Productie van para-xyleen uit tolueen door middel van selectieve disproportionering met behulp van een (gemodificeerde) ZSM-5

,f!IIi

T

U Delft

Technische Universiteit Delft

FVO

Nr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

Productie van para-xyleen uit tolueen door

middel van selectieve disproportionering met

behulp van een (gemodificeerde) ZSM-5

Auteurs

w.

De Graaf

E.M. van den Haak

S

.

G.

Vermeulen

H.C. Yang

Keywords

Telefoon

071-5132142

070-3650397

010-4670959

010-4111248

Para-xyleen, xylenen, tolueen, disproportionering,

ZSM-5, benzeen, Parex, ruwe benzine

Datum opdracht

Datum verslag

8 februari 1996

31 mei 1996

FVO Nr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

Productie van para-xyleen uit tolueen door

middel van selectieve disproportionering met

behulp van een (gemodificeerde) ZSM-5

Auteurs

W. De Graaf

E.M. van den Haak

S. G.

Verrneulen

H.C. Yang

Keywords

Telefoon

071-5132142

070-3650397

010-4670959

010-4111248

Para-xyleen, xylenen, tolueen, disproportionering,

ZSM-5, benzeen, Parex, ruwe benzine

Datum opdracht

Datum verslag

8 februari 1996

31 mei 1996

Voorwoord

Dit fabrieksvoorontwerp (fvo) is naar een onderwerp van Prof.ir. S.T. Sie van de vakgroep Chemische Procestechnologie uitgevoerd.

Bij het ontwerpen is van diverse kanten medewerking verkregen, zowel op technisch als inhoudelijk gebied. Voor deze bijdragen willen we dan ook iedereen bedanken die voor de totstandkoming van dit verslag op enige wijze iets heeft betekend.

Onze dank gaat ten eerst uit naar Prof.ir. S.T. Sie voor het verschaffen van de opdracht en ir. C.P. Luteijn voor de voorbespreking en de beoordeling van het ontwerp. Bij de diverse knelpunten die tijdens het ontwerp aan het licht kwamen, hebben we met de volgende personen van gedachte kunnen wisselen:

Mevr. Crista Ronkens van Shell Pernis voor het verschaffen van de informatie over de reformaatstroom en de waterstofstroom;

Prof.dr. JA Moulijn, dr.ir. A.W. Gerritsen en Prof.ir. S.T. Sie voor hun advies bij het ontwerpen van de reactor;

Prof.dr.ir. H. van Bekkum voor aanvullende informatie over de katalysator;

Ir. LAM. van der Wielen voor zijn hulp bij het inwinnen van informatie over het PAREX-proces; Ing. J.D. de Graaf, Shell Pernis, voor de steun bij het ontwikkelen van de procesregeling. De heer Verheijen voor de opbergruimte, ondanks het grote tekort aan fvo-ka me rt jes. Tenslotte dhr. Smit voor de tijdige verzorging van het drukwerk van het verslag.

jjj

mei 1996 W. de Graaf E.M. van den Haak S.G. Vermeulen H.C. Yang

'7

tt.d,

ooD

Samenvatting

Het doel van dit fabrieksvoorontwerp is het ontwerpen van een proces waarbij

p~-XYleen

door middel van selectieve disproportionering van tolueen wordt geproduceerd. Hier~j wordt gebruik gemaakt van een ZSM-5 katalysator.De productie van para-xyleen bedraagt 10 ,000 ton per jaar. Het gehele proces is volledig gesimuleerd met behulp van het programma ChemCAD lil en op een overcapaciteit van circa 20%.

Het voorontwerp is gebaseerd op een locatie in een industrieel gebied in Singapore, omdat daar een productiegroei wordt verwacht en dus ook een groeiende vraag naar para-xyleen is. De keuze Singapore blijkt zeer realistisch, daar er onlangs uit betrouwbare bron is vernomen dat men daadwerkelijk bezig is een para-xyleen fabriek in Singapore te bouwen.

Als grondstof wordt een reformaatstroom (uit een katalytische reformer) gebruikt. Hieruit wordt het tolueen middels destillatie verkregen. Het hoofdproduct para-xyleen wordt zowel door de

disproportionering als door scheiding uit de reformaatstroom verkregen. Als bijproducten worden benzeen, benzeenarme (max. 1 vol%) ruwe benzine en fuel gas geproduceerd. De procesroute is complex en bevat onder andere drie recycles. Gezien de complexiteit van het proces wordt het ontwerp verdeeld in vijf secties namelijk: drie scheidingssecties, een reactie-sectie en een

-zuiveringssectie. In de scheidingssecties vinden fysische scheidingen plaats met destillatietorens. In de reactiesectie vindt de disproportionering plaats en naast de tolueen moet er ook waterstof worden aangevoerd voor de koeling van de reactor en het handhaven van een H2/HC ratio van 3

mol/mol. In de zuiveringssectie wordt het para-xyleen gezuiverd met behulp van het zogenaamde PAREX-proces.

.

~

:

bl:z,

A

À

l1

S. 6

~

ok,

-+-

y-.~

1-1.-\

De geproduceerde para-xyleen en benzeen hebben een zuiverheid van 99.5 ~ew%. Er wordt circa 6,8 kton per jaar aan benzeen, 609 kton per jaar aan ruwe benzine en 1,2 kton per jaar aan fuel gas geproduceerd.

De procesveiligheid wordt bekeken met behulp van een beknopte HAZOP-analyse en de Oow Fire & Explosion Index. Uit deze analyses blijkt dat er aan dit proces een aantal risico's verbonden zijn, vanwege de aanwezigheid van grote hoeveelheden giftige, schadelijke, licht-ontvlambare stoffen en het opereren bij redelijke hoge temperatuur en druk. Een goede procesbeheersing is dan ook noodzakelijk vooTeen optimale en veilige procesvoering.

Er wordt een netto winst gemaakt van circa $ 6,000,000 per jaar. De economische criteria Return Of Investment (ROl) en Internal Rate of Return (IRR) geven beide een gunstige waarde, respectievelijk 10-12% en 13.7-15.5%, afhankelijk van de afschrijvingsduur (11 en 15 jaar). Het blijkt dat een korte afschrijvingsduur een hogere waarde geeft voor deze criteria. Er kan dus geconcludeerd worden dat het ontwerp voor de productie van para-xyleen goed aan de doelstellingen voldoet.

Inhoudsopgave

VOORWOORD ... iii

SAMENVATIING ...

v

INHOUDSOPGAVE ... vii

BIJLAGEN ... ix

LIJST VAN TABELLEN ... ix

LIJST VAN FIGUREN ...

x

1.

INLEIDING ... 11

1.1 Achtergrond van de opdracht ... 11

1.2 Procesroutes ... 11 1.3 Milieu ... 11 2. UITGANGSPUNTEN ... 13 2.1 De procesroute ... : ... 13 2.2 Specificaties en randvoorwaarden ... 14 2.2.1 De conversie ... 14

2.2.2 Externe specificaties en randvoorwaarden ... 15

2.2.3 Thermodynamica ... 16

2.2.4 Lokatie ... 16

2.2.5 Eigenschappen van de processtoffen ... 17

3. DE PROCESSTRUCTUUR ... 19

3.1 Algemeen ... 19

3.2 De opbouw van de fiowsheet ... 19

3.3 De reactor ... 20

3.3.1 De reactorkeuze ... 20

3.3.2 De Koeling van de reactor ... 20

3.4 De waterstof-recycle ... 20

3.5 Drijvende kracht in de waterstof recycle ... 21

3.6 Het PAREX-proces ... 21

3.7 De destillatietorens ... 22

3.7.1 De keuze van één scheidingssectie voor zowel de recyc/e- als reformaatstroom ... 22

3.7.2 De scheiding van de recyc/estroom en de reformaatstroom ... 22

3.7.3 De scheiding van het tolueen ... 22

3.7.4 De zuivering van het benzeen ... 22

3.7.5 De opwerking van de benzeen bevattende reformaatfractie ... 23

3.7.6 De terugwinning van para-di-ethylbenzeen en de zuivering van para-xyleen ... 23

3.8 De warmte-integratie ... 23

4. HET APPARAATONTWERP ... 25

4.1 Vast bed reactor ... 25

4.1.1 De reactor opbouw ... 25

4.1.2 De reactor dimensies ... 25

4.1.3 De drukval over de reactor ... 26

4.1.4 De wanddikte van de reactor ... 26

4.1.5 Resultaten reactor ontwerp ... 26

4.1.6 De reactorkoeling ... 27

4.2 Het PAREX proces ... 28

4.2.1 De keuze van adsorbent en desorbent... ... 28

4.2.2 Het principe van de zuivering ... 28

4.2.3 Controle van de stromen ... 29

4.2.4 De ontwerpgrootheden en resultaten ... 30

4.2.5 De drukval over het adsorptiebed ... 30

4.2.6 De dimensies van de adsorptiekolom ... 30

4.2.7 Regeneratie van het adsorbent ... 31

4.3 De berekening van de destillatietorens ... 31

4.3.1 Bepaling van het aantal schotels ... 32

4.3.2 Bepaling van de diameter van de toren ... 32

4.3.3 Het ontwerpen van de schotels ... 33

4.3.4 Controle op entrainment ... 34

4.3.5 Controle op weeping ... 34

4.3.6 Het geperforeerde oppervlak ... 34

4.3.7 De hole pitch ... 35

4.3.8 De drukval over de schotel ... 35

4.3.9 Het ontwerp van de valpijp ... 35

4.3.10 Berekening van de verblijftijd in de valpijp ... 36

4.3.11 De hoogte van de toren ... '" ... 36

4.4 Berekening van de warmtewisselaars, reboilers en condensors ... 36

4.5 Pompen en Compressoren ... 38

4.6 Het waterstof-membraan ... 39

5. MASSA- EN WARMTEBALANSEN ... 41

6. PROCESBEHEERSING ... 43

6.1 De destillatietorens ... 43

6.1.1 Partiêle condensatie torens en totale condenstatie torens ... 43

6.1.2 Regeling onderin de destillatietorens ... 43

6.1.3 Torens met partiêle condensatie ... 43

6.1.4 Torens met totale condenstatie ... 43

6.2 Regelingen per sectie ... 44

6.2.1 Afscheiding van het ruwe product en opzuivering van het reformaat tot tolueen ... 44

6.2.2 De reactorsectie ... 44

6.2.3 Afscheiding en zuivering van benzeen uit de grove productstroom ... 45

6.2.4 Zuivering van het product (para-xyleen) ......................... 45

6.2.5 Verwijderen van benzeen uit de lichte reformaat-fractie ... 46

7. PROCESVEILIGHEID ... 47

7.1 De HAZOP ... 47

7.2 Safety, Health and Environment (SHE) analyse ... 50

8. DE ECONOMIE ... 55

8.1 Productiekosten ... 55

8.1.1 Productievolume afhankelijke kosten ... 55

8.1.2 Loonkosten ... 55

8.1.3 Investeringskosten ... 55

8.1.3.1 Methode van Taylor ... 56

8.1.3.2 Methode van Wilson ... 56

8.1.3.3 Methode van Zevnik-Buchanan-Jansen ... 57

8.2 Bepaling van de economische criteria ... 58

8.2.1 De Return Of Investment. ... 58

8.2.2 De Pay-Out Time ... 58

8.2.3 De Internal Rate of Return ... 59

8.3 Gevoeligheidsanalyse ... 60 9. CONCLUSIES EN AANBEVELINGEN ... 63 9.1 Conclusies ... 63 9.2 Aanbevelingen ... 63 10. LITERATUUR ... 65 SYMBOLEN LIJST: ... 67 Reactorberekening ... 67 PAREX-proces ... 67 viii

Destillatietorens ... 68

Warmte-wisselaars ... 69

Bijlagen

BIJLAGE I DE FLOWSHEET ... 1-1 Eerste vel, sectie 1 tot en met 3 ... 1-3 Tweede vel, sectie 4 ... 1-5 Derde vel, sectie 5 ... 1-7 BIJLAGE

11

REKENVOORBEELD VAN DE DESTILLATIETORENS ...

11-1

BIJLAGE

111

BEREKENING VAN HET PAREX-PROCES ...

111-1

BIJLAGE IV REKENVOORBEELD VAN DE WARMTEWISSELAARS ... .lV-1 BIJLAGE V LIJSTEN EN SPECIFICATIEBLADEN VAN DE APPARATUUR IN HET PROCES ••• ~ •••••••••.•••••••••••••••• V-1 Apparatenlijst voor reactoren en destillatietorens ... .v-2 ApparatenJijst voor destillatietorens ... V-2 ApparatenJijst voor adsorptie-kolom en vaten ... .v-2 Apparatenlijst voor vaten ... : ... V-3 Apparatenlijst voor vaten (vervolg) ... V-3 Apparatenlijst voor pompen en compressoren ... V-3 ApparatenJijst voor pompen en compressoren (vervolg) ... V-4 Apparatenlijst voor warmtewisselaars en fornuizen ... V-4 Apparatenlijst voor warmtewisselaars en fornuizen (vervolg) ... V-5 Apparatenlijst voor warmtewisselaars en fornuizen (vervolg) ... V-5 Apparatenlijst voor warmtewisselaars en fornuizen (vervolg) ... .v-6 Apparatenlijst voor warmtewisselaars en fornuizen (vervolg) ... .v-6 Apparatenlijst voor warmtewisselaars en fornuizen (vervolg) ... V-7 Specificatieformulier warmtewisselaar ... V-8 Specificatieformulier verdamper ... V-9 Specificatieformulier koeler ... V-1 0 Specificatieformulier destillatietoren ... V-11 BIJLAGE VI DE PROCESSTROOM-L1JSTEN OPGESPLITST NAAR COMPONENT ... VI-1 BIJLAGE VII DE MASSA- EN WARMTEBALANS OVER HET TOTALE PROCES ... VII-1 BIJLAGE VIII BEREKENING VAN DE ECONOMIE ... VIII-1

Lijst van Tabellen

TABEL 2-1: CONVERSIEGRADEN IN MASSAPERCENTAGE VAN DE TOTALE HOEVEELHEID PRODUCTEN ... 14

TABEL 2-2: VOEDINGSSAMENSTELLING VAN DE REFORMAATSTROOM ... 16

TABEL 2-3: EIGENSCHAPPEN VAN DE VOORKOMENDE STOFFEN ... 17

TABEL 3-1: DE WARMTEOVERDRACHT ZOALS DIE MET DE WARMTE-INTEGRATIE WERD BEPAALD ... 24

TABEL 4-1: DIMENSIES VAN DE REACTOR ... 26

TABEL 4-2: PROCESCONDITIES VAN DE REACTOR ... 27

TABEL 4-3: PAKKING VAN HET KATALYSATOR BED ... 27

TABEL 4-4: PARAMETERS VOOR HET ONTWERP VAN DE PAREX-KOLOM ... 30

TABEL 4-5: DE ONTWERP-SPECIFICATIES VAN DE PAREX ADSORPTIEKOLOM ... 31

TABEL 4-6: DE ONTWERPGROOTHEDEN BEHORENDE BIJ DE PAREX-KOLOM ... 31

TABEL 7-1: RESULTATEN VAN OE HAZOP-ANAl YSE VOOR DE DESTILLATIETORENS ... 48

TABEL 7-2: RESULTATEN VAN DE HAZOP-ANALYSE VOOR DE WARMTEWISSELAARS ... 49

TABEL 7 -3: RESULTATEN VAN OE HAZOP-ANAL YSE VOOR DE REACTOR-SECTIE ... 50

TABEL 7-4: RESULTATEN VAN DE HAZOP-ANALYSE VOOR HET PAREX-PROCES ... 51

TABEL 7-5: STOFEIGENSCHAPPEN ... 52

TABEL 7-6: BEPALING VAN DE MATERIAALFACTOR ... 52

TABEL 7-7: BEREKENING VAN DE FIRE AND EXPLOSION INDEX ... 53

TABEL 8-1: INVESTIRINGSKOSTEN BEREKEND AAN DE HAND VAN EEN AANTAL METHODEN ... 58

TABEL 8-2: RETURN OF INVESTMENT VOOR DRIE SITUATIES ... ... 59

TABEL 8-3: INTERNAL RATE OF RETURN VOOR TWEE SiTUATIES ..... ........... 61

Lijst van figuren

FIGUUR 2-1: BLOKSCHEMA VAN HET PARA-XYLEEN-PROCES ... 13

FIGUUR 2-2: OMZETIING VAN TOLUEEN IN PARA-XYLEEN EN BENZEEN ... 14

FIGUUR 2-3: REACTIEVERGELIJKING GEBRUIKT BIJ DE REACTOR SIMULATIE ... 15

FIGUUR 4-1: HET "LOADING" DIAGRAM VAN DE REACTOR PER BED: .. ...... 25

FIGUUR 4-2: HET TEMPERATUURPROFIEL OVER DE REACTOR, VAN ONDER NAAR BOVEN ... 27

FIGUUR 4-3: SCHEMATISCHE WEERGAVE VAN HET PAREX-PROCES ....... 29

FIGUUR 4-4: BASIS ONDERDELEN VAN DE ROTERENDE KLEP IN BOVEN- EN ZiJAANZiCHT ... ... 29

Inleiding fvo nr. 3169

1. Inleiding

1.1 Achtergrond van de opdracht

Dit fabrieksvoorontwerp (fvo) wordt uitgevoerd naar een opdracht van prof. Sie. De opdracht luidt: "De productie van para-xyleen uit tolueen door middel van selectieve disproportionering met behulp van een (gemodificeerde) ZSM-5 katalysator". Para-xyleen is een grondstof die wordt gebruikt in de polymeerindustrie voor de productie van poly-ethyleen-teraphtalaat, waar de zogenaamde

PET-flessen van worden gemaakt. De capaciteit van de huidige para-xyleen fabriek~edraagt tussen

de 20,000 en 570,000 [3] ton per jaar. Dit fvo is Qetraseerd op de productie van 100,000 ton

para-xyleen per jaar met een zuiverheid van 99.5 gew%. Het proces zal worden ontworpen op een

J

L

o)t

0 lX.-,r _

capaciteit van circa 120%. Hiermee kunnen fluctuaties van de processtromen binnen redelijke ~IP.

grenzen worden opgevangen. Het doel van dit voorontwerp is een rendabel proces ontwerpen 0

basis van de selectieve disproportionering van tolueen tot para-xyleen.

De belangrijkste voedingsstroom voor de para-xyleen productie is de reformaatstroom en met name

de hierin voorkomende aromaat-fracties (de zogenaamde BTX-fractie). Deze reformaatstroom is

afkomstig van met name katalytische reformers. Bij dit fvo wordt uitgegaan van een reformaat-stroom als voeding. Er bestaan verschillende samenstellingen van reformaatstromen, afhankelijk van de samenstelling van de ruwe olie en van het kooktraject van de voeding van de katalytische

reformer. Het para-xyleen wordt door disproportionering van tolueen gevormd. Het is dus gewenst

een voedingsstroom te hebben met relatief veel tolueen.

Bij de productie van para-xyleen wordt gebruik gemaakt van een gemodificeerde ZSM-5 katalysator met een verhoogde activiteit en stabiliteit [4]. Deze katalysator disproportioneert het tolueen selectief tot voornamelijk para-xyleen en benzeen in de molverhouding van circa 1 op 1.

Gezien de grote hoeveelheid benzeen die wordt gevormd, wordt tevens bekeken of het mogelijk is

V

deze met een zuiverheid van 95.5 gew% af te scheiden. Hiermee wordt het benzeengehalte in het

I

niet gebruikte deel van de reformaatstroom verlaagd. Dit gedeelte van de reformaatstroom is dan geschikt als grondstof voor de productie van benzine, daar in 2000 de norm voor het

benzeengehalte in benzine gesteld is op 1 vol%.

1.2 Procesroutes

De productie van para-xyleen gebeurt momenteel voornamelijk door middel van de winning van /

para-xyleen uit een evenwichtsmengsel van xylenen. Na afscheiding van het para-xyleen, wordt het overgebleven meta-xyleen geïsomeriseerd tot opnieuw een evenwichtsmengsel. Hierdoor kan de opbrengst van het paraxyleen worden vergroot. Vrijwel steeds wordt uitgegaan van een BTX-stroom, waarvan alleen de reeds aanwezige xylenen worden gebruikt. Een mogelijkheid om de

para-xyleenopbrengst verder te vergroten is de dealkylatie van het in de BTX aanwezige tolueen.

Hierbij wordt eveneens een evenwichtsmengsel van xylenen gevormd. De procesroute zoals die

voor deze opdracht geldt, bestaat eveneens uit een omzetting van tolueen. Echter hier wordt gebruik gemaakt van een ZSM-5 katalysator, die het tolueen selectief omzet tot voornamelijk

para-xyleen, zodat de isomerisatiestap achterwege kan blijven.

1.3 Milieu

In de chemische industrie wordt veel aandacht besteed aan het milieu. Naast de invloed van

afvalstoffen, kan een incident in de chemische industrie grote gevolgen hebben. In het

productieproces van para-xyleen komen grote hoeveelheden stoffen voor die licht tot zeer licht

ontvlambaar zijn en bovendien giftig. Tevens levert de hoge druk en temperatuur waarbij de reactie

plaatsvindt een extra risico op. Ook aan het hiervoor benodigde fornuis moet aandacht worden

besteed. Bij een brand of explosie zijn de gevolgen enorm voor zowel het bedrijf als de omgeving en

daarom moeten er goede maatregelen genomen worden om de risico's op brand en explosies te

Inleiding fvo nr. 3169

verkleinen. Ook moet aandacht besteed worden aan het verbruik, opslag en afvoer van giftige en

schadelijke stoffen. Hierbij wordt met name gedacht aan het benzeen, tolueen en de xylenen.

Uitgangspunten fvo nr. 3169

2. Uitgangspunten

2. 1 De procesroute

De procesroute is complex en bevat 3 recycles, namelijk één voor tolueen (reactant), één voor H₂ (koeling reactor en het voorkomen van cokevorming in de reactor) en één voor para-di-ethylbenzeen

(desorbent voor de para-xyleen opwerking). Het proces is grofweg op te delen in vijf verschillende secties, te weten:

I. Scheidingssectie 1. De sectie waar de reformaatstroom als voeding het proces binnenkomt en waar een lich~, benzeen bevattende benzinefractie wordt afgescheiden. Tevens wordt in deze sectie de gro~tofstroom voor de reactor opgewerkt (het tolueen) en

de

l

}'

ruwe productstroom, de xylenen met de zware benzine fractie afgescheiden.

11. Reactiesectie. De sectie waar het tolueen uit sectie 1 met behulp van een fornuis wordt

opgewarmd en in een vast bed reactor disproportioneert tot benzeen en para-xylenen.

111. Scheidingssectie 2. De sectie waar de (lichte) reactieprodukten en onomgezet tolueen van elkaar gescheiden worden. Het onomgezette tolueen en de xylenen stroom worden naar sectie 1

teruggevoerd, terwijl het bij de reactie gevormde benzeen wordt opgezuiverd.

IV. PAREX-proces. In sectie 4 wordt de xylenenstroom van sectie 1 ontdaan van heavy ends.

Vervolgens worden de xylenen in een adsorptiekolom geleid waarbij er zuiver para-xyleen

(99.5 gew%) verkregen wordt. De bij deze adsorptie gebruikte desorbent wordt met behulp van twee destillatietorens teruggewonnen en gerecycled.

V. Scheidingssectie 3. In deze sectie wordt de fractie lichter dan tolueen uit sectie 1 opgewerkt tot

een benzeenarme ruwe benzine fractie en een ruwe benzeen fractie. De lichtste componenten worden afgescheiden en gebruikt als gasvormige brandstof voor eigen gebruik.

In Figuur 2-1 zijn de verschillende secties en hun onderlinge verbanden weergegeven:

• .,.0..,.

't-~~",,-vv

I

:

b r-=.!J: . -:JJ _ _ _ ...

~~

. v ,"--_ _ _ _ _ _ _ _ _ -.-_ _ • ru'l.e

enz~en

. r .. ru'l.e benZIne Ini11ppn + nrnnl1r.t fPr:vr.lp

I

1

~ _{tolueen ..}

..

I

~ reformaat I II 1lI fuel gas benzeen

..

~ make-up (Q.C ~

_I

ruw product IV

..

_..

r- p-xyleen p-di-ethylbenzeen make-up (Q..-(.

t

Figuur 2-1: Blokschema van het para-xyleen-proces

Uitgangspunten _{fvo nr. 3169}

2.2 Specificaties en randvoorwaarden

2.2.1 De conversie

Het gehele proces wordt continu bedreven bij een reactietemperatuur van 743 K (470°C) en een druk van 40 barl. De hoofd reactie waarbij tolueen wordt omgezet in para-xyleen en benzeen met behulp van een ZSM-5 katalysator ziet er als volgt uit:

ZSM-5

•

+

Figuur 2-2: Omzetting van tolueen in para-xyleen en benzeen

De selectiviteit van de katalysator is gebaseerd op het verschil in diffusiesnelheid van de verschillende xyleenisomeren in de katalysatordeeltjes. Alleen het para-xyleen is, wanneer het binnen de katalysator gevormd wordt, goed in staat deze te verlaten. De andere isomeren blijven in de katalysator en worden alsnog in para-xyleen omgezet, daar binnen de katalysator een

evenwichtssituatie heerst.

Over de kinetiek van de reactie is zeer weinig bekend. Wel zijn conversiegraden van tolueen naar de verschillende producten en bijproducten bekend bij de genoemde temperatuur en druk. De conversiegraden van het tolueen zijn in~

Tabel 2-1 weergegeven [5]

Tabel 2-1: Conversiegraden in massapercentage van de totale hoeveelheid producten

Cf)

~S

v

/;~~

'1-I

/"""-.

Tolueen conversie, gew% 1( 30

-D

percentage para-xyleen in het gevormde ~2

--xylenenmengsel

yields in gewichtsprocenten van het omgezette tolueen

Hz -0.6 Cl-CS 6.5 Benzeen 44.9 Para-xyleen 36.6 meta-xyleen 6.7 ortho-xyleen 1.2 ethyl benzeen 2.5 C_a+ aromaten 2.2

Tabel 2-1 werd voor de simulatie met ChemCAD omgezet in een overall reactievergelijking. Hierbij werd voor de vorming van de heavy-ends aangenomen dat slechts die stoffen, die al in reformaat aanwezig waren, evenredig worden gevormd. Voor de light-ends werd aangenomen dat slechts de normaal-alkanen in gelijkè\molaire hoeveelheden worden gevormd, evenals de heavy-ends. Dit levert de overall reactiever~ing op, we~egeven in Figuur 2-3:

\

~'

1 Dit is absolute druk.Alle in dit verslag en bijbehorende bijlagen vermelde drukken zijn weergegeven als

absolute druk, tenzij anders weergegeven.

Uitgangspunten fvo nr. 3169

" l '

L

Figuur 2-3: Reactievergelijking gebruikt bij de reactor simulatie

Deze vergelijking werd gebruikt in ChemCAD bij de simulatie van de stoechiometrische reactor.

.

2.2.2 Externe specificaties en randvoorwaarden

De temperatuur waarmee de reformaatstroom het proces binnenkomt wordt op 313 K (40°C) gesteld. De druk van deze voedingsstroom is hierbij 4 bar. Dit zijn de omstandigheden waarbij een reformaatstroom rechtstreeks uit een raffinaderij betrokken kan worden. In Tabel 2-2 is de

samenstelling van deze voedingsstroom weergegeven.

De tweede voedingsstroom die aan het proces wordt toegevoegd is de waterstofstroom, die voor

J

~ ongeveer 95 gew% zuiver is. De aanwezige edelgassen en lichte alkanen leveren geen problemen

h

~

,

op, omdat ophoping van deze stoffen wordt voorkomen door de aanwezigheid van een spui. De

ingangstemperatuur is 303 K (30°C). De druk is 30 bar.

Tenslotte wordt er vrijwel zuiver para-di-ethylbenzeen in het proces gebracht bij een druk van 1.5 bar en een temperatuur van 330 K (57°C). Hierbij is er vanuit gegaan dat de desorbent op deze (proces) condities kan worden aangeleverd.

Het para-xyleen en het benzeen worden zo zuiver mogelijk afgeleverd. Deze zuiverheid bedraagt voor beide stoff~ .. 99.5 gew%. Bovendien worden alle stromen op een normale bedrijfstemperatuur en druk afgelevert .{):a 313 K en 4 bar).

De normaal aangehouden tijd dat een fabriek in bedrijf is, bedraagt 8000 uur I jaar. Hierin zit de benodigde tijd voor onderhoud en dergelijke opgenomen. Daar de katalysator eens in de twee jaar geregenereerd moet worden, betekent dit natuurlijk ook dat de productie dan geheel stil komt te liggen. In het voorontwerp is hiervoor een periode van drie weken gerekend. Door deze periode te benutten voor groot onderhoud en het plegen van inspecties (stoomwezen e.d.) kan worden voorkomen dat extra tijd verloren gaat. Hierdoor is deze regeneratietijd al verrekend in de beschikbare productietijd. Ook de regeneratie van het adsorbent wordt in deze periode verwerkt.

( )

V

,7

Uitgangspunten fvo nr. 3169

Tabel 2-2: Voedingssamenstel/ing van de reformaatstroom

Naam Structuur Gewichtsfracties Molgew.

formule [gew.%) [g/mol)

propaan C3Ha 0.04 44. n-butaan C4H10 2.38 58. n-pentaan CSH12 6.80 72. cyclopentaan CSH10 0.11 72. 3-methylpentaan _CSH14 4.32 86. n-hexaan _CSH14 2.21 86. benzeen _CsHs 2.93 78. 2,4-diMepentaan C7H1S 1.26 100. 3-ethylpentaan C7H1S 5.92 100. n-heptaan C7H16 1.96 100. 2,5-diMehexaan _CSH1S 0.56 114. tri-Me-cyclopentaan _CaH16 0.45 112. tolueen C7Ha 21.66 92. ethylbenzeen _CaH10 3.62 106. p-xyleen _CaHlO 5.43 106. m-xyleen _CaH10 12.62 106. o-xyleen _CaH10 5.78 106. isopropylbenzeen C9H12 0.93 120. 1-Me-3 ethyl-tolueen C_9H12 4.11 120. 1,2,4-Mebenzeen C9H12 4.06 120. n-decaan _C1oH22 7.30 142. naftaleen _C10Ha 5.55 128.

2.2.3

Thermodynamica

De in het proces aanwezige stoffen zijn alle koolwaterstoffen, uitgezonderd waterstof. Geen van de stoffen heeft een grote polariteit of andere byzonderheden. Ook de procescondities leveren geen problemen op. Hierdoor kan volstaan worden met de Soave Redlich Kwong toestandvergelijking bij de berekening van de thermodynamische evenwichten en grootheden. Daar verder voor de reactie geen thermodynamische gegevens bekend zijn is hier ook niet aan gerekend. Zoals al beschreven is bij de reactie uitgegaan van de beschikbare coversie-gegevens.

I

~D~'

2.2.4

Lokatie

jJJ /

Voor de locatie wordt een industrieel ge,bied in Singapore gekozen. De uitgangspunten voor deze keuze zijn gebaseerd op, zowel de ter/plaatse verwachte toename van de vraag naar para-xyleen,

als de verwachte productiegroei [8,9); In het Verre Oosten is er een zeer snelle groei gaande van industriêle activiteiten. De investeringskosten zijn daar relatief laag en er zijn groeiende

afzetmogelijkheden. Verwacht wordt dat deze groei ook betrekking heeft op de productie van para-xyleen. Verder is het zo dat de verwachte produktiegroei voor para-xyleen in landen als de

Verenigde Staten, West-Europa en Japan sterk zal dalen ten opzichte van de rest van de wereld.

In het Verre Oosten is Singapore één van de meest ontwikkelde landen met een goede

infrastructuur en politieke stabiliteit. Tevens is van belang dat er een raffinaderij aanwezig is waar reformaat met een hoog tolueengehalte geproduceerd wordt, zoal in Chiyoda het geval is. Ook de aanwezigheid van een aromatencomplex van Mobil Oil in Chiyoda Singapore, is een indicatie dat een para-xyleenfabriek daar goed mogelijk is. Verwacht wordt dat de ter plaatse geproduceerde reformaat een hoog tolueengehalte heeft.

De keuze Singapore blijkt een zeer realistische keuze gezien het feit dat er momenteel al begonnen is met het bouwen van een para-xyleen fabriek aldaar (onlangs uit betrouwbare bron vernomen).

Uitgangspunten fvo nr. 3169

2.2.5 Eigenschappen van de processtoffen

De eigenschappen van de bij dit proces voorkomende stoffen staan weergegeven in Tabel 2-3. In deze tabel is een indeling aangebracht in de totale lijst met stoffen. Het bovenste gedeelte tot en met tri-methyl-cyclopentaan bevat de fractie die in sectie V wordt opgewerkt. Benzeen wordt binnen deze groep als een aparte component opgevat, gezien de bijzondere positie van deze component in het proces. Tolueen wordt eveneens als een aparte component gezien, omdat dit de grondstof voor de reactie is. Na tolueen volgen de xylenen met het ethylbenzeen, welke allen een vergelijkbaar kookpunt hebben en een gelijk moleculair gewicht. Hierdoor is voor deze groep een aparte scheidingssectie (sectie IV) nodig. De laatste groep bevat de zware componenten uit de

reformaatstroom. In deze groep staat eveneens het para-di-ethylbenzeen (desorbent in het PAREX proces) vermeld, wat weer als een aparte stof kan worden opgevat. Het naftaleen hoort weer bij de groep met zware componenten.

Tabel 2-3: Eigenschappen van de voorkomende stoffen

Naam Structuur Molgew. Kook- Smelt- _PI MAC _LD50

formule punt punt

[gimol] [0C] [0C] [g/cm1 [ppm] [mg/m1 [mg/kg] waterstof _H2 2.02 -252.8 -259.3 0.00007

-

-

-methaan _CH4 16.04 -164.0 -182.0 0.55470

-

-

-ethyleen _C2H4 28.05 -103.7 -169.0 0.5678-'04

_-

_-

-ethaan _C2H6 30.07 -88.6 -183.3 0.5720·'00

_-

_-

-propyleen C3H6 42.08 -47.4 -185.2 0.5193 20

_-

-propaan C3Hs 44.10 -42.1 -187.6 0.4930 25

--

-n-butaan _C4H,0 58.12 -0.5 -138.3 0.551025 600 1430

-n-pentaan _C5H'2 72.15 36.0 -129.7 0.626220 600 1800

-cyclo-pentaan _C5H,0 70.13 49.3 -93.8 0.745720

-

-

-3-methylpentaan _C6H'4 86.14 63.2 -162.9 0.659825 500 1800

-n-hexaan _C6H'4 86.18 68.7 -95.3 0.654825 25 90 49 cm3 benzeen CSH6· 78.11 80.0 5.5 0.8765<u 10 30 3.8 cm~ 2,4-diMepentaan C7H,6 100.20 80.4 -119.9 0.6727<u

-

-

-3-ethylpentaan _C7H'6 100.20 93.5 -118.6 0.6982 20

_-

_-

-n-heptaan _C7H'6 100.20 98.5 -90.6 0.6837 20 300 1200 2,5-diMehexaan CsH,s 114.23 109.1 -91.0 0.690125

-

-

-tri-Me-cyclopentaan _CSH'6 112.22 110.4 -112.7 0.749225

-

-

-tolueen C7Hs 92.14 110.6 -94.9 0.8669<u 40 140 5000 ethylbenzeen CsH,o 106.17 136.1 -94.9 0.8670·v 50 215 5460 p-xyleen CsH,o 106.17 138.3 13.2 0.861120 100 435 5000 m-xyleen CsH,o 106.17 139.1 -47.8 0.8642 100 435 5000 o-xyleen CsH,o 106.17 144.5 -25.2 0.88020 100 435 5000 isopropylbenzeen C9H,2 120.19 152.4 -96.0 0.8618<u 25 120 1400 p-ethyltolueen _C9H'2 120.19 162 -62.3 0.8614 20

--

-1,2,4-Mebenzeen C₉H₁₂ 120.19 169.3 -43.8 0.875820

-

-

-n-decaan _C'OH22 142.17 174.1 -29.7 0.7320/4

-

-

-p-diethylbenzeen ClOH,4 134.24 183.8 -20.0 0.8620<u

-

-

-naftaleen C,oHs 128.17 218 80.5 1.1536L~ 10 50 490 CH 3--<@-CH3

Uitgangspunten fvo nr. 3169

I

·

De processtructuur _{fvo nr. 3169}

3. De processtructuur

3. 1 Algemeen

De flowsheet, opgenomen in Bijlage I, bestaat, zoals reeds vermeld, uit vijf secties, op drie sheets. De eerste sheet bevat de eerste drie secties. De eerste sectie zorgt voor de afscheiding van de reactorvoeding (tolueen) uit de reformaatstroom en de afsplitsing van het ruwe product. De tweede sectie, de reactiesectie, bestaat voornameliijk uit de reactor, waar de omzetting van tolueen tot

para-xyleen plaatsvindt. Er is in deze sectie een recyclestroom van, de in de reactor noodzakelijke, waterstof. De derde sectie zorgt voor de afscheiding van het, in de reactor gevormde, benzeen. De tweede sheet bevat het opwerkingsproces van het para-xyleen. Het bevat een toren voor de scheiding van de xylenen van de zwaardere componenten. De xylenen worden hierna verder gezuiverd middels het PAREX proces.

De derde sheet waarbij de stroom uit T1 01 van sheet 1 wordt opgewerkt, dient ervoor de nog grote reformaatstroom (de fractie lichter dan tolueen) zoveel mogelijk van benzeen te ontdoen om zo een goed verkoopbare grondstof te verkrijgen voor de productie van benzine.

3.2 De opbouw van de flowsheet

Bij de opbouw van de flowsheet wordt uitgegaan van een artikel over de para-xyleen productie [13]. Hierbij wordt een BTX stroom achtereenvolgens ontdaan van de lichte en zware componenten. De xylenenstroom wordt verder opgewerkt tot het gewenste para-xyleen. Bij dit fvo is de voed~~en reformaatstroom en wordt het grootste deel van de para-xyleen productie gevormd door d~tie van het, in het reformaat aanwezige, tolueen. Gekozen wordt om de recyclestroom en de

reformaatstroom gezamelijk naar de gewenste componenten te scheiden in de eerste sectie. De eerste toren (T1 01) zorgt voor de afsplitsing van alle stoffen die lichter koken dan tolueen. In bovengenoemd artikel wordt hierna eerst de zware fractie afgescheiden. Vervolgens wordt de resterende stroom gesplitst in een tolueenstroom en een xyleenrijke stroom. Bij dit fvo is er echter voor gekozen om eerst de tolueenstroom af te splitsten, wat tot gevolg heeft dat er een toren minder nodig is in de tolueenrecycle. Dit zorgt er voor dat de toren voor de splitsing van de zware

componenten en de xylenen een stuk kleiner kan zijn, omdat de grote recycle-troom nu niet meer door die toren hoeft.

Gezien de grote hoeveelheid in het proces aanwezige benzeen, wordt om economische redenen geprobeerd deze zo' zuiver mogelijk te verkrijgen. Geprobeerd werd het benzeen uit de stroom te halen welke als de lichte fractie uit de eerste toren (T1 01) afkomstig is. Het blijkt dat in deze stroom tJ

ongeveer zes binaire azeotropen met benzeen aanwezig zijn afkomstig uit de reformaatstoom. _ I~' ~

-

....

Hierdoor is. het niet mogelijk het benzeen met twee eenvoudige destillatietorens zuiverder dan 75%

7

te verkrijgen. ~ I

Het grootste deel van het benzeen in het proces wordt echter bij de vorming van het para-xyleen

verkregen. Er worden hierbij geen azeotropen gevormd en het benzeen is dus zuiver te verkrijgen. Er zijn twee destillatietorens nodig om het benzeen te af te scheiden (T301) en te zuiveren (T302). Het blijkt dat op deze manier 75% van de totale hoeveelheid benzeen in het proces te verkrijgen is met een zuiverheid van 99.5 gew%.

De topstroom van de eerste toren (T101), welke nog steeds een grote hoeveelheid benzeen bevat, wordt ontdaan van benzeen, zodat de stroom geschikt wordt om als grondstof te dienen voor de productie van benzine (maximaal 1 vol% benzeen in 2000). Hiervoor zijn twee eenvoudige destillatietorens toereikend, omdat het benzeen niet zuiver verkregen hoeft'te worden. De

aanwezige stoffen die een azeotroop vormen met benzeen hoeven dus niet van het benzeen

n

gescheiden te worden. Zowel boven als onder benzeen wordt een fractie afgesplitst die vrijwel geen

l

I benzeen meer bevat. Samen met de zware componenten uit toren T401 en de overgebleven ortho- 0

en meta-xyleen uit T403 levert dit een benzeenvrije stroom ruwe benzine op van ca 90 ton per uur (74 gew% van de reformaatstroom).

~I

De processtructuur fvo nr. 3169

cr

. Een ander in de praktijk veel voorkomend proces is ee(extractie van de aromaten uit de

reformaatstroom met een polair oplosmiddel (b.v. sulfolaan). Het nadeel van deze methode is dat er

naast een extractiekolom er ook een extra toren nodig is voor het terugwinnen van het extractie-middel. Deze methode is complexer dan de in dit fvo toegepaste fysische scheidingsmethode vanwege de extractie. Met de extractie methode kunnen alle stoffen, die een azeoptroop met benzeen vormen, worden verwijderd, waardoor er wel benzeen uit de reformaatstroom kan worden

gehaald.

Over het algemeen dienen de, in het proces aanwezige, pompen alleen om de stromen te

verpompen. Hierop is echter één belangrijke uitzondering, namelijk de pomp (P107) voor het fornuis. Deze pomp brengt de tolueenstroom op de gewenste reactiedruk (40 bar). Hiervoor moet eerst de destillatiestroom uit T1 02 volledig worden gecondenseerd. Er moet gebruik worden gemaakt van

l

een pomp daar bij gebruik van een compressor te hoge tempe(êpren optreden. De destillaatstroom

moet dan eerst nog verder worden opgewarmd om condensatie te voorkomen en de uitgang-stemperatuur van de compressor ligt dan ver boven de nog algemeen aanvaardbare temperatuur

van circa 130

oe.

Bovendien verbruikt de pomp veel minder energie en is stukken goedkoper dan

een eventuele compressor.

3.3 De reactor

3.3.1

De reactorkeuze

Voor het proces is gekozen voor een vast bed reactor vanwege de stabiliteit van de katalysator. De

katalysator is bestand tegen hoge temperaturen en hoge drukken en hoeft maar eens per twee jaar

gegenereerd te worden [4]. Doordat de katalysator niet verwijderd hoeft te worden voor de regeneratie ligt het gebruik van een vast bed reactor voor de hand. Verder is de scheiding van

product en katalysator in deze uitvoering eenvoudig en het optreden van ka~al satorslijtage (attritie)

gering, doordat geen wrijving tussen de katalysator deeltjes onderling optre d Er vindt een relatief simpele gasfasereactie plaats, namelijk de disproportionering van tolueen na reen xylenenmengsel en benzeen.

3.3.2

De Koeling van de reactor

De reactie die plaatsvindt is exotherm. Om te voorkomen dat de temperatuur over het bed teveel

toeneemt, wordt een multiple bed reactor gebruikt met tussentijdse koeling door injectie van "koude"

waterstof. Hierdoor kan een warmteoverdragend oppervlak, zoals het geval zou zijn bij gebruik van koelwater door buizen worden vermeden. Er wordt in dit geval gebruik gemaakt van een overmaat waterstof, wat als bijkomend voordeel heeft dat de waterstof koolwaterstof verhouding wat aan de

h~e kant is. Het optreden van cokevorming zal dus verwaarloosbaar zijn. Door het

op drie plaatsen inbrengen van niet voorverwarmd waterstof neemt de temperatuur slechts 4 graden Kelvin per bed toe. De temperatuur in de gehele reactor kan eenvoudig worden geregeld door de

hoeveelheid "koude" waterstof te variëren. De voor de koeling benodigde hoeveelheid waterstof is

meer dan de hoeveelheid make-up waterstof. De make-up stroom hoeft dus niet te worden

voorverwarmd. Daar de make-up waterstof op 30 bar

aangelev~ordt,

is door de lage dichtheid,

een "reciprocating" compressor nodig om de waterstof naar de gewenste druk van 40 bar te

brengen. De resterende hoeveelheid koelwaterstof is afkomstig van de recyclestroom waterstof. Het resterende waterstof uit de recyclestroom wordt samen met het waterstof, afkomstig van het

membraan, na opwarmen met de tolueen voeding in de reactor gebracht.

3.4 De waterstof-recycle

Om de kosten van de waterstof make-up niet te hoog te laten worden, wordt het waterstof na de reactor weer teruggewonnen. Hiertoe wordt de productstroom gekoeld om zo met behulp van een gas-vloeistof scheider de gasvormige componenten, waaronder vrijwel alle waterstof en een groot

deel van de lichtere alkanen, weer terug te kunnen voeren naar de reactor. Om ervoor te zorgen dat

de lichte alkanen niet ophopen, worden deze door middel van een spui verwijderd. Het is namelijk niet mogelijk om met behulp van koelwater het reactiemengsel zo ver te koelen dat vrijwel alle lichtere alkanen ook vloeibaar worden.

De processtructuur . (VO nr. 3169 A

.

..e.,u0

U:

-

,

_I. -..il.O.:L.

O(.{.. I L"- 1.-_ !-v<L' ~~

/ ~~~+UL ~

1+

Ter voorkoming van ophoping van lichte alkanen is, ~o Is-r-e~~ genoemd, een spui aangebracht. JlJ-Y'

Ophoping van lichte alkanen heeft te~ dat d H~HC2 verhouding (3 op 1) in de reactor 0... 0 ~ verandert. Bij de spui gaat echter Veel waterstof verl en

~

.

daarom

is een membraan aangebracht lJOeJ...,o om deze waterstof terug te winnen. Voor soortgelijke stromen wordt gebruik gemaakt van het 1·~) zogenaamde Monsanto PRISM-membraan [27,28]. Deze membranen zijn verkrijgbaar in de vorm

van modules, welke in ieder gewenst aantal aan elkaar geschakeld kunnen worden. Door membraanmodules op de spui te plaatsen blijkt de hoeveelheid make-up waterstof zeer sterk te verminderen. Tevens is er gekeken of het mogelijk is om de spui volledig te vervangen door het membraan, maar hierdoor trad een te grote ophoping van de lichte alkanen op. De scheiding werd namelijk slechter daar het membraan scheidt op partiaal spanningen.

Een nadeel bij het gebruik van het membraan is dat de druk van de waterstofstroom na het

membraan sterk is verminderd. Er is dus een compressor nodig om deze weer op de gewenste druk van 40 bar te brengen. Daar de gasstroom een zeer lage dichtheid heeft, moet ook hier gebruik worden gemaakt van een "reciprocating" compressor. Een eventuele mogelijkheid om dit drukverlies van het waterstof te voorkomen, is gebruik te maken van het Pressure Swing Adsorption (PSA) proces. Dit proces bestaat uit twee adsorptiebedden waarin alle stoffen behalve het waterstof worden geadsorbeerd. De waterstofstroom blijft tijdens het proces vrijwel op druk. Wanneer een van de bedden vol is, kan worden overgeschakeld op het andere bed, terwijl door het eerste be~ van druk af te laten, de geadsorbeerde lichte alkanen vrijkomen en kunnen worden afgevoerd. Bij dit proces blijft de waterstofstroom dus op druk terwijl de reststroom bij een lagere druk vrijkomt. Dit is voordeliger daar de reststroom toch al naar lagere druk moet. Bij het membraan proces is dit precies omgekeerd, maar is kleinere (simpelere) apparatuur nodig. Welke van de twee methoden het meest economisch is in deze situatie zal verdere studie van beide processen moeten uitwijzen.

3.5 Drijvende kracht in de waterstof recycle

Door het drukverlies, dat wordt veroorzaakt door onder andere de warmtewisselaars en de reactor, is het nodig de waterstofrecycle weer op druk te brengen met behulp van een compressor. De stroom wordt natuurlijk op een iets hogere druk gebracht dan de ingangsdruk van de reactor. Doordat de waterstof nog op hoge druk is en dus nog een redelijke dichtheid heeft, kan volstaan worden met een normale compressor.

3.6 Het PAREX-proces

Vanwege de kleine verschillen in vluchtigheid tussen de xylenen en para-di-ethylbenzeen is een scheiding door destillatie nagenoeg onmogelijk. Een methode voor het zuiveren van de

xylenenstroom, die ook in de praktijk gebruikt wordt, is kristallisatie. Bij kristallisatie kan echter slechts 60% van de totale hoeveelheid para-xyleen worden gewonnen. Daarom is gekozen voor het PAREX-proces. _{Het PAREX-proces voor de scheiding van para-xyleen uit een mengsel van} Ca-aromaten (de andere xylenen en ethylbenzeen) is gebaseerd op continue selectieve adsorptie in de vloeistoffase op een vaste adsorbent. Para-xyleen wordt als extract afgescheiden na een desorptie met een .§fleciale desort;>.~nt en de andere Ca-aromaten worden als als raffinaat afgescheiden. De desorbent wordt van extract en raffinaat gescheiden via een destillatie en continu gerecycled. Dit proces heeft een efficiêntie van 98.5% ten opzichte van de 60% bij de kristallisatie. Het verkregen

para-xyleen heeft na destillatie een zuiverheid van 99.5 gew%.

Naast het PAREX-proces zijn er ook andere processen ontwikkeld of in ontwikkeling voor de zuivering van para-xyleen. Een voorbeeld hiervan is het Asahi-proces[29] dat veel simpeler en goedkoper zou moeten zijn. Verder wordt er ook onderzoek gedaan naar adsorptie in de gasfase[30], omdat dit veel effiênter is doordat de zeoliet beter benut wordt.

2 He = Hydra Carbons (koolwaterstoffen)

.,

De processtructuur fvo nr. 3169

3.7 De des tilla tie torens

Voor het gehele proces zijn 9 destillatietorens nodig. Dit aantal is vrij hoog. Dit wordt veroorzaakt door het gebruik van een vrij ruwe voeding, namelijk een reformaatstroom. Bijkomend is dat de reactant tolueen een kookpunt heeft dat tussen alle overige voedingscomponenten ligt. Er zijn al twee torens nodig voor de zuivering van tolueen. Verder zijn er voor de recycle van het

reactorprodukt en de zuivering van benzeen twee torens nodig. Voor de opwerking van het

para-xyleen zijn drie destillatietorens nodig. Tenslotte worden er nog twee torens gebruikt om de ruwe benzine nagenoeg benzeenvrij (max. 1 vol%) te maken. De keuzes voor de diverse torens zullen nu afzonderlijk worden toegelicht.

3.7.1 De keuze van één scheidingssectie voor zowel de recycle- als

reformaatstroom.

De reformaatstroom en de recyclestroom bevatten ruwweg de zelfde componenten. Hierdoor is voor beide stromen een vrijwel indentieke scheidingssectie nodig. Door beide stromen samen in één sectie te scheiden treedt er een grote besparing op in de kosten. Door de scheiding van beide

stromen in één sectie blijft deze sectie nog steeds redelijk van grootte.

3.7.2 De scheiding van de recyclestroom en de reformaatstroom.

De recyclestroom uit de reactor wordt in de tweede destillatietoren (T102) van de eerste sectie gebracht, omdat deze stroom een vergelijkbare samenstelling heeft als het bodemproduct van T101.

Om te voorkomen dat er ophoping optreedt van lichtere stoffen in de recycle, wordt deze stroom

eerst gesplitst in een lichte- en een zware fractie met behulp 'Jan een gas-vloeistof scheider. De gasstroom wordt in T101 geleid in plaats van T102. Door deze opsplitsing van de recyclestroom wordt voorkomen dat T1 01 ook in de recycle komt. Bovendien wordt hiermee voorkomen dat T1 01

erg groot zou worden.

In T1 01 wordt de reformaatstroom samen met de gasfase van de recyclestroom gescheiden in een lichte (alles lichter dan tolueen) en een zware fractie (tolueen en zwaarder). De reformaatstroom wordt eveneens voor de destillatie gesplitst in een gas- en vloeistoffase en als twee aparte stromen in T101 gebracht. Door de stromen op die plaatsen in de toren te brengen waar de samenstellingen van de betreffende schotels redelijk overeenkomen met die van de afzonderlijke voedingen, kan de diameter over de gehele toren constant worden gehouden.

3.7.3 De scheiding van het tolueen

In toren T1 02 vindt de scheiding van het tolueen plaats, welke aan de reactor wordt geleverd. De

bodemstroom van toren T101 vormt, samen met de vloeistoffase van de recyclestroom, de voeding van T102. De twee stromen worden, evenals bij de eerste toren, op die plaats de toren binnen

gevoerd, waarbij de torendiameter dan minimaal is. De scheiding van het tolueen, vond in eerste

instantie pas plaats nadat de zwaardere componenten waren verwijderd. Het eerst afscheiden van het tolueen heeft verder geen invloed op de betreffende torendiameters. Doordat toren T401 nu

buiten de recycleloop valt, wordt deze toren een stuk kleiner. Het aantal torens in de recycle

minimaliseren, is overigens een vuistregel bij het fabrieksvoorontwerp [2].

3.7.4 De zuivering van het benzeen

De toren voor de afscheiding van het benzeen uit de recycle tolueenstroom na de reactor (T301) wordt ontworpen op een grote recovery van het benzeen en zó dat er weinig componenten

zwaarder dan benzeen over de top gaan. Het benodigde aantal schotels is hierdoor wel groot (75),

maar doordat de toren niet erg breed is, is het mogelijk de tray spacing kleiner te kiezen (45 cm in

plaats van 60 cm). Hierdoor is een iets bredere toren nodig, maar kan de hoogte van de toren

worden beperkt tot 31 meter. De tweede toren voor de zuivering van het benzeen (T302) is een kleine toren, welke de in de reactor gevormde lichte koolwaterstoffen van het benzeen verwijdert tot

een zuiverheid van het benzeen van 95.5 gew%.

De processtructuur _{fvo nr. 3169}

3.7.5 De opwerking van de benzeen bevattende reformaatfractie

Voor de para-xyleenproductie alleen het para-xyleen en het tolueen van belang. De rest van de reformaatstroom kan worden verkocht als ruwe benzine.vanwege de huidige milieuwetgeving dient echter het benzeengehalte drastisch te worden verlaagd. Er zijn drie stromen die tot ruwe benzine worden samengevoegd. De bodemstroom van de toren van de scheiding van de xylenen en de zwaardere componenten (T401), de topstroom van de scheiding van het para-di-ethylbenzeen en de overige xylenen (T 403) en de topstroom van de eerste toren (T1 01). De laatstgenoemde stroom bevat nog zeer veel benzeen, wat gezien de steeds strenger wordende milieu-eisen niet toelaatbaar is. Deze stroom is dus alleen bruikbaar voor de ruwe benzine mits het benzeen verwijderd wordt. Dit gebeurt door middel van twee torens, welke achtereenvolgens de lichtere (T501) en de zwaardere (T502) componenten dan benzeen afscheiden. In de topstroom van de eerste en in de

bodemstroom van de tweede moet het benzeengehalte zo laag mogelijk zijn. Er blijft nu een benzeenrijke stroom over (de topstroom van de tweede toren (T502)), welke eventueel verder kan worden opgewerkt, maar wat buiten beschouwing wordt gelaten bij dit fvo. Er wordt van uitgegaan dat deze stroom kan worden verkocht voor een iets lagere prijs dan de reformaatstroom, omdat deze stroom toch voor ruim 60 gew% uit benzeen bestaat, wat opgewerkt kan worden tot een benzeenstroom met de gewenste zuiverheid.

3.7.6 De terugwinning van para-di-ethylbenzeen en de zuivering van

para-xyleen

Na het adsorptieproces voor de zuivering van het para-xyleen, zijn nog twee stromen over welke beide voor een groot deel uit het desorbent para-di-ethylbenzeen bestaan. De ene stroom bestaat daarnaast vooral uit para-xyleen en de andere stroom uit de overige xylenen en de andere nog aanwezige zwaardere stoffen. Doordat het para-di-ethylbenzeen vrij eenvoudig is te scheiden van de andere componenten, wat een belangrijke voorwaarde is voor de keuze ervan als desorbent, kan met twee niet te grote torens (T402 en T403) vrijwel alle para-di-ethylbenzeen worden

teruggewonnen. Om de zuiverheid van het para-xyleen te kunnen bereiken, is in de toren voor de scheiding van para-di-ethylbenzeen en para-xyleen (T402) een zeer scherpe scheiding

noodzakelijk.

3.8 De warmte-integratie

De warmte-integratie werd uitgevoerd over het gehele proces. In de literatuur [2] wordt een methode beschreven waarop de warmte-integratie is gebaseerd. Deze pinch technologie, zoals deze

methode van warmte-integratie wordt genoemd, is een zeer uitgebreide methode. Gezien het grote aantal op te warmen en af te koelen stromen in het proces en de beperkte tijd waarin het gehele fvo moest worden afgerond, bleek het niet mogelijk de gehele methode [2] te volgen. Besloten werd daarom om de warmte-integratie uit te voeren op een alternatieve methode, waarbij wel zoveel mogelijk de regels voor de optimale warmte-integratie in acht werden genomen. Dit houdt in dat er wordt geprobeerd om de warmte, die bij hoge temperatuur beschikbaar is, te gebruiken om die stroom mee op te warmen die in temperatuur het dichtst bij de warme stroom ligt. Hierdoor kan worden voorkomen dat warmte moet worden toegevoegd beneden de zogenaamde pinch temperatuur. Tevens wordt op die manier voorkomen dat er warmte wordt overgedragen over de pinchtemperatuur. Wanneer de warmte die bij hoge temperatuur beschikbaar is op deze manier wordt benut, zal een minimale hoeveelheid restwarmte moeten worden afgevoerd.

Het blijkt mogelijk om alle, bij hoge temperatuur, beschikbare energie te gebruiken om andere stromen, eveneens bij hoge temperatuur, op te warmen. Wanneer dit echter wordt gedaan, blijkt dat er onnodig veel warmtewisselaars nodig zijn bij de verschillende reboilers van de destillatietorens. In plaats van de energie uit één stroom te betrekken, moest in dit geval de benodigde energie worden onttrokken uit soms drie of meer stromen. Om deze reden wordt, wanneer mogelijk, de volledige warmte in één keer aan de reboilers toegevoegt met een andere, weliswaar koudere, stroom.

Hierdoor blijft er nog wel een hoeveelheid energie beschikbaar bij hoge temperatuur die dan met koelwater moet worden afgevoerd. Deze energie wordt toch nog benut bij opwekken van lagedruk stoom. Voor het maken van lagedruk stoom wordt ook de warmte uit het hete afgas uit het fornuis gebruikt. Door het maken van deze stoom, wordt tevens de hoeveelheid benodigd koelwater

De processtructuur fvo nr. 3169

beperkt. Aangezien er in het proces geen lagedruk stoom nodig is wordt wel aangenomen dat de geproduceerde lagedruk stoom kan worden.

In Tabel 3-1 is het resultaat van de warmte-integratie weergegeven. In deze tabel zijn alle, in het proces voorkomende, warmtewisselaars opgenomen, zie ook de flowsheet (Bijlage I). Daarnaast is weergegeven van welke stroom de warmte afkomstig is en aan welke stroom deze wordt

afgegeven. Tevens is de hoeveelheid overgedragen warmte in de tabel opgenomen.

Tabel 3-1: de warmteoverdracht zoals die met de warmte-integratie werd bepaald

Warmtewisselaar energie van energie naar energie

nummer stroom stroom [kj/sj

1 204 101 10111 2 207 302 2599 3 121 koelwater 13334 4 108 126 12810 5 109 412 3881 6 133 koelwater 4874 7 HO-stoom 130 26022 8 fuel gas 116 25331 9 206 445 3397 10 205 442 8653 11 204 221 11655 12 209 koelwater 8457 13 408 211 6161 14 511 214 110 15 110 509 4145 16 303 koelwater 6169 17 401 315 10997 18 309 koelwater 1711 19 439 319 695 20 501 koelwater 3137 21 512 koelwater 3239 22 426 518 3158 23 436 423 5247 24 402 koelwater 5117 25 HO-stoom 434 7462 26 409 koelwater 582 27 440 koelwater 3011 28 424 koelwater 50 29 414 koelwater 6067 30 HO-stoom 447 5721 31 427 koelwater 5232

Zoals uit bovenstaande tabel en de flowsheets blijkt, wordt de tolueenstroom die naar de reactor wordt gevoerd volledig opgewarmd door middel van een fornuis. Gekozen wordt voor deze optie, omdat er geen stroom beschikbaar is met een voldoende hoge temperatuur om deze stroom op te warmen. Aangezien er een fornuis nodig is voor deze stroom, worden eerst de overige stromen opgewarmd met de beschikbare warme stromen. De voor het fornuis benodigde brandstof is vrijwel geheel afkomstig van het proces.

Het apparaatontwerp _{fvo nr. 3169}

4. Het apparaatontwerp

4. 1 Vast bed reactor

4.1.1 De reactor opbouw

Voor de dimensies van het bed, zoals berekend bij het reactorontwerp, wordt verwezen naar Tabel 4-1. In de reactor zijn er tussen de katalysatorbedden steunlagen, bestaande uit lagen balletjes, aangebracht ter versteviging van het bed en een goede verdeling van het inkomende gas. Deze lagen maken dat de de reactor aanzienlijk in grootte toeneemt. Het volume van het katalysatorbed bedraagt namelijk slechts een derde van het totale volume van het reactorbed. Een goede verdeling van het inkomende gas is van belang voor de reactor, omdat dit zorgt voor een optimale benutting van de katalysator. Deze verdeling wordt verkregen door het inkomende gas te leiden over drie lagen van inerte balletjes die in diameter afnemen (respectievelijk 0.75,0.5 en 0.25 inch). De gewenste diameter van de katalysator is 1.6 mmo De niet-massieve bolletjes in de steun- en verdeellagen zijn gemaakt van hetzelfde materiaal als de reactor. Het "Ioading" diagram, per bed, staat weergegeven in Figuur 4-1 (5). De reactor is opgebouwd uit drie van deze bedden, waarbij het koelgas op de grens van de verschillende lagen wordt binnengebracht. Als constructie-materiaal voor de reactor is "Iow alloy carbon steel" gekozen, omdat dit materiaal in aanwezigheid van waterstof niet bros wordt. Voor de reactiecondities en katalysator eigenschappen wordt verwezen naar de onderstaande tabellen. De reactor wordt verdeeld in drie secties namelijk onder, midden en boven.

Figuur 4-1: Het "/oading" diagram van de reactor per bed:

4.1.2 De reactor dimensies

Voor het bepalen van de reactordimensies wordt uitgegaan van enkele gegevens uit de literatuur (5) namelijk een WHSV van 4 kgYoeding/(kgkath) en een lengte over diameter verhouding van 0.85. Voor het bedvolume geldt dan:

v. _

bed - ~m.voeding

Ebed • WHSV . Pkat

Vg/.4.1

De massa van het benodigde katalysator volgt uit:

w.

= ~m.voeding

kat WHSV Vg/.4.2

Het apparaatontwerp fvo nr. 3169

4.1.3 De drukval over de reactor

De drukval over de reactor is berekend met behulp van de vergelijking van Ergun [19]. Deze vergelijking beschrijft de drukval over een gepakt bed en is samengesteld uit een laminair (Re<1 )en een turbulente deel (Re>1000). Aangezien het Reynolds getal 292 bedraagt, zijn beide termen in de berekening opgenomen en dus is de volledige vergelijking gebruikt:

Vgl. 4.3

De drukval over de gehele reactor, inclusief de verdeellagen, bedraagt ongeveer 0.67 bar, waarbij de grootste drukgradiênt aanwezig is over de katalysatorbedden (0.45 bar). Dit is logisch omdat katalysatordeeltjes kleiner zijn dan de voor de verdeellagen gebruikte deeltjes.

4.1.4 De wanddikte van de reactor

De overdruk in de reactor bedraagt 39 bar en hiervoor is er dus een minimale wanddikte * nodig [20]. Deze minimale wanddikte is met behulp van de volgende vergelijking bepaald:

0= 11Po .

o

bed

2f -1.1·P_o Vgl. 4.4

Hierbij is

Po

de designdruk, welke 10% boven de procesdruk ligt, en stelt f de designspanning van

190 N/mm2 voor [20].

4.1.5 Resultaten reactor ontwerp

In de onderstaande tabellen zijn de ontwerpgrootheden, die berekend zijn weergegeven:

Tabel 4-1: Dimensies van de reactor

Grootheid Onder Midden Boven

D_bed [m] 3.59 3.59 3.59 H_{bed [m~} 1.02 1.02 1.02 Vbed [m] 10.32 10.35 10.37 Tin [K] 742 743 744 Tu~ [K] 747 748 749 ~Hr [J/kMol] -1.537.107 -1.537.107 -1.537.107

S

[-] 0.100 0.111 0.125 Mka! [kg] 8268 8289 8310 ~P [bar] 0.15 0.16 0.16

De procescondities in de reactor zijn weergegeven in Tabel 4-2. Tevens zijn in deze tabel de gegevens van de reactor opgenomen, welke betrekking hebben op de reactor als geheel.

Het apparaatontwerp

Tabe/4-2: Procescondities van de reactor

Grootheid TVoeding T product Pin t,Ptotaal WHSV Lreactor V recator Aotaal

Öwand (incl. 2mm corrosie allowance)

[K] [K] [bar] [bar] [kgfeed ( k9kath

r

1] [ml

[m~]

[m2] [cm]

742

748

40 0.67 4

7.7

99

33.1 6.5

In Tabel 4-3 zijn de gegevens van de katalysator opgenomen.

Tabe/4-3: Pakking van het katalysator bed

Grootheid Ebed [-] 0.45 mKatTot [ton] 25 DKat rml 16e-4 Pkat [kg/m3] 1780 ~s [-] 0.8

4.1.6

De reactorkoeling

fvo nr. 3169

Ter voorkoming van coke-afzetting op de katalysator bedraagt de minimaal benodigde H₂/HC verhouding 3 mol/mol. Tevens wordt waterstof, hoewel de reactie slechts licht exotherm is, gebruikt om de reactor te koelen. Het waterstof wordt hiertoe op twee verschillende hoogten in het bed gebracht. Het (adiabatische) temperatuurprofiel als functie van de hoogte van het bed ziet er dan als volgt uit:

Temperatuurprofiel over de reactor

T [K] 748 .---n-o

v/v

746 744 742 ~----~----~----~----~

o

2 3 4 H [m]

Figuur 4-2: Het temperatuurprofiel over de reactor, van onder naar boven

De waterstofstroom wordt in de reactor geïnjecteerd en opgemengd met de gasstroom in de ruimte tussen de afzonderlijke katalysator bedden, waarna het met behulp van de verdeellagen over het gehele dwarsoppervlak van de reactor wordt verspreid. Als extra veiligheid wordt ook de

mogelijkheid geboden om koud waterstof voor het eerst bed aan de reactor toe te voegen. Hiermee kan de temperatuur in de reactor goed worden geregeld.

Het apparaatontwerp fvo nr. 3169

4.2 Het

PA REX

proces

4.2.1 De keuze van adsorbent en desorbent

De adsorptiekolom opereert bij een temperatuur van 57°C en een druk van 1 bar. Als adsorbent wordt een zeoliet gebruikt met poriën die groot genoeg zijn om alle koolwaterstoffen uit de voeding te adsorberen. De scheiding is slechts afhankelijk van de kleine verschillen in affiniteit voor de adsorbent. Voor dit proces wordt een adsorbent gekozen met de grootste affiniteit voor para-xyleen. Ka-BaY-zeoliet voldoet aan deze eis en wordt in dit proces als adsorbent gebruikt. Alle aanwezige koolwaterstoffen'moeten goed oplosbaar zijn in de desorbent en makkelijk van de desorbent te scheiden zijn door destillatie. De affiniteit van de desorbent moet liggen tussen die van para-xyleen en de andere componenten. Para-di-ethylbenzeen is voor dit proces een geschikte desorbent.

4.2.2 Het principe van de zuivering

Het proces wordt continu uitgevoerd in een vast bed, waarbij de positie van ingaande stromen en uitgaande stromen, de zogenaamde externe stromen, steeds wordt veranderd met een speciaal voor dit proces ontworpen roterende klep. Hierdoor lijkt het alsof de vloeistof fase en de vaste fase in tegenstroom bewegen. Het bed wordt een om deze reden een ·simulated moving bed' genoemd.

Het ontwerp van de klep is echter fabrieksgeheim en in dit fvo-verslag wordt de werking de klep heel kort beschreven. Voor het berekenen van de kolom, wordt deze beschouwd als een moving bed kolom waarbij de vloeistof omlaag en de vaste fase omhoog stroomt. In werkelijkheid staat het bed stil. Het adsorptie-bed wordt verdeeld in vier zones gescheiden door de vier externe processtromen,

namelijk: voedingsstroom, extractstroom, raffinaatstroom en desorbentstroom. Elke zone heeft een

eigen functie.

• Zone I: Desorptie van para-xyleen

Dit is de desorptiezone voor de verwijdering van para-xyleen uit de adsorbent. Zuivere

para-di-ethylbenzeen komt via de top van zone I binnen. De adsorbent stroom uit zone 11 bevat alleen

para-xyleen en para-di-ethylbenzeen. Para-xyleen wordt in de vloeistof geadsorbeerd en deze

gaat gedeeltelijk via de bodem van zone I het bed uit voor verdere zuivering. Deze stroom is de extract-stroom. De rest van de vloeistofstroom gaat verder naar zone 11.

• Zone 11: Zuivering van para-xyleen

De stroom adsorbent uit zone 111 bevat zowel para-xyleen als de andere componenten uit de voeding. In zone 11 worden deze componenten verwijderd. De vloeistofstroom, die zone 11 via de top binnenkomt bevat alleen para-di-ethylbenzeen en para-xyleen. Omdat de opgaande

adsorbentstroom in tegenstroom is met de neergaande vloeistofstroom, worden ortho-, meta-xyleen en ethylbenzeen uit de adsorbent stroom gedesorbeerd.

• Zone 111: Adsorptie van para-xyleen

De voeding komt in deze zone het bed binnen en

stroo

~~

Alle para-xyleen wordt

verwijderd uit deze stroom en de rest gaat met desorbent naar'zone IV. De stroom adsorbent die zone 111 binnenkomt via de bodem bevat geen xyleen, maar wel de andere xylenen en

para-di-ethylbenzeen. Er wordt di-ethylbenzeen uitgewisseld met de vloeistofstroom en

para-xyleen wordt geadsorbeerd

• Zone IV: Partiële desorptie van para-di-ethylbenzeen

Deze zone heeft tot doel het reduceren van de benodigde circulatie van para-di-ethylbenzeen. De adsorbent stroom uit zone I met para-di-ethylbenzeen komt via de bodem zone IV binnen. Een deel van de para-di-ethylbenzeen wordt verwijderd door een neergaande vloeistofstroom van ortho-, meta- xyleen, ethylbenzeen en ethylbenzeen. Het verwijderde

para-di-ethylbenzeen stroomt naar zone I, waar het effectief als desorbent wordt verbruikt.

In Figuur 4-3 is een schematische weergave te zien van het Parex-proces [16].

CH3~CH3

Het apparaatonflNerp (VO nr. 3169

Figuur 4-3: Schematische weergave van het Parex-proces

4.2.3 Controle van de stromen

Om adsorptie te doen lijken op een continu proces wordt elke zone verdeeld in subsecties, waar er in- en uitgangen zijn voor de externe stromen. Overde hele kolom zijn er in totaal twaalf subsecties. Er zijn steeds vier stromen tussen de klep en de adsorptiekolom actief. Dat zijn de vier zwarte lijntjes in de Figuur 4-3 namelijk 2, 5, 9 en 12. Wanneer de klep roteert verschuift de positie van elke stroom verder in de richting van de vloeistofstroom. Bijvoorbeeld de desorbent stroom 2 verschuift naar stroom 3 en de extractstroom 5 verschuift naar stroom 6, enz. Doordat de vloeistofstroom in de adsorptiekolom voor elke zone anders is, moet de vloeistof circulatie pomp zodanig

geprogrammeerd worden dat hij op vier verschillende snelheden kan pompen. De pompsnelheid wordt veranderd als een externe stroom verschuift van lijn 12 naar lijn 1. De tijd tussen twee opeenvolgende verschuivingen is de "switch time". Het boven- en zij-aanzicht van de klep is weergegeven in Figuur 4-4.

Bovenaanzicht _Zij-aanzicht

10

Figuur 4-4: Basis onderdelen van de roterende klep in boven- en zijaanzicht

Het gearceerde gedeelte stelt de roterende klep voor. Om de klep zit een ring (68) waaraan de vloeistof toevoer en afvoerkraantjes zich bevinden (59, 60, 61 en 62). In het centrum van het gearceerde gedeelte (67) bevinden zich de externe stromen. Voor verdere detail wordt verwezen naar [18).

Het apparaatontwerp NO nr. 3169

4.2.4 De ontwerpgrootheden en resultaten

Voor het ontwerpen van het Parex-proces wordt een versimpeld model aangenomen, waarbij axiale menging en weerstand in massa transport worden verwaarloosd. Verder wordt ook aangenomen dat in elke zone de vloeistofstroom een constante snelheid heeft en dat er thermodynamisch evenwicht is op elk tijdstip en op elke plaats in de kolom. Het model voor het ontwerpen van dit proces is een ·short-cut" ontwerp, dat geen optimalisatie geeft voor de individuele secties van de kolom, maar slechts een "flowrate" criteria en een minimale gemiddelde lengte van de secties. Voor de eenvoud wordt para-xyleen stof A genoemd en de andere componenten in de voeding stof B. Stof 0 de desorbent.

Voor het ontwerp van de kolom zijn er enkele parameters nodig die in Tabel 4-4 zijn weergegeven. De uitwerking van het ontwerp met bijbehorende vergelijkingen staat weergegeven in Bijlage lil.

Tabel 4-4: Parameters voor het ontwerp van de PAREX-kolom

Parameters llw [Pa.sj 0.004 Pw [kg/m3] 830 Da [m2/s] 5.5.10.9 EL [-j 0.41 dp rml 0.0015 t [-] 4 Ep [-j 0.5

Ka

[m3/mol] 24

Kb

[m3/molj 5.74 a [-] 1.1 vmax [mis] 0.0095

4.2.5 De drukval over het adsorptiebed

De drukval over de adsorptiekolom wordt evenals bij het reactorontwerp bepaald met behulp van de vergelijking van Ergun.

~P

-150. (1-E

Y

.

/lUo +175. 1-E .

PfU~

H - 3 d2 3 d

E n E f t

Vgl. 4.3

De drukval over het gehele adsorptiebed is 3896 Pa bij een werkdruk van 1 bar.

4.2.6 De dimensies van de adsorptiekolom

De wanddikte en de benodigde hoeveelheid adsorbent wordt op dezelfde wijze bepaald als bij de reactor. De berekende minimale wanddikte" bedraagt 1.3 mmo Dit is een onrealistische kleine waarde en daarom is er gebruik gemaakt van de minimale wanddikte gegeven door Coulson & Richardson [20]. Voor een kolomdiameter tussen 3.0 - 3.5 m geldt een minimale wanddikte van 12 mmo

Als constructiemateriaal is gekozen voor Carbon Steel vanwege de milde procescondities. De kolom opereert bij atmosferische druk en een temperatuur van 57°C. De resultaten van het ontwerp staan weergegeven in Tabel 4-5.