rechnergestützter konzeptioneller entwurf von destillations-/ reaktionsprozessen

Rechnergestützter konzeptionellerEntwurf von Destillations-/ReaktionsprozessenOliver Ryll, Sergej Blagov und Hans Hasse*

In der vorliegenden Arbeit wird ein neues Werkzeug für den rechnergestützten konzeptio-

nellen Entwurf von Destillations-/Reaktionsprozessen vorgestellt. Dieses liefert für ein aus

beliebig vielen Destillationskolonnen und Reaktoren bestehendes vorgegebenes Verfahrens-

fließbild, vorgegebene Einsatzströme und Produktspezifikationen nicht nur eine Aussage

über die Machbarkeit des Prozesses sondern auch eine vollständige Stromleiste für realisier-

bare Prozesse. Ferner ist es möglich, für diese Prozesse einen vollständigen Überblick über

den Lösungsraum zu erhalten, bei dem auch Mehrfachlösungen identifiziert werden kön-

nen. Die verwendete Methode basiert auf einer Betrachtung thermodynamischer Grenz-

fälle. Zur Beschreibung der Destillation wird die ∞/∞-Analyse eingesetzt. Die Beschreibung

der thermodynamischen Stoffdaten erfolgt mit gängigen Modellen ohne vereinfachende

Annahmen. Die Methode liefert auch exzellente Startwerte für die nachfolgende detaillierte

Prozesssimulation. Das Werkzeug wurde bereits erfolgreich bei der Entwicklung eines

industriellen Verfahrens eingesetzt.

Schlagwörter: Destillation, Kolonnen, Prozesssimulation, Reaktoren

Eingegangen: 20. Juli 2007; akzeptiert: 23. November 2007

1 Einleitung

Bei der Entwicklung neuer verfahrenstechni-scher Prozesse müssen im Stadium deskonzeptionellen Verfahrensentwurfs viele Va-rianten in Betracht gezogen und auf ihreMachbarkeit hin überprüft werden. Die Durch-führung umfangreicher Machbarkeitsstudienmit üblichen Prozesssimulatoren ist aber we-gen des hohen Aufwands sowie häufig auftre-tender Konvergenzprobleme, gerade in deninteressanten Grenzbereichen und bei Prozes-sen mit Rückführungen, kaum durchführbar.Deshalb werden für den konzeptionellen Ver-fahrensentwurf vereinfachte Methoden benö-tigt, die es erlauben, die Machbarkeit vonProzessvarianten schnell und zuverlässig zubeurteilen. Außerdem können Mehrfachlösun-gen existieren, die mit konventionellen Pro-zesssimulatoren oft nicht erkannt werden, de-ren Analyse aber mit vereinfachten Methodensicher gelingt. Mit ihnen kann auch ein Über-blick über den gesamten Lösungsraum gewon-nen werden, der ebenfalls für die nachfolgen-de detaillierte Prozesssimulation von Vorteilist.

Eine hervorragende Methode für die verein-fachte Betrachtung der Destillation ist die sogenannte ∞/∞-Analyse [1 – 3], die auf Rück-stands- bzw. Destillationsliniendiagrammen

basiert. Dabei wird angenommen, dass eineDestillationskolonne mit Kopf- und Sumpfab-zug über eine unendliche Trennkapazität ver-fügt, d. h. die Kolonne ist unendlich hoch undwird unter unendlichem Rücklauf betrieben.Aufgrund dieser Annahmen treten nur scharfeTrennschnitte auf [1, 4]. Bei gegebenem Zu-laufstrom und Druck bleibt dann nur noch dieWahl der Aufteilung des Zulaufmengenstromsauf das Kopf- bzw. Sumpfprodukt als freierParameter übrig. So können alle möglichenKopf- und Sumpfprodukte bei Variation vonnur einem Parameter identifiziert werden.

Für die ∞/∞-Analyse muss nur das Dampf/Flüssigkeits-Gleichgewicht des Stoffsystemsbeim betrachteten Kolonnendruck bekanntsein. Die unendliche Trennkapazität ist zwarin einer realen Kolonne nicht erreichbar, aberdie thermodynamischen Grenzen der Destilla-tion werden durch diese Betrachtung hervorge-hoben und verdeutlicht. Außerdem bildet die∞/∞-Analyse die grundlegende Charakteristikder destillativen Trennung sinnvoll ab, d. h.reale Kolonnen verhalten sich qualitativ meistähnlich. Deshalb ist die Methode für verschie-dene Aufgaben des konzeptionellen Verfah-rensentwurfs wie z. B. Machbarkeits- und Bi-furkationsstudien geeignet [1]. Die weitereDiskussion erfolgt für Destillationslinien, fürRückstandslinien gelten die Aussagen analog.

Bei der Entwicklungneuer verfahrens-technischerProzesse müssenwährend deskonzeptionellenVerfahrensentwurfsviele Varianten inBetracht gezogenund auf ihreMachbarkeit hinüberprüft werden.

Prozesssimulation 207Chemie Ingenieur Technik 2008, 80, No. 1-2

© 2008 Wiley-VCH Verlag GmbH & Co. KGaA, Weinheim www.cit-journal.de

DOI: 10.1002/cite.200700113

Da beide allein aus dem Dampf/Flüssigkeits-Gleichgewicht berechnet werden, wird alsÜberbegriff für die jeweiligen Diagramme mitden entsprechenden Destillationsgrenzen derBegriff Dampf/Flüssigkeits-Gleichgewichtsdia-gramm verwendet.

Die Anwendung der ∞/∞-Analyse zur Lö-sung praktischer Problemen war bis heuteweitgehend auf Ternärsysteme beschränkt,da u. a. Werkzeuge zur zuverlässigen Syn-these der Dampf/Flüssigkeits-Gleichgewichts-diagramme bei Stoffgemischen mit mehr alsdrei Komponenten fehlten. Im Falle eines Ter-närsystems sind beispielsweise die Destillati-onsgrenzen leicht zu bestimmen, da sie nurspezielle Destillationslinien sind. Bei Syste-men mit mehr als drei Komponenten ist eszwar möglich, Rückstands- bzw. Destillations-linien zu berechnen, aber man erhält keineexplizite mathematische Beschreibung derDestillationsgrenzen, die in diesen Fällenmehrdimensionale Objekte sind, z. B. zweidi-mensionale Flächen in quaternären Systemen.Deshalb müssen diese Destillationsgrenzennumerisch beschrieben werden. Dazu mussaber die Lage der Destillationsgrenzen imKonzentrationsraum bekannt sein. Dies be-trifft zunächst deren Topologie, die durchdie Anzahl und Lage der singulären Punkte(Reinstoffe und Azeotrope) sowie durch ihreVerbindungen untereinander über Destilla-tionslinien bestimmt ist. Das stark nicht-lineare Verhalten der Phasengleichgewichtekomplexer Mischungen erschwert die zuver-lässige Bestimmung dieser Topologie. Für die-ses Problem existiert mittlerweile eine Lösungfür beliebig komplexe Mehrstoffgemische [5],die in der vorliegenden Arbeit in ein Software-werkzeug implementiert wurde. Ist die Topolo-gie des Dampf/Flüssigkeits-Gleichgewichtsdia-gramms ermittelt, lässt sich die Geometrie dermehrdimensionalen Destillationsgrenzen nurdurch eine Approximation, die beliebig genau

erfolgen kann, bestimmen. Hierfür wurdengeeignete Algorithmen entwickelt und in einWerkzeug umgesetzt. Dadurch sind die ther-modynamischen Grundlagen der ∞/∞-Analyseauch für äußerst komplexe Stoffsysteme ver-fügbar.

Die oben für die ∞/∞-Analyse beschriebeneMethodik, d. h. die Betrachtung thermodyna-misch limitierter Grenzfälle und die Lineari-sierung der relevanten Stoffeigenschaften,kann auch auf andere Grundoperationen er-weitert werden. Für Reaktoren wird angenom-men, dass das chemische Gleichgewicht er-reicht wird. Alternativ könnte auch einbestimmter Umsatz spezifiziert werden. Ge-nau wie die Destillationsgrenzen werden auchdie Flächen, auf denen Zustände liegen, in derdie betrachtete Mischung im chemischenGleichgewicht ist, linearisiert beschrieben.Auch hierfür wurde ein allgemeiner Algo-rithmus entwickelt, der ähnlich wie der vonTishaeva et al. aufgebaut ist [6].

Kombiniert man die wie oben beschriebenvereinfachend modellierten Destillationskolon-nen und Reaktoren miteinander, können allemöglichen Verschaltungen dieser Apparateanalysiert werden. Hierzu wurde eine Softwareentwickelt. Dabei werden außer der linearenApproximation keine vereinfachenden Annah-men über das Stoffverhalten getroffen; damitsind beliebig komplexe Stoffdatenmodellezulässig. Das entwickelte Werkzeug kannmit Stoffdatenberechnungsroutinen gängigerkommerzieller Software, wie z. B. ASPEN Pro-pertiesTM, verknüpft werden.

2 Linearisierte Modellierung derStoffeigenschaften

Durch eine lineare Approximation der relevan-ten Stoffeigenschaften ist es möglich, dieNichtlinearitäten eines Prozessmodells zu ver-meiden [7]. Die Linearisierung von Stoffeigen-schaften soll am Beispiel der Destillations-grenze einer ternären azeotropen Mischungverdeutlicht werden. Die nichtlineare Destilla-tionsgrenze kann durch einen stückweise li-nearen Polygonzug approximiert werden (s.Abb. 1a). Jedes der Liniensegmente wird durcheine lineare Gleichung und zwei Ungleichun-gen beschrieben, die die jeweiligen Seg-mentenden festlegen. Durch die Linearisie-rung der Destillationsgrenzen kann dieDestillationsgrenze vollständig durch lineareGleichungen und Ungleichungen modelliertwerden. Der Verlauf der Destillationsgrenzelässt sich durch die im Prinzip beliebig feinwählbare lineare Approximation sehr genauwiedergeben.

Ist die Topologie desDampf/Flüssigkeits-Gleichgewichtsdia-gramms ermittelt,lässt sich dieGeometrie dermehrdimensionalenDestillationsgren-zen durch eineApproximation,die beliebig genauerfolgen kann,bestimmen.

Abbildung 1. Linearisiertes Dampf/Flüssigkeits-Gleichgewichtsdia-gramm eines Ternärsystems: a) Linearisierung der nichtlinearen Destilla-tionsgrenze (---), b) Scharfe Trennschnitte (�-----�: � Kopfabzug,� Sumpfabzug).

208 Chemie Ingenieur Technik 2008, 80, No. 1-2Forschungsarbeiten

www.cit-journal.de © 2008 Wiley-VCH Verlag GmbH & Co. KGaA, Weinheim

Im betrachteten Beispiel gibt es für jedesder zwei Destillationsgebiete drei Typen schar-fer Trennschnitte, die bei der ∞/∞-Analyseberücksichtigt werden müssen [1]. Somit er-geben sich für das gesamte Konzentrations-gebiet sechs Typen scharfer Trennschnitte(s. Abb. 1b). Bei Anwendung der ∞/∞-Analysein Verbindung mit den stückweise linearenDestillationsgrenzen lassen sich alle Trenn-schnitte durch lineare Gleichungen undUngleichungen beschreiben und das ur-sprünglich nichtlineare Modell der Destilla-tionskolonne kann aus den linearen Untermo-dellen aller Trennschnitte aufgebaut werden.Die lineare Approximation der Destillations-grenzen kann bei quaternären Stoffsystemenauf die gleiche Art erfolgen, die hier fürternäre Systeme erläutert wurde. Dabei wer-den die zweidimensionalen Destillationsgren-zen durch lineare Dreiecksegmente repräsen-tiert.

Das Vorgehen bei der Modellierung derReaktoren ist analog. Das ursprünglich nicht-lineare Modell des Reaktors, das auf der Nicht-linearität der chemischen Gleichgewichts-modellierung beruht, kann nach der linearenApproximation des chemischen Gleichge-wichts ebenfalls aus linearen Untermodellenaufgebaut werden. Die Linearisierungsmetho-de ist grundsätzlich nicht in der Anzahlder Komponenten limitiert. Allerdings erfolgtebisher die Implementierung sowohl für dieDestillationsgrenzen als auch für die chemi-schen Gleichgewichte nur für Mischungenmit bis zu vier Komponenten, da eine Vi-sualisierung und anschauliche Validierungnur für ternäre und quaternäre Systeme mög-lich ist.

Auf Basis der gezeigten Ideen wurde einSoftwarewerkzeug entwickelt. Mit der Soft-ware können beliebig komplexe Topologienund Geometrien der relevanten Stoffeigen-schaften (Destillationsgrenzen, chemischeGleichgewichtszustände) bestimmt werden.Ein Beispiel zeigt die Abb. 2: die quaternäreazeotrope Mischung aus Aceton, Ethanol,Chloroform und n-Hexan weist bei 1 bar einäußerst komplexes Dampf/Flüssigkeits-Gleich-gewichtsdiagramm auf. Das Stoffsystem be-sitzt neun Azeotrope: fünf binäre, drei ternäreund ein quaternäres. In dem System existierenvier (zweidimensionale) Destillationsgrenzen,die hier in ihrer gröbsten Linearisierung dar-gestellt sind. Diese Destillationsgrenzen teilenden Konzentrationsraum in sechs verschie-dene Destillationsgebiete. Zur Modellierungdes Dampf/Flüssigkeits-Gleichgewichts derMischung wurde das NRTL-Modell zusammenmit der Annahme einer idealen Gasphase ver-wendet. Das in Abb. 2 gezeigte Diagramm

wurde von der Software ohne weitere Eingriffedes Benutzers automatisch generiert. Für dieDarstellung des Ergebnisses kann der Tetra-eder des Konzentrationsraumes rotiert undTeilgebiete des Konzentrationsgebietes könnenvergrößert werden.

Das entwickelte Werkzeug kann auch denZusammenhang zwischen den Destillations-grenzen und dem chemischen Gleichgewichtin einem Diagramm darstellen. Als Beispielzeigt Abb. 3 das quaternäre reaktive Systembestehend aus Ethanol, Isobuten, ETBE undn-Butan bei einem Druck von 8 bar. Zur Mo-

Abbildung 2. Linearisiertes Dampf/Flüssigkeits-Gleich-gewichtsdiagramm der quaternären Mischung aus Aceton,Ethanol, Chloroform und n-Hexan bei 1 bar.

Abbildung 3. Linearisiertes Dampf/Flüssigkeits Gleichge-wichtsdiagramm mit chemischem Gleichgewicht im reak-tiven quaternären System Ethanol, Isobuten, ETBE undn-Butan bei 8 bar.

Es wurde einSoftwarewerkzeugentwickelt, mit dembeliebig komplexeTopologien undGeometrien derrelevanten Stoff-eigenschaftenbestimmt werdenkönnen.



dellierung des chemischen Gleichgewichts derFlüssigphasenreaktion:

IB + ETOH � ETBE (1)

wurde eine temperaturabhängige Gleichge-wichtskonstante verwendet [8]. Die Beschrei-bung des Dampf/Flüssigkeits-Gleichgewichtserfolgte mit dem NRTL-Modell, wobei dieNichtidealität der Gasphase durch die Redlich-Kwong-Gleichung berücksichtigt wurde. DasStoffsystem besitzt drei binäre Azeotrope undeine (zweidimensionale) Destillationsgrenze,die den Konzentrationsraum in zwei Destilla-tionsgebiete unterteilt. Die (ebenfalls zweidi-mensionale) chemische Gleichgewichtsflächeschneidet die Destillationsgrenze entlang einerLinie.

Sind die linearisierten Stoffeigenschaftsmo-delle ermittelt, kann bei gegebener Zulauf-zusammensetzung der gesamte Betriebsbe-reich einer Destillationskolonne oder einesReaktors zuverlässig und schnell untersuchtwerden. Abb. 4 zeigt einen Screenshot derDurchführung einer computergestützten ∞/∞-Analyse mittels der Software für eine Kolonnebei Umgebungsdruck mit äquimolarem Zu-lauf einer quaternären Mischung aus Metha-nol, Butanol, Methylacetat und Butylacetat.Das linke Diagramm gibt das Dampf/Flüssig-

keits-Gleichgewichtsdiagramm der Mischungwieder, in das die Massenbilanzlinie der Ko-lonne beim betrachteten Splitverhältnis undalle möglichen Kopf- und Sumpfprodukte desvorgegebenen Zulaufs eingetragen sind. DasStoffsystem besitzt zwei binäre Azeotrope. Dieim Beispiel nur grob linearisierte Destillations-grenze teilt den Konzentrationsraum in zweiDestillationsgebiete. Auf der rechten Seite sinddie Bifurkationsdiagramme des Kopf- undSumpfabzugs dargestellt, in denen die Kon-zentrationen der einzelnen Komponentenüber dem Split aufgetragen sind. In diesemFall ist erkennbar, dass keine mehrfach statio-näre Zustände auftreten, da es für jeden Vor-gabewert des Splits genau eine Lösung gibt.Allerdings könnte der Betriebsbereich, in demmehrfach stationäre Zustände möglich sind,mit diesen Diagrammen schnell und zuverläs-sig identifiziert werden.

3 Modellierung der Destillations-/Reaktionsprozesse

Kombiniert man alle linearen Untermodelleder Destillationskolonnen und der Reaktorenmiteinander, können beliebige Verschaltungendieser Apparate analysiert werden. Hierzu wur-de, basierend auf den oben beschriebenen

Abbildung 4. Computergestützte ∞/∞-Analyse einer äquimolaren quaternären Mischung aus Methanol(MEOH), Methylacetat (MEAC), Butanol (BUOH) und Butylacetat (BUAC) bei Umgebungsdruck.



Arbeiten, ein Werkzeug entwickelt, das geeig-net ist, thermodynamische Analyse von Destil-lations-/Reaktionsprozessen durchzuführen.Jede einzelne dieser Grundoperationen wird,wie oben dargestellt, mathematisch modelliert,woraus sich für jede Grundoperation ein Satzlinearer Gleichungssysteme mit Ungleichun-gen zur Festlegung der Bereichsgrenzen ergibt(vgl. Abb. 1).

Durch die Verschaltung der Apparate kom-men nur einfache Koppelbeziehungen inForm von linearen Gleichungen (z. B. Massen-bilanzen) hinzu. Ferner müssen die Prozess-spezifikationen in Form von Gleichungen undUngleichungen berücksichtigt werden. DerTyp des zu lösenden mathematischen Prob-lems bleibt dabei unverändert: Es entsteht eingroßer Satz linearer Gleichungssysteme miteingeschränktem Lösungsraum (lineare Un-gleichungen). Diese Gleichungssysteme sindim Allgemeinen unterbestimmt, da z. B. dieRückführströme nicht unbedingt spezifiziertwerden müssen. Um diese Ströme festzule-gen, können Optimierungskriterien verwendetwerden. Dazu eignen sich alle Komponenten-oder Gesamtströme sowie Summen oder Dif-ferenzen von Komponenten- oder Gesamtströ-men, die abhängig vom betrachteten Prozesszur Optimierung minimiert oder maximiertwerden sollen. Es kann z. B. die Lösung ge-sucht werden, für die ein bestimmter Rück-führstrom minimal wird. Somit entsteht fürjedes dieser linearen Gleichungssysteme ein li-neares Optimierungsproblem, dessen Lösung,sofern sie existiert, immer zuverlässig gefun-den werden kann. Eine erhaltene Lösung fürmindestens ein lineares Gleichungssystemzeigt, dass der Prozess unter den gegebenenSpezifikationen thermodynamisch grundsätz-lich machbar ist. Wird keine Lösung gefunden,lassen sich die gewünschten Spezifikationenaus thermodynamischen Gründen mit demgewählten Apparateschema nicht erreichen.

Im Folgenden soll die Vorgehensweise amBeispiel einer Machbarkeitsstudie zu einemVerfahren zur ETBE-Synthese (Gl. (1)) verdeut-licht werden. Abb. 5 zeigt den für die MTBE-Synthese entwickelten Huels-Prozess [9]. Hierwird untersucht, ob dieser grundsätzlich auchfür die ETBE-Synthese geeignet ist. Der Pro-zess besteht aus einer Verschaltung von zweiReaktoren und drei Destillationskolonnen. Dieexternen Zulaufströme zum Reaktor R1 sindreines Ethanol (Strom 1) und der C4-Schnitteiner Raffinerie, der als Isobuten-Quelle dient(Strom 2). Für den C4-Schnitt wurde ange-nommen, dass er aus 40 Mol-% Isobuten und60 Mol-% inerten Komponenten besteht, diein diesem Beispiel durch n-Butan repräsentiertwerden. Für die Studie wurde, bezogen auf

den Gesamtzulauf, ein molarer Ethanol-Über-schuss von 10 % angenommen, da sich diespositiv auf den Umsatz auswirkt. Der Zulaufwird zunächst dem Reaktor R1 zugeführt, woeine gleichgewichtslimitierte Umsetzung statt-findet. In der Kolonne C1 wird das mit Ethanolverunreinigte Produkt ETBE (Strom 5), vondem nicht umgesetzten Isobuten und den rest-lichen Komponenten getrennt, die zum zwei-ten Reaktor R2 geführt werden (Strom 4). Inder Kolonne C2 wird das ETBE weiter gerei-nigt und spezifikationsgerecht abgezogen(Strom 7). Das dabei anfallende Ethanol wirdzum Reaktor R1 zurückgeführt (Strom 6). Inder Kolonne C3 wird aus dem Produktstromdes Reaktors R2 eine binäre Mischung ausETBE und Ethanol im Sumpf abgezogen undzum Reaktor R1 zurückgeführt (Strom 10). ImDestillatstrom wird nicht abreagiertes Ethanolbzw. das Leichtsiederazeotrop aus Ethanol undn-Butan, zur Ethanol-Rückgewinnung ausge-schleust (Strom 9).

Für diese Fallstudie galt die Annahme, dassdie Destillationskolonnen bei einem Druckvon 8 bar betrieben werden. Das entspre-chende Dampf/Flüssigkeits-Gleichgewichts-diagramm ist bereits in Abb. 3 gezeigt. Für dieFlüssigphasenreaktoren wurde angenommen,dass diese bei 50 °C betrieben werden. Die ge-wünschte Produktreinheit für ETBE soll min-destens 99 Mol-% betragen (Strom 7). Fernerwird der in die Ethanol-Rückgewinnung ge-führte Strom 9 so spezifiziert, dass die Summeder ETBE- und IB-Konzentrationen kleiner als2 Mol-% ist. Weitere Größen müssen nicht vor-gegeben werden. Die Rückführungs- und Pro-duktströme sind zwar noch nicht vollständigspezifiziert, doch sie werden durch die lineareOptimierung bestimmt. Dazu muss ein fürden betrachteten Prozess geeignetes Optimie-rungskriterium formuliert werden.

Im betrachteten Beispiel bietet es sich an,die Gesamtmenge der Rückführungsströme,in diesem Fall die Summe der Ströme 6 und10, zu minimieren. Alternativ wäre es mög-lich, den Isobuten-Umsatz im Reaktor R1 zumaximieren. Findet der Optimierungsalgorith-

Abbildung 5. Huels-Prozess für die ETBE Produktion [9].

Eine erhalteneLösung für mindes-tens ein linearesGleichungssystemzeigt, dass derProzess unterden gegebenenSpezifikationenthermodynamischgrundsätzlichmachbar ist.



mus eine Lösung, ist der betrachtete Prozessunter den vorgegebenen Spezifikationenmachbar. Die erhaltene Lösung für den be-trachteten Prozess mit minimaler Gesamt-menge der Rückführungsströme (Summe derStröme 6 und 10) ist für den Huels-Prozess inTab. 1 dargestellt. Dabei müssen nur 5 % desGesamtzulaufstroms (Summe der Ströme 1und 2) zum Reaktor R1 zurückgeführt werden,um in dem Prozess einen Isobuten-Umsatzvon 98,8 % zu erzielen. Bei der Lösung fälltauf, dass in der Kolonne C2 kein Destillat-strom abgezogen wird und somit Sumpf-abzugs- und Zulaufstrom (Ströme 5 und 7)identisch sind. Das bedeutet, dass die KolonneC2 für das Erreichen der Produktspezifikatio-nen nicht benötigt wird, da in ihr keine Tren-nung stattfindet. Die Software identifiziert alsoauch nicht benötigte Apparate eines Verfah-renskonzepts. Durch den Wegfall der KolonneC2 wird aus dem Huels-Prozess der Oxeno-Prozess (Abb. 6), ein ebenfalls aus der Praxisbekanntes Verfahren [10].

Für den Oxeno-Prozess wurde eine Simu-lation mit ASPEN Plus durchgeführt. DieStoffdatenmodelle waren dieselben wie die dervereinfachten Betrachtung. Für die Kolonnen-höhen und die Rücklaufverhältnisse der bei-den verbleibenden Kolonnen wurden aller-dings zum besseren Vergleich der Ergebnissesehr große Werte angenommen. Als Startwer-te dienten die Ergebnisse der vereinfachtenBetrachtung (Tab. 1). Aufgrund dieser hervor-ragenden Startwerte konvergierte die Prozess-simulation in wenigen Iterationen. Das Ergeb-nis der rigorosen Simulation ist in Tab. 2zusammengestellt. Wie zu erwarten, zeigt sicheine sehr gute Übereinstimmung zwischenden Werten der Machbarkeitsstudie und derProzesssimulation. Die verbleibenden Diffe-renzen sind im Wesentlichen auf die Lineari-sierung der Destillationsgrenzen zurückzufüh-ren. Basierend auf diesen Ergebnissen ist esnun möglich, sowohl die einzelnen Apparate,z. B. Wahl der Kolonnenhöhen und Rücklauf-verhältnisse für die einzelnen Trennschnitteder Destillationskolonnen, als auch das Ge-samtverfahren komplett auszulegen.

4 Schlussfolgerung und Ausblick

In der vorliegenden Arbeit wurde ein Software-werkzeug für den konzeptionellen Entwurfvon Destillations-/Reaktionsprozessen ent-wickelt. Die verwendete Methode ist prinzipiellnicht in der Anzahl der Apparate und Kompo-nenten limitiert und es können beliebige Stoff-datenmodelle eingesetzt werden. Die Arbeiten

Abbildung 6. Oxeno-Process zur ETBE-Synthese[10].

Strom 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

�n/ kmol s–1 0,44 1 1,16 0,766 0,394 0 0,394 0,717 0,649 0,068

xIB / mol mol–1 0 0,4 0,045 0,068 0 – 0 0,005 0,005 0

xNBUT / mol mol–1 0 0,6 0,517 0,784 0 – 0 0,837 0,924 0

xETOH / mol mol–1 1 0 0,08 0,115 0,01 – 0,01 0,055 0,061 0

xETBE / mol mol–1 0 0 0,358 0,033 0,99 – 0,99 0,103 0,01 1

Tabelle 1. Optimale Lösung mit minimalem Gesamtrückführungsstrom für die ETBE-Synthese mit demHuels-Prozess [9].

Strom 1 2 3 4 5 6 7 8

�n/ kmol s–1 0,44 1 1,138 0,744 0,394 0,716 0,648 0,068

xIB / mol mol–1 0 0,4 0,026 0,04 0 0,003 0,004 0

xNBUT / mol mol–1 0 0,6 0,527 0,807 0 0,837 0,925 0

xETOH / mol mol–1 1 0 0,061 0,094 0 0,059 0,065 0

xETBE / mol mol–1 0 0 0,385 0,059 1 0,1 0,006 1

Tabelle 2. Ergebnisse der Prozesssimulation des Oxeno-Prozesses [10] (Ströme 5, 6, 7, 8 der Tabelle ent-sprechen den Strömen 7, 8, 9, 10 in Tab. 1. Die anderen Stromnummern sind identisch.).

Es ist jetzt möglich,sowohl die einzel-nen Apparate alsauch das Gesamt-verfahren komplettauszulegen.



wurden im Rahmen des EU-Projektes INSERTin Abstimmung mit Arbeiten der Universitä-ten Dortmund und Manchester durchgeführt.Die entwickelte Software konnte erfolgreich anverschiedenen industriell relevanten Destilla-tions-/Reaktionsprozessen getestet und vali-diert werden. Außerdem wurde ein Prototypder Software bereits bei der Entwicklung einesneuen destillativen Verfahrens zur Trioxansyn-these erfolgreich eingesetzt [11].

In weiterführenden Arbeiten wird die Mög-lichkeit geschaffen, Dekanter zu beschreiben,sodass die Methode auch auf heterogeneDestillations-/Reaktionsprozesse angewendetwerden kann. Mittelfristig sollte die Methodein eine der existierenden Entwicklungsum-gebungen für verfahrenstechnische Prozesseintegriert werden.

Die Autoren danken der EuropäischenUnion für die finanzielle Unterstützungder Arbeit innerhalb des 6. Rahmenpro-gramms (Projekt: „INSERT - IntegratingSeparation and Reaction Technologies“,Vertrags-Nr: NMP2-CT-2003-505862).

O. Ryll,S. Blagov,H. Hasse([email protected]),Institut für Technische Thermodynamik undThermische Verfahrenstechnik,Universität Stuttgart, Pfaffenwaldring 9,D-70569 Stuttgart, Germany.

Formelzeichen

�n [kmol s–1] Molenstromxi [mol mol–1] Konzentration der

Komponente iETBE Ethyl-Tertiär-Butyl-EtherETOH EthanolIB IsobutenMTBE Methyl-Tertiär-Butyl-

EtherNBUT n-Butan

Literatur

[1] N. Bekiaris, M. Morari, Ind. Eng. Chem. Res.1996, 35 (11), 4264. DOI: 10.1021/ie950450d

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[3] J. G. Stichlmair, J. R. Fair, Distillation: Principlesand Practice, Wiley-VCH, New York, USA 1998.

[4] F. B. Petlyuk, L. A. Serafimov, Mnogokompo-nentnaya Rektifikatsiya: Teoriya i Raschet(Multicomponent Distillation: Theory and Design),Khimiya (Chemistry Publishing Co.), Moskau,Russland 1983 (auf Russisch).

[5] S. Blagov, H. Hasse, Phys. Chem. Chem. Phys.2002, 4 (6), 896. DOI: 10.1039/b109541b

[6] S. D. Tishaeva et al., Theo. Found. Chem. Eng.2004, 39 (1), 5.DOI: 10.1007/s11236-005-0020-9

[7] B. Bertok et al., Computer Aided ProcessEngineering, (Eds: R. Gani, S. B. Jorgensen),Elsevier Science B.V., Amsterdam, Niederlande2001, 351.

[8] M. Vila et al., Chem. Eng. Comm. 1993, 124 (1),224. DOI: 10.1080/00986449308936188

[9] B. Scholz et al., in Ullmann’s Encyclopedia ofIndustrial Chemistry - METHYL TERT-BUTYLETHER, 6th edition Electronic Release,WILEY-VCH, Weinheim 1998.

[10] U. Peters et al., in Ullmann’s Encyclopedia ofIndustrial Chemistry - METHYL TERT-BUTYLETHER, 7th edition Electronic Release,WILEY-VCH, Weinheim 2005.DOI: 10.1002/14356007.a16 543

[11] T. Grützner, Dissertation, Universität Stuttgart2007.



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