken om

de constanten in de Arrhenius-vergelijkingen voor de

reactiesnelheidsconstanten te schatten, echter dit faalde vanwege

de bijna-singulariteit van het resulterende stelsel

vergelijkingen.

In de verdere beschouwing van de reactor is dan ook een black-box

benadering toegepast, gebruik makend van de gegevens in tabel 1.

1) De literatuur gegevens over de kinetiek van deze reacties

gingen allemaal uit van een systeem waarbij de katalysator

volledig in de reactor werd geregenereerd en waar ook geen

recirculatie van de katalysator plaatsvond. Een voorbeeld hiervan

IS de stacked pallet reactor. welke al eerder met succes IS

toegepast bij deze reactie. Het nadeel van dit systeem is echter

dat het percentage butaan in de reactor voeding erg laag moet zijn

vanwege het explosiegevaar dat bestaat a ls een aanzienlijk deel

van de voeding uit zuurstof bestaat. 16

(18)

•

2 Scheiding en zuivering

2.1 Mogelijke uitvoeringen voor de scheiding

2.1.1 Desublimatie van maleïnezuur anhydride

Door het gas af te koelen tot onder het smeltpunt van maleïnezuur

anhydride wordt een vast produkt verkregen. Door de

warmtewisselaar waarin het anhydride gestold is periodiek te

verwarmen wordt het anhydride afgevoerd. Een nadeel bij deze

methode is dat de apparatuur niet continu bedreven kan worden.

Daar het smeltpunt van het anhydride op 52°C ligt, condenseert er dus veel water mee, wat tot vorming van maleïnezuur leidt, hetgeen verlies van produkt betekent.

2.1.2 Condensatie van maleïnezuur anhydride

Bij deze methode wordt het anhydride vloeibaar afgevoerd en is er dus sprake van een continue installatie. De effectiviteit van het

afscheiden van het anhydride is afhankelijk van de temperatuur

waarbij de warmtewisselaar bedreven wordt. Als de temperatuur

dicht boven het dauwpunt van water ligt, zal er veel anhydride

gewonnen worden, maar zal er ook relatief veel water

meecondenseren. Als de temperatuur hoger ligt wordt er minder

anhydride gewonnen. maar komt er ook minder water mee. In de

aanwezigheid van water zal er altijd verlies aan anhydride ZIJn

door vorming van maleïnezuur. Dus bij lagere temperatuur van de

warmtewisselaar condenseert er meer anhydride, maar is er ook een groter verlies door zuurvorming.

2.1.3 Absorptie van maleïnezuur anhydride in water

Het anhydride wordt in het water geabsobeerd. waar het omgezet

wordt in maleïnezuur. Het maleïnezuur anhydride heeft een grote

affiniteit tot water. De ontstane waterige oplossing wordt

geëxtraheerd met een organisch oplosmiddel en gedehydreerd waarbij het anhydride vrijkomt . Bij deze methode wordt het anhydride dus eerst gehydreerd en vervolgens gedehydreerd.

(19)

•

VII I Motivering van de apparatuurkeuze en berekening FVO 2742

Dit IS energetisch gezien heel ongunstig, daar de dehydrerings

stap erg veel energIe kost. Een bijkomend nadee l van deze methode

is dat in de waterige oplossing het maleïnezuur isomeriseert tot

fumaarzuur, hetgeen een irreversIbele reactie is . Naast een hoge

energie behoefte is er dus ook verlies van het produkt.

2.1.4 Absorptie in een organisch oplosmiddel

Het anhydride wordt in een organisch oplosmiddel geabsorbeerd,

welke selectief is voor het anhydride en een zeer lage affiniteit heeft voor water. Vervolgens wordt het anhydride in een tweede kolom gedesorbeerd. Bij deze methode is er geen dehydrerings stap en dus heeft deze methhode een lager energie verbruik dan de

bovens~aande methode . Een nadeel is dat er bij de absorptie!

desorptie relatief duur oplosmiddel verloren gaat. Een voordeel IS

dat er bij deze methode erg weinig anhydride omgezet wordt In maleïnezuur en

oplosmiddelen di hexy l f ta laat,

er dus weinig produkt veY"!li)1(<ëH g~~t"" Gt:t;';:;'1f~r~~_tt

zijn dialkylhexahydroftalaten, dibutYlftalaat, dimethylpentylftalaat, dioctylftalaat en chloor-naftaleen. De beste oplosmiddelen zijn de dialkylhexahydroftalaten omdat deze een lagere dampspanning en een betere thermische stabiliteit hebben dan de andere oplosmiddelen.

2.2 Keuze van de scheiding

Bij de desublimatie van het anhydride is er geen sprake van een continue procesvoering. Aangezien dit niet gunstig is en omdat er

ook water bij het anhydride komt, hetgeen leidt tot zuurvorming IS deze methode van afscheiden van het anhydride niet gekozen. Bij de condensatie van het anhydride komt er ook relatief veel water mee,

wat weer leidt tot zuurvorming. Dit maleïnezuur isomeriseert in een waterig milieu tot fumaarzuur, wat een irreversibele reactie is. Deze reactie verloopt snel boven 140 ·C. Het fumaarzuur is s lecht oplosbaar in water en heeft een hoog smeltpunt, 287 ·C. en kan dus tot verstoppingen leiden. Bij absorptie van het anhydride in water wordt praktisch al het anhydride omgezet in maleïnezuur. Ook bij deze methode is er dus veel verlies door isomerisatie van maleïnezuur naar fumaarzuur .

(20)

•

AbsorptIe van het anhydride in een organisch oplosmiddel heeft als grootste nadeel het gebruik van duur oplosmiddel en is als beste methode te verkiezen boven de andere methodes. De keuze van het te gebruiken oplosmiddel werd mede bepaald door de beschikbaarheid van de noodzakelijke fYSISche gegevens. nodig voor het maken van destillatieberekeningen. De voorkeur lag bij het gebruik van een dialkylhexahydroftalaat. maar hiervan waren geen stoffen aanwezIg in de stoffenbibliotheek van Process, het gebruikte programma om de scheidingskolommen door te rekenen. Wel aanwezig In deze bibliotheek zijn dibutylftalaat en dioctylftalaat. Gekozen is voor dibutylftalaat, omdat het kookpunt hiervan lager ligt dan dat van dioctylftalaat en het vacuum (zie par. 2.3.2)

hoeft te zijn.

dus minder hoog

2.3 Beschrijving van de scheidingssectie

I

2.3.1 Absorptie van maleïnezuur anhydride in dibutylftalaat

Om het anhydride uit de gasstroom, afkomstig van de reactor, te halen, wordt de gasstroom door de absorptietoren (T8) geleid. De gasstroom wordt aan de onderkant van de toren ingevoerd en het oplosmiddel, dibutylftalaat, wordt als een vloeistofstroom aan de bovenkant ingevoerd. Het anhydride wordt bijna volledig uit de gasstroom gewonnen. De kolom is doorgerekend met Process, waarbij van de Unifac methode gebruik IS gemaakt voor berekening van de activiteitscoefficienten. Voor de berekening werd gebruik

van de 'Rigerous Distillation' sectie uit Process. Het

gemaakt aantal schotels in de kolom bedraagt 7 en de temperatuur waarop de kolom bedreven wordt is 80

oe.

De gasstroom afkomstig van de cycloon (M4) wordt met de voedingsstroom van de reactor warmtegewisseld alvorens deze gasstroom de absorber ingevoerd wordt.

2.3. 2 DesorPtie van maleïnezuur anhydride uit dibutylftalaat

De desorptie van het anhydride uit het dibutylftalaat wordt in een destillatietoren (Tl1) uitgevoerd. Vanwege het hoge kookpunt van het dibutylftalaat. 340

oe.

is de scheiding een vacuumdestillatie. omdat bij te hoge temperaturen pyrolyse van zowel het anhydride als het oplosmiddel optreedt.

(21)

•

---_. - - - -- - _ .

-VIII Motivering van de apparatuurkeuze en berekening FVO 2742

Voor het doorrekenen van de kolom werd er voor de specificaties de concentratie van het anhydride in de topstroom opgegeven.

De concentratie van het anhydride in de bodemstroom hoeft niet ·

heel laag te liggen omdat de stroom gerecirculeerd wordt naar de

absorptietoren. De concentratie mag echter niet te hoog liggen

omdat dit de effectiviteit van de absorptie zou belnvloeden. Om

beginschattingen te krijgen werd de kolom eerst met een 'Shortcut '

doorgerekend. Dit leverde een schatting van het aantal schotels,

de voedingsschotel en de duties van de condensor en de reboiler.

Met deze schattingen is een 'Rigerous Distillation' uitgevoerd.

/p:2H/é~

De kolom bestaat uit 8 theoretische schotels (inclusief~ condensor

en reboiler). De vermogens van de topcondensor en de reboiler

bedragen -285 kW respectievelijk 706 kW. Om zo veel mogelijk

verlies van product tegen te gaan wordt de stroom uit de kolom

naar de vacuumpomp eerst nog gekoeld opdat zo mln mogelijk gas

afgezogen wordt. De vloeistofstroom die hierbij vrijkomt wordt met

de vloeistofstroom uit de top van de kolom gemengd en dit mengsel

wordt vervolgens naar de volgende kolom gestuurd.

Omdat de absorber en de desorber met elkaar gekoppeld zijn werden

de twee kolommen in een blok gesimuleerd. Het programma en de

resultaten zijn in bijlage # weergegeven.

2.3.3 Light ends kolom

Om het bijproduct acrylzuur van het anhydride af te scheiden wordt

de stroom uit de desorber door een destillatietoren (T23) gevoerd.

waar het acrylzuur afgedestilleerd wordt. Voor de specificaties

van de toren werd de concentratie van het anhydride in de

bodemstroom van de kolom vastgelegd. Om beginschattingen te

krij gen werd er een 'Shortcut ' uitgevoerd. Met deze

beginschattingen werd een 'Rigerous Distillation ' doorgerekend.

en

Het programma en de resultaten zijn weergegeven in bijlage #.

De kolom heeft 14 theoretische schotels (inclusief condensor

reboi Ier) . De vermogens van de condensor en de reboi Ier

respectievelijk -74 kW en 83 kW. De voedingsstroom van de

bevat 1.63 mol% acrylzuur en de bodemstroom bevat 0.10

zij n kolom

mol% acrylzuur.

(22)

•

VlIr Motivering van de apparatuurkeuze en berekening FVO 2742

2.3.4 Heavyends kolom

Van de heavy ends in het product is nlet bekend welke stoffen dit zijn. Bekend is slechts dat er polymeervorming optreedt tijdens de reactie. maar welke polymeren gevormd worden lS niet bekend. Hierdoor was het niet mogelijk om de heavyends kolom door te rekenen.

Enkele schattingen zijn echter wel mogelijk. Voor de stromen is aangenomen dat de topstroom 99 % en de bodemstroom 1 % van de voeding bedraagt. Tevens is aangenomen dat de zuiverheid van het topproduct hoger dan 99.9 % is.

Eveneens is aangenomen dat de warmte inhoud van het topproduct groot genoeg is om de voeding van de light ends kolom (stroom 27) op te kunnen warmen tot de gewenste ingangstemperatuur.

Bij de massa- en warmtebalans en de kostenberekening lS alles vanaf kolom T29 verwaarloosd. behalve blj de berekening van de

investeringskosten.

(23)

l FVO 2742

• IX

Massa- en warmtebalans

•

22

(24)

• IN

Voor-

Massa -en

_Retour

_UIT

w

aarts

Warmtebalans

• tv1

M

Q

M

Q

•

;

CD

"

6 .

7375

....i. i ... 1 / ,

)

:::

1

_,

•

6 .7

375 1331.

9E3

(3!

•

k.

6 .

8509

CD

_H

₂

0

6 .

8509

1

35

1. 3E3

₂

₃₀₅

_.3

_E3

• (5)

6 .7

3

7

5

22 ö5

.9

E3

,- -v

(8)

•

Ç)r eactie " _'_. ' 165.b

85

24.7 E3

_/

R3

ketelwater stoom

2 .

10

6

852L~. 7E3

2 .1

06

0

_{- - - - I} ₁

-•

(4)-172.

7 /

.

'

1-14 r---.

(6

)

6 .

8

5

0

9 )305

.

3E3

(?L

165 .

8

• /

-

..-

A~

( ; '\

-

'-

R5

, Ö) 16~.8

• -2

')

v

-/

---02

_:

_j

;

0

•

I

(25)

l 0.8194 0

(2î

~'

•

c6

I

?

6.8509 '--~ 1351. 3E3

•

H7 lucht 0 0

-

- -

--~ ~--- 0 187.6E3

• _...

_,...

6.8509

_(llL

11bj.7E3

_,...L

_._~ (l L) _2.41)0

•

27b.b T8

G?

2.7642 _'.. 3'1 ':1 o.l

~,

@

T

6.4998 1163.6E3

•

0.0009 0.0000 ~ M

G5'

E 204122 N _697._~

•

_G E R

---,...

•

~L 4.5727 0 - - - , l water _H9 _~--- 4.5727 421.2

• I

G4'

\ 2.4130

Q

'1 -276.0 2.76'4-2 ... ' ~

•

₃₇₉_.₁

~

₂_{.. 412}₂

@

697.8 H10 2.4122

•

1366.3

...,...

2.7642

@

-104ö.l

•

(26)

2.7642

@}-1048.1 - ' " -

(2iî

0.3169 '" '-.,

•

50.3 T11

@

0.6690

•

437.L+ r

-•

~~ 0.3365 706.2 stoom

-

--~ H14 1 - - - -eend. 0.3365 0

• -r-l

•

P12

• _~

2.4122

(Î8)

1366.3 0.66'10 ...

-

_~ 43'1.'+

•

_l _uc_ht _H1₃ 0 0

---.,

1 - - - - - 0 285.1 ""---0.6690

&

152.3

• @

V15 0.0939

•

61.4

--•

p-k:-P16

• (z2J

(2îî

0.2582 '-1 0.3169 41.::; --I ₅₀_.₃ I' _~

•

- ---,---~ - -- -- - - -

(27)

-.r---r----~---₀_.₀₉₃₉ bl .4 • 0.592 C Koelwater

r ___

t-_ _

-I-t"'"_-_-_-_-_-_-J..J... - - - -

~

r

n8

1- - - - -

+ - - - - 1

0.090"8"

.r---t---~-~

u

~

• .r---r---~--~

.J---r---~----~

•

0--,,-")417 .~

-i __

~~~1~.5~-J V19 _{r----:::.~--il---..J}

Q)

P21 H22 0. 3339

~

.r---i----r---~~

/

-~----~

/

0.592 4('· \, o

(28)

•

• U

.

3'+11

l lb.(:$

0 .

1390

97 .

5

stoom

_H26

_ca

_nd

_.

₀

_.

₀₃₉₅

~

**- - - -*-L ---**

- -

----

-~1---_t_--1

I---~ - - - - ---:

8

2 .

3 o

0 .

0395

·~--"--"~--"-T--"--"I

• P24

•

0 .

33

7

3 @

_~

125 .

)

I'

1

29 )

o

14

42

_~

17

5 .

3

• _-

H25

0

73 .

8

lucht - - - i

--

-0

0

~

•

0 .

1447

luJ...~ ~:k....,

-V27

• _@

0 .

0056

4 .

5

~~

•

~

P28

• ~

-0

.

1390

97 .

5 -•

I

(29)

•

0. 3373

---ïr---I~--•

_/ /

•

H32 cand.

L

---l---t---l

1...-____ -;-_ -sta om - - - -:l t-- - I - - -

-,L---~~---r----l

•

_J

•

/ ./

• -•

-•

-

V33

-

-"'-j-J

---

-~

•

-P34 ï

-@

ï

•

~ ï

-~,

1 \:7

0.3 339

-1. / J

•

(30)

•

/

@

.

/ _~ koelvlater

• - -

- - - ; _H35~--

-•

•

15.20u~

9

85

7 .

5:5.:3

_~

• M 8ssa

in

kg/s

Warmte

in

kW

• ~

I

-T

\.,

0 .

3339

0 . . .

-Totaal

~

14 .

498

8 Fabri eks voor ont werp

No:

2742

/

(31)

•

• A pparaa tstr oom

1 2 3 4 ₅

, Compon enten

I

M

Q

~ _~

_Cl

_M

_Q

Butaan

~

5;r

1

0.4069

~

I

0.4069 0.0680 0.'+069 Stikstof 2~

6 ,

3309

0

6. 3309

b.()370 6 •. :>309 />I.Z.i\.. 4--7

b _

0 .

3479

~

-.

Ivn ter

_0.4

₆₀₇

DBPT L'~ :'J '-" _I _".. JIAcr - I I I

0 '1o()1

0 .

0053

n-ml

L

hf.,

N

l.,.

1 I

~

-

~

i

a

~

J,..

"

v,'"f'

~

I

/"

~

nu

l

I

"

~

I

Q

\ \

~

I

__ '"

)

?,

~{.

f

v~

-

v·'

r

--1--

--fo

'3

~ ~

T

)J

~

ot

~

'·

-u-Totaal:

6.7378

0. 8194

o ~.7378

1331

.

9E3

I

6 .

8509

6 .

7378

I

2

85 .

9E3

Apparaatstoom

, Componenten

Butaan Stikstof r·1 • Z • i\. vJatf~r DBPT HJ\cr

Totaal:

M in kg/s

() in ltW e3

M

U

o

0680

6 .

037

0 0.3479

0 .

4607

-0

.

0

5

3

6 .

8509

2

30

5. 7J

E3

7

8

9

10 M

U

M

Q

M

U

M

U

0 .

0680

6 .

0370

0 .

3479

0 .

4607

-()

.

005

3 -lf

;5

.

8 /

16 :ï

.

8 _/

G

.

B509

35

1. 3E3

0 °

Stroom /ComDonenten staat

(32)

•

• A pparaa tsT'r oom

, Componenten

M.Z.A. (" Stikstof r- -~Jn t er DBPT HAcr Dutaan

Totaal:

Apparaatstroom

, Componenten

M.Z.A. :.;tikstof ',:1 a ter DEPT HAcr

Totaal:

M

in

kg/s

Q

in

kW

•

11

M

Q

!o

_---..

.

3479

~

\

~

6.0370 \

-

; O. L~607

_I

r,

,',.1,'.1" ....

-

-0.0053 t 0.0680 " /"'\

\

(

r'--- •

- -6.8509 1163.7E3 16

M

Q 0.")')96 ,/'

-

î I ~---/ 2.3994 0.0052 2. 76L~2 10L~8 .1

•

12

_CD

13

®

14 15

M

0. M

Cl.

M

0. M

Q 0.0011 0.3596 _o _0l?7 0.0127 6.0370

-

-0.4607 _ 0

-

-0.0010 _2.₃₉₉₄ _,'2_.4₀₀₃ ₂_.₃₉₉₄ 0.0001 . 0.0052

_-

-I I - -6.4998 1163.6E3 2.7642 379.1 2.4130 276.6 2.4122 607.8 17 18 19 20

M

Q

_M

_Q

_M

Q

_M

Q

-

0.0127

--

-0.0009 2.3991₊

-

_- -- --- -0.0009 0 0.6690 4 ~7 .14 2.4122 1366.3 0₀6690 ₁₅₂_.₃

Stroom/Componenten staat

(33)

•

• A pparaa tsTroom

21 22 23 24 25

, Componenten

_M

Q

_M

_Cl

_M

_Cl

_M

_Cl

_M

Q ril. Z. iI.. 0.2563 0.08~3 0.0883 0.0784 :::.tiks tof

-

-.111 ter

-

-DEPT

-

_-

-

-\! j\c r 0.0019 0.0056 0.0056 0.0090 i I

-Totaal:

0.3169 5n.3 0.2582 41.5 0.0939 61.4 0.0939 0 0.0874 0 I

A pporaatstroom

26 27 28 29 30 I

, Componenten

M

U

M

Q

M

Q

_M

Q

M

Q

11.Z.A. 0.0094 0.343~

o

.

3l~ 32 :Jtiksto f -

-

-Water

-

-DEPT

_-

-llAcr 0 0.0072 0.0072 - - - -

-Totaal:

0.0094 0 0.3~04 41.5 0.3504 118.8 0.14l~7 175.3 O.14L~7 101.5

M

in

kg/s

(34)

•

• ApparaatsT'room

, Componenten

M.Z.J\. Stik tof \'!a t'_'r DJWT 1I"c r

Totaal:

Apparaatstroom

, Componenten

H.Z.J\. :Jt iks tof \-Jater UBI'T l!f\er

Totaal:

M

in

kg/s

Q

in

kW

•

3

1 M

Q

0 .

13

9

0

97 .

5

3

6 M

Q

/

•

32

33

3

4

35 M

(l

_M

_Cl

_M

_Cl

_M

_Q

0

00

1

8

0.3

3

71

r--.,.

-

--

_-

_I

_~

_I

0 .

0039

0 .

000

2 ~

":)

~

_f:.

_J

t

v-

j

-

~ ~

-0

.

0

056

4 .

5

0.

3

7

3

123 .

3 _/

_/

/

3

7

38

39

LtO

M

Q

_M

_Q

_M

Q

_M

Q

..

- - -- - - - -- - - --- --- -- - --

-0

.

33

39 /

0 .

3

33

9

, ,

0 .

3

33

9 I

0

00

3

4 /

Stroom

ICon

· 'Jnenten staat

(35)

FVO 2742

• X

Overzicht specificatie apparatuur

•

34

(36)

. . . - - - _. _- - - -

_._._--•

Apparaat No: _R3

•

R5 T8 ;;:11 V15

Benaming, reactor regenerator absorber desorber gasjvloeist.

schei der type

•

Abs.of ~-.r 2.0 1.2 1.5 1.5 0.03 druk in bar

•

temp. in

oe

438 327 80 273 181 Inhoud in m3 Diam. in m

•

1 of h in m

I

I 1 1 RVS

_!

I

1 I j

I

•

• *

aangeven ~at bedoeld ~ordt

(37)

•

Apparaat No: V17 V19 T23 V27 T29

•

Benaming,

surge tank gas/vloeist. light ends ;::as/vloeist. heavy ends

type _sch_e_id_e_r _s_t_r_i_pp8_r _s_c_hei_d_er _s_tr_ipp_er

•

Abs.of ~rrï*

_La

G.03 1.3 1 1.3 druk in bar

•

temp. in

°c

101 f:9 213 172 227 Inhoud in m3 Diam. in m

•

1 of h in m Vulling: 1( schotels-aant.

•

vaste pakking

katalysator- 14 schotels ? schotels

type

• -

, ,

-

vorm

· .

..

...

· .

..

...

.

...

· ....

.

...

.

•

Speciaa:!. te ge- _R_V._S _·~_v_-; _R_V_S _R_V_S _RV_._: bruiken :nat. aantal

•

se::-ie/parallel 1 1 1 1 1

•

• *

aangeven wat bedoeld wordt

(38)

•

Apparatenlijst voor pompen. blowers. kompressoren

---•

Apparaat No: Cl c6 P12 P16 720

Benaming, compresso:~ blo\.Jer bodempomp- recycl epomp pomp

•

type desorber desorber

te verpompen

butaan7N2 luc:ht MZA/DBPT MZA/HAcr MZA/HAcr

•

medium Capaciteit in ~of kg/s i [ 7.0 2.41 0.58 0.09

•

Dichtheid in kg/m3 1.167 544.7 1268.1 12é.3.1 Zuig-/persdruk

•

in bar(abs.of _1/2 _1/1.₂ ₀_.₂₀_/_1.₃ ₀_._03/0_.₀₃ ₀_.₀₃_/0_.₀₃ ~~~) temp. in

°c

•

in

/

uit 25/113 25/? 272/273 101/101 99/99 Vermogen in kW 454.7/ ? )23.7~-3/ ? ? I theor./ prakt. 649.4 505. [)~;;-3 I

•

Speciaal te ge RVS RV3 RV~ RVS ?.V;:'

brui ken mat

aantal I

1 1 1 1 1

serie/ parallel

•

• *

aan~even wat bedoeld wordt

•

(39)

•

Apparatenlijst voor pompen, blowers, kompressoren

---Apparaat No: Benaming, type te verpompen medium Capaciteit in t;,t4. of kg/s-Dichtheid in kg/m3 ZUig-/persdruk in bar(abs.of ~ll~-) temp. in

°c

in / uit Vermogen in kW theor./ prakt. Speciaal te ge bruiken mat aantal serie/parallel P21 voed{,ngspomp 11 ;;1: t, ends ~1ZA/HAcr O. yi 1266.9 1.0/1.1 100/101 0.026/0.04 RVS 1 P24 vo-=dinGspomp heav:' ends !·1ZA/HAcr

o

.

-;;4 1141.4 1. 3/1. 3 213/213 ? rt'JS 1 P28

recy::1epor:J~

1ig:ht ends t·';ZA/HAcr 0.14 ? 1/1 172/172 ? RVS 1 P30 heavy ends pomp heavy ends ( l-lZf:...) 0.0034 ? ? ? ') RVS , 1

*

aangeven wat bedoeld wordt

P34 produët ppmp I'lZA 0.33 114::' 1/1 212/212 ? RVS 1

(40)

•

_ApDaraten_l_i_~_s_t _vo_or _{warmtewisselaars} _fornuizen

---~---•

Apparaat No: _H2 H7 H9 HI0 H13

koeler abs. koeler solv. warr.1tewiss. condensor

Benaming, warmteHiss. voeding fe~d bodem abs./ desorber

type reactor- desorber

vQeèin;.

•

;- Y'() t:-_' -: ·t

Medium r

pijpen-/ react.prod./ product R3/ bodem

des./ bodem abs./ top des./

voeding R3 l ucht water bodem des. l ucht

•

mantelzijde r

•

Capaciteit,

~

ó69JO

yn

uitgewisselde 954.9'::3 187.6r::3 421.2 285.1

~tD

~

'

warmte in kW.

I~\

Warmtewissel end

~

VC-oppevl. in m 2 , _'- ~ I--Aantal paf!1'tê{ 1 1 1 1 1

•

Abs. of~ druk in bar _1._5/2_.₀ _1.₅_/1 _1._3/₁ 1.5/1. 3 0.03/1 pijpen-

_/

mantelzijde

•

temp. in

_/

uit in

oe

_427/137 ₁₃_7/80 155/67 80/198 102./101 pijpzijde

•

mantel zijde 113/389 25/? 25/47 273/155 2-./ / " . Speciaal te ge-bruiken mat. RVS RVS RVS RVS RVS I

•

aan~even wat bedoeld wordt

(41)

I

•

Apnaratenli~st voor warmtewisselaars, fornuizen

---Apparaat No: Benaming, type Medium pijpen-/ mantelzijde Capaciteit, uitgewisselde warmte in kW • H14 reboiler des bodem des./ stoom 706.2 nacondensor mza-hacr/ koelwater 48.0 H22 warmtewi ss. voedi ng l igh ends/ eind -product voeding l igh ends/ eind -product ? H25 condensor l ight enàs stripper top li ght ends/ l ucht 73.8 Warmtewisselend ~ ~ ~ ~ oppevl . in m2 / /

V

\.f-'

\.../

'-./

~~

Aantal

pafält~{

• Abs. of~ druk in bar pijpen- / mantelzijde

•

temp. in / uit in

oe

pijpzijde mantelzijde Speciaal te ge-bruiken mat • 1 0.20/40 272/272 L;-10/250 RVS 1 1 1 0.03/1 1.1/ 1.0 1/1 lCl/99 101/202 172/172 20/37 212/ 122 25/? RVS RVS RVS ~

aan~even wat bedoel d wordt

H26 r eboiler l ight ends str ipper bodem l i ght ends/ stoom 82.8 1 1.3/40 213/213 410/ 250 RVS

(42)

-•

Apparaat No: H31 H32 H35

•

Benaming, condensor reboiler nakoel er heavyends heavy ends eindproduct type

•

Medium pijpen-I top T29/ bodem T29/ HZA/

lucht stoom koel'lat er

mantelzijde

•

Capaciteit, uitgewisselde 1 1 1

Cl

'Warmte in kW.

•

Warmte'Wisselend oppevl. in m 2

/

~

~-J Aantal pafäItê1 I 1 1 1

•

Abs. of~r druk in bar 1/1 1/40 1/ 1 pijpen-

_I

mantelzijde

•

temp. in

I

uit

-0 in ~ 212/ 212 500/500 122/25 pijpzijde

•

mantelzijde 25/? 410/250 25/1 Speciaal te ge-bruiken mat. RVS RVS RVS

•

~

aang-even wat bedo'eld, 'Wordt

•

(43)

•

Apparaat No:

M4

Benaming, cycloon

•

type Capaciteit

172.6

•

kg/ sec Abs. of ~li~tx

1.5

•

druk in bar temp. in

°c

₄₃₈

Inhoud in m3

•

of afmetingen in m

*

•

aantal serie/ parallel 1

~

I,

,

! ,

•

, I \ ,

.

•

• *

aangeven wat bedoeld wordt

•

(44)

-•

•

Technische Hogeschool Delft

Afd. Chemische Technologie Fabrieksvoorontwerp No: •

Datum : • • • •• Ontworpen door :. ~~~!~~!ê~~~~ESP~Ç!f!~!!~~~~Q Apparaatnummer _: _H.