son tasarım

1. GİRİŞ Endüstriyel proseslerin amacı; optimum koşullarda yüksek verimde ve düşük maliyette ürün elde etmektir. Bu amaçla birlikte kimya mühendisliğine düşen görevlerin en başında ilgili proses sisteminin ve sistem ekipmanlarının tasarımı gelmektedir. Proses tasarımında en önemli aşamalardan biride reaktör tasarımıdır. Bazı maddelerin doğadan eldesi mümkün olsa da başka maddelerin reaksiyonu sonucu elde edilmesi daha ekonomik olabilmektedir, ayrıca birden fazla ürün elde ederek de ekonomik açıdan fayda sağlamak mümkün olmaktadır. Bu gibi sebepler de reaktör tasarımının önemini vurgulamaktadır. Verimli bir üretim, kaliteli ürün eldesi için doğru bir rektör tasarımı şarttır. Reaktör tasarımında; en verimli üretimi sağlamak, istenilen dönüşümü elde etmek için optimum koşullara karar verilip, uygun reaktör tipi seçilerek, olası en iyi sistemin oluşturulması gerekmektedir. Bu projede de ilk olarak izlenen yol elde etmek istediğimiz ftalik anhidrit için istenen dönüşümde uygun reaktör tasarımıdır. Reaktör tasarımında öncelikli olarak reaksiyona ait kinetik veriler göz önünde bulundurulur. Bu doğrultuda kinetik verilerle optimum kalma süresinde istenilen dönüşüme ulaşmak için hesaplamalar yapılır. Bunun yanında yayınım, ısı aktarımı, prosesin güvenliği gibi durumlarda denetlenmelidir. Bunun için kütle aktarımı faktörleri, ısı aktarım faktörleri ve gerekli kontrol faktörleri dikkate alınmalıdır. Reaktörün işletim şekli ise kapasite ve hidrodinamiğe göre şekillenir. İstenilen kapasitede göz önünde bulundurularak gerçekleşecek reaksiyon kinetiğine göre uygun hidrodinamik belirlenir [1]. Reaktörler, hidrodinamiklerine göre tam karışmalı ve borusal reaktörler olmak üzere ikiye ayrılırlar. Tam karışmalı tepkime kapları, kesikli reaktörler, yarı kesikli reaktörler ve sürekli karıştırmalı tank reaktörleri (GKT)‟dir. Borusal reaktörler ise piston akışlı tepkime kaplarıdır (PAT). Reaktörler, içerisinde meydana gelen reaksiyonun yapısına göre homojen ve heterojen olarak sınıflandırılabilir [2]. Plastifiyanların, polyesterlerin, boya ve ilaçların yapımında kullanılan Ftalik Anhidrit (PA), naftalin veya orto-ksilenin, sabit yataklı reaktörlerde sıcaklık ve katalizörün etkisi altında hava oksijeni ile yükseltgenmesi sonucu elde edilir [3]. Belli başlı kullanım alanları; boya sanayi, ftalat plastikleştirici, alkid reçinesi, tatlandırıcı, alev geciktirici, böcek ilacı ve çeşitli glikollerle kondensasyon polimerizasyonu sonucunda polyester üretimidir.

1

Ftalik anhidrit üretiminin yarısından çoğu ftalat plastikleştici eldesinde kullanılır ve ana ürün, polivinilklorürde (PVC) plastikleştirici olarak kullanılan dioktil ftalattır (DOP). Bundan dolayıdır ki, PA‟in tüketimi büyük ölçüde, inşaat ve otomobil endüstrisinde talep gören esnek PVC‟nin ihtiyacına bağlıdır [4]. Şekil 1‟ de Ftalik Anhidritin başlıca kullanım alanları verilmiştir.

Şekil 1. Ftalik Anhidritin başlıca kullanım alanları [4] Günümüzde dünya PA talebi 3,7 milyon ton/yıl olup, yıllık % 3 büyüme hızına sahiptir. 2010 yılsonu itibariyle dünya talebinin neredeyse 4,3 milyon ton/yıl‟a ulaşması beklenmektedir. Ülkemizde PA sektöründe, Petkim Perokimya Holding A.Ş. PA fabrikası tek kuruluştur [3]. PA, naftalinin, o-ksilenin ya da naftalin/o-ksilen karışımının katalitik oksidasyonu ile elde edilir. Günümüzde yaygın olarak o-ksilenden PA üretimi yapılmaktadır. Bu proseste, kaynama noktasına kadar ısıtılmış olan o-ksilen 160 0C‟ye kadar ısıtılmış olan hava içine enjekte edilir. Karışımın ağırlıkça O-ksilen/Hava oranı 20‟dir. Bu karışım 350-370 0C‟deki V2O5‟li sabit yataklı tübüler reaktörlerden geçirilir. Sistem gaz-katı katalitik tepkime sistemidir. Reaktörlerden çıkan gaz karışımı soğutuculardan geçirilerek 150-160 0C‟ye kadar soğutulur. Switch kondenserlerde 60- 65 0C‟de süblime edilerek katılaştırılır. Daha sonra kondensör değiştirilerek kondenserde tüplerin üzerinde kondense olan PA, sıcak yağ kullanılarak eritilir ve ham PA tankına alınır. Günümüzde naftalinin oksidasyonundan elde edilme yöntemi artık kullanılmamaktadır. Ancak; bu yöntemde de naftalinin V2O5 „in katalizörlüğünde havanın oksijeni ile PA üretilmektedir [3].

2

Gaz/katı katalitik tepkimeler gerçekleştirilirken, borusal reaktörler tercih edilir. Borusal reaktörlerde, geri karıştırmalı reaktörlere oranla istenen dönüşüme daha küçük hacimde ulaşılır. İstenen seçimlilik değeri daha yüksektir [2]. Yapılan tasarımda da bu avantajlar göz önünde bulundurularak, aşırı ekzoterm olması nedeniyle ısıyı kolay uzaklaştırabilmek için sabit yataklı çok borulu PAT tipi reaktör seçilmiştir. Mühendislik uygulamalarının en önemli ve en çok karşılaşılan işlemlerinden birisi, farklı sıcaklıklardaki iki veya daha fazla akışkan arasındaki ısı değişimidir. Bu değişimin yapıldığı cihazlar, ısı değiştirici ve eşanjör olarak adlandırılmakta olup, pratikte termik santrallerde, kimya endüstrilerinde, ısıtma, iklimlendirme, soğutma tesisatlarında, taşıtlarda, elektronik cihazlarda, alternatif enerji kaynaklarının kullanımında, ısı depolanması vb. birçok yerde kullanılmaktadır. Pratikte çok değişik tiplerde bulunabilen ısı değiştiricileri, ısı geçiş şekline, konstrüksiyon özelliklerine, akış düzenlenmesine, akışkan sayısına veya akışkanların faz değişimlerine göre çeşitli şekillerde sınıflandırılabilir. Genelde ısı değiştiricilerinde akışkanlar birbiriyle karıştırılmadan ısı geçişinin doğrudan yapıldığı çoğunlukla metal malzeme olan katı bir yüzey ile birbirinden ayrılırlar. Bu tip ısı değiştiricileri yüzeyli veya reküparatif olarak adlandırılır. Dolgu maddeli veya rejeneratif olarak adlandırılan diğer tip ısı değiştiricilerinde, ısı geçişi doğrudan olmayıp, ısının önce sıcak akışkan etrafında dönmesiyle ya da sabit bir dolgu maddesine verilmesiyle depo edildikten sonra ısının soğuk akışkana verilmesiyle meydana gelir. Genel olarak reküparatif ısı değiştiricilerinde incelemeler zamandan bağımsız olarak yapılırken, rejeneratif ısı değiştiricilerinde incelemeler zamana bağlı olarak yapılır [5]. Distilasyon bir karışımı meydana getiren bileşenlerin uçuculuklarının (buhar basınçlarının) farklı olmasından yararlanan bir ayırma işlemidir. Distilasyon ile bu ayırma işlemi, buhar ve sıvı fazlarını temas ettirerek daha uçucu bileşenin buhar fazına geçmesini ve daha az uçucu olan bileşenin ise sıvı faza geçmesini sağlayarak başarılabilir. Dolayısıyla distilasyon işleminde fazlar arası kütle transferini etkileyen en önemli faktör buhar ve sıvı fazları arasındaki dengedir. Tüm ayırma işlemlerinde olduğu gibi distilasyonda da esas amaç, besleme içindeki bileşenleri mümkün olduğunca saf bir şekilde ayrıştırabilmektir. Bu işlem çoğu zaman iki bileşenin ayrılması şeklinde olduğu gibi endüstride çok bileşenlerin ayrılması şeklinde de olabilir. Çok bileşenli karışımların distilasyonunda kademe sayısının ve geri akma oranının tayin edilmesi ikili karışımlara kıyasla çok daha komplekstir. Çok bileşenli 3

karışımlarda bileşenlerden birisinin derişimini bilmekle diğerlerinin derişimini ve kademe sıcaklığını hesaplamak mümkün değildir. Hatta besleme ikiden fazla bileşen içerdiğinde alt ve üst ürün bileşimlerini bağımsız olarak elde etmek mümkün değildir. Alt ve üst ürünler arasındaki ayırma, ayrılması istenen iki anahtar bileşeni belirleyerek elde edilebilir. KYM 416 Proses Tasarım II dersi kapsamında hazırlanan raporun amacı; Ftalik Anhidrit üretim şemasında yer alan reaktör, ısı değiştiriciler, distilasyon kolonları ve pompakompresör birimlerinin detaylı tasarımıdır.

4

2. GENEL BİLGİLER 2.1. Bilimsel, Teknik, Ticari Adları Ticari Adı : Ftalik Anhidrit (PA) Diğer Adları : 1,2-benzendikarboksilik asit anhidrit, ftalik asit anhitrit CAS No: 85-44-9 [6] 2.2. Kimyasal, Fiziksel Ve Toksikolojik Özelikleri Görünüm: Beyaz veya açık sarı kristalimsi katı Molekül formülü: C8H4O3 Molekül ağırlığı: 148.11 g/mol Kaynama noktası: 295°C Erime noktası: 130.8°C Buhar basıncı: 5.14*10-4 torr (25°C‟da) , 1 torr (96.5°C‟da) Çözünürlük: 162 kısım suda (bileşenlerine ayrılır), 125 kısım karbondisülfitte ve sıcak benzende çözünür Dönüşüm katsayısı: 1 μg/m3 per ppb (25ºC‟da) Yoğunluk: 1.53 g/cm3 Flash Point: 152°C Patlama Derecesi: 1.7-10.5% PA soluma eşik değeri: 20 µg/m3 Önemli etkileri: Mesleği açısından maruz kalan çalışanlarda; gözlerde ve solunum organlarında tahribat, bronşit ve astım görülür. Risk bölgesi: Solunum sistemi [6,7]

5



Kararlılık Kararlıdır ve yanıcıdır. Oksitlenen bileşiklerle, güçlü asit ve bazlarla birbirine zıttır.

Tozu, hava ile yanıcı bir karışım oluşturabilir. 

Zehirlilik Koroziftir ve yanmalara sebep olabilir. Yutulması, Deri ve göz teması sakıncalıdır. ORL-RAT

LD50

4020

mg

kg-1

ORL-GPG

LD50

100

mg

kg-1

ORL-MUS

LD50

1500

mg

kg-1

ORL-CAT

LD50

800 mg kg-1 [6]

2.3. Ticari Şekli Ve Kullanım Yerleri Plastifiyanların, polyesterlerin, boya ve ilaçların yapımında kullanılan Ftalik Anhidrit (PA), naftalin veya orto-ksilenin, sabit yataklı reaktörlerde sıcaklık ve katalizörün etkisi altında hava oksijeni ile yükseltgenmesi ile elde edilir. Kapalı formolü C6H10(CO)2O olan Ftalik Anhidrit prizma kristalli bir maddedir. PA'nın Dünya‟daki kullanım alanları ve tahmini dağılımları aşağıda verilmektedir. Kullanım Alanları

Kullanım Yüzdesi (%)

Plastifiyanlar

53

Doymamış polyester reçineleri

26

Alkid reçineleri üretimi

10

Diğerleri

11

6

PA‟nın önemli kullanım alanı monohidrik alifatik alkalilerin diesterlerinin (plastifiyanlar) üretimidir. Bu esterler muhtelif sentetik reçineler ve plastiklerin içine katılır. Termoplastikler, plastifiyanların katılması ile kolay işlenebilirlik, elastikiyet, daha iyi mekanik özellikler, fiziksel ve kimyasal dayanıklılık, kalıcı elektriksel özellikler ve boyanabilirlik gibi son tüketim alanlarını olumlu yönde etkileyen nitelikler kazanırlar. En fazla plastifiyan kullanan termoplastik PVC olduğu için PVC pazarı plastifiyan tüketimini belirleyen en önemli faktördür. En çok kullanılan plastifiyanlar DOP, DIOP, DBP ve DINP'dir. Bunlar ağırlıkça %35-40 oranında PA içerirler. Toplam alkid reçinelerinin %80'ini oluşturan ftalik esaslı alkid reçineleri PA‟nın, bir polialkolle esterleşmesiyle meydana gelen polimerlerdir. Alkid reçineleri özellikle kaplama sanayinde kullanılır. Doymamış polyester reçineleri ise uygun bir glikol, PA ve bir doymamış asit veya anhidritin (genellikle fumarik asit veya maleik anhidrit) reaksiyonu ile elde edilir. Elde edilen bu polyesterler daha sonra, di-alkil ftalat veya metil metakrilat gibi vinilik monomer ile reaksiyona sokularak çapraz bağlı termosetting bir yapı oluşturulur. Kullanma alanlarına ve işleme koşullarına göre doymamış polyester reçineleri cam elyafı takviyeli veya takviyesiz olarak üretilir [8]. 2.4. Üretim Teknolojileri 2.4.1. Başlıca üretim prosesleri Ftalik anhidrit orto-ksilenin, naftalin orto-ksilen karışımının veya naftalinin (eski teknoloji) katalitik oksidasyonu ile elde edilir [8]. 

Orto-Ksilenin Oksidasyonu Yöntemi Bu proseste kaynama noktasına kadar ısıtılmış olan orto-ksilen 160 °C' ye kadar

ısıtılmış hava içine enjekte edilir. Karışımın ağırlıkça O-X/Hava oranı 20'dir.Bu karışım 350370°C 'deki V2O5'li sabit yataklı tübüler reaktörden geçirilir. 2 O5 C 6 H 4 (CH 3 ) 2  3O2 V  C 6 H 4 (CO ) 2 O  3H 2 O  ısı

7

Reaktörlerden çıkan gaz karışımı soğutuculardan geçirilerek 150-160 °C 'ye kadar soğutulur. Switch kondenserlerde 60 - 65°C 'de süblime edilerek katılaştırılır. Daha sonra kondensör değiştirilerek kondenserde tüplerin üzerinde kondense olan PA, sıcak yağ kullanılarak eritilir ve ham PA tankına alınır [8]. 

Naftalinin Oksidasyonu Yöntemi Bu yöntem naftalinin Vanadium Pentaoksit katalizörlüğünde havanın oksijeni ile PA

üretilmesidir. Bu yöntem çok eski olduğundan dolayı artık kullanılmamaktadır. Son yıllarda orto-ksilen fiyatlarındaki aşırı yükselmesi nedeniyle orto-ksilen yerine sabit oranda (%20 - %40 gibi ) naftalin ile orto-ksilen karışımından Vanadium Pentaoksit katalizör kullanılarak PA üretimi yapılmaktadır [8]. 2 O5 C10 H 8  9 / 2O2 V  C 6 H 4 (CO ) 2 O  2 H 2 O  2CO2  ısı

Şekil 2. ChemCAD ortamında ftalik anhidrit üretim prosesi (Naftalin Oksidasyonu)

8

2.4.2. Önerilen üretim teknolojisi ve prosesi Temel olarak iki teknolojide naftalin ve o-ksilen reaksiyonu sonucu PA elde edilmektedir. Yüksek kapasite ile çalışılacağı için O-ksilenin oksidasyonu teknolojisi tercih edilmiştir.Tepkime gaz fazda gerçekleştirilebilir. Dolayısıyla Tepkime kabı olarak PAT seçilmiştir.Tercih edilen PA prosesinde TiO2 ve V2O5 katalizör olarak kullanılabilir. V2O5 ; PA üretiminde kullanılan çok etkin ticari bir katalizördür. Tasarımda katalizör olarak V2O5 kullanılmıştır.



Tercih edilen proses

Şekil 3. Ftalik Anhidrit Üretimi Akım Şeması (OrtoKsilen Oksidasyonu) [3]

9

Şekil 4. ChemCAD ortamında ftalik anhidrit üretim prosesi (OrtoKsilen Oksidasyonu)



Önerilen üretim prosesinin gerekçeleri Önerilen üretim prosesinde piston akışlı tepkime kabı kullanılmıştır. Piston akışlı

tepkime kabında diferansiyel değişimlerden daha fazla etkilenmektedir. Gaz fazı tepkimelerde diferansiyel değişimler daha az olmaktadır ve sistemde gaz fazda gerçekleşmektedir. O-ksilen; seçilen üretim prosesinde hammadde olarak kullanılmaktadır. Hem hammadde üretimi hem de PA üretimi ülkemizde Pektim Aliağa tesislerinde yapıldığından, hammadde teminini kolaylaştırmaktadır. Vanadyum Pentaoksit, PA üretiminde kullanılan çok etkin ticari bir katalizördür. Tasarım çalışmasında da bu katalizör kullanılmıştır.

10

3. KURAMSAL TEMELLER 3.1. Reaktör Tasarımında Kullanılan Eşitlikler 3.1.1. Kütle ve enerji denklikleri 

PAT için kütle korunum denkliği

-





+ ri*dV=0

(3.1)

-ri*dV=FA0*dxA

(3.2)

PAT için enerji korunum denkliği

FT0*Cp*dT= (ΔH)*(-rA)*dV

(3.3)

Eğim:

(3.4)

=

Ortalama özgül ısı

C p  x A .CPA  xB .CPB



(3.5)

Ortalama oluşum entalpisi

(-ΔH)ort= [(x1.(-ΔH1))+((x2.(-ΔH2))] [9]

11

(3.6)

3.1.2. Reaktör hacmi hesabı 

Katalizör kütlesi

W  FAo

xA1

0



dxA

 r

(3.7)

'

A

Reaktör hacmi

VPAT 

W  kat .(1   )

 = Katalizör boşluk kesri=

(3.8)

boşhacim [10] toplamhacim

(3.9)

3.2. Isı Değiştirici Tasarımında Kullanılan Eşitlikler 

Akışkanın Duyulan Isısı [9]

Q  m i Cp i T

(3.10)

Q: Birim zamandaki ısı aktarımı, W mi: akışkanın kütlesel akış hızı, kmol/s Cpi: i bileşenin ısı kapasitesi, kj/kmol K ΔT: akışkanın giriş ve çıkış sıcaklıkları farkı, K 

T

Ortalama Sıcaklık

Ta  Tb 2

(3.11)

12



Logaritmik Ortalama Sıcaklık Farkı

Tlm 

T1  t2   T2  t1  T  t  ln 1 2 T2  t1 

(3.12)

ΔTlm : Logaritmik ortalama sıcaklık farkı (oC) T1

: Sıcak akışkan giriş sıcaklığı (oC)

T2

: Sıcak akışkan çıkış sıcaklığı (oC)

t1

: Soğuk akışkan giriş sıcaklığı (oC)

t2

: Soğuk akışkan çıkış sıcaklığı (oC) 

Gerçek Sıcaklık Farkı

ΔTm = FT ΔTlm

(3.13)

ΔTm: Gerçek sıcaklık farkı,(oC) FT : Düzeltme faktörü FT düzelme faktörü, ısı değiştiricide boru ve ceket akışkanlarının sıcaklıklarına, boru ve ceket geçiş sayısına, iki birimsiz sıcaklık oranının ( R ve S ) fonksiyonudur.

R

T1  T2  t2  t1 

(3.14)

S

t 2  t1  T1  t1 

(3.15)

T1-T2: Sıcak akımdaki sıcaklık düşmesi (oC) t2 - t1: Soğuk akımdaki sıcaklık yükselmesi (oC) T1- t1: En yüksek sıcaklık farkı (oC)

13

Q  UA Tm

(3.16)

U: Tüm ısı aktarım katsayısı, W/m2°C A: Isı aktarım alanı, m2 ΔTm: Ortalama sıcaklık farkı , °C 

Isı Aktarım Alanı

Bir borunun yanal alanı; Ayanal  d i L

(3.17)

di: boru çapı (m) L: boru uzunluğu (m) Ayanal: ısı aktarım alanı (m2)  Nt 



Boru sayısı A

(3.18)

A yanal

Boru Demeti Çapı

Db  d o ( N t / K 1 ) 1 / n1

(3.19)

Db: boru demeti çapı, m K1:katsayı n1: katsayı 

Ceket Çapı

Ds  Db  r

(3.20)

Ds: ceket çapı, m r: boru demeti ile ceket arasındaki açıklık, m

14



Pr 

Prandtl Sayısı

Cp

(3.21)

kf Cp: Akışkanın özgül ısısı, j/kg °C μ : Akışkanın viskozitesi, N.s/m2 kf: Boru tarafındaki akışkanın ısıl iletkenliği, W/m °C  Re 

Reynolds Sayısı d i *Vt * 



(3.22)

di: Boru iç çapı, m Vt: Boru tarafındaki akışkanın hızı, m/s ρ: Boru tarafındaki akışkanın yoğunluğu, kg/m3 μ: Akışkanın viskozitesi, N.s/m2 

Boru Tarafı Isı aktarım Katsayısı

   hi .di  c * Re a .Pr b .   km  w 

0.14

(3.23)

Re: Reynolds sayısı Pr :Prandtl sayısı hi : Isı aktarım katsayısı , W/m2 °C di : Boru iç çapı , m km: Boru tarafındaki akışkanın ısıl iletkenliği, W/m.°C μw: Akışkanın viskozitesi (duvar sıcaklığında), N.s/m2 μ: Akışkanın viskozitesi (kütle sıcaklıpında), N.s/m2 c=0.027 a=0.8 b=0.4 (soğutma) viskozite terimi ihmal edilir.

15

 As 

Akışa Dik Alan

 pt

 d 0 .D s l B pt

(3.24)

pt: Boru aralığı, m d0: Boru dış çapı, m Ds: Ceket iç çapı, m lB: Engeller arası uzaklık, m (pt-d0): Boru açıklığı, m 

Kütlesel Hız ve Çizgisel Hız

Gs 

Ws As

us 

Gs

(3.25)

(3.26)



Ws: Ceket tarafındaki akışkanın kütlesel debisi, kg/s ρ : Ceket tarafı akışkanın yoğunluğu, kg/m3



Eşdeğer (hidrolik) Çap (De)

Üçgen Diziliş ; De 

 Re 





1.10 2 p t  0.917 .d 02 d0



(3.27)

Ceket tarafı Reynolds sayısı G s .d e





u s .d e .

(3.28)



Ceket Tarafı Isı Aktarım Katsayısı

  h .d Nu  s e  j h . Re . Pr 0.33 . kf  w

  

0.14

(3.29)

16



Boru Tarafı Basınç Düşmesi

   .ut2 L Pt  N p 8. j f .    2.5 .  di    2

(3.30)

ΔPt : Boru tarafı (iç) basınç düşmesi , N/m2 (Pa) Np : Boru geçiş sayısı ut : Boru tarafı akış hızı , m/s L : Boru uzunluğu ,m Jf : Sürtünme faktörü 

Ceket Tarafı Basınç Düşmesi

D Ps  8 j f . s  de

 L .   lB

 u s2 .  2

  .  W

  

0.14

(3.31)

IB: engeller arası uzaklık, m



Tüm Isı Aktarım Katsayısının Hesaplanması

(3.32)

3.3. Damıtma Kolonu Tasarımı  Ki 



Ki değeri Pi 0 P

(3.33)

Kaynama noktası

yi=∑Ki*xi 

(3.34)

Çiğlenme noktası

xi=∑yi/Ki

(3.35)

17



i 

Bağıl uçuculuk

Ki K HK

(3.36)

Ki = Bileşenin K değeri KHK = Ağır bileşenin K değeri  y

Denge eğrisinin elde edilmesi

 LK x 1  ( LK  1) x 

(3.37)

Underwood Bağıntısıyla minimum geri akma oranı

R min  1  

 i x i ,d i  

(3.38) 

θ denklem kökü

 i . xF  1 q i 





N m in

(3.39)

Fenske Bağıntısı ile minimum raf sayısı

 x  x  log  LK   HK   x HK  d  x LK  b  log  LK 

Kirkbridge bağıntısıyla besleme rafının belirlenmesi

B x N f , HK log r  0.206 log  Ns  D x f , LK 



(3.40)

 x b, LK  x  d , HK

   

2

   

(3.41)

O‟Connell Bağıntısıyla toplam kolon verimi

E 0  51  32 .5 log(  ort  ort )

(3.42)

18



Gerçek kademe sayısı

Gerçek kademe sayısı = (Teorik Kademe sayısı / E0)*100



(3.43)

Lowenstein eşitliğiyle kolon çapı

 4V w Dc     v u v

  

0. 5

(3.44)

Dc : Kolon çapı, m Vw : Maksimum buhar hızı, kg/h uv : maksimum buhar akış hızı, m/s    V u v  (0.171lt  0.27lt  0.047) L  V 2

  

0.5

(3.45)

lt : Raflar arası uzaklık, m 

Buhar faktörü

FLV 

 AC 

 4



L V

V L

(3.46)

Kesit alanı DC2

(3.47)

Net alan

An = Ac – Ad

(3.48)

Ad : Savak kanalı alanı 

Aktif alan

(Aa) = Ac – 2.Ad

(3.49)

Ah : Delik alanı

19



Uh   how

Sızma noktası

K 2  0.90(25.4  dh ) ( v ) 0.5 Savak üzerindeki minimum berrak sıvı yüksekliği

 Lw    750   L * lw 



(3.50)

23

(3.51)

Gerçek buhar akış hızı

Vgerçek 

V .M ort V . Ah

(3.52)

Raf yüksekliği ht=hd+hw+how+hr

(3.53)

2

Uh    v   hd  51   C   o   L 

(3.54)

Raftaki toplam basınç düşmesi

Pt  9.81.103.ht . L



(3.55)

Savak kanalındaki sıvı yüksekliği

hb = hw + how + ht + hd

 L  hdc  166  W    L Aap 

(3.56)

2

(3.57)

Aap = hap . lw

(3.58)

hap = hw – 10  tr 

(3.59)

Sıvının savak kanalındaki kalma süresi

Ad .hb . L Lw

(3.60)

20

4. TASARIM VERİLERİ Ftalik Anhidrit üretim prosesi işletim koşulları Tablo 1‟ de verilmiştir. Tablo 1. Ftalik Anhidrit Üretim Prosesi İşletim Koşulları Grup

Sıcaklık (0C)

Kapasite (Ton/yıl)

o-Ksilen/Hava (mol/mol)

C-3

30 000

360

1/18

Reaktör işletim koşulları Tablo 2‟ de verilmiştir. Tablo 2. Reaktör İşletim Koşulları Adyabatik

Reaktör

Sabit

Yataklı

Piston

Akışlı

Tepkime Kabı (PAT) Sıcaklık Aralığı (0C)

300-400

Toplam İşletme Basıncı (atm)

1

Dönüşüm

% 75 (varsayım yapılmıştır.)

4.1. Kinetik Veriler [11] r1‟‟=k1*Pxy*P

( kmol h-1 kg katalizör-1) (o-ksilenden FA üretiminin tepkime hız

ifadesi) r2‟‟=k2*Pxy*P

( kmol h-1 kg katalizör-1) (o-ksilenden MA üretiminin tepkime hız

ifadesi) ln

=

+19,837

ln

=

+ 19,23

k0=1 kmol h-1 kg katalizör-1 atm-2 R=1,987 cal/K mol T (K)

21

4.2. Termodinamik Veriler ChemCAD programı yardımıyla bileşenlerin ısı kapasitesi değerleri bulunmuş ve Tablo 3‟te verilmiştir. Tablo 3. 360 0C‟de Bileşenlerin Isı Kapasiteleri (633K) [11] Bileşenler

Isı kapasiteleri (Cp) kj / kmol K

Su

36,7

O-Ksilen

243

Ftalik Anhidrit

210

Oksijen

32,4

Karbondioksit

47,5

Maleik Anhidrit

168

Azot

30,2

ChemCAD programı yardımıyla bileşenlerin entalpi değerleri bulunmuş ve Tablo 4‟te verilmiştir.

Tablo 4. 360 0C‟de Bileşenlerin Entalpi Değerleri (633K) [11] Bileşenler

Entalpi Değerleri (H) kj/kmol

Su

-241820

O-Ksilen

19080

Ftalik Anhidrit

-393130

Oksijen

0

Karbondioksit

-393520

Maleik Anhidrit

-398300

22

ChemCAD programı yardımıyla bileşenlerin viskozite değerleri bulunmuş ve Tablo 5‟ te verilmiştir. Tablo 5. 360 0C‟de Bileşenlerin Viskozite değerleri [11] Bileşenler

Viskozite değerleri (kg/m s)

Su

2,22*10-5

O-Ksilen

1,30*10-5

Ftalik Anhidrit

1,33*10-5

Oksijen

3,57*10-5

Karbondioksit

2,82*10-5

Maleik Anhidrit

1,70*10-5

Azot

3,15*10-5

ChemCAD programı yardımıyla bileşenlerin ısıl iletkenlik katsayıları bulunmuş ve Tablo 6‟ da verilmiştir. Tablo 6. 360 0C‟de Bileşenlerin ısıl iletkenlik katsayıları [11] Bileşenler

Isıl iletkenlik katsayıları ( W/m K)

Su

0,050

O-Ksilen

0,045

Ftalik Anhidrit

0,022

Oksijen

0,051

Karbondioksit

0,042

Maleik Anhidrit

0,038

Azot

0,046

23

O-ksilen, ftalik anhidrit ve maleik anhidritin molekül ağırlığını bulmak amacıyla chemCAD programı kullanılmış ve bileşenlerin molekül ağırlıkları Tablo 7‟de verilmiştir. Tablo 7. Bileşenlerin molekül ağırlıkları Bileşenler

Molekül ağırlıkları (kg/kmol)

Su

18

O-Ksilen

106

Ftalik Anhidrit

148

Oksijen

32

Karbondioksit

44

Maleik Anhidrit

98

Azot

28

ChemCAD programı yardımıyla Dowtherm için gerekli veriler bulunmuş ve Tablo 8‟de verilmiştir. Tablo 8. Dowthermin 673 K‟ deki fiziksel özellikleri [11] Isı kapasitesi, Cp (kj/kmol K)

380

Viskozite, µ (kg/ms)

1,33*10-5

Molekül ağırlığı, MA (kg/kmol)

166

ChemCAD programı yardımıyla hava için gerekli veriler bulunmuş ve Tablo 9‟da verilmiştir. Tablo 9. Havanın 413 K‟ deki fiziksel özellikleri [11] Isı kapasitesi, Cp (kj/kmol K)

29,26

Viskozite, µ (kg/ms)

2,35*10-5

Molekül ağırlığı, MA (kg/kmol)

28,95

Isıl iletkenlik katsayısı, k (W/m K)

0,034

24

5. SİSTEMİN MATEMATİK TANIMI ve ÇÖZÜMÜ 5.1. Reaktör Tasarımı Tasarımı

yapılan

reaktörde

aşağıda

verilen

gaz-katı

katalitik

tepkimeler

gerçekleşmektedir. 1. Tepkime: C8H10+ 3O2

2. Tepkime: C8H10+

O2

C8H4O3+ 3H2O

C4H2O3+ 4H2O+ 4CO2

Katalizör olarak V2O5/TiO2 kullanıldığı ve tepkimenin adyabatik sabit yataklı piston akışlı tepkime kabında gerçekleştiği varsayılmıştır [12]. 

Stokiyometrik Tablonun Oluşturulması

Kapasite=30000 ton/yıl Ftalik Anhidrit üretimi 30000(ton/yıl)*(103kg/1ton)*(1yıl/8000h)*(1kmol/148,1kg)= 25,32 kmol/h 1. tepkimenin stokiyometrik katsayısına göre 25,32 kmol/h o-ksilen harcanmalıdır. 1.tepkime ile harcanan O2=75,96 kmol/h O-ksilenin %75 dönüşümü ile ftalik anhidrit oluşumu varsayılmıştır. Bu durum x1 ile x2 arasındaki bağıntıyı kurmamıza yardımcı olur. x1: O-ksilenin 1.tepkime ile dönüşümü x2: O-ksilenin 2.tepkime ile dönüşümü [FT0*(x1+x2)]*0,75=FT0*x1 x2=0,33*x1 25,32 kmol/h o-ksilenin 0,33 katı 2.tepkime ile harcanan o-ksilen miktarını bulmamıza yardımcı olur. 2.tepkime ile harcanan o-ksilen=8,3556 kmol/h 2.tepkime ile harcanan O2=62,667 kmol/h ∑ O2=138,627 kmol/h 25

Buradan hava miktarına geçilirse; Hava miktarı= 138,627*(100/21)=660,129 kmol/h İşletim koşullarında o-ksilen/hava mol oranı 1/18 verilmiştir. Buna göre 660,129 kmol/h hava için 36,674 kmol/h o-ksilen gerekir.

=

x1=

alınarak stokiyometrik tablo oluşturulmuş ve Tablo 10‟ da verilmiştir. Tablo 10. Stokiyometrik Tablo



Bileşenler

Başlangıç, kmol/h

Dönüşümden sonra, kmol/h

O-Ksilen

FA0= 36,674

36,674-FA0*x1-FA0*x2

O2

FB0= 138,627

138,627-FA0*3x1-FA0*7,5x2

N2

FC0= 521,502

521,502

Ftalik Anhidrit

--

FA0*x1

Maleik Anhidrit

--

FA0*x2

H2O

--

FA0*3x1+FA0*4x2

CO2

--

FA0*4x2

Toplam

FT0= 696,803

696,803+ FA0*0,5x2

Hız İfadelerinin Bulunması Sistemde iki reaksiyon göz önüne alındığından toplam bir hız ifadesi bulmak için, her

reaksiyon için ayrı ayrı hız ifadelerinin bulunup toplanması gerekir. 1. Tepkimenin hız ifadesi r1 = k1*Pxy*PO2 2. Tepkimenin hız ifadesi r2=k2*Pxy*PO2

26

İdeal gaz varsayımı yapılarak Dalton yasası kullanılmıştır. Dalton yasasına göre kısmi basınç Pi=PT*yi „dır. Buna göre PT=1 atm alınarak o-ksilenin ve oksijenin kısmi basınçları hesaplanır ve hız ifadesinde yerine yazılır.

Pxy=1* PO2=1* r1‟‟=k1*[

*[

r1‟‟= k1* x2=0,33*x1 olduğu bulunmuştur. Denklemde x2 yerine x1 cinsinden ifadesi yazılırsa; r1‟‟= k1* Gerekli sadeleştirme işlemleri yapıldıktan ve k1 değeri yerine yazıldıktan sonra aşağıdaki denklem elde edilir. r1‟‟= [exp((-27000/(1,987*T))+19,837)]* r2‟‟=k2*

r2‟‟= [exp((-27900/(1,987*T))+19,23)]* rT=r1+r2

]

rT=[exp((-54900/(1,987*T))+39,067)]*[

27



Eş Hız Eğrilerinin Oluşturulması Eş hız eğrilerinin oluşturulması için MATLAB programı kullanılmıştır. Bunun için

önceden bulunmuş olan toplam hız ifadesi (rT) kullanılmıştır ve adyabatik olan bu sistem için sıcaklık aralığı 533-733 K olarak belirlenmiştir. Yazılmış olan MATLAB programı Ek-1‟ de, grafik ise Şekil 5‟te verilmiştir.

Şekil 5. Eş hız eğrileri



Reaktörlerin Yerleştirilmesi Reaktörlerin yerleştirilmesi için eğim bulunmalıdır. Eğimin bulunabilmesi için de

kütle ve enerji denkliklerinin çıkarılıp beraber çözülmesi gerekir. Kullanılan reaktör PAT tipi olduğundan buna göre denklikler yazılmıştır. PAT için kütle korunum denkliği: -

+ ri*dV=0

-ri*dV=FA0*dxA

28

Adyabatik PAT için enerji denkliği: FT0*Cp*dT= (ΔH)*(-rA)*dV Eğim:

=

= 696,803 kmol/h = 36,674 kmol/h Tepkimeye girenlerin (o-ksilen, N2 ve O2) için CP değerleri hesaplanmıştır. CP= (36,674/696,803)*243+(138,627/696,803)*32,4+(521,502/696,803)*30,2 CP = 41,84 kj/kmol K ∑∆H= 0,75*(-1137670)+0,25*(2958940)= -1592987,5 kj/kmol Eğim= 0,0005 Buna göre Ek-2‟de verilen MATLAB programı yardımıyla reaktörler yerleştirilmiş ve toplam 8 reaktör elde edilmiştir. Elde edilen grafik Şekil 6‟ da verilmiştir.

Şekil 6. Reaktörlerin yerleştirilmesi

29



Reaktör Hacimlerinin Bulunması

W  FAo

xA1

dxA

 r 0

'

A

Reaktörlerin kestiği her bir eş hız eğrisinin değeri okunarak bu değerlere karşı dönüşüm değerleri grafikten okunmuştur. Elde edilen değerler Tablo 11‟de verilmiştir.

Örnek Hesaplama: xA=0,1 için –rA‟‟= 0,04 kmol/h.kg katalizör -1/rA‟‟= 25 kg katalizör.h/kmol Diğer değerler de aynı şekilde hesaplanmış ve Tablo 11‟ de verilmiştir. Tablo 11. 1. Reaktör için xA, rA ve -1/rA değerleri xA

rA‟‟

-1/rA‟‟

0,1

0,04

25

0,092

0,03

33,33

0,083

0,02

50

0,075

0,01

100

0,073

0,009

111,11

0,067

0,008

125

0,066

0,007

142,86

0,065

0,006

166,67

0,058

0,005

200

0,056

0,004

250

0,05

0,003

333,33

0,042

0,002

500

0,033

0,001

1000

30

0,030

0,0009

1111,11

0,029

0,0008

1250

0,028

0,0007

1428,57

0,025

0,0006

1666,67

0,024

0,0005

2000

0,021

0,0004

2500

0,017

0,0003

3333,33

0,016

0,0002

5000

0,008

0,0001

10000

xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği çizilmiştir ve Şekil 7‟de verilmiştir. 12000 10000

-1/rA

8000 6000 4000 2000 0 0

0.02

0.04

0.06

0.08

0.1

0.12

xA

Şekil 7. xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği Grafiğin altında kalan alan Ek-3‟de verilen MATLAB programı yardımıyla hesaplatılmıştır.

31

Alan=110,7291 W  FAo * Alan

W=36,674 kmol/h *110,7291 kg katalizör*h/kmol W=4061 kg katalizör VPAT 1 

W  katalizör *(1   )

ρ katalizör=1600 kg/m3 [12]

ε=0,5 [12] VPAT1=4061/(1600 kg/m3*0,5)= 5 m3 Diğer tüm reaktörlerin hacimleri de aynı şekilde hesaplanmıştır. 2. reaktör hacmi hesabı için gerekli xA, -1/-rA değerleri Tablo 12‟de verilmiştir. Tablo 12. 2. Reaktör için xA, rA ve -1/rA değerleri xA

rA‟‟

-1/rA‟‟

0,192

0,03

33,33

0,184

0,02

50

0,176

0,01

100

0,168

0,009

111,11

0,165

0,008

125

0,163

0,007

142,86

0,162

0,006

166,67

0,161

0,005

200

0,160

0,004

250

0,152

0,003

333,33

32

0,144

0,002

500

0,136

0,001

1000

0,135

0,0009

1111,11

0,133

0,0008

1250

0,130

0,0007

1428,57

0,129

0,0006

1666,67

0,128

0,0005

2000

0,12

0,0004

2500

0,119

0,0003

3333,33

0,112

0,0002

5000

0,104

0,0001

10000

0,103

0,00009

11111,11

0,102

0,00008

12500

0,101

0,00007

14285,7

0,1

0,00006

16666,7

xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği çizilmiştir ve Şekil 8‟de verilmiştir.

33

18000 16000 14000

-1/rA

12000 10000 8000 6000 4000 2000 0 0

0.05

0.1

0.15

0.2

0.25

xA

Şekil 8. xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği Alan=186,75 W= 6849 kg katalizör VPAT2=9 m3 3. reaktör hacmi hesabı için gerekli xA-1/-rA değerleri Tablo 13‟te verilmiştir. Tablo 13. 3.Reaktör için xA, rA ve -1/rA değerleri xA

rA‟‟

-1/rA‟‟

0,29

0,02

50

0,28

0,01

100

0,275

0,009

111,11

0,274

0,008

125

0,272

0,007

142,86

0,271

0,006

166,67

0,27

0,005

200

34

0,269

0,004

250

0,260

0,003

333,33

0,25

0,002

500

0,24

0,001

1000

0,24

0,0009

1111,11

0,239

0,0008

1250

0,235

0,0007

1428,57

0,234

0,0006

1666,67

0,23

0,0005

2000

0,227

0,0004

2500

0,22

0,0003

3333,33

0,218

0,0002

5000

0,216

0,0001

10000

0,214

0,00009

11111,11

0,212

0,00008

12500

0,21

0,00007

14285,7

0,20

0,00006

16666,7

0,00005

20000

0,20 xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği çizilmiştir ve Şekil 9‟da verilmiştir.

35

25000

-1/rA

20000 15000 10000 5000 0 0

0.05

0.1

0.15

0.2

0.25

0.3

0.35

xA

Şekil 9. xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği

Alan= 308,70 W= 11312 kg katalizör VPAT3= 14 m3 4. reaktör hacmi hesabı için gerekli xA-1/-rA değerleri Tablo 14‟ te verilmiştir. Tablo 14. 4.Reaktör için xA, rA ve -1/rA değerleri xA

rA‟‟

-1/rA‟‟

0,4

0,02

50

0,384

0,01

100

0,382

0,009

111,11

0,376

0,008

125

0,375

0,007

142,86

0,374

0,006

166,67

0,368

0,005

200

36

0,364

0,004

250

0,36

0,003

333,33

0,352

0,002

500

0,344

0,001

1000

0,342

0,0009

1111,11

0,34

0,0008

1250

0,336

0,0007

1428,57

0,335

0,0006

1666,67

0,332

0,0005

2000

0,328

0,0004

2500

0,325

0,0003

3333,33

0,32

0,0002

5000

0,312

0,0001

10000

0,311

0,00009

11111,11

0,310

0,00008

12500

0,306

0,00007

14285,7

0,304

0,00006

16666,7

0,00005

20000

0,00004

25000

0,302 0,301

37

0,3

0,00003

33333,33

xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği çizilmiştir ve Şekil 10‟da verilmiştir. 35000 30000

-1/rA

25000 20000 15000 10000 5000 0 0

0.1

0.2

0.3

0.4

0.5

xA

Şekil 10. xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği Alan=325,5867 W=11941 kg katalizör VPAT4=15 m3 5. reaktör hacmi hesabı için gerekli xA-1/-rA değerleri Tablo 15‟ te verilmiştir.

Tablo 15. 5. Reaktör için xA, rA ve -1/rA değerleri xA

rA‟‟

-1/rA‟‟

0,492

0,01

100

0,491

0,009

111,11

0,490

0,008

125

0,483

0,007

142,86

0,482

0,006

166,67

38

0,480

0,005

200

0,475

0,004

250

0,468

0,003

333,33

0,464

0,002

500

0,452

0,001

1000

0,450

0,0009

1111,11

0,450

0,0008

1250

0,444

0,0007

1428,57

0,443

0,0006

1666,67

0,442

0,0005

2000

0,435

0,0004

2500

0,432

0,0003

3333,33

0,427

0,0002

5000

0,419

0,0001

10000

0,415

0,00009

11111,11

0,414

0,00008

12500

0,413

0,00007

14285,7

0,413

0,00006

16666,7

0,00005

20000

0,412

39

0,411

0,00004

25000

0,407

0,00003

33333,33

0,4

0,00002

50000

xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği çizilmiştir ve Şekil 11‟de verilmiştir.

60000 50000

-1/rA

40000 30000 20000 10000 0 0

0.1

0.2

0.3

0.4

xA

Şekil 11. xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği Alan=650,03 W=23839 kg katalizör VPAT5=30 m3

40

0.5

0.6

6. reaktör hacmi hesabı için gerekli xA-1/-rA değerleri Tablo 16‟ da verilmiştir. Tablo 16. 6. Reaktör için xA, rA ve -1/rA değerleri xA

rA‟‟

-1/rA‟‟

0,6

0,008

125

0,592

0,007

142,86

0,590

0,006

166,67

0,584

0,005

200

0,58

0,004

250

0,576

0,003

333,33

0,568

0,002

500

0,552

0,001

1000

0,551

0,0009

1111,11

0,550

0,0008

1250

0,549

0,0007

1428,57

0,545

0,0006

1666,67

0,544

0,0005

2000

0,542

0,0004

2500

0,536

0,0003

3333,33

0,528

0,0002

5000

0,527

0,0001

10000

41

0,52

0,00009

11111,11

0,516

0,00008

12500

0,514

0,00007

14285,7

0,512

0,00006

16666,7

0,00005

20000

0,510

0,00004

25000

0,504

0,00003

33333,33

0,5

0,00002

50000

0,511

xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği çizilmiştir ve Şekil 12‟de verilmiştir. 60000 50000

-1/rA

40000 30000 20000 10000 0 0

0.1

0.2

0.3

0.4

0.5

xA

Şekil 12. xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği

Alan=655,66 W=24046 kg katalizör VPAT6=31 m3 42

0.6

0.7

7. reaktör hacmi hesabı için gerekli xA-1/-rA değerleri Tablo 17‟ de verilmiştir. Tablo 17. 7. Reaktör için xA, rA ve -1/rA değerleri xA

rA‟‟

-1/rA‟‟

0,7

0,004

250

0,69

0,003

333,33

0,68

0,002

500

0,67

0,001

1000

0,668

0,0009

1111,11

0,660

0,0008

1250

0,659

0,0007

1428,57

0,659

0,0006

1666,67

0,655

0,0005

2000

0,652

0,0004

2500

0,648

0,0003

3333,33

0,644

0,0002

5000

0,636

0,0001

10000

0,628

0,00009

11111,11

0,626

0,00008

12500

0,624

0,00007

14285,7

0,622

0,00006

16666,7

43

0,620 0,00005

20000

0,619

0,00004

25000

0,617

0,00003

33333,33

0,611

0,00002

50000

0,60

0,00001

100000

xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği çizilmiştir ve Şekil 13‟te verilmiştir. 120000 100000

-1/rA

80000 60000 40000 20000 0 0.58

0.6

0.62

0.64

0.66

0.68

0.7

0.72

xA

Şekil 13. xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği Alan=1488 W=54571 kg katalizör VPAT7=68 m3 8. reaktör hacmi hesabı için gerekli xA-1/-rA değerleri Tablo 18‟ de verilmiştir.

44

Tablo 18. 8. Reaktör için xA, rA ve -1/rA değerleri xA

rA‟‟

-1/rA‟‟

0,79

0,001

1000

0,79

0,0009

1111,11

0,787

0,0008

1250

0,783

0,0007

1428,57

0,781

0,0006

1666,67

0,776

0,0005

2000

0,774

0,0004

2500

0,768

0,0003

3333,33

0,760

0,0002

5000

0,743

0,0001

10000

0,742

0,00009

11111,11

0,741

0,00008

12500

0,740

0,00007

14285,7

0,735

0,00006

16666,7

0,00005

20000

0,731

0,00004

25000

0,727

0,00003

33333,33

0,719

0,00002

50000

0,734

45

0,718

0,00001

100000

0,711

0,000009

111111,11

0,710

0,000008

125000

0,706

0,000007

142857,14

0,704

0,000006

166666,67

0,70

0,000005

200000

xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği çizilmiştir ve Şekil 14‟te verilmiştir.

250000

-1/rA

200000 150000 100000 50000 0 0.68

0.7

0.72

0.74

0.76

xA

Şekil 14. xA‟ya karşı -1/rA‟‟ grafiği Alan=3364 W=123371 kg katalizör VPAT8=152 m3

46

0.78

0.8

Reaktörlerin hacimleri ve katalizör kütleleri Tablo 19‟da verilmiştir. Tablo 19. Reaktörlerin hacimleri ve katalizör kütleleri Reaktörler

Katalizör kütlesi, kg

Hacim, m3

1.PAT

4061

5

2.PAT

6849

9

3. PAT

11312

14

4. PAT

11941

15

23839

30

24046

31

7.PAT

54571

68

8.PAT

123371

152

Toplam

259990

324

5.PAT

6.PAT



Reaktörde basınç düşmesi hesabı

Karışımın yoğunluğu ve viskozitesi Karışımın yoğunluk ve viskozite değerleri ısı değiştirici tasarımı kısmında hesaplanmış ve aşağıdaki değerler bulunmuştur; ρ mix= 0.633 kg/m3 µ mix= 2.948*10-5 kg/m*s 47

ρ 1. reaktör için basınç düşmesi için örnek hesaplama D = 2 m varsayılır

ρ μ

Re>10 olduğu için D varsayımı doğrudur.

L = 1,6 m DP = 3 mm= 3x10-3 m katalizör çapı alınır. Reaktör basınç düşmesi hesabını yapmak amacıyla „Ergun‟ denklemi kullanılır ve basınç düşmesi hesaplanır. ε ρ

ε ε

ρ

+1,75

μ

9135 Pa = 0.09 atm Diğer reaktörler içinde aynı şekilde hesaplama yapılmış ve bulunan sonuçlar Tablo 20‟de verilmiştir.

48

Tablo 20. Tüm reaktörler için basınç düşmesi hesabında elde edilen sonuçlar Reaktör

V(m3)

D(m)

V(m/s)

Re

L(m)

∆P(atm)

1

5

2

3.2

137421

1.6

0.09

2

9

2.5

2.06

110582

1.83

0.07

3

14

2.5

2.07

111118

2.85

0.11

4

15

2.7

1.8

104355

2.62

0.09

5

30

3.4

1.15

183956

3.3

0.088

6

31

3.4

1.17

185416

3.4

0.09

7

68

4.4

0.7

66134

4.5

0.089

8

152

5.8

0.4

49815

5.75

0.089

5.2. Isı Değiştirici Tasarımı Tasarımı yapılan reaktörde aşağıda verilen gaz-katı katalitik tepkimeler gerçekleşmektedir. 1.Tepkime: C8H10+ 3O2

2.Tepkime: C8H10+

O2

C8H4O3+ 3H2O

C4H2O3+ 4H2O+ 4CO2

(1)

(2)

 Birinci Reaktör Çıkışındaki Isı Değiştirici İçin Yapılan Hesaplamalar 

Akımların fiziksel özelliklerinin hesaplanması

1. reaktör çıkışındaki ısı değiştirici için hesaplamalar yapılmıştır. Bunun için öncelikle akımların fiziksel özellikleri bulunmuş ve soğuk akışkan olarak su seçilmiştir. Şekil 15‟de şematik olarak ısı değiştirici ünitesi gösterilmiştir. T1= 460 0C

T2= 260 0C

t2= 40 0C

t1= 20 0C

Şekil 15. Isı değiştirici ünitesinin şematik gösterimi

49

Tort= (T1+T2) / 2= 360 0C Temel: 1 h alınırsa; Reaktör tasarımında hesaplanan mol sayıları kullanılmış ve bu değerler Tablo 21‟de verilmiştir. Tablo 21. Reaktör girişinde bileşenlerin mol sayıları Bileşenler

Başlangıç, kmol

O-Ksilen

36,674

O2

138,627

N2

521,502

Reaktör tasarımı projesinde, 1.reaktörde dönüşüm Matlab programı kullanılarak 0,1 olarak bulunmuştur. 1 No‟lu tepkimedeki o-ksilenin dönüşümü % 75 2 No‟lu tepkimedekinin ise % 25 varsayılmıştır. Bu veriler kullanılarak reaktör çıkışında bileşenlerin mol sayıları ve mol kesirleri hesaplanmıştır. O-ksilen için örnek hesaplama: Başlangıçta 36,674 kmol o-ksilen vardı. 1.reaktörde 0,1 dönüşüm ile o-ksilenin 3,6674‟ü dönüşür. Bu değerinde; 1 no‟lu tepkime ile % 75 i harcanır. 3,6674*0,75= 2,75055 kmol 2 no‟lu tepkime ile %25 i harcanır. 3,6674*0,25= 0,9169 kmol Reaktör çıkışında o-ksilen= 36,674-(2,75055+0,9169)= 33,0066 kmol Diğer bileşenler içinde aynı şekilde hesaplama yapılmış ve Tablo 22‟de verilmiştir

50

Tablo 22. Reaktör çıkışında bileşenlerin mol sayıları ve mol kesirleri Bileşenler

Mol sayıları, kmol

Mol kesirleri (xi)

C8H10

33,0065

0,047

O2

123,4984

0,177

C8H4O3

2,7506

0,004

H20

11,9194

0,017

C4H2O3

0,9169

0,001

CO2

3,6676

0,005

N2

521,502

0,748

Toplam

697,2614

1

Karışımın ısı kapasitesinin hesaplanması (Cpmix) Cpmix=∑xi*Cpi formülü ve Tablo 2‟de verilen bileşenlerin ısı kapasiteleri yardımıyla karışımın ısı kapasitesi hesaplanmıştır. Cpmix=243*0,047+32,4*0,177+210*0,004+36,7*0,017+168*0,001+47,5*0,005+30,2*0,748 Cpmix =41,6097 kj/kmol K=1,27 kj/kg K olarak bulunmuştur.

Karışımın viskozitesinin hesaplanması (µmix) μmix=∑ Mol kesirleri düşük olduğu için ftalik anhidrit, su, maleik anhidrit ve karbondioksit ihmal edilmiştir. Bu bileşenlerin mol kesirleri ve viskozite değerleri diğer bileşenlere paylaştırılmıştır. Elde edilen veriler Tablo 23‟de verilmiştir.

51

Tablo 23. Bileşenler ve µmix için gerekli veriler Bileşenler

Mol kesri, x

Molekül ağırlığı, MA

Viskozite, µ (kg/m s)

(kg/kmol) O2

0,1821

32

3,57*10-5

N2

0,7695

28

3,15*10-5

C8H10

0,0484

106

1,3*10-5

j

Mi/Mj

μi/μj

1

1,000

1,000

1,000

2

1,143

1,133

0,995

3

0,302

2,746

3,243

1

0,875

0,882

1,003

2

1,000

1,000

1,000

3

0,264

2,423

3,163

1

3,313

0,364

0,357

2

3,786

0,413

0,345

3

1,000

1,000

1,000

i

1

2

3

ij

∑

1,105

1,105

0,379

μmix= [(0,1821*3,57*10-5)/1,105]+[(0,7695*3,15*10-5)/1,105]+[(0,0484*1,3*10-5)/0,379] μmix=2,948*10-5 kg/m s olarak bulunmuştur. Karışımın yoğunluğunun hesaplanması (ρmix) İdeal gaz varsayımı yapılarak ideal gaz denklemi kullanılmış ve yoğunluklar hesaplanmıştır. P*MA=ρ*R*T

ρ=(P*MA)/R*T

o-ksilen için örnek hesaplama: ρC8H10=106/(0,082*633)=2,04 kg/m3 Diğer bileşenler içinde aynı hesaplamalar yapılmış ve elde edilen sonuçlar Tablo 24‟te verilmiştir.

52

Tablo 24. Bileşenler ve yoğunluk değerleri Bileşenler

Yoğunluk, ρ (kg/m3)

C8H10

2,04

O2

0,62

C8H4O3

2,85

H20

0,35

C4H2O3

1,89

CO2

0,85

N2

0,54

ρmix=(2,04*0,047)+(0,62*0,177)+(2,85*0,004)+(1,89*0,001)+(0,85*0,005)+(0,54*0,748)+ (0,35*0,017I)= 0,633 kg/m3 Karışımın ısıl iletkenlik katsayısının hesaplanması (kmix): Isıl iletkenlik katsayısının hesaplanması için bileşenlerin öncelikle kütle kesirleri hesaplanmıştır. o-ksilen için örnek hesaplama: C8H10= 33,0065 kmol * 106 kg/kmol = 3498,689 kg Toplam=22925,562 kg w1=(3498,689/22925,562)= 0,1526 Diğer bileşenler içinde aynı hesaplamalar yapılmış ve elde edilen sonuçlar Tablo 25‟te verilmiştir. Tablo 25. Isıl iletkenlik katsayısının hesaplanması için gerekli veriler Bileşenler

Kütle, m (kg)

Kütle kesri, w

C8H10

3498,689

0,1526

O2

3951,949

0,1724

C8H4O3

407,089

0,0178

H20

214,549

0,0094

C4H2O3

89,856

0,0039

53

CO2

161,374

0,0070

N2

14602,056

0,6369

Toplam

22925,562

1

kmix=w1*k1+w2*k2+w3*k3+… kmix=(0,045*0,1526)+(0,051*0,1724)+(0,050*0,0094)+(0,038*0,0039)+(0,022*0,0178)+ (0,042*0,0070)+(0,046*0,6369)= 0,0463 W/m K Soğuk akışkan: Su t1= 20 0C t2= 40 0C olarak belirlenmiştir. Tort= (t1+t2)/2=30 0C P = 1 atm Suyun özellikleri Ek-4„te verilen tablodan ortalama sıcaklık için okunmuş ve Tablo 26‟da verilmiştir. Tablo 26. Suyun ortalama sıcaklıktaki fiziksel özellikleri Isı kapasitesi, Cp ( kj/kg 0C)

4,576

Yoğunluk, ρ (kg/m3)

995,26

Viskozite, µ (kg/m s)

8,03*10-4

Isıl iletkenlik katsayısı, k (W/m 0C)

0,619

Prandtl sayısı

5,42

54

 Kern Yöntemi İle Reaktör Çıkışındaki Isı Değiştiricinin Tasarımı Isı değiştirici tasarımı için gerekli varsayımlar: 

Isı değiştirici tipi: 1-2 boru ceket tipi



Akım şekli: Ters akım



Boru dış çapı: do = 19,05 mm = 0.01905 m



Boru iç çapı: di = 16,56 mm = 0.01656 m



Boru uzunluğu: L = 2,44 m



Diziliş: Üçgen diziliş



Engel kesimi: 45



Boru bağlantı başı: Halkalı esnek başlık



Boru seçim, kw değeri: ¾ in Cu-Ni, kw=50



Kirlilik faktörleri hid= 6000 W/m2 0C, hod= 1000 W/m2 0C olarak alınmıştır.

Kirlilik faktörleri sırasıyla 1000 ve 6000 W/m2 0C su ve gaz karışımından gaz karışımının suya göre daha korozif olduğu düşünülerek boru tarafından, su ise ceket tarafından geçirilmiştir.  Sıcak akımın aktardığı ısı Q= m*Cp*ΔT= (22925,562 kg/h*1h/3600s)*(1,27 kj/kg K)*(773-533 K) Q=1617,526 kj/s= 1617526 j/s  Soğuk akımın kütlesel akış hızı Qalınan = Qverilen Gaz karışımının verdiği ısıyı su alacaktır. Burada suyun kütlesel akış hızı; msu =

=

= 17,674 kg/s

 U varsayımı 1.varsayım: U= 30 W/m2 0C (Ek-5‟deki tablodan varsayım yapılmıştır.)

55

 Ceket ve boru geçiş sayılarının belirlenmesi Isı değiştirici tipi: 1-2 boru ceket tipi olarak belirlenmiştir.  ΔTm belirlenmesi

ΔTlm =

= 321,65 0C

=

R=

=

= 10

S=

=

= 0,045

R ve S değerleri kullanılarak FT değeri Ek-6‟daki grafikten FT

0.98 olarak okunmuştur.

ΔTm = FT * ΔTlm = (0,98) * (321,65) = 315,217 0C  Isı aktarım alanının hesaplanması A0 =

= 171,05 m2

=

 Boru sayısı NT= A0/Bir tüp alanı (yanal alan) Tek bir borunun yanal alanı = * do * L = *(19,05*10-3)*2,44= 0,1460 m2 NT=171,05 / 0,1460= 1172 adet boru  Boru demet çapı Db = do *

= 19,05 mm *

=879,07 mm=0,8791m

 Ceket çapı Db ve halkalı esnek başlık varsayımı ile Ds - Db farkı Ek-7‟ de verilen grafikten okunmuştur. Ds - Db = 68 mm Ds = 879,07 + 68 = 947,07 mm = 0,9471 m

56

 Boru tarafı film katsayısı (hi) Tek bir borunun kesit alanı = ( / 4 )* di2 = ( / 4) * (16,56*10-3)2 = 2,15*10-4 m2 Tek geçiş için boru sayısı = 1172 / 2= 586 adet boru Toplam akış alanı (S)= Tek geçiş için boru sayısı * Tek bir borunun kesit alanı S= 586 * 2,15*10-4= 0,1260 m2 m= ρ*V*S

V=

Ret=

=

= 79,87 m/s

=

= 28400

* jh * Re * Pr 0.33

hi =

Ret= 28400 ve L / di = 147,34 değerleri ile Ek-8‟ de verilen grafikten boru tarafı için jh = 3,7*10-3 olarak okunmuştur.

Pr =

hi =

=

= 0,81

* 0,0037 * 28400* 0,81 0.33 = 274,06 W/m2 0C  Ceket tarafı film katsayısı (h0)

Engeller arası uzaklık (IB)= Ds / 5= 0,9471 / 5= 0,18942 m Pt = 1,25 * do = 1,25 * 19,05*10-3= 0,024 m Akışa dik alan (AS)= Ceket tarafı kütlesel akı (Gs) =

* 0,9471* 0,18942 = 0,037 m2

* Ds * IB =

= 477,68 kg/m2s

=

57

Üçgen diziliş için; de =

* [Pt2 – (0,917* do2)] =

=

Res=

h0 =

* [0,0242 – (0,917* 0,019052)] = 0,014 m

= 8328

* jh * Re * Pr 0.33

Res= 8328 değeri ile Ek-8‟ de verilen grafikten ceket tarafı için jh = 5*10-3olarak okunmuştur.

* 0,005 * 8328* (5,42) 0.33 = 3216 W/m2 0C

ho=

 Toplam ısı aktarım katsayısı =

+

+

* ln (

)+(

)*[( )+

)]

hod: 1000 W/m2 0C (Ek-9‟ dan şehir suyu için) hid: 6000 W/m2 0C (Ek-9‟ dan gaz için) =

+

+ (0,0001905) * ln (1,15) + (1,15) * [ (

)+

)]

U0 = 174,52 W/m2 0C U0,varsayım = 30 W/m2 0C U0,varsayım ≠ U0,hesaplanan olduğundan hesaplanan U0 yeni bir varsayım olarak alınır ve ısı aktarım alanı hesabının yapıldığı basamaktan itibaren işlemler tekrar edilir. Dört kez Uo varsayımı yapılarak, hesaplamalar gerçekleştirilmiştir.

58

1) U0,varsayım = 30 W/m2 0C ≠ U0,hesaplanan = 174,52 W/m2 0C 2) U0,varsayım = 174,52 W/m2 0C ≠ U0,hesaplanan = 452,73 W/m2 0C 3) U0,varsayım = 452,73 W/m2 0C ≠ U0,hesaplanan = 593,19 W/m2 0C 4) U0,varsayım = 593,19 W/m2 0C ≠ U0,hesaplanan = 625,68 W/m2 0C 4. varsayımda yakın değerler çıkmış, bu durumun kabul edilebilirliği aşağıdaki gibi kontrol edilmiştir. 0<

< % 30

* 100 = % 5,48 < % 30 kabul edilebilir olduğuna karar verilmiştir Tablo 27‟ de tüm varsayımlar için bulunan Ao, Nt, Ds, Ret, Res, hi, ho ve Uo değerleri verilmiştir. Tablo 27. Tüm varsayımlar ile elde edilen sonuçlar Varsayımlar

Varsayım 1

Varsayım 2

Varsayım 3

Varsayım 4

U0 = 30

Uo = 174,52

Uo = 452,73

U0= 593,19

W/m C

W/m C

W/m C

W/m2 0C

A0, m2

171,05

29,40

11,33

8,65

NT

1172

202

78

60

Ds, m

0,9471

0,4518

0,3095

0,2287

Ret

28400

165661

426340

554704

hi, W/m2 0C

274,06

1339,38

3113

3906

Res

8328

36735

77811

95106

ho, W/m2 0C

3216

7660

10216

11752

Uo, W/m2 0C

174,52

452,73

593,19

625,68

Değerler

20

20

 Boru tarafı basınç düşmesi ΔPt = Np * [ 8 * jf * ( ) + 2.5 ] *(

)

59

20

jf, Ret = 554704 değeri için Ek-10 da verilen grafikten okunmuştur.

) = 6460152 Pa

ΔPt = 2 * [ 8 * 0.0018 * (147,34) + 2.5 ] *( ΔPt = 6460125 Pa = 64 atm  Ceket tarafı basınç düşmesi ΔPs = 8 * jf * (

)*(

) *(

)

jf, Res = 92264 değeri için Ek-11‟ de verilen grafikten okunmuştur. ΔPs = 8 * 0,022 * (

)*(

) = 1733387 Pa

)*(

ΔPs = 17,33387 Pa = 17 atm

 Havanın Ön Isıtılması İçin Yapılan Hesaplamalar 

Akımların fiziksel özelliklerinin hesaplanması

Havanın ön ısıtılması için hesaplamalar yapılmıştır. Bunun için öncelikle akımların fiziksel özellikleri bulunmuş ve sıcak akışkan olarak Dowtherm seçilmiştir. Şekil 16‟da şematik olarak ısı değiştirici ünitesi gösterilmiştir. T1= 450 0C

T2= 350 0C

t2=260 0C

t1=20 0C

Şekil 16. Isı değiştirici ünitesinin şematik gösterimi Tort= (T1+T2) / 2= 400 0C= 673 K Temel: 1 h alınırsa;

60

Reaktör tasarımında hesaplanan mol sayıları kullanılmış ve bu değerler Tablo 28‟ de verilmiştir. Tablo 28. Reaktör girişinde bileşenlerin mol sayıları Bileşenler

Başlangıç, kmol

O2

138,627

N2

521,502

Toplam

660,129

Isıl iletkenlik katsayının hesaplanması (kDowtherm) Tablo 7‟deki veriler kullanılarak ısıl iletkenlik katsayısı hesaplanmıştır. k= µ*(Cp + 10,4 / MA)= 0,031 W/m K Yoğunlukların hesaplanması (ρ) İdeal gaz varsayımı yapılarak ideal gaz denklemi kullanılmış ve yoğunluklar hesaplanmıştır. P*MA=ρ*R*T

ρ=(P*MA)/R*T

Dowtherm için örnek hesaplama: ΡDowtherm=166/(0,082*673)= 3,008 kg/m3 Hava içinde aynı hesaplama yapılmış ve elde edilen sonuçlar Tablo 29‟ da verilmiştir. Tablo 29. Bileşenler ve yoğunluk değerleri Bileşenler

Yoğunluk, ρ (kg/m3)

Dowtherm

3,008

Hava

0,85

61

 Kern yöntemi ile havanın ön ısıtılması için ısı değiştirici tasarımı Isı değiştirici tasarımı için gerekli varsayımlar: 

Isı değiştirici tipi: 1-2 boru ceket tipi



Akım şekli: Ters akım



Boru dış çapı: do = 19,05 mm = 0.01905 m



Boru iç çapı: di = 16,56 mm = 0.01656 m



Boru uzunluğu: L = 2,44 m



Diziliş: Üçgen diziliş



Engel kesimi: 45



Boru bağlantı başı: Halkalı esnek başlık



Boru seçim, kw değeri: ¾ in Cu-Ni, kw=50



Kirlilik faktörleri hid= 5000 W/m2 0C, hod= 6000 W/m2 0C olarak alınmıştır.

Kirlilik faktörleri sırasıyla 5000 ve 6000 W/m2

0

C dowtherm ve hava karışımından

dowthermin havaya göre daha korozif olduğu düşünülerek boru tarafından, hava ise ceket tarafından geçirilmiştir.  Soğuk akımın aktardığı ısı Q= m*Cp*ΔT Q=(660,129kmol/h*28,95kg/kmol*1h/3600s)*(29,26 kj/kmolK*1kmol/28,95kg)*(533-293K) Q=1288,046 kj/s= 1288046 j/s  Sıcak akımın kütlesel akış hızı Qalınan = Qverilen Havanın aktardığı ısıyı dowtherm alacaktır. Burada dowthermin kütlesel akış hızı; mD =

=

= 5,62 kg/s

 U varsayımı 1.varsayım: U= 100 W/m2 0C (Ek-5‟teki tablodan varsayım yapılmıştır.)

62

 Ceket ve boru geçiş sayılarının belirlenmesi Isı değiştirici tipi: 1-2 boru ceket tipi olarak belirlenmiştir.  ΔTm belirlenmesi

ΔTlm =

= 253,59 0C

=

R=

=

= 0,42

S=

=

= 0,56

R ve S değerleri kullanılarak FT değeri Ek-6‟daki grafikten FT

0.93 olarak okunmuştur.

ΔTm = FT * ΔTlm = (0,93) * (253,59) = 235,83 0C  Isı aktarım alanının hesaplanması A0 =

= 54,62 m2

=

 Boru sayısı NT= A0/Bir tüp alanı (yanal alan) Tek bir borunun yanal alanı = * do * L = *(19,05*10-3)*2,44= 0,1460 m2 NT=54,62 / 0,1460= 374 adet boru  Boru demet çapı Db = do *

= 19,05 mm *

= 523,91mm=0,52m

 Ceket çapı Db ve halkalı esnek başlık varsayımı ile Ds - Db farkı Ek-7‟ de verilen grafikten okunmuştur. Ds - Db = 58 mm

63

Ds = 523,91 + 58 = 581,91 mm = 0,58 m  Boru tarafı film katsayısı (hi) Tek bir borunun kesit alanı = ( / 4 )* di2 = ( / 4) * (16,56*10-3)2 = 2,15*10-4 m2 Tek geçiş için boru sayısı =374 / 2= 187 adet boru Toplam akış alanı (S)= Tek geçiş için boru sayısı * Tek bir borunun kesit alanı S= 187 * 2,15*10-4= 0,040 m2 m= ρ*V*S

V=

Ret=

=

=

= 46,71 m/s

= 174943

* jh * Re * Pr 0.33

hi =

Ret= 174943 ve L / di = 147,34 değerleri ile Ek-8‟ de verilen grafikten boru tarafı için jh = 3*10-3 olarak okunmuştur.

Pr =

hi =

=

= 0,98

* 0,003 * 174943 * 0,98 0.33 = 976 W/m2 0C  Ceket tarafı film katsayısı (h0)

Engeller arası uzaklık (IB)= Ds / 5= 0,58 / 5= 0,116 m Pt = 1,25 * do = 1,25 * 19,05*10-3= 0,024 m Akışa dik alan (AS)=

* 0,58* 0,116 = 0,0139 m2

* Ds * IB =

64

Ceket tarafı kütlesel akı (Gs) =

= 382 kg/m2s

=

Üçgen diziliş için; de =

* [Pt2 – (0,917* do2)] =

=

Res=

h0 =

* [0,0242 – (0,917* 0,019052)] = 0,014 m

= 227574

* jh * Re * Pr 0.33

Res= 227574 değeri ile Ek-8‟ de verilen grafikten ceket tarafı için jh = 1,2 *10-3 olarak okunmuştur.

Pr =

=

= 0,70

ho=

* 0,0012 *227574 * (0,70) 0.33 = 590 W/m2 0C  Toplam ısı aktarım katsayısı =

+

+

* ln (

)+(

)*[( )+

)]

hod: 6000 W/m2 0C (Ek-9‟ dan hava için) hid: 5000 W/m2 0C (Ek-9‟ dan organik buharlar için) =

+

+ (0,0001905) * ln (1,15) + (1,15) * [ (

)+

)]

U0 = 303,61 W/m2 0C U0,varsayım = 100 W/m2 0C U0,varsayım ≠ U0,hesaplanan olduğundan hesaplanan U0 yeni bir varsayım olarak alınır ve ısı aktarım alanı hesabının yapıldığı basamaktan itibaren işlemler tekrar edilir. Dört kez Uo varsayımı yapılarak, hesaplamalar gerçekleştirilmiştir. 65

1) U0,varsayım = 100 W/m2 0C ≠ U0,hesaplanan = 303,61 W/m2 0C 2) U0,varsayım = 303,61 W/m2 0C ≠ U0,hesaplanan = 494,14 W/m2 0C 3) U0,varsayım = 494,14 W/m2 0C ≠ U0,hesaplanan = 606 W/m2 0C 4) U0,varsayım = 606 W/m2 0C ≠ U0,hesaplanan = 647 W/m2 0C 4. varsayımda yakın değerler çıkmış, bu durumun kabul edilebilirliği aşağıdaki gibi kontrol edilmiştir. 0<

< % 30

* 100 = % 6,77 < % 30 kabul edilebilir olduğuna karar verilmiştir Tablo 30‟ da tüm varsayımlar için bulunan Ao, Nt, Ds, Ret, Res, hi, ho ve Uo değerleri verilmiştir. Tablo 30. Tüm varsayımlar ile elde edilen sonuçlar Varsayımlar

Varsayım 1

Varsayım 2

Varsayım 3

Varsayım 4

U0 = 100

Uo = 303,61

Uo = 494,14

U0= 606 W/m2

W/m2 0C

W/m2 0C

W/m2 0C

A0, m2

54,62

17,99

11,05

9,01

NT

374

124

77

62

Ds, m

0,58

0,37

0,308

0,28

Ret

174943

526140

834041

1049096

hi, W/m2 0C

976

2739

4343

5462

Res

227574

560000

803064

978808

590

846

1040

1098

303,61

494,14

606

647

Değerler

ho, W/m2 0C 20

Uo, W/m C

66

0

C

 Boru tarafı basınç düşmesi

)

ΔPt = Np * [ 8 * jf * ( ) + 2.5 ] *(

jf, Ret = 1049096 değeri için Ek-10‟ da verilen grafikten okunmuştur.

) = 1090788 Pa

ΔPt = 2 * [ 8 * 0,0018 * (147,34) + 2,5 ] *( ΔPt = 1090788 Pa = 10,77 atm  Ceket tarafı basınç düşmesi ΔPs = 8 * jf * (

)*(

) *(

)

jf, Res = 978808 değeri için Ek-11‟ de verilen grafikten okunmuştur. ΔPs = 8 * 0,017 * (

)*(

) = 188000774 Pa

)*(

ΔPs = 188000774 Pa = 1855 atm 5.3. Distilasyon Kolonu Tasarımı 

1. Distilasyon kolonu tasarımı

Reaktör girişinde O-ksilen: 36,674 kmol/h, O2: 138,627 kmol/h ve F.A = 25,32 kmol/h bulunmaktaydı. 1. Tepkime ile harcanan o-ksilen: 25,32 kmol/h 2. tepkime ile harcanan o-ksilen: 8,3556 kmol/h Toplam O-ksilen: 36,674 kmol/h Kalan O-ksilen: 36,674-(25,32+8,3556)= 2,9984 kmol/h Distilasyon kolonunda kaynama noktası en düşük O-ksilen olduğu için % 100‟ü üst ürüne geçer, Maleik Anhidritin % 99‟u üst ürüne geçer ve Ftalik Anhidritin de kaynama noktası en yüksek olduğu için % 99‟ u alt ürüne geçer varsayımları yapılmıştır. Ayrıca hafif anahtar (LK) olarak maleik anhidrit ağır anahtar (HK) olarak ise ftalik anhidrit belirlenmiştir.

67

Üst üründe F.A= 25,32 kmol/h

xf= 0,69

0-ksilen = 2,9984 kmol/h

xf = 0,08

M.A = 8,3556 kmol/h

xf = 0,23

Toplam=36,674 kmol/h

xtoplam=1

Bileşenlerin üst, alt, besleme değerleri ve kaynama noktaları Tablo 31‟ de verilmiştir. Tablo 31. Bileşenlerin üst, alt, besleme değerleri ve kaynama noktaları

BİLEŞEN

XF

Besleme(F)

Üst Ürün (D)

xD

Alt Ürün (B)

KN (K) xB (Chemcad)

F.A

0,69

25,32

0,2532

0,022

25,0668

0,997

557,65

O-ksilen

0,08

2,9984

2,9984

0,26

-

-

417,58

M.A

0,23

8,3556

8,2720

0,718

0,0836

0,003

475,15

Toplam

1

36,674

11,5236

1

25,1504

1

 Alt Ürünün Kaynama Noktası T=550 K varsayımı için ChemCAD‟den okunan değerler; P0FA= 1 atm P0MA = 5 atm P0o-ksilen = 13 atm ∑ (PT=1 atm) KFA=1, KMA = 5 ∑

68

 Üst Ürün Kaynama noktası ∑ T=450 K varsayımı için ChemCAD‟den okunan değerler; P0FA=0, 1 atm P0MA = 1 atm P0o-ksilen = 2,5 atm KFA=0,1 ∑

Bileşenlerin üst ve alt ürünlerdeki bağıl uçuculuk değerleri ve ortalama bağıl uçuculuk değerleri Tablo 32‟ de verilmiştir. Tablo 32. Bileşenlerin üst ve alt ürünlerdeki bağıl uçuculuk değerleri ve ortalama bağıl uçuculuk değerleri Bağıl Uçuculuk (α)

Üst Ürün (D)

Alt Ürün (B)

Ortalama (α)

Sıcaklık (K)

450

550

500

F.A (HK)

1

1

1

O-ksilen

25

0

12,5

M.A (LK)

10

5

7,5

 Minimum Raf Sayısı

69

 Minimum Geri Akma Oranı ∑ q=1 (doygun sıvı varsayımı yapılmıştır.) Bileşen

xif

αi

αi* xif

θ=1,5

θ=2

θ=2,5

F.A

0,69

1

0,69

-1,38

-0,69

-0,46

O-ksilen

0,08

12,5

1

0,09

0,10

0,1

M.A

0,23

7,5

1,725

0,29

0,31

0,345

-1

-0,28

-0,015

Toplam

→ 0‟a en yakın olan θ=2,5 değeridir. ∑ Bileşen

xid

αi

αi* xid

∑

F.A

0,022

1

0,022

-0,015

O-ksilen

0,260

12,5

3,25

0,325

M.A

0,718

7,5

5,385

1,077 1,387

Toplam

 Kademe sayısı ⁄

70

(θ=2,5)

Kademe sayısı için Ek-12‟ de verilen Erbar Maddox grafiği kullanılmıştır. R

1

2

3

4

R/R+1

0,5

0,67

0,75

0,8

Nm/N

0,74

0,88

5,01

0,92

N

6,23

5,24

5,12

5,01

→R=2 optimum geri akma oranı olarak belirlenir çünkü kademe sayısında önemli bir değişim gözlenmemiştir. kolon  Besleme Rafının Yeri

→Kazan hariç 5 raf vardır.

Sıyırma bölgesinde 3 raf vardır. Besleme 3. Raftan yapılmaktadır.

 Kolon Veriminin Hesaplanması O‟Connell bağıntısı (

ort→LK

için)

Besleme Akımı kaynama noktası için, q=1 (doygun sıvı varsayımı) ∑

71

T=550 K varsayımı için ChemCAD‟den okunan değerler; P0FA= 1 atm P0MA = 5 atm P0O-ksilen = 13 atm ∑ T=500 K varsayımı için ChemCAD‟den okunan değerler; P0FA= 0,3 atm P0MA = 2,5 atm P0O-ksilen = 6 atm ∑ T=480 K varsayımı için ChemCAD‟den okunan değerler; P0FA= 0,1 atm P0MA = 2 atm P0O-ksilen = 4 atm ∑ T=490 K varsayımı için ChemCAD‟den okunan değerler; P0FA= 0,2 atm P0MA = 2,1 atm P0O-ksilen = 5 atm ∑ ChemCAD‟den okunan viskozite değerleri; = 0,55 mNs/m2 = 0,53 mNs/m2 = 0,0104 mNs/m2

72

Gerçek kademe sayısı = 14,80

15 kademe

Raflar arası uzaklık 0,5 m (Tasarım başlangıcında alınabilir) ρL= Alt ürün sıcaklığında yoğunluk (550 K) ρV= Üst ürün ideal gaz (450K) Alt ürün (sıvı) için ChemCAD‟den okunan yoğunluk değeri; ρL = 1050 kg/m3 (F.A. ağırlıkça %100‟e yakın olduğu için alınabilir.) Üst ürün (gaz) için yoğunluk hesabı; İdeal gaz denkleminden → O-ksilen

ρV = 2,88 kg/m3

F.A

ρV = 4,01 kg/m3 ρV = 2,66 kg/m3

M.A

Bileşen

Akış

Hızı Molekül

Ağırlıkları Bileşen Kütlesi

% Ağırlıkça

(kmol/h)

(kg/kmol)

F.A

0,2532

148,118

37,50

0,032

O-ksilen

2,9984

106,167

318,33

0,273

M.A

8,2720

98

310,656

0,695

1166,486

1

Toplam

R = L/D L=2*D 73

L = 2*11,5236 = 23,0472 kmol/h V = L+D V = 23,0472 + 11,5236 =34,5708 kmol/h √

√

=

FLV= 0,034 K1= 8*10-2 Uf = K1*[(

0.5

= 8*10-2*[(1050-2,763)/2,763]0.5 = 1,5576 m/s

Raflar Arası Uzaklık (It) = 0,45 m Uv = (-0,71*0,452 + 0,27*0,45- 0,047)*[(1050-2,763)/2,763]0.5 Uv=0,78 m/s MAort= 0,022*148,118+0,260*106,167+0,718*98 MAort= 101,23 kg/kmol Vw = 34,5708 kmol/h*1h/3600s*101,23kg/kmol = 0,97 kg/s

 Sıvı Akış Şekilleri

Delikli raflarda ters akış bulunmuştur (Ek-13‟ten okunmuştur.).  Ayrıntılı Raf Tasarımı

74

 Savak Uzunluğunun Bulunması

Savak yüksekliği raflar arası uzaklığın % 15‟i kabul edilirse; It = 0,45

Raf kalınlığı: 5 mm Delik çapı: dh = 5 mm varsayılmıştır.  Sızma Noktası

K2 için;

75

K2 = 30,8 (Ek-15‟ ten) okunur.

 Gerçek Buhar Akış Hızı

 Rafta Basınç Düşmesi

C0 için; Raf kalınlığı / Delik çapı = 1 Yüzde perfore alan =

IP delik çapının 3 katı varsayılmıştır.

%

⁄

IP = 15 mm

C0 = 0,84 okunmuştur. (Ek-16‟ dan)

 hr‟nin Hesaplanması

(1 raftaki toplam basınç düşmesi)

76

 Savak Kanalı Tasarımı

Savak açıklığı: [5-10 aralığından 8 varsayımı yapılmıştır.]

m

(kalma süresi) 

2.Distilasyon kolonu tasarımı

Üst üründe; %97 O-ksilen ve %3 MA Alt üründe; %97 MA ve %3 O-ksilen varsayımları yapılmıştır. Bileşen

Besleme (F)

XF

D

XD

B

XB

O-ksilen

2,9984

0,27

2,91

0,92

0,09

0,01

M.A

8,2720

0,73

0,25

0,08

8,02

0,99

Toplam

11,2704

1

3,16

1

8,11

1

 Alt ürün kaynama noktası T=450 K varsayımı için ChemCAD‟den okunan değerler; P0MA = 1 atm P0O-ksilen = 2,5 atm 77

∑

∑

∑  Üst ürün kaynama noktası T=400 K varsayımı için ChemCAD‟den okunan değerler; P0MA = 0,8 atm P0O-ksilen = 1 atm

∑ ∑

Ortalama bağıl uçuculuk değeri ve denklem kullanılarak denge verileri oluşturulmuştur. 0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

0

0,17

0,32

0,45

0,56

0,65

0,74

0,81

0,88

0,94

1

xF = 0,27 xD = 0,92 xB = 0,01 q = 1 (doygun sıvı varsayımı yapılmıştır.

78

 Minimum geri akma oranı Üst işletme doğrusunun besleme doğrusu ile denge doğrusu üzerinde kesişmesi ile oluşur. Denge verileriyle grafik çizilerek minimum geri akma oranı bulunmuştur. Aynı grafik kademe sayısının bulunmasında da kullanıldığı için Şekil 17‟ de verilmiştir.

 Optimum geri akma oranı Optimum geri akma oranı minimum geri akma oranının 1,5 katı varsayılmıştır.

R = 6 için; Üst işletme doğrusu; y= Denklemin kayması =

*xD xD =

dür.

Mc-Cabe Thiele yöntemiyle çizilen grafikten N=11 kademe bulunmuştur. Çizilen grafik Şekil 17‟ de verilmiştir.

Şekil 17. Kademe sayısının bulunması 79

 Minimum kademe sayısı Minimum kademe sayısı üst işletme doğrusu ile x=y diyagonalinin kesişmesi sonucunda oluşur. Buna göre grafik çizilerek minimum kademe sayısı 8 olarak bulunmuştur. Çizilen grafik Şekil 18‟de verilmiştir.

Şekil 18. Minimum kademe sayısının bulunması

ρL= Alt ürün sıcaklığında yoğunluk (450 K) (sıvı) ρV= Üst ürün ideal gaz (400K) (gaz)

80

Alt ürün (sıvı) için ChemCAD‟den okunan yoğunluk değeri; (Ağırlıkça M.A % 100‟e yakın olduğu için alınmıştır.)

O-ksilen

M.A

Bileşen

Akış Hızı (D)

M.A

0,25

O-ksilen

2,91

Toplam

3,16

Bileşen Kütlesi

% Ağırlıkça

98

24,5

0,07

106,167

308,95

0,93

333,45

1

R = L/D L = 6 * 3,16 = 18,96 kmol/h V=L+D V = 18,96 + 3,16 = 22,12 kmol/h √

= 0,041

81

 Sıvı Akış Şekilleri m3/s Delikli raflarda ters akış bulunmuştur (Ek- 13‟ ten).  Ayrıntılı Raf Tasarımı

„nin % 15‟ i varsayılır

; aktif alanın % 5 „ i kabul edilir.

 Savak Uzunluğu (Ek-14‟ ten) ⁄

Savak yüksekliği raflar arası uzaklığın % 15‟i kabul edilmiştir.

Raf kalınlığı = 5 mm

82

Delik çapı: dh = 5 mm varsayılmıştır.  Sızma Noktası K2 için;

how= 9,90 mm hw+how= 67,5+9,90= 74,7 mm K2 = 30,6 olarak okunur (Ek- 15‟ ten)

 Gerçek Buhar Akış Hızı

 Rafta Basınç Düşmesi Raf kalınlığı / Delik çapı = 1 % Perfore alan =

IP delik çapının 3 katı varsayılmıştır; IP = 15 mm

% CO = 0,84 okunmuştur (Ek-16‟dan).

83

 hr‟nin hesaplanması kg/m3

 Savak Kanalı Tasarımı

Am savak kesit alanı veya savak açıklığından hangisi küçükse o değer alınır.

(kalma süresi)

84

5.4. Pompa ve Kompresör Tasarımı 

Pompa Tasarımı

Pgiriş = 0,86 atm , Pçıkış = 1 atm FO-ksilen = 40,534 kmol/h ρ O-ksilen (20 °C) = 885 kg/m3 η = % 90 (varsayım) P2 = 1 atm P1 = 0,86 atm

(

)

 Güç hesabı

 Pompa toplam yüksekliği

Girişteki akış hızı m3/h çevrilir;

[

]

Ek-17‟ den tek kademeli 3500 rpm santrifüj pompa okunmuştur.

85

 Kompresör Tasarımı Pgiriş= 0,86 atm, Pçıkış= 1 atm 2,3 atomlu gazlar için cp = 7/2 * R, cv = 5/2 * R γ = cp/cv =1,4 Tgiriş = 20 °C ρhava = 1,1774 kg/m3 (20 °C)

P1 = 0,86 atm

P2 = 1 atm

 Güç Hesabı [(

)

*(

]

)

+

P = 1,013 bar = 1 atm Ek-18‟ den eksenel akışlı kompresör okunmuştur.

86

6. SONUÇLAR VE TARTIŞMA 6.1. Sonuçlar

Şekil 19. ChemCAD Ortamında Çizilen Akım Şeması

ChemCAD çözümü detaylı sonuçları Ek-19 ve Ek-20‟ de verilmiştir.

87

6.2. Tartışma KYM 416 Proses Tasarım II dersi birinci ara rapor kapsamında öncelikle ftalik anhidrit üretiminde kullanılmak üzere reaktör tasarımı yapılmıştır. Reaktör tipi olarak katalizör dolgulu piston akışlı tepkime kabı (PAT) seçilmiştir. İşletim sıcaklığı olarak 360 oC, O-ksilen/hava mol oranı 1/18 olarak verilmiştir. Yılda 30000 ton ftalik anhidrit üretmek amaçlanmıştır. Bu amaç doğrultusunda öncelikle, hız ifadeleri, kütle ve enerji denkliklerinden eğim 0,0005 bulunmuş, MATLAB programında eş hız eğrileri çizdirilmiş ve reaksiyonun ekzotermik olduğu göz önüne alınarak istenilen dönüşüme kadar reaktörler yerleştirilmiştir. Sonuç olarak 8 reaktör kullanılması gerektiği görülmüştür. Her reaktör çıkışı dönüşümü okunmuş, ayrıca x A değerlerine karşılık -1/rA değerleri grafiğe geçirilmiştir. Grafikte eğrinin altında kalan alan katalizör miktarını verdiğinden buradan da gerekli denklikler yardımıyla reaktör hacimleri bulunmuştur (sırasıyla 5, 9, 14, 15, 30, 31, 68 ve 152 m3). Toplam hacim 324 m3 olarak hesaplanmıştır. Ayrıca her bir reaktör için basınç düşmeleri bulunmuştur (0,09, 0,07, 0,11 0,09, 0,088 0,09, 0,089 ve 0,089 atm). Bu değerlerin kabul edilebilir değerler çıktığı düşünülmektedir. İkinci ara raporda proseste yer alan ısı değiştiricilerden iki tanesi tasarlanmıştır. Isı değiştirici tasarımı için bazı varsayımlar yapılmıştır. Birinci reaktör çıkışındaki ısı değiştirici için tüm ısı aktarım katsayısı U=30 W/m2˚C varsayılarak 593,19 W/m2˚C olarak bulunmuştur. Boru tarafı basınç düşmesi 64 atm, ceket tarafı basınç düşmesi ise 17 atm olarak bulunmuştur. Havanın ön ısıtılmasında için yapılan hesaplamalarda tüm ısı aktarım katsayısı U=100 W/m2˚C varsayılarak 606 W/m2˚C olarak bulunmuştur. Boru tarafı basınç düşmesi 10,77 atm, ceket tarafı basınç düşmesi ise 1855 atm olarak bulunmuştur. Basınç düşmeleri hesabında elde edilen sonuç beklenenden çok yüksek çıkmıştır.

Bu sorunun giderilmesi için, boru uzunluğunun kısaltılması, boru iç ve dış çaplarının değiştirilmesi, soğutucu akışkanın sıcaklık farklarının değiştirilmesi, soğutucu akışkanın değiştirilmesi gibi değişik çözümler üzerinde durulmuş ancak istenen sonuca ulaşılamamıştır. Bunun nedeni olarak ise boru ve ceket tarafı kesit alanının uygun bir değer olmaması nedeniyle gaz karışımının hızının aşırı yüksek bir değer olması düşünülmüştür. Son raporda ise distilasyon kolonu ve pompa-kompresör tasarımı yapılmıştır. Damıtma kolonu tasarımına başlarken, damıtma kolonuna giren akımın bileşimi bulunmuştur. Daha sonra damıtma kolonundan çıkan alt ve üst akımların kaynama ve çiğlenme sıcaklıkları varsayım yöntemiyle bulunmuştur. En son olarak McCabe Thiele ve Kestirme Yöntemi kullanılarak ayrı ayrı kademe sayısı, minimum geri akış oranı, besleme rafı vb. değerler hesaplanmıştır.

88

Pompa tasarımında güç hesabı ve toplam pompa yüksekliği hesaplanmış ve sırasıyla 17,8 j/kg ve 1,63 m olarak bulunmuştur. Bu sonuçlara göre tek kademeli 3500 rpm santrifüj pompa seçilmiştir. Kompresör tasarımında ise güç hesabı yapılmış ve 75,5 kW olarak bulunmuştur. Bu sonuca göre eksenel akışlı kompresör seçilmiştir. Bütün prosesin çizimi ChemCAD programında da yapılmış ve akım özellikleri bulunmuştur. Damıtma kolonları ChemCAD ortamında çalıştırılamamıştır ve hata uyarısı alınmıştır. Damıtma kolonları dışında kalan pompa, kompresör, reaktör ve ısı değiştirici birimleri başarıyla çalıştırılmıştır. Akım bileşen değerleri elle hesaplanan değerlere çok yakındır.

89

KAYNAKLAR 1. Bahar Dönemi KYM 416 Proses Tasarım-II Ders Notları, Ankara Üniversitesi, Kimya Mühendisliği Bölümü, 2010. 2. Fogler, 1999, H. S., “Elements of Chemical Reaction Engineering”, Prentice-Hall International Editions. 3. 8. Beş Yıllık Kalkınma Planı Petrokimya Sanayii Özel İhtisas Raporu 2001-2006, Petrokimya, Yayın No:DPT:2563- ÖİK:579,Ankara, 2001, 4.http://atom.uni-mb.si/~ukeeur004/Student%20contest%20problem/Solution_Student %20Problem_2009. pdf 5. www.isidegistirici.cjb.net 6. http://msds.chem.ox.ac.uk/PH/phthalic_anhydride.html 7. http://oehha.ca.gov/air/chronic_rels/pdf/85449.pdf 8. Kimya Sanayii Özel İhtisas Komisyonu Raporu, 9. Beş Yıllık Kalkınma Planı 20072013, Ankara,2008. 9. J.M. Coulson, J.F. Richardson ve R.K. Sinnot, 1983. Chemical Engineering, V:6 Design, Pergammon, Oxford 10. Perry, R.H., Green,D., 1984. Perry‟s hemical Engineers‟Handbook, sixth ed., Mc-Graw Hill Book Co., Newyork 11. ChemCad 6.01.1525, 1998-2007 Chemstations Inc

12. Turton R., Bailie R.C., Whiting W.B., Shaeiwitz J.A., 1998, Analysis, Synthesis and Design of Chemical Process, Prentice Hall, New Jersey

90

Ekler Ek-1 function r=reaktor(x) x=0; for r=[0 0.000001 0.000002 0.000003 0.000004 0.000005 0.000006 0.000007 0.000008 0.000009 0.00001 0.00002 0.00003 0.00004 0.00005 0.00006 0.00007 0.00008 0.00009 0.0001 0.0002 0.0003 0.0004 0.0005 0.0006 0.0007 0.0008 0.0009 0.001 0.002 0.003 0.004 0.005 0.006 0.007] A=[]; for T=450:0.1:900 K1=exp(-27000/(1.987*T)+19.837); K2=exp(-27000/(1.987*T)+19.23); s=999999; dogru_x=1; for x1=0:0.001:0.75; x2=x1*0.33; r1=K1*[(36.674-(36.674*(x1+x2)))/(696.803+(36.674*0.5*x2))*(138.62736.674*(3*x1+7.5*x2))/(696.803+(36.674*0.5*x2))]; r2=K2*[(36.674-(36.674*(x1+x2)))/(696.803+(36.674*0.5*x2))*(138.62736.674*(3*x1+7.5*x2))/(696.803+(36.674*0.5*x2))]; f1=r1+r2; if abs(f1-r) x=[0.1 0.092 0.083 0.075 0.073 0.067 0.066 0.065 0.058 0.056 0.05 0.042 0.033 0.030 0.029 0.028 0.025 0.024 0.021 0.017 0.016 0.008]; >> y=[25 33.33 50 100 111.11 125 142.86 166.67 200 250 333.33 500 1000 1111.11 1250 1428.57 1666.67 2000 2500 3333.33 5000 10000]; >> alan=trapz(x,y)

Ek-4 95

96

Ek-5

Ek-6 97

Ek-7 98

Ek-8

99

Ek-9

100

Ek-10 101

Ek-11

102

Ek-12

103

Ek-13

104

Ek-14

105

Ek-15 106

Ek-16 107

Ek-17 108

Ek-18 109

110

Ek-19 CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 1 Date: 05/20/2010

Stream No. Stream Name Temp K Pres atm Enth kJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Total kg/h Total std L m3/h Total std V m3/h Flowrates in kg/h O-Xylene Oxygen Nitrogen Phthalic Anhydri Maleic Anhydride Carbon Dioxide Water Dowtherm A Stream No. Stream Name Temp K Pres atm Enth kJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Total kg/h Total std L m3/h Total std V m3/h Flowrates in kg/h O-Xylene Oxygen Nitrogen Phthalic Anhydri Maleic Anhydride Carbon Dioxide Water Dowtherm A

Time: 13:26:03 1

2

3

4

293.0000* 293.0000* 293.0103 0.8600* 0.8600* 1.0000 -90898. -9.3024E+005 -9.3017E+005 1.0000 0.00000 0.00000 660.1290 36.6740 36.6740 19045.2823 3893.5687 3893.5687 22.0130 4.4005 4.4005 14795.90 822.00 822.00

306.2973 1.0000 1.5693E+005 1.0000 660.1290 19045.2823 22.0130 14795.90

0.0000 4435.9252 14609.3571 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

3893.5687 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

3893.5687 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

0.0000 4435.9252 14609.3571 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

5

6

7

533.0000 1.0000 2.1801E+006 1.0000 36.6740 3893.5687 4.4005 822.00

534.2053 1.0000 6.7925E+006 1.0000 696.8030 22938.8501 26.4135 15617.90

8 R-1 732.0600 1.0000 6.7925E+006 1.0000 697.2614 22938.8465 26.3303 15628.17

3893.5687 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

3893.5687 4435.9252 14609.3571 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

3504.2117 3951.8442 14609.3571 407.4060 89.9045 161.4023 214.7217 0.0000

673.0000* 1.0000* 1.2491E+007 1.0000 117.7494 19546.4009 18.3362 2639.19 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 19546.4009

111

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 2 Date: 05/20/2010

Stream No. Stream Name Temp K Pres atm Enth kJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Total kg/h Total std L m3/h Total std V m3/h Flowrates in kg/h O-Xylene Oxygen Nitrogen Phthalic Anhydri Maleic Anhydride Carbon Dioxide Water Dowtherm A Stream No. Stream Name Temp K Pres atm Enth kJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Total kg/h Total std L m3/h Total std V m3/h Flowrates in kg/h O-Xylene Oxygen Nitrogen Phthalic Anhydri Maleic Anhydride Carbon Dioxide Water Dowtherm A

Time: 13:26:03 9

10

11

12

533.0000 1.0000 9.9079E+005 1.0000 697.2614 22938.8465 26.3303 15628.17

730.8009 1.0000 9.9079E+005 1.0000 697.7186 22938.8412 26.2471 15638.42

533.0000 0.5000 -4.7234E+006 1.0000 697.7186 22938.8412 26.2471 15638.42

731.6127 0.5000 -4.7234E+006 1.0000 698.1769 22938.8412 26.1639 15648.69

3504.2117 3951.8442 14609.3571 407.4060 89.9045 161.4023 214.7217 0.0000

3115.5947 3468.8005 14609.3571 814.1600 179.5572 322.3526 429.0206 0.0000

3115.5947 3468.8005 14609.3571 814.1600 179.5572 322.3526 429.0206 0.0000

2726.2485 2984.7390 14609.3571 1221.5628 269.4542 483.7416 643.7356 0.0000

13

14

15

16

533.0000 0.5000 -1.0496E+007 1.0000 698.1769 22938.8412 26.1639 15648.69

731.8502 0.5000 -1.0496E+007 1.0000 698.6353 22938.8341 26.0807 15658.97

313.0560 1.0000 -1.0927E+009 0.00000 3839.7998 69174.0000 69.1741 86063.92

533.0000 0.3750 -1.6256E+007 1.0000 698.6353 22938.8341 26.0807 15658.97

2726.2485 2984.7390 14609.3571 1221.5628 269.4542 483.7416 643.7356 0.0000

2336.9407 2500.7176 14609.3571 1628.9172 359.3476 645.1237 858.4306 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 69174.0000 0.0000

2336.9407 2500.7176 14609.3571 1628.9172 359.3476 645.1237 858.4306 0.0000

112

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 3 Date: 05/20/2010

Stream No. Stream Name Temp K Pres atm Enth kJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Total kg/h Total std L m3/h Total std V m3/h Flowrates in kg/h O-Xylene Oxygen Nitrogen Phthalic Anhydri Maleic Anhydride Carbon Dioxide Water Dowtherm A Stream No. Stream Name Temp K Pres atm Enth kJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Total kg/h Total std L m3/h Total std V m3/h Flowrates in kg/h O-Xylene Oxygen Nitrogen Phthalic Anhydri Maleic Anhydride Carbon Dioxide Water Dowtherm A

Time: 13:26:03

17

18

19

20

533.0000 0.3125 -2.2023E+007 1.0000 699.0936 22938.8306 25.9975 15669.24

732.4390 0.3125 -2.2023E+007 1.0000 699.5522 22938.8270 25.9142 15679.52

533.0000 0.2812 -2.7794E+007 1.0000 699.5522 22938.8270 25.9142 15679.52

732.6851 0.2812 -2.7794E+007 1.0000 700.0105 22938.8235 25.8310 15689.79

1947.5828 2016.6431 14609.3571 2036.3321 449.2469 806.5167 1073.1517 0.0000

1558.2215 1532.5566 14609.3571 2443.7424 539.1523 967.9207 1287.8755 0.0000

1558.2215 1532.5566 14609.3571 2443.7424 539.1523 967.9207 1287.8755 0.0000

1168.8838 1048.5100 14609.3571 2851.1397 629.0450 1129.3018 1502.5851 0.0000

21

22

23

24

293.0000* 311.4797 1.0000* 0.8115 -1.1861E+009 -1.1803E+009 0.00000 0.00000 4146.0000 4146.0000 74690.1852 74690.1852 74.6903 74.6903 92926.98 92926.98

709.3622 0.2656 -3.3567E+007 1.0000 700.4128 22938.8164 25.7580 15698.80

533.0000 0.2656 -3.3567E+007 1.0000 700.0105 22938.8235 25.8310 15689.79 1168.8838 1048.5100 14609.3571 2851.1397 629.0450 1129.3018 1502.5851 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 74690.1852 0.0000

113

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 74690.1852 0.0000

827.1957 623.6942 14609.3571 3208.6668 707.9426 1270.9436 1691.0185 0.0000

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 4 Date: 05/20/2010

Stream No. Stream Name Temp K Pres atm Enth kJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Total kg/h Total std L m3/h Total std V m3/h Flowrates in kg/h O-Xylene Oxygen Nitrogen Phthalic Anhydri Maleic Anhydride Carbon Dioxide Water Dowtherm A Stream No. Stream Name Temp K Pres atm Enth kJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Total kg/h Total std L m3/h Total std V m3/h Flowrates in kg/h O-Xylene Oxygen Nitrogen Phthalic Anhydri Maleic Anhydride Carbon Dioxide Water Dowtherm A

Time: 13:26:03

25

26

27

28

709.3622 0.2656 -2.5390E+007 1.0000 663.7389 18195.0128 21.8597 14876.81

709.3622 0.2656 -8.1765E+006 1.0000 36.6740 4743.8050 3.8983 822.00

0.0000 0.0000 0.00000 0.00000 0.0000 0.0000 0.0000 0.00

0.0000 0.0000 0.00000 0.00000 0.0000 0.0000 0.0000 0.00

0.0000 623.6942 14609.3571 0.0000 0.0000 1270.9436 1691.0185 0.0000

827.1957 0.0000 0.0000 3208.6668 707.9426 0.0000 0.0000 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

29

30

33

34

0.0000 0.0000 0.00000 0.00000 0.0000 0.0000 0.0000 0.00

0.0000 0.0000 0.00000 0.00000 0.0000 0.0000 0.0000 0.00

732.1631 0.3750 -1.6256E+007 1.0000 699.0936 22938.8306 25.9975 15669.24

565.3556 0.5000 8.0360E+006 1.0000 117.7494 19546.4009 18.3362 2639.19

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

1947.5828 2016.6431 14609.3571 2036.3321 449.2469 806.5167 1073.1517 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 19546.4009

114

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 5 Date: 05/20/2010

Stream No. Stream Name Temp K Pres atm Enth kJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Total kg/h Total std L m3/h Total std V m3/h Flowrates in kg/h O-Xylene Oxygen Nitrogen Phthalic Anhydri Maleic Anhydride Carbon Dioxide Water Dowtherm A Stream No. Stream Name Temp K 293.0000* Pres atm 1.0000* Enth kJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Total kg/h Total std L m3/h Total std V m3/h Flowrates in kg/h O-Xylene Oxygen Nitrogen Phthalic Anhydri Maleic Anhydride Carbon Dioxide Water Dowtherm A

Time: 13:26:03

35 533.0000 0.5000 4.6123E+006 1.0000 660.1290 19045.2823 22.0130 14795.90 0.0000 4435.9252 14609.3571 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

36

37

38

578.8997 1.0000 6.6495E+006 1.0000 92.0000 15272.0000 14.3265 2062.06

312.5986 0.8155 -1.1014E+009 0.00000 3870.0000 69718.0474 69.7181 86740.82

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 15272.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 15272.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 69718.0474 0.0000

40

41

42

673.0000* 1.0000* 9.7598E+006 1.0000 92.0000 15272.0000 14.3265 2062.06

39 c2 293.0000*

293.0000*

311.3589

1.0000*

1.0000*

1.0000

-1.0985E+009 0.00000 3839.8003 69174.0000 69.1741 86063.93

-1.1071E+009 0.00000 3870.0000 69718.0474 69.7181 86740.82

-1.1882E+009 0.00000 4173.3997 75183.7929 75.1839 93541.11

-1.1939E+009 0.00000 4173.3997 75183.7929 75.1839 93541.11

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 69174.0000 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 69718.0474 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 75183.7929 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 75183.7929 0.0000

115

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 6 Date: 05/20/2010

Stream No. Stream Name Temp K Pres atm Enth kJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Total kg/h Total std L m3/h Total std V m3/h Flowrates in kg/h O-Xylene Oxygen Nitrogen Phthalic Anhydri Maleic Anhydride Carbon Dioxide Water Dowtherm A Stream No. Stream Name Temp K Pres atm Enth kJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Total kg/h Total std L m3/h Total std V m3/h Flowrates in kg/h O-Xylene Oxygen Nitrogen Phthalic Anhydri Maleic Anhydride Carbon Dioxide Water Dowtherm A

Time: 13:26:03

44

45

293.0000* 311.4043 1.0000* 0.8108 -1.1884E+009 -1.1826E+009 0.00000 0.00000 4154.0000 4154.0000 74834.3071 74834.3071 74.8344 74.8344 93106.29 93106.29 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 74834.3071 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 74834.3071 0.0000

48

49

293.0000* 311.3411 1.0000* 0.8091 -1.1947E+009 -1.1889E+009 0.00000 0.00000 4176.0000 4176.0000 75230.6334 75230.6334 75.2307 75.2307 93599.39 93599.39 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 75230.6334 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 75230.6334 0.0000

116

46

47

293.0000* 311.4660 1.0000* 0.8115 -1.1858E+009 -1.1801E+009 0.00000 0.00000 4145.0002 4145.0002 74672.1761 74672.1761 74.6723 74.6723 92904.57 92904.57 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 74672.1761 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 74672.1761 0.0000

Ek-20 CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 1 Date: 05/20/2010

Stream No. Name - - Overall - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Temp K Pres atm Vapor mole fraction Enth kJ/h Tc K Pc atm Std. sp gr. wtr = 1 Std. sp gr. air = 1 Degree API Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h - - Vapor only - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h Cp J/kmol-K Z factor Visc Pa-sec Th cond W/m-K - - Liquid only - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h Cp J/kmol-K Z factor Visc Pa-sec Th cond W/m-K Surf tens N/m

Time: 13:29:58 1

2

3

4

660.1290 19045.2823 293.0000 0.8600 1.000 -90898. 131.3219 35.5745 0.865 0.996 32.0488 28.8508 1.0323 18449.2644 22.0130 14795.8983

36.6740 3893.5687 293.0000 0.8600 0.0000 -9.3024E+005 630.3000 36.8320 0.885 3.666 28.4231 106.1670 880.0684 4.4242 4.4005 821.9981

36.6740 3893.5687 293.0103 1.0000 0.0000 -9.3017E+005 630.3000 36.8320 0.885 3.666 28.4231 106.1670 880.0601 4.4242 4.4005 821.9981

660.1290 19045.2823 306.2973 1.0000 1.000 1.5693E+005 131.3219 35.5745 0.865 0.996 32.0488 28.8508 1.1481 16587.9415 22.0130 14795.8983

660.1290 19045.2823 28.8508 1.0323 18449.2644 22.0130 14795.8983 29165.8110 0.9998 1.807e-005 0.0251

660.1290 19045.2823 28.8508 1.1481 16587.9415 22.0130 14795.8983 29184.7192 0.9999 1.870e-005 0.0261 36.6740 3893.5687 106.1670 880.0684 4.4242 4.4005 821.9981 184743.2762 0.0049 0.0008135 0.1325 0.0301

117

36.6740 3893.5687 106.1670 880.0601 4.4242 4.4005 821.9981 184747.3649 0.0057 0.0008134 0.1325 0.0301

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 2 Date: 05/20/2010

Stream No. Name - - Overall - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Temp K Pres atm Vapor mole fraction Enth kJ/h Tc K Pc atm Std. sp gr. wtr = 1 Std. sp gr. air = 1 Degree API Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h - - Vapor only - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h Cp J/kmol-K Z factor Visc Pa-sec Th cond W/m-K

Time: 13:29:58 5

6

7

8 R-1

117.7494 19546.4009 673.0000 1.0000 1.000 1.2491E+007 770.3722 30.9300 1.066 5.732 1.2392 166.0000 3.0610 6385.5887 18.3362 2639.1934

36.6740 3893.5687 533.0000 1.0000 1.000 2.1801E+006 630.3000 36.8320 0.885 3.666 28.4231 106.1670 2.4678 1577.7327 4.4005 821.9981

696.8030 22938.8519 534.2053 1.0000 1.000 6.7925E+006 228.1175 135.8515 0.868 1.137 31.4334 32.9201 0.7508 30551.2192 26.4135 15617.8966

697.2614 22938.8465 732.0600 1.0000 1.000 6.7925E+006 237.1236 140.1711 0.871 1.136 30.9200 32.8985 0.5475 41896.2966 26.3303 15628.1721

117.7494 19546.4009 166.0000 3.0610 6385.5887 18.3362 2639.1934 382401.7274 0.9821 1.339e-005 0.0372

36.6740 3893.5687 106.1670 2.4678 1577.7327 4.4005 821.9981 216083.6124 0.9838 1.122e-005 0.0352

696.8030 22938.8519 32.9201 0.7508 30551.2192 26.4135 15617.8966 39906.8322 1.0004 2.548e-005 0.0405

697.2614 22938.8465 32.8985 0.5475 41896.2966 26.3303 15628.1721 43692.2505 1.0004 3.175e-005 0.0530

118

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 3 Date: 05/20/2010

Stream No. Name - - Overall - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Temp K Pres atm Vapor mole fraction Enth kJ/h Tc K Pc atm Std. sp gr. wtr = 1 Std. sp gr. air = 1 Degree API Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h - - Vapor only - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h Cp J/kmol-K Z factor Visc Pa-sec Th cond W/m-K

Time: 13:29:58 9

10

11

12

697.2614 22938.8465 533.0000 1.0000 1.000 9.9079E+005 237.1236 140.1711 0.871 1.136 30.9200 32.8985 0.7521 30501.1196 26.3303 15628.1721

697.7186 22938.8395 730.8009 1.0000 1.000 9.9079E+005 246.1161 144.2448 0.874 1.135 30.4073 32.8769 0.5481 41851.0923 26.2471 15638.4174

697.7186 22938.8395 533.0000 0.5000 1.000 -4.7234E+006 246.1161 144.2448 0.874 1.135 30.4073 32.8769 0.3759 61031.2357 26.2471 15638.4174

698.1769 22938.8395 731.6127 0.5000 1.000 -4.7234E+006 255.1278 148.1232 0.877 1.134 29.8939 32.8553 0.2736 83832.8738 26.1639 15648.6911

697.2614 22938.8465 32.8985 0.7521 30501.1196 26.3303 15628.1721 39813.0119 1.0003 2.523e-005 0.0402

697.7186 22938.8395 32.8769 0.5481 41851.0923 26.2471 15638.4174 43572.5086 1.0004 3.153e-005 0.0527

697.7186 22938.8395 32.8769 0.3759 61031.2357 26.2471 15638.4174 39744.7899 1.0001 2.501e-005 0.0399

698.1769 22938.8395 32.8553 0.2736 83832.8738 26.1639 15648.6911 43489.3294 1.0002 3.138e-005 0.0526

119

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 4 Date: 05/20/2010

Stream No. 13 Name - - Overall - Molar flow kmol/h 698.1769 Mass flow kg/h 22938.8395 Temp K 533.0000 Pres atm 0.5000 Vapor mole fraction 1.000 Enth kJ/h -1.0496E+007 Tc K 255.1278 Pc atm 148.1232 Std. sp gr. wtr = 1 0.877 Std. sp gr. air = 1 1.134 Degree API 29.8939 Average mol wt 32.8553 Actual dens kg/m3 0.3756 Actual vol m3/h 61070.0298 Std liq m3/h 26.1639 Std vap 0 C m3/h 15648.6911 - - Vapor only - Molar flow kmol/h 698.1769 Mass flow kg/h 22938.8395 Average mol wt 32.8553 Actual dens kg/m3 0.3756 Actual vol m3/h 61070.0298 Std liq m3/h 26.1639 Std vap 0 C m3/h 15648.6911 Cp J/kmol-K 39676.5679 Z factor 1.0001 Visc Pa-sec 2.480e-005 Th cond W/m-K 0.0396 - - Liquid only - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h Cp J/kmol-K Z factor Visc Pa-sec Th cond W/m-K Surf tens N/m

Time: 13:29:58 14

15

16

698.6353 22938.8324 731.8502 0.5000 1.000 -1.0496E+007 264.1414 151.8310 0.880 1.134 29.3806 32.8338 0.2734 83914.5255 26.0807 15658.9666

3839.7998 69174.0000 313.0560 1.0000 0.0000 -1.0927E+009 647.3500 218.2900 1.000 0.622 10.0000 18.0150 991.9970 69.7321 69.1741 86063.9157

698.6353 22938.8324 533.0000 0.3750 1.000 -1.6256E+007 264.1414 151.8310 0.880 1.134 29.3806 32.8338 0.2815 81476.4025 26.0807 15658.9666

698.6353 22938.8324 32.8338 0.2734 83914.5255 26.0807 15658.9666 43396.0761 1.0002 3.121e-005 0.0524

698.6353 22938.8324 32.8338 0.2815 81476.4025 26.0807 15658.9666 39608.4418 1.0001 2.459e-005 0.0393 3839.7998 69174.0000 18.0150 991.9970 69.7321 69.1741 86063.9157 75264.5677 0.0009 0.0006790 0.6256 0.0695

120

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 5 Date: 05/20/2010

Stream No. 17 Name - - Overall - Molar flow kmol/h 699.0936 Mass flow kg/h 22938.8324 Temp K 533.0000 Pres atm 0.3125 Vapor mole fraction 1.000 Enth kJ/h -2.2023E+007 Tc K 273.1591 Pc atm 155.3945 Std. sp gr. wtr = 1 0.882 Std. sp gr. air = 1 1.133 Degree API 28.8672 Average mol wt 32.8122 Actual dens kg/m3 0.2345 Actual vol m3/h 97833.2113 Std liq m3/h 25.9975 Std vap 0 C m3/h 15669.2386 - - Vapor only - Molar flow kmol/h 699.0936 Mass flow kg/h 22938.8324 Average mol wt 32.8122 Actual dens kg/m3 0.2345 Actual vol m3/h 97833.2113 Std liq m3/h 25.9975 Std vap 0 C m3/h 15669.2386 Cp J/kmol-K 39540.3955 Z factor 1.0000 Visc Pa-sec 2.438e-005 Th cond W/m-K 0.0391

Time: 13:29:58 18

19

20

699.5522 22938.8253 732.4390 0.3125 1.000 -2.2023E+007 282.1798 158.8341 0.885 1.132 28.3538 32.7907 0.1705 134536.9202 25.9142 15679.5158

699.5522 22938.8253 533.0000 0.2812 1.000 -2.7794E+007 282.1798 158.8341 0.885 1.132 28.3538 32.7907 0.2109 108772.9082 25.9142 15679.5158

700.0105 22938.8253 732.6851 0.2812 1.000 -2.7794E+007 291.2028 162.1668 0.888 1.131 27.8404 32.7693 0.1533 149631.3569 25.8310 15689.7895

699.5522 22938.8253 32.7907 0.1705 134536.9202 25.9142 15679.5158 43211.6579 1.0001 3.088e-005 0.0521

699.5522 22938.8253 32.7907 0.2109 108772.9082 25.9142 15679.5158 39472.4330 1.0000 2.418e-005 0.0388

700.0105 22938.8253 32.7693 0.1533 149631.3569 25.8310 15689.7895 43118.6962 1.0001 3.071e-005 0.0519

121

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 6 Date: 05/20/2010

Stream No. 21 Name - - Overall - Molar flow kmol/h 700.0105 Mass flow kg/h 22938.8253 Temp K 533.0000 Pres atm 0.2656 Vapor mole fraction 1.000 Enth kJ/h -3.3567E+007 Tc K 291.2028 Pc atm 162.1668 Std. sp gr. wtr = 1 0.888 Std. sp gr. air = 1 1.131 Degree API 27.8404 Average mol wt 32.7693 Actual dens kg/m3 0.1990 Actual vol m3/h 115245.0420 Std liq m3/h 25.8310 Std vap 0 C m3/h 15689.7895 - - Vapor only - Molar flow kmol/h 700.0105 Mass flow kg/h 22938.8253 Average mol wt 32.7693 Actual dens kg/m3 0.1990 Actual vol m3/h 115245.0420 Std liq m3/h 25.8310 Std vap 0 C m3/h 15689.7895 Cp J/kmol-K 39404.5664 Z factor 1.0000 Visc Pa-sec 2.397e-005 Th cond W/m-K 0.0385 - - Liquid only - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h Cp J/kmol-K Z factor Visc Pa-sec Th cond W/m-K Surf tens N/m

Time: 13:29:58 22

23

24

4146.0000 74690.1852 293.0000 1.0000 0.0000 -1.1861E+009 647.3500 218.2900 1.000 0.622 10.0000 18.0150 997.8745 74.8493 74.6903 92926.9778

4146.0000 74690.1852 311.4797 0.8115 0.0000 -1.1803E+009 647.3500 218.2900 1.000 0.622 10.0000 18.0150 992.5830 75.2483 74.6903 92926.9778

700.4128 22938.8146 709.3622 0.2656 1.000 -3.3567E+007 299.1239 165.0151 0.891 1.131 27.3899 32.7504 0.1495 153476.1051 25.7580 15698.8049 700.4128 22938.8146 32.7504 0.1495 153476.1051 25.7580 15698.8049 42637.8721 1.0001 2.980e-005 0.0502

4146.0000 74690.1852 18.0150 997.8746 74.8493 74.6903 92926.9778 75493.5343 0.0010 0.001037 0.5988 0.0730

122

4146.0000 74690.1852 18.0150 992.5830 75.2483 74.6903 92926.9778 75264.5677 0.0008 0.0007000 0.6237 0.0698

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 7 Date: 05/20/2010

Stream No. 25 Name - - Overall - Molar flow kmol/h 663.7389 Mass flow kg/h 18195.0128 Temp K 709.3622 Pres atm 0.2656 Vapor mole fraction 1.000 Enth kJ/h -2.5390E+007 Tc K 190.5954 Pc atm 28.5342 Std. sp gr. wtr = 1 0.832 Std. sp gr. air = 1 0.946 Degree API 38.4993 Average mol wt 27.4129 Actual dens kg/m3 0.1251 Actual vol m3/h 145441.8370 Std liq m3/h 21.8597 Std vap 0 C m3/h 14876.8093 - - Vapor only - Molar flow kmol/h 663.7389 Mass flow kg/h 18195.0128 Average mol wt 27.4129 Actual dens kg/m3 0.1251 Actual vol m3/h 145441.8370 Std liq m3/h 21.8597 Std vap 0 C m3/h 14876.8093 Cp J/kmol-K 32655.6958 Z factor 1.0001 Visc Pa-sec 3.237e-005 Th cond W/m-K 0.0530 - - Liquid only - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h Cp J/kmol-K Z factor Visc Pa-sec Th cond W/m-K Surf tens N/m

Time: 13:29:58 26

27

28

36.6740 4743.8050 709.3622 0.2656 1.000 -8.1765E+006 748.7482 52.7794 1.217 4.466 -15.2209 129.3506 0.5917 8016.9240 3.8983 821.9981

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.00000 0.0000 0.0000 0.000 0.000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.00000 0.0000 0.0000 0.000 0.000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

36.6740 4743.8050 129.3506 0.5917 8016.9240 3.8983 821.9981 223298.7571 0.9977 1.534e-005 0.0347

123

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 8 Date: 05/20/2010

Stream No. Name - - Overall - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Temp K Pres atm Vapor mole fraction Enth kJ/h Tc K Pc atm Std. sp gr. wtr = 1 Std. sp gr. air = 1 Degree API Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h - - Vapor only - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h Cp J/kmol-K Z factor Visc Pa-sec Th cond W/m-K - - Liquid only - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h Cp J/kmol-K Z factor Visc Pa-sec Th cond W/m-K Surf tens N/m

Time: 13:29:58

29

30

33

34

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.00000 0.0000 0.0000 0.000 0.000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.00000 0.0000 0.0000 0.000 0.000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

699.0936 22938.8324 732.1631 0.3750 1.000 -1.6256E+007 273.1591 155.3945 0.882 1.133 28.8672 32.8122 0.2048 112001.4393 25.9975 15669.2386

117.7494 19546.4009 565.3556 0.5000 1.000 8.0360E+006 770.3722 30.9300 1.066 5.732 1.2392 166.0000 1.8176 10753.9667 18.3362 2639.1934

699.0936 22938.8324 32.8122 0.2048 112001.4393 25.9975 15669.2386 43304.1685 1.0001 3.104e-005 0.0523

117.7494 19546.4009 166.0000 1.8176 10753.9667 18.3362 2639.1934 328139.5039 0.9845 1.108e-005 0.0259

124

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 9 Date: 05/20/2010

Stream No. Name - - Overall - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Temp K Pres atm Vapor mole fraction Enth kJ/h Tc K Pc atm Std. sp gr. wtr = 1 Std. sp gr. air = 1 Degree API Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h - - Vapor only - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h Cp J/kmol-K Z factor Visc Pa-sec Th cond W/m-K - - Liquid only - Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Average mol wt Actual dens kg/m3 Actual vol m3/h Std liq m3/h Std vap 0 C m3/h Cp J/kmol-K Z factor Visc Pa-sec Th cond W/m-K Surf tens N/m

Time: 13:29:58

35

36

37

38

660.1290 19045.2823 533.0000 0.5000 1.000 4.6123E+006 131.3219 35.5745 0.865 0.996 32.0488 28.8508 0.3298 57747.9611 22.0130 14795.8983

92.0000 15272.0000 673.0000 1.0000 1.000 9.7598E+006 770.3722 30.9300 1.066 5.732 1.2392 166.0000 3.0610 4989.1899 14.3265 2062.0556

92.0000 15272.0000 578.8997 1.0000 1.000 6.6495E+006 770.3722 30.9300 1.066 5.732 1.2392 166.0000 3.6002 4241.9658 14.3265 2062.0556

3870.0000 69718.0474 312.5986 0.8155 0.0000 -1.1014E+009 647.3500 218.2900 1.000 0.622 10.0000 18.0150 992.1690 70.2683 69.7182 86740.8158

660.1290 19045.2823 28.8508 0.3298 57747.9611 22.0130 14795.8983 30092.3620 1.0002 2.814e-005 0.0415

92.0000 15272.0000 166.0000 3.0610 4989.1899 14.3265 2062.0556 382401.7274 0.9821 1.339e-005 0.0372

92.0000 15272.0000 166.0000 3.6002 4241.9658 14.3265 2062.0556 335406.0287 0.9708 1.137e-005 0.0273 3870.0000 69718.0474 18.0150 992.1690 70.2683 69.7182 86740.8158 75264.5677 0.0008 0.0006850 0.6251 0.0696

125

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 10 Date: 05/20/2010

Stream No. 39 Name c2 - - Overall - Molar flow kmol/h 3839.8003 Mass flow kg/h 69174.0000 Temp K 293.0000 Pres atm 1.0000 Vapor mole fraction 0.0000 Enth kJ/h -1.0985E+009 Tc K 647.3500 Pc atm 218.2900 Std. sp gr. wtr = 1 1.000 Std. sp gr. air = 1 0.622 Degree API 10.0000 Average mol wt 18.0150 Actual dens kg/m3 997.8746 Actual vol m3/h 69.3213 Std liq m3/h 69.1741 Std vap 0 C m3/h 86063.9299 - - Liquid only - Molar flow kmol/h 3839.8003 Mass flow kg/h 69174.0000 Average mol wt 18.0150 Actual dens kg/m3 997.8746 Actual vol m3/h 69.3213 Std liq m3/h 69.1741 Std vap 0 C m3/h 86063.9299 Cp J/kmol-K 75493.5343 Z factor 0.0010 Visc Pa-sec 0.001037 Th cond W/m-K 0.5988 Surf tens N/m 0.0730

Time: 13:29:58 40

41

42

3870.0000 69718.0474 293.0000 1.0000 0.0000 -1.1071E+009 647.3500 218.2900 1.000 0.622 10.0000 18.0150 997.8745 69.8665 69.7182 86740.8158

4173.3997 75183.7929 311.3589 1.0000 0.0000 -1.1882E+009 647.3500 218.2900 1.000 0.622 10.0000 18.0150 992.6270 75.7422 75.1839 93541.1065

4173.3997 75183.7929 293.0000 1.0000 0.0000 -1.1939E+009 647.3500 218.2900 1.000 0.622 10.0000 18.0150 997.8747 75.3439 75.1839 93541.1065

3870.0000 69718.0474 18.0150 997.8746 69.8665 69.7182 86740.8158 75493.5343 0.0010 0.001037 0.5988 0.0730

4173.3997 75183.7929 18.0150 992.6270 75.7422 75.1839 93541.1065 75264.5677 0.0009 0.0007017 0.6235 0.0698

4173.3997 75183.7929 18.0150 997.8746 75.3439 75.1839 93541.1065 75493.5343 0.0010 0.001037 0.5988 0.0730

126

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 11 Date: 05/20/2010

Stream No. 44 Name - - Overall - Molar flow kmol/h 4154.0000 Mass flow kg/h 74834.3071 Temp K 293.0000 Pres atm 1.0000 Vapor mole fraction 0.0000 Enth kJ/h -1.1884E+009 Tc K 647.3500 Pc atm 218.2900 Std. sp gr. wtr = 1 1.000 Std. sp gr. air = 1 0.622 Degree API 10.0000 Average mol wt 18.0150 Actual dens kg/m3 997.8746 Actual vol m3/h 74.9937 Std liq m3/h 74.8344 Std vap 0 C m3/h 93106.2871 - - Liquid only - Molar flow kmol/h 4154.0000 Mass flow kg/h 74834.3071 Average mol wt 18.0150 Actual dens kg/m3 997.8746 Actual vol m3/h 74.9937 Std liq m3/h 74.8344 Std vap 0 C m3/h 93106.2871 Cp J/kmol-K 75493.5343 Z factor 0.0010 Visc Pa-sec 0.001037 Th cond W/m-K 0.5988 Surf tens N/m 0.0730

Time: 13:29:58 45

46

47

4154.0000 74834.3071 311.4043 0.8108 0.0000 -1.1826E+009 647.3500 218.2900 1.000 0.622 10.0000 18.0150 992.6105 75.3914 74.8344 93106.2871

4145.0002 74672.1761 293.0000 1.0000 0.0000 -1.1858E+009 647.3500 218.2900 1.000 0.622 10.0000 18.0150 997.8746 74.8312 74.6723 92904.5721

4145.0002 74672.1761 311.4660 0.8115 0.0000 -1.1801E+009 647.3500 218.2900 1.000 0.622 10.0000 18.0150 992.5880 75.2298 74.6723 92904.5721

4154.0000 74834.3071 18.0150 992.6105 75.3914 74.8344 93106.2871 75264.5677 0.0008 0.0007010 0.6236 0.0698

4145.0002 74672.1761 18.0150 997.8746 74.8312 74.6723 92904.5721 75493.5343 0.0010 0.001037 0.5988 0.0730

4145.0002 74672.1761 18.0150 992.5880 75.2298 74.6723 92904.5721 75264.5677 0.0008 0.0007002 0.6237 0.0698

127

CHEMCAD 6.0.1 Job Name: C-3

Page 12 Date: 05/20/2010

Stream No. 48 Name - - Overall - Molar flow kmol/h 4176.0000 Mass flow kg/h 75230.6334 Temp K 293.0000 Pres atm 1.0000 Vapor mole fraction 0.0000 Enth kJ/h -1.1947E+009 Tc K 647.3500 Pc atm 218.2900 Std. sp gr. wtr = 1 1.000 Std. sp gr. air = 1 0.622 Degree API 10.0000 Average mol wt 18.0150 Actual dens kg/m3 997.8746 Actual vol m3/h 75.3909 Std liq m3/h 75.2307 Std vap 0 C m3/h 93599.3896 - - Liquid only - Molar flow kmol/h 4176.0000 Mass flow kg/h 75230.6334 Average mol wt 18.0150 Actual dens kg/m3 997.8746 Actual vol m3/h 75.3909 Std liq m3/h 75.2307 Std vap 0 C m3/h 93599.3896 Cp J/kmol-K 75493.5343 Z factor 0.0010 Visc Pa-sec 0.001037 Th cond W/m-K 0.5988 Surf tens N/m 0.0730

Time: 13:29:58 49 4176.0000 75230.6334 311.3411 0.8091 0.0000 -1.1889E+009 647.3500 218.2900 1.000 0.622 10.0000 18.0150 992.6335 75.7889 75.2307 93599.3896 4176.0000 75230.6334 18.0150 992.6335 75.7889 75.2307 93599.3896 75264.5677 0.0008 0.0007019 0.6235 0.0698

128