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 pompa-

kompresör 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 350-

370°C 'deki V2O5'li sabit yataklı tübüler reaktörden geçirilir.

C6H4 (CH 3 )2+3O2V 2O5C6H 4(CO )2O+3H 2O+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].

C10H8+9/2O2 V 2O5C6H 4(CO )2O+2H 2O+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 V 2O5

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

- dFAdz

+ 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: d x AdT

= FT 0∗Cp

F A0∗(−∆H)

(3.4)

Ortalama özgül ısı

(3.5)

Ortalama oluşum entalpisi

(-ΔH)ort= [(x1.(-ΔH1))+((x2.(-ΔH2))] [9] (3.6)

11

3.1.2. Reaktör hacmi hesabı

Katalizör kütlesi

(3.7)

Reaktör hacmi

(3.8)

= Katalizör boşluk kesri= [10] (3.9)

3.2. Isı Değiştirici Tasarımında Kullanılan Eşitlikler

Akışkanın Duyulan Isısı [9]

Q=miCpi ΔT (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

Ortalama Sıcaklık

(3.11)

12

Logaritmik Ortalama Sıcaklık Farkı

(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.

(3.14)

S=(t2−t1)(T 1−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

R=(T 1−T 2)( t2−t1)

(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;

(3.17)

di: boru çapı (m)

L: boru uzunluğu (m)

Ayanal: ısı aktarım alanı (m2)

Boru sayısı

N t=A

A yanal (3.18)

Boru Demeti Çapı

Db=do(N t /K1 )1/n1

(3.19)

Db: boru demeti çapı, m

K1:katsayı

n1: katsayı

Ceket Çapı

14

Q=UA ΔTm

A yanal=πd i L

(3.20)

Ds: ceket çapı, m

r: boru demeti ile ceket arasındaki açıklık, m

Prandtl Sayısı

(3.21)

Cp: Akışkanın özgül ısısı, j/kg °C

μ : Akışkanın viskozitesi, N.s/m2

kf: Boru tarafındaki akışkanın ısıl iletkenliği, W/m °C

Reynolds Sayısı

(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

(3.23)

Re: Reynolds sayısı

Pr :Prandtl sayısı

15

D s=Db+r

Pr=C p μ

k f

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.

Akışa Dik Alan

As=( p t−d0) .Ds lB

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=W s

As (3.25)

us=Gs

ρ (3.26)

Ws: Ceket tarafındaki akışkanın kütlesel debisi, kg/s

ρ : Ceket tarafı akışkanın yoğunluğu, kg/m3

Eşdeğer (hidrolik) Çap (D e)

16

Üçgen Diziliş ;

De=1 .10d0

( p t2−0 . 917 .d02)

(3.27)

Ceket tarafı Reynolds sayısı

Re=G s .deμ

=us .de .ρ

μ

(3.28)

Ceket Tarafı Isı Aktarım Katsayısı

Nu=hs .d ek f

= jh . Re . Pr0. 33 .( μμw )0 . 14

(3.29)

Boru Tarafı Basınç Düşmesi

(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

ΔPs=8 jf .(Ds

de ) .( LlB ) .ρus

2

2.( μμW )

−0 .14

(3.31)

IB: engeller arası uzaklık, m

Tüm Isı Aktarım Katsayısının Hesaplanması

17

(3.32)

3.3. Damıtma Kolonu Tasarımı

K i değeri

(3.33)

Kaynama noktası

yi=∑Ki*xi (3.34)

Çiğlenme noktası

xi=∑yi/Ki (3.35)

Bağıl uçuculuk

(3.36)

Ki = Bileşenin K değeri

KHK = Ağır bileşenin K değeri

Denge eğrisinin elde edilmesi

(3.37)

Underwood Bağıntısıyla minimum geri akma oranı

Rmin+1=∑αi x i , dα i−θ

(3.38)

18

θ denklem kökü

(3.39)

Fenske Bağıntısı ile minimum raf sayısı

Nmin=

log [ xLKxHK ]d [ xHKx LK ]blog αLK

(3.40)

Kirkbridge bağıntısıyla besleme rafının belirlenmesi

logN r

N s

=0 .206 log [ BD x f , HKx f , LK ( xb ,LKxd ,HK )

2 ] (3.41)

O’Connell Bağıntısıyla toplam kolon verimi

E0=51−32. 5 log ( μort αort ) (3.42)

Gerçek kademe sayısı

Gerçek kademe sayısı = (Teorik Kademe sayısı / E0)*100 (3.43)

Lowenstein eşitliğiyle kolon çapı

Dc=( 4V w

πρvuv )0 .5

(3.44)

Dc : Kolon çapı, m

19

Vw : Maksimum buhar hızı, kg/h

uv : maksimum buhar akış hızı, m/s

uv=(−0. 171 lt2+0 .27 lt−0 .047 )( ρL−ρVρV )0 .5

(3.45)

lt : Raflar arası uzaklık, m

Buhar faktörü

FLV=LV √ ρVρL

(3.46)

Kesit alanı

(3.47)

Net alan

An = Ac – Ad (3.48)

Ad : Savak kanalı alanı

Aktif alan

(Aa) = Ac – 2.Ad (3.49)

Ah : Delik alanı

Sızma noktası

20

Uh=[K2−0 .90 (25. 4−dh) ]

( ρv )0 .5

(3.50)

Savak üzerindeki minimum berrak sıvı yüksekliği

how=750( LwρL∗lw )

2 /3

(3.51)

Gerçek buhar akış hızı

(3.52)

Raf yüksekliği

ht=hd+hw+how+hr (3.53)

hd=51[UhCo ]2

( ρvρL ) (3.54)

Raftaki toplam basınç düşmesi

(3.55)

Savak kanalındaki sıvı yüksekliği

hb = hw + how + ht + hd (3.56)

(3.57)

Aap = hap . lw (3.58)

hap = hw – 10 (3.59)

21

Sıvının savak kanalındaki kalma süresi

(3.60)

4. TASARIM VERİLERİ

Ftalik Anhidrit üretim prosesi işletim koşulları Tablo 1’ de verilmiştir.

Tablo 1. Ftalik Anhidrit Üretim Prosesi İşletim Koşulları

Grup Kapasite (Ton/yıl) Sıcaklık (0C) o-Ksilen/Hava

(mol/mol)

C-3 30 000 360 1/18

Reaktör işletim koşulları Tablo 2’ de verilmiştir.

Tablo 2. Reaktör İşletim Koşulları

Reaktör Adyabatik 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*PO2 ( kmol h-1 kg katalizör-1) (o-ksilenden FA üretiminin tepkime hız

ifadesi)

r2’’=k2*Pxy*PO2 ( kmol h-1 kg katalizör-1) (o-ksilenden MA üretiminin tepkime hız

ifadesi)

ln k1

k0 =

−27000R∗T +19,837

22

ln k2

k0 =

−27900R∗T + 19,23

k0=1 kmol h-1 kg katalizör-1 atm-2

R=1,987 cal/K mol

T (K)

23

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

24

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

O-ksilen, ftalik anhidrit ve maleik anhidritin molekül ağırlığını bulmak amacıyla chemCAD

programı kullanılmış ve bileşenlerin molekül ağırlıkları Tablo 7’de verilmiştir.

25

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

5. SİSTEMİN MATEMATİK TANIMI ve ÇÖZÜMÜ

5.1. Reaktör Tasarımı

26

Tasarımı yapılan reaktörde aşağıda verilen gaz-katı katalitik tepkimeler

gerçekleşmektedir.

1. Tepkime: C8H10+ 3O2 C8H4O3+ 3H2O

2. Tepkime: C8H10+152

O2 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

Buradan hava miktarına geçilirse;

27

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=dönüşen o−ksilenmolar hızı

başlangıçtakio−ksilenmolarhızı=F A0−F A1

F A0

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

28

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*[36,674−36,674 ( x1+x2 )

696,803+36,674∗0,5x2 ¿¿]

PO2=1*[138,627−36,674 (3 x1+7,5x2 )

696,803+36,674∗0,5 x2¿¿]

r1’’=k1*[

36,674−36,674 (x1+ x2 )696,803+36,674∗0,5 x2¿

¿¿*[138,627−36,674 (3 x1+7,5 x2 )

696,803+36,674∗0,5 x2 ¿¿¿

r1’’= k1*

[36,674−36,674 (x1+x2) ]∗[138,627−36,674 (3 x1+7,5 x2 ) ](696,803+36,674∗0,5 x2)

2

x2=0,33*x1 olduğu bulunmuştur. Denklemde x2 yerine x1 cinsinden ifadesi yazılırsa;

r1’’= k1*

[36,674−36,674 (x1+0,33 x1 ) ]∗[138,627−36,674 (3 x1+7,5¿0,33x1 ) ](696,803+36,674∗0,5∗0,33x1)

2

Gerekli sadeleştirme işlemleri yapıldıktan ve k1 değeri yerine yazıldıktan sonra

aşağıdaki denklem elde edilir.

r1’’= [exp((-27000/(1,987*T))+19,837)]*[

5084,01−14125,51 x1+9793,82 x12

(696,803+6,05121x1 )2]

r2’’=k2*[

5084,01−14125,51 x1+9793,82 x12

(696,803+6,05121x1)2 ]

r2’’= [exp((-27900/(1,987*T))+19,23)]*[

5084,01−14125,51 x1+9793,82 x12

(696,803+6,05121x1)2 ]

rT=r1+r2

rT=[exp((-54900/(1,987*T))+39,067)]*[5084,01−14125,51 x1+9793,82 x1

2

(696,803+6,05121 x1)2 ]

29

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:

30

- dFAdz

+ ri*dV=0

-ri*dV=FA0*dxA

Adyabatik PAT için enerji denkliği:

FT0*Cp*dT= (ΔH)*(-rA)*dV

Eğim: d x AdT

= FT 0∗Cp

F A0∗(−∆ H)

FT 0= 696,803 kmol/h

F A0= 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.

31

Şekil 6. Reaktörlerin yerleştirilmesi

Reaktör Hacimlerinin Bulunması

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

32

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

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.

33

0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.1 0.120

2000

4000

6000

8000

10000

12000

xA

-1/rA

Şekil 7. xA’ya karşı -1/rA’’ grafiği

Grafiğin altında kalan alan Ek-3’de verilen MATLAB programı yardımıyla

hesaplatılmıştır.

Alan=110,7291

W=36,674 kmol/h *110,7291 kg katalizör*h/kmol

W=4061 kg katalizör

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.


34


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

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

35

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


0.08 0.1 0.12 0.14 0.16 0.18 0.20

2000

4000

6000

8000

10000

12000

14000

16000

18000

xA

-1/rA


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


0,29 0,02 50

0,28 0,01 100

36

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

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

37

0,21 0,00007 14285,7

0,20 0,00006 16666,7

0,200,00005 20000

xA’ya karşı -1/rA’’ grafiği çizilmiştir ve Şekil 9’da verilmiştir.

0.18 0.2 0.22 0.24 0.26 0.28 0.30

5000

10000

15000

20000

25000

xA

-1/rA


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


0,4 0,02 50

0,384 0,01 100

38

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

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

39

0,306 0,00007 14285,7

0,304 0,00006 16666,7

0,3020,00005 20000

0,301 0,00004 25000

0,3 0,00003 33333,33

xA’ya karşı -1/rA’’ grafiği çizilmiştir ve Şekil 10’da verilmiştir.

0.28 0.3 0.32 0.34 0.36 0.38 0.4 0.420

5000

10000

15000

20000

25000

30000

35000

xA

-1/rA


Alan=325,5867


VPAT4=15 m3

5. reaktör hacmi hesabı için gerekli xA-1/-rA değerleri Tablo 15’ te verilmiştir.



0,492 0,01 100

40

0,491 0,009 111,11

0,490 0,008 125

0,483 0,007 142,86

0,482 0,006 166,67

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

41

0,413 0,00007 14285,7

0,413 0,00006 16666,7

0,4120,00005 20000

0,411 0,00004 25000

0,407 0,00003 33333,33

0,4 0,00002 50000


0.38 0.4 0.42 0.44 0.46 0.48 0.50

10000

20000

30000

40000

50000

60000

xA

-1/rA


Alan=650,03


VPAT5=30 m3

42

6. reaktör hacmi hesabı için gerekli xA-1/-rA değerleri Tablo 16’ da verilmiştir.



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

43

0,536 0,0003 3333,33

0,528 0,0002 5000

0,527 0,0001 10000

0,52 0,00009 11111,11

0,516 0,00008 12500

0,514 0,00007 14285,7

0,512 0,00006 16666,7

0,5110,00005 20000

0,510 0,00004 25000

0,504 0,00003 33333,33

0,5 0,00002 50000


0.48 0.5 0.52 0.54 0.56 0.58 0.6 0.620

10000

20000

30000

40000

50000

60000

xA

-1/rA


44

Alan=655,66


VPAT6=31 m3

7. reaktör hacmi hesabı için gerekli xA-1/-rA değerleri Tablo 17’ de verilmiştir.



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

45

0,626 0,00008 12500

0,624 0,00007 14285,7

0,622 0,00006 16666,7

0,6200,00005 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.

0.58 0.6 0.62 0.64 0.66 0.68 0.7 0.720

20000

40000

60000

80000

100000

120000

xA

-1/rA


Alan=1488


VPAT7=68 m3

8. reaktör hacmi hesabı için gerekli xA-1/-rA değerleri Tablo 18’ de verilmiştir.

46



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

0,7340,00005 20000

47

0,731 0,00004 25000

0,727 0,00003 33333,33

0,719 0,00002 50000

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.

0.68 0.7 0.72 0.74 0.76 0.78 0.80

50000

100000

150000

200000

250000

xA

-1/rA


Alan=3364


48

VPAT8=152 m3

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

5.PAT23839 30

6.PAT24046 31

7.PAT 54571 68

8.PAT 123371 152

Toplam 259990 324

Reaktörde basınç düşmesi hesabı

Karışımın yoğunluğu ve viskozitesi

49

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

Q=F¿∗M Amix

ρmix=

696.803kmol /h3600 s /h

∗32.806kg /kmol

0.633kg /m3 =10.03m3/s

1. reaktör için basınç düşmesi için örnek hesaplama

D = 2 m varsayılır

v= Qπ4D2

=10.03m3/ sπ4

(2m)2=3.2m /s

ℜ=D∗v∗ρμ

ℜ=2m∗3.2m / s∗0.633kg /m3

2.948∗10−5 kg/m∗s=137421

Re>10 olduğu için D varsayımı doğrudur.

V 1=π4∗D2∗L

V 1=5m3= π4∗22∗L

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.

50

∆ PL

∗DP

ρ∗v2 ∗ε 3

1−ε=

150∗(1−ε )DP∗v∗ρ

μ

+1,75

∆ P1.6

∗3∗10−3

0.633∗3. 22 ∗0.53

(1−0.5 )=

150∗(1−0.5 )3∗10−3∗3.2∗0.633

2.948∗10−5

+1.75

∆ P=¿ 9135 Pa = 0.09 atm

Diğer reaktörler içinde aynı şekilde hesaplama yapılmış ve bulunan sonuçlar Tablo 20’de

verilmiştir.

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 C8H4O3+ 3H2O (1)

2.Tepkime: C8H10+152

O2 C4H2O3+ 4H2O+ 4CO2 (2)

51

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

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:

52

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

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.

53

Karışımın viskozitesinin hesaplanması (µmix)

μmix=∑i=1

nxi∗MΣxi∗Φij

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.

Tablo 23. Bileşenler ve µmix için gerekli veriler

Bileşenler Mol kesri, x Molekül ağırlığı, MA

(kg/kmol)

Viskozite, µ (kg/m s)

O2 0,1821 32 3,57*10-5

N2 0,7695 28 3,15*10-5

C8H10 0,0484 106 1,3*10-5

i j Mi/Mj μi/μj Φij ∑j=1

a

xi∗Φij

1

1 1,000 1,000 1,0001,105

2 1,143 1,133 0,995

3 0,302 2,746 3,243

2

1 0,875 0,882 1,0031,105

2 1,000 1,000 1,000

3 0,264 2,423 3,163

3

1 3,313 0,364 0,3570,379

2 3,786 0,413 0,345

3 1,000 1,000 1,000

54

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.

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

55

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

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

56

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

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)

57

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 = Q

C p∗ΔT = 1617,526 kj /s

4,576kjkg0C

∗(40−20 ) 0C = 17,674 kg/s

U varsayımı

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

Ceket ve boru geçiş sayılarının belirlenmesi

Isı değiştirici tipi: 1-2 boru ceket tipi olarak belirlenmiştir.

ΔTm belirlenmesi

ΔTlm =

(T 1−t 2 )−(T 2−t 1)

ln(T 1−t 2)(T 2−t 1 )

=

(460−40 )−(260−20)

ln(460−40)(260−20 )

= 321,65 0C

R = T 1−T 2t 2−t 1

= 460−260

40−20 = 10

S = t 2−t 1T 1−t 1 =

40−20460−20

= 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 = Q

U 0∗∆Tm =

1617526 j /s

30W

m2 0C∗315,217 0C

= 171,05 m2

58

Boru sayısı

NT= A0/Bir tüp alanı (yanal alan)

Tek bir borunun yanal alanı = π * do * L = π *(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

59

Boru tarafı film katsayısı (hi)

Tek bir borunun kesit alanı = (π / 4 )* di2 = (π / 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 = mρ∗S =

6,370,633∗0,1260

= 79,87 m/s

Ret= ρ∗d i∗V

μ =

0,633∗16,56∗10−3∗79,872,948∗10−5 = 28400

hi = k fd i

* jh * Re * Pr 0.33

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 =Cp∗μk f

=

1,27 kjkg K

∗103 j

1kj∗2,948∗10−5 kg

m s0,0463Wm 0C

= 0,81

hi = 0,0463

16,56∗10−3 * 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)= Pt−doPt

* Ds * IB = 0,024−0,01905

0,024 * 0,9471* 0,18942 = 0,037 m2

Ceket tarafı kütlesel akı (Gs) =msu

AS =( 17,674kg /s

0,037m2) = 477,68 kg/m2s

60

Üçgen diziliş için;

de = 1,1d0

* [Pt2 – (0,917* do

2)] = 1,1

0.01905 * [0,0242 – (0,917* 0,019052)] = 0,014 m

Res= GS∗deμ

= 477,68∗0,014

8,03∗10−4 = 8328

h0 = k fde

* jh * Re * Pr 0.33

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

ho= 0,6190,014

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

Toplam ısı aktarım katsayısı

1U 0

= 1h0

+ 1h0d

+ d0

2∗kw * ln (

d0

d i) + (

d0

d i) * [ (

1hi

) + ¿) ]

hod: 1000 W/m2 0C (Ek-9’ dan şehir suyu için)

hid: 6000 W/m2 0C (Ek-9’ dan gaz için)

1U 0

= 1

3216 +

11000

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

274,06) + ¿) ]

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.

61

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



4. varsayımda yakın değerler çıkmış, bu durumun kabul edilebilirliği aşağıdaki gibi kontrol

edilmiştir.

0 < Uo,hesap−Uo ,vars

Uo , vars < % 30

625,68−593,19593,19

* 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

Değerler

Varsayım 1

U0 = 30

W/m2 0C

Varsayım 2

Uo = 174,52

W/m2 0C

Varsayım 3

Uo = 452,73

W/m2 0C

Varsayım 4

U0= 593,19

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

Boru tarafı basınç düşmesi

ΔPt = Np * [ 8 * jf * (Ldi

) + 2.5 ] *( ρ∗ν2

2)

62

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

ΔPt = 2 * [ 8 * 0.0018 * (147,34) + 2.5 ] *( 0,633∗14862

2) = 6460152 Pa

ΔPt = 6460125 Pa = 64 atm

Ceket tarafı basınç düşmesi

ΔPs = 8 * jf * (Dsde

) * (LI B

) *( ρ∗ν2

2)

jf, Res = 92264 değeri için Ek-11’ de verilen grafikten okunmuştur.

ΔPs = 8 * 0,022 * (0,22870,014

) * (2,44

0,057) * ( 995,26∗5,322

2) = 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;

63

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

64

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 0C 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 = Q

C p∗ΔT = 1288,046kj / s

2,29kj

kg 0C∗(723−623 )0C

= 5,62 kg/s

U varsayımı

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

65

Ceket ve boru geçiş sayılarının belirlenmesi

Isı değiştirici tipi: 1-2 boru ceket tipi olarak belirlenmiştir.

ΔTm belirlenmesi

ΔTlm =

(T 1−t 2 )−(T 2−t 1)

ln(T 1−t 2)(T 2−t 1 )

=

(723−533 )−(623−293)

ln(723−533)(623−293 )

= 253,59 0C

R = T 1−T 2t 2−t 1

= 723−623533−293

= 0,42

S = t 2−t 1T 1−t 1 =

533−293723−293

= 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 = Q

U 0∗∆Tm =

1288046 j /s

100W

m2 0C∗235,83 0C

= 54,62 m2

Boru sayısı

NT= A0/Bir tüp alanı (yanal alan)

Tek bir borunun yanal alanı = π * do * L = π *(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.

66

Ds - Db = 58 mm

Ds = 523,91 + 58 = 581,91 mm = 0,58 m

Boru tarafı film katsayısı (hi)

Tek bir borunun kesit alanı = (π / 4 )* di2 = (π / 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 = mρ∗S =

5,623,008∗0,040

= 46,71 m/s

Ret= ρ∗d i∗V

μ =

3,008∗16,56∗10−3∗46,711,33∗10−5 = 174943

hi = k fd i

* jh * Re * Pr 0.33

Ret= 174943 ve L / di = 147,34 değerleri ile Ek-8’ de verilen grafikten boru tarafı için

jh = 3*10-3 olarak okunmuştur.

Pr =Cp∗μk f

= 380

kjkmol K

∗1,33∗10−5kg

m s∗103 j

1kj∗1kmol

166kg

0,031WmK

= 0,98

hi = 0,031

16,56∗10−3 * 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

67

Pt = 1,25 * do = 1,25 * 19,05*10-3= 0,024 m

Akışa dik alan (AS)= Pt−doPt

* Ds * IB = 0,024−0,01905

0,024 * 0,58* 0,116 = 0,0139 m2

Ceket tarafı kütlesel akı (Gs) =mhava

AS =( 5,31kg /s

0,0139m2) = 382 kg/m2s

Üçgen diziliş için;

de = 1,1d0

* [Pt2 – (0,917* do

2)] = 1,1

0.01905 * [0,0242 – (0,917* 0,019052)] = 0,014 m

Res= GS∗deμ

= 382∗0,014

2,35∗10−5 = 227574

h0 = k fde

* 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 =Cp∗μk f

= 29,26

kjkmol K

∗2,35∗10−5 kg

m s∗103 j

1kj∗1kmol

28,95kg

0,034WmK

= 0,70

ho= 0,0340,014

* 0,0012 *227574 * (0,70) 0.33 = 590 W/m2 0C

Toplam ısı aktarım katsayısı

1U 0

= 1h0

+ 1h0d

+ d0

2∗kw * ln (

d0

d i) + (

d0

d i) * [ (

1hi

) + ¿) ]

hod: 6000 W/m2 0C (Ek-9’ dan hava için)

hid: 5000 W/m2 0C (Ek-9’ dan organik buharlar için)

68

1U 0

= 1

590 +

16000

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

976) + ¿) ]

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.

1) U0,varsayım = 100 W/m2 0C ≠ U0,hesaplanan = 303,61 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 < Uo,hesap−Uo ,vars

Uo , vars < % 30

647−606606

* 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

Değerler

Varsayım 1

U0 = 100

W/m2 0C

Varsayım 2

Uo = 303,61

W/m2 0C

Varsayım 3

Uo = 494,14

W/m2 0C

Varsayım 4

U0= 606 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

69

ho, W/m2 0C 590 846 1040 1098

Uo, W/m2 0C 303,61 494,14 606 647

Boru tarafı basınç düşmesi

ΔPt = Np * [ 8 * jf * (Ldi

) + 2.5 ] *( ρ∗ν2

2)

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

ΔPt = 2 * [ 8 * 0,0018 * (147,34) + 2,5 ] *( 3,008∗280,112

2) = 1090788 Pa

ΔPt = 1090788 Pa = 10,77 atm

Ceket tarafı basınç düşmesi

ΔPs = 8 * jf * (Dsde

) * (LI B

) *( ρ∗ν2

2)

jf, Res = 978808 değeri için Ek-11’ de verilen grafikten okunmuştur.

ΔPs = 8 * 0,017 * (0,28

0,014) * (

2,440,056

) * ( 0,85∗19322

2) = 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

70

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.

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)xB

KN (K)

(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

∑ yi=K i∗x i

71

K i=Pi

o

PT (PT=1 atm)

KFA=1, KMA = 5

∑ yi=1∗0,997+5∗0,003=1,012≅ 1

Üst Ürün Kaynama noktası

∑ x i=y iK i


P0FA=0, 1 atm

P0MA = 1 atm

P0o-ksilen = 2,5 atm

KFA=0,1

∑ xi=0,0220,1

+ 0,2602,4

+ 0,7181

=1,04 ≅ 1

α i=K i

KHK

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

72

Minimum Raf Sayısı

Nm=log[x LKyHK

]d

∗¿[xHKxLK

]b

log αLK=log

[ 0,7180,022

]d

∗¿[ 0,9970,003

]b

log 7,5¿¿

Nm=4,61

Minimum Geri Akma Oranı

∑ αi x ifα i−θ

=1−q

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

Toplam -1 -0,28 -0,015

→ 0’a en yakın olan θ=2,5 değeridir.

∑ α i∗x idα i−θ

=Rm+1

Bileşen xid αi αi* xid ∑ α i∗x idα i−θ

(θ=2,5)

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

Toplam 1,387

73

Rm+1=1,387 Rm=0,387

Kademe sayısı

Rm

Rm+1

=0,28

Nm=4,61

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.

N ≅ 6 kolon

Besleme Rafının Yeri

logN r

N s

=0,206∗log [BD

x f HKx f LK

(xbLKxdHK

)2

]

logN r

N s

=0,206∗log [ 25,150411,5236

0,690,23

( 0,0030,022

)2

]

N r

N s

=0,65 N r=0,65∗N s

→Kazan hariç 5 raf vardır.

N r+N s=5

74

0,65∗N s+N s=5 N s=3,03

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

Kolon Veriminin Hesaplanması

O’Connell bağıntısı

E0=51−32,5∗log [µort∗αort ] (αort→LK için)

Besleme Akımı kaynama noktası için,

q=1 (doygun sıvı varsayımı)

∑ yi=0,1∗0,69+1∗0,23+2,5∗0,08=0,499


P0FA= 1 atm

P0MA = 5 atm

P0O-ksilen = 13 atm

∑ yi=1∗0,69+5∗0,23+13∗0,08=2,88


P0FA= 0,3 atm

P0MA = 2,5 atm

P0O-ksilen = 6 atm

∑ yi=0,3∗0,69+2,5∗0,23+6∗0,08=1,26


P0FA= 0,1 atm

P0MA = 2 atm

P0O-ksilen = 4 atm

∑ yi=0,1∗0,69+2∗0,23+4∗0,08=0,849


75

P0FA= 0,2 atm

P0MA = 2,1 atm

P0O-ksilen = 5 atm

∑ yi=0,2∗0,69+2,1∗0,23+5∗0,08=1,02≅ 1

ChemCAD’den okunan viskozite değerleri;

µFA=0,00055kg /ms = 0,55 mNs/m2

µMA=0,000531kg /ms = 0,53 mNs/m2

µO−ksilen=1,04∗10−5 kg /ms = 0,0104 mNs/m2

µort=0,55∗0,69+0,31∗0,23+0,0104∗0,08=0,4516mNs /m2

α ort=7,5

µort∗αort=3,387

E0=51−32,5∗log 3,387=%33,78

E0=ideal kademe say ıs ıger ç ek kademe sayı s ı

=0,3378=6−1(kazan)

ger çek kademe say ıs ı

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 → P∗MA=ρ∗R∗T

O-ksilen 1∗106,167=ρ v∗0,082∗450 ρV = 2,88 kg/m3

F.A 1∗148,118= ρv∗0,082∗450 ρV = 4,01 kg/m3

M.A 1∗98= ρv∗0,082∗450 ρV = 2,66 kg/m3

76

Bileşen Akış Hızı

(kmol/h)

Molekül Ağırlıkları

(kg/kmol)

Bileşen Kütlesi % Ağırlıkça

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

Toplam 1166,486 1

ρ vort=ρi∗wi

ρ vort=4,01∗0,032+2,88∗0,273+2,66∗0,695=2,763kg /m3

R = L/D

L=2*D

L = 2*11,5236 = 23,0472 kmol/h

V = L+D

V = 23,0472 + 11,5236 =34,5708 kmol/h

FLV=¿ L/V √ ρV /ρ L¿ =23,0472/34,5708√2,763/1050

FLV= 0,034

K1= 8*10-2

Uf = K1*[(ρL− ρV ¿/ ρV ¿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

77

Dc=(4∗V w

πρvU v

)0,5

= 4∗0,973,14∗2,763∗0,78

=0,57m

Sıvı Akış Şekilleri

Lw=2D Lw=23,0472kmolh

1h3600 s

148,118 kg1kmol

1m3

1050kg=9,0310−4m3/s

Delikli raflarda ters akış bulunmuştur (Ek-13’ten okunmuştur.).

Ayrıntılı Raf Tasarımı

Dc=0,57m

Ac=π4∗(Dc)

2=0,26m2

Ad :Kolon kesit alanın ın% 15' i varsay ı l ır .

Ad=0,039m2

An=Ac−Ad=0,26−0,039=0,221m2

Aq=Ac−2 Ad=0,26−0,078=0,182m2

Ah : Aktif alan ın yakla şık% 5' i kabul edilmi ş tir .

Ah=Aa∗0,05=0,0091m2

Savak Uzunluğunun Bulunması

Ad

Ac∗100=0,039

0,26∗100=15

IwDc

=0,8Ek−14' tenokunmu ş tur .

Dc=0,57

Iw=0,8∗0,57=0,456m(savak uzunlu ğu)

Savak yüksekliği raflar arası uzaklığın % 15’i kabul edilirse;

78

It = 0,45

hw=0,45∗0,15=0,0675m

Raf kalınlığı: 5 mm

Delik çapı: dh = 5 mm varsayılmıştır.

Sızma Noktası

Uh=K2−0,9(25,4−dh)

(ρ v)0,5

K2 için;

how=750∗(Lwρv Iw

)2 /3

Lw=23,0472kmolh

1h3600 s

148,118 kgkmol

=0,95kg /s

how=750∗( 0,951050∗0,456

)2/3

=11,84mm

hw+how=67,5+11,84=79,34mm

K2 = 30,8 (Ek-15’ ten) okunur.

U h=30,6−0,9∗(25,4−0,005)

(2,763)0,5 =13,21m /s

Gerçek Buhar Akış Hızı

U ger ç ek=V ¿M A ort

Ah∗ρv∗1000= 34,5708∗101,23

0,091∗2,763∗1000=139,19

mh

=0,039m /s

Rafta Basınç Düşmesi

hd=

51∗U h

Co

∗ρV

ρL

C0 için; Raf kalınlığı / Delik çapı = 1

79

Yüzde perfore alan = Ah

AP

∗100

Ah

AP

=0,9(dhI P

)2

IP delik çapının 3 katı varsayılmıştır. IP = 15 mm

Ah

AP

=0,19( 0,0050,015

)2

=0,1

% Ah

AP

=10 C0 = 0,84 okunmuştur. (Ek-16’ dan)

hd=

51∗13,210,84

∗2,763

1050=2,11mm

hr’nin Hesaplanması

hr=12500ρL

=125001050

=11,90mm

ht=hd+hw+how+hr=2,11+67,5+11,84+11,90=93,35mm (1 raftaki toplam basınç düşmesi)

∆ Pt=9,81∗10−3∗ht∗ρL=961,55Pa=0,0095atm

Savak Kanalı Tasarımı

hb=hw+how+ht+hdc

hdc=166∗(LwdρL Am

)2

Savak açıklığı: Aap=hap∗Iw

hap=hw−(5−10) [5-10 aralığından 8 varsayımı yapılmıştır.]

hap=67,5−8=59,5mm

80

Iw=0,454 m

Aap=0,0595∗0,454=0,027m2

hdc=166∗( 0,951050∗0,027

)2

=0,186mm

hb=79,34+93,35+0,186=172,876mm=0,173m

t r=Ad∗hb∗ρL

Lwd=0,039∗0,173∗1050

0,95=7,45 s>3 (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


P0MA = 1 atm

P0O-ksilen = 2,5 atm

α=PoO−ksilen

PoMA=2,5

∑ yi=∑ K i ¿x i

∑ yi=1∗0,99+2,5∗0,01=1,015≅ 1

Üst ürün kaynama noktası


81

P0MA = 0,8 atm

P0O-ksilen = 1 atm

α=1,25

∑ x i=y iK i

∑ x i=0,92

1+ 0,08

0,8=1,02≅ 1

α ort=1,875

y A=α ort∗x A

αort∗x A−x A+1=

1,875∗x A1,875∗xA−x A+1

Ortalama bağıl uçuculuk değeri ve denklem kullanılarak denge verileri oluşturulmuştur.

x A 0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1

y A 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.

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.

82

Rmin=xD− y '

y '−x '=0,92−0,41

0,41−0,27=3,6

Optimum geri akma oranı

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

Rmin∗1,5=5,4≅ 6

R = 6 için;

Üst işletme doğrusu; y=RR+1

∗x+ 1R+1

*xD

Denklemin kayması = 1

R+1∗¿xD =

0,927

=0,13 dür.

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

17’ de verilmiştir.

Şekil 17. Kademe sayısının bulunması

Minimum kademe sayısı

83

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)

Alt ürün (sıvı) için ChemCAD’den okunan yoğunluk değeri;

ρL=1225kg/m3 (Ağırlıkça M.A % 100’e yakın olduğu için alınmıştır.)

84

P∗MA=ρV∗R∗T

O-ksilen 1∗106,167=ρV∗0,082∗450

ρV=2,877kg /m3

M.A 1∗98= ρV∗0,082∗450

ρV=2,656kg /m3

Bileşen Akış Hızı (D) M A Bileşen Kütlesi % Ağırlıkça

M.A 0,25 98 24,5 0,07

O-ksilen 2,91 106,167 308,95 0,93

Toplam 3,16 333,45 1

ρV ort=ρi∗wi

ρV ort=2,877∗0,93+2,656∗0,07=2,862kg /m3

R = L/D

L = 6 * 3,16 = 18,96 kmol/h

V = L + D

V = 18,96 + 3,16 = 22,12 kmol/h

FLV=¿ L/V √ ρV /ρ L¿= 0,041

U F=K1(ρL−ρVρV

)0,5

=0,08∗( 1225−2,8622,862

)0,5

U F=1,65m/ s

UV=0,82m /s

M Aort=0,92∗106,167+0,08∗98=105,51kg/kmol

V w=22,12kmolh

1h3600 s

∗105,51kgkmol

=0,65kg/ s

85

Dc=(4∗V w

πρvU v

)0,5

=0,35m

Sıvı Akış Şekilleri

Lw=18,96kmolh

1h3600 s

∗98kgkmol

1m3

1225kg=0,0004 m3/s

Delikli raflarda ters akış bulunmuştur (Ek- 13’ ten).

Ayrıntılı Raf Tasarımı

Dc=0,35m

Ac=0,096m2

Ad Ac‘nin % 15’ i varsayılır

Ad=0,0144m2

An=Ac−Ad=0,0816m2

Aa=Ac−2 Ad=0,0672m2

Ah ; aktif alanın % 5 ‘ i kabul edilir.

Ah=Aa∗0,05=0,00336m2

Savak Uzunluğu

Ad

Ac∗100=0,0144

0,096∗100=15 (Ek-14’ ten)

IwDc

=0,8okunmu ştur .

Iw=0,8∗Dc=0,28m(savak uzunlu ğu)

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

hw=0,45∗0,15=0,0675m

Raf kalınlığı = 5 mm

86

Delik çapı: dh = 5 mm varsayılmıştır.

Sızma Noktası

K2 için;

how=750∗(LW

ρL∗IW)

2 /3

Lw=18,96kmolh

1h3600 s

∗98kgkmol

=0,52kg /s

how= 9,90 mm

hw+how= 67,5+9,90= 74,7 mm

K2 = 30,6 olarak okunur (Ek- 15’ ten)

U h=30,6−0,9∗(25,4−0,005)

(2,862)0,5 =4,58m /s

Gerçek Buhar Akış Hızı

U gerçek=V ¿M A ort

Ah∗ρv∗1000= 22,12∗105,51

0,00336∗2,862∗1000=242,70

mh

=0,067m / s

Rafta Basınç Düşmesi

Co Raf kalınlığı / Delik çapı = 1

% Perfore alan = Ah

A p

∗100

Ah

A p

=0,9(dhI p

)2

IP delik çapının 3 katı varsayılmıştır;

IP = 15 mm

Ah

A p

=0,9( 0,0050,015

)2

=0,1

87

% Ah

A p

=10

CO = 0,84 okunmuştur (Ek-16’dan).

hd=

51∗4,580,84

∗2,862

1225=0,65mm

hr’nin hesaplanması

ρL=1225 kg/m3

hr=12500ρL

=10,20mm

ht=hd+hw+how+hr=0,65+74,4+10,20=85,25mm

∆ Pt=9,81∗10−3∗ht∗ρL=1024 Pa=0,010atm

Savak Kanalı Tasarımı

hb=hw+how+ht+hdc

hdc=166∗( 0,521225∗Am

)2

hap=67,5−8=59,5mm

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

Aap=0,0595∗0,472=0,028m2

hdc=0,038mm

hb=159,688mm=0,159688m

t r=0,144∗0,159688∗1225

0,52=5,42 s>3 (kalma süresi)

88

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)

η∗W p=(1−0,86 )atm∗( 1,013∗105N /m2

1atm )885kg /m3

W P=17,8 j /kg

Güç hesabı

P=m∗W p

P=36,674kmolh

∗106kgkmol

∗17,8

Jkg

∗1h

3600 s=19,22

Js=19,22W

Pompa toplam yüksekliği

∆ h=(P2−P1)/ ρ

g/ gc=

[ (1−0,86 )∗101325 Pa ] /885kg/m3

9,81ms−2/1=1,63m

89

P2 = 1 atm

P1 = 0,86 atm

Girişteki akış hızı m3/h çevrilir;

m=ρ∗V∗S

V∗S=[ 3887 kg/h885kg /m3 ]=4,4m3/h

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

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)

Güç Hesabı

W= γγ−1

∗R∗T∗[( PçıkışPgiriş)γ−

1γ−1]

W= 1,41,4−1

∗8,314∗293∗[( 10,86 )

0,29

−1]=411,5kjkmol

P=m∗W

P=660,13kmolh

∗411,5

kjkmol

∗1h

3600 s=75,5

kjs=75,5kW

90

P2 = 1 atmP1 = 0,86 atm

Q=mρ=

660,13kmolh

∗29kgkmol

1,1774kg

m3

=16260m3

h

P = 1,013 bar = 1 atm

Ek-18’ den eksenel akışlı kompresör okunmuştur.

91

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.

92

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 xA 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.

93

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.

94

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 2007-

2013, 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

95

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))*(138.627-

36.674*(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))*(138.627-

36.674*(3*x1+7.5*x2))/(696.803+(36.674*0.5*x2))];

f1=r1+r2;

if abs(f1-r)<s

dogru_x=x1+x2;

s=abs(f1-r);

end

96

end

A=[A;T,dogru_x];

end

line(A(:,1),A(:,2));

r

A

end

Ek-2

97

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 0.008 0.009 0.01 0.02 0.03 0.04 0.05 0.06] 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))*(138.627-36.674*(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))*(138.627-36.674*(3*x1+7.5*x2))/(696.803+(36.674*0.5*x2))]; f1=r1+r2; if abs(f1-r)<s dogru_x=x1+x2; s=abs(f1-r); end end A=[A;T,dogru_x]; end line(A(:,1),A(:,2)); r Aend hold onhold onkk=[533 733];cc=[0 0.1];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[733 533];cc=[0.1 0.1];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[533 733];cc=[0.1 0.2];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[733 533];cc=[0.2 0.2];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[533 733];cc=[0.2 0.3];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[733 533];cc=[0.3 0.3];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[533 733];

98

cc=[0.3 0.4];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[733 533];cc=[0.4 0.4];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[533 733];cc=[0.4 0.5];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[733 533];cc=[0.5 0.5];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[533 733];cc=[0.5 0.6];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[733 533];cc=[0.6 0.6];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[533 733];cc=[0.6 0.7];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[733 533];cc=[0.7 0.7];plot(kk,cc,'r')hold onkk=[533 733];cc=[0.7 0.8];plot(kk,cc,'r')hold onplot(kk,cc,'r')

Ek-3

99

1.reaktör için örnek MATLAB alan hesabı

>> 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

100

Ek-5

Ek-6

102

Ek-7

103

Ek-8

104

Ek-9

105

Ek-10

106

Ek-11

107

Ek-12

108

Ek-13

109

Ek-14

110

Ek-15

111

Ek-16

112

Ek-17

113

Ek-18

114

Ek-19

CHEMCAD 6.0.1 Page 1

Job Name: C-3 Date: 05/20/2010 Time: 13:26:03

Stream No. 1 2 3 4Stream Name Temp K 293.0000* 293.0000* 293.0103 306.2973 Pres atm 0.8600* 0.8600* 1.0000 1.0000 Enth kJ/h -90898. -9.3024E+005 -9.3017E+005 1.5693E+005 Vapor mole fraction 1.0000 0.00000 0.00000 1.0000 Total kmol/h 660.1290 36.6740 36.6740 660.1290 Total kg/h 19045.2823 3893.5687 3893.5687 19045.2823 Total std L m3/h 22.0130 4.4005 4.4005 22.0130 Total std V m3/h 14795.90 822.00 822.00 14795.90 Flowrates in kg/hO-Xylene 0.0000 3893.5687 3893.5687 0.0000 Oxygen 4435.9252 0.0000 0.0000 4435.9252 Nitrogen 14609.3571 0.0000 0.0000 14609.3571 Phthalic Anhydri 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Maleic Anhydride 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Carbon Dioxide 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Water 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Dowtherm A 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

Stream No. 5 6 7 8Stream Name R-1 Temp K 673.0000* 533.0000 534.2053 732.0600 Pres atm 1.0000* 1.0000 1.0000 1.0000 Enth kJ/h 1.2491E+007 2.1801E+006 6.7925E+006 6.7925E+006 Vapor mole fraction 1.0000 1.0000 1.0000 1.0000 Total kmol/h 117.7494 36.6740 696.8030 697.2614 Total kg/h 19546.4009 3893.5687 22938.8501 22938.8465 Total std L m3/h 18.3362 4.4005 26.4135 26.3303 Total std V m3/h 2639.19 822.00 15617.90 15628.17 Flowrates in kg/hO-Xylene 0.0000 3893.5687 3893.5687 3504.2117 Oxygen 0.0000 0.0000 4435.9252 3951.8442 Nitrogen 0.0000 0.0000 14609.3571 14609.3571 Phthalic Anhydri 0.0000 0.0000 0.0000 407.4060 Maleic Anhydride 0.0000 0.0000 0.0000 89.9045 Carbon Dioxide 0.0000 0.0000 0.0000 161.4023 Water 0.0000 0.0000 0.0000 214.7217 Dowtherm A 19546.4009 0.0000 0.0000 0.0000

116



Stream No. 9 10 11 12Stream Name Temp K 533.0000 730.8009 533.0000 731.6127 Pres atm 1.0000 1.0000 0.5000 0.5000 Enth kJ/h 9.9079E+005 9.9079E+005 -4.7234E+006 -4.7234E+006 Vapor mole fraction 1.0000 1.0000 1.0000 1.0000 Total kmol/h 697.2614 697.7186 697.7186 698.1769 Total kg/h 22938.8465 22938.8412 22938.8412 22938.8412 Total std L m3/h 26.3303 26.2471 26.2471 26.1639 Total std V m3/h 15628.17 15638.42 15638.42 15648.69 Flowrates in kg/hO-Xylene 3504.2117 3115.5947 3115.5947 2726.2485 Oxygen 3951.8442 3468.8005 3468.8005 2984.7390 Nitrogen 14609.3571 14609.3571 14609.3571 14609.3571 Phthalic Anhydri 407.4060 814.1600 814.1600 1221.5628 Maleic Anhydride 89.9045 179.5572 179.5572 269.4542 Carbon Dioxide 161.4023 322.3526 322.3526 483.7416 Water 214.7217 429.0206 429.0206 643.7356 Dowtherm A 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

Stream No. 13 14 15 16Stream Name Temp K 533.0000 731.8502 313.0560 533.0000 Pres atm 0.5000 0.5000 1.0000 0.3750 Enth kJ/h -1.0496E+007 -1.0496E+007 -1.0927E+009 -1.6256E+007 Vapor mole fraction 1.0000 1.0000 0.00000 1.0000 Total kmol/h 698.1769 698.6353 3839.7998 698.6353 Total kg/h 22938.8412 22938.8341 69174.0000 22938.8341 Total std L m3/h 26.1639 26.0807 69.1741 26.0807 Total std V m3/h 15648.69 15658.97 86063.92 15658.97 Flowrates in kg/hO-Xylene 2726.2485 2336.9407 0.0000 2336.9407 Oxygen 2984.7390 2500.7176 0.0000 2500.7176 Nitrogen 14609.3571 14609.3571 0.0000 14609.3571 Phthalic Anhydri 1221.5628 1628.9172 0.0000 1628.9172 Maleic Anhydride 269.4542 359.3476 0.0000 359.3476 Carbon Dioxide 483.7416 645.1237 0.0000 645.1237 Water 643.7356 858.4306 69174.0000 858.4306 Dowtherm A 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

117



Stream No. 17 18 19 20Stream Name Temp K 533.0000 732.4390 533.0000 732.6851 Pres atm 0.3125 0.3125 0.2812 0.2812 Enth kJ/h -2.2023E+007 -2.2023E+007 -2.7794E+007 -2.7794E+007 Vapor mole fraction 1.0000 1.0000 1.0000 1.0000 Total kmol/h 699.0936 699.5522 699.5522 700.0105 Total kg/h 22938.8306 22938.8270 22938.8270 22938.8235 Total std L m3/h 25.9975 25.9142 25.9142 25.8310 Total std V m3/h 15669.24 15679.52 15679.52 15689.79 Flowrates in kg/hO-Xylene 1947.5828 1558.2215 1558.2215 1168.8838 Oxygen 2016.6431 1532.5566 1532.5566 1048.5100 Nitrogen 14609.3571 14609.3571 14609.3571 14609.3571 Phthalic Anhydri 2036.3321 2443.7424 2443.7424 2851.1397 Maleic Anhydride 449.2469 539.1523 539.1523 629.0450 Carbon Dioxide 806.5167 967.9207 967.9207 1129.3018 Water 1073.1517 1287.8755 1287.8755 1502.5851 Dowtherm A 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

Stream No. 21 22 23 24Stream Name Temp K 533.0000 293.0000* 311.4797 709.3622 Pres atm 0.2656 1.0000* 0.8115 0.2656 Enth kJ/h -3.3567E+007 -1.1861E+009 -1.1803E+009 -3.3567E+007 Vapor mole fraction 1.0000 0.00000 0.00000 1.0000 Total kmol/h 700.0105 4146.0000 4146.0000 700.4128 Total kg/h 22938.8235 74690.1852 74690.1852 22938.8164 Total std L m3/h 25.8310 74.6903 74.6903 25.7580 Total std V m3/h 15689.79 92926.98 92926.98 15698.80 Flowrates in kg/hO-Xylene 1168.8838 0.0000 0.0000 827.1957 Oxygen 1048.5100 0.0000 0.0000 623.6942 Nitrogen 14609.3571 0.0000 0.0000 14609.3571 Phthalic Anhydri 2851.1397 0.0000 0.0000 3208.6668 Maleic Anhydride 629.0450 0.0000 0.0000 707.9426 Carbon Dioxide 1129.3018 0.0000 0.0000 1270.9436 Water 1502.5851 74690.1852 74690.1852 1691.0185 Dowtherm A 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

118



Stream No. 25 26 27 28Stream Name Temp K 709.3622 709.3622 0.0000 0.0000 Pres atm 0.2656 0.2656 0.0000 0.0000 Enth kJ/h -2.5390E+007 -8.1765E+006 0.00000 0.00000 Vapor mole fraction 1.0000 1.0000 0.00000 0.00000 Total kmol/h 663.7389 36.6740 0.0000 0.0000 Total kg/h 18195.0128 4743.8050 0.0000 0.0000 Total std L m3/h 21.8597 3.8983 0.0000 0.0000 Total std V m3/h 14876.81 822.00 0.00 0.00 Flowrates in kg/hO-Xylene 0.0000 827.1957 0.0000 0.0000 Oxygen 623.6942 0.0000 0.0000 0.0000 Nitrogen 14609.3571 0.0000 0.0000 0.0000 Phthalic Anhydri 0.0000 3208.6668 0.0000 0.0000 Maleic Anhydride 0.0000 707.9426 0.0000 0.0000 Carbon Dioxide 1270.9436 0.0000 0.0000 0.0000 Water 1691.0185 0.0000 0.0000 0.0000 Dowtherm A 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

Stream No. 29 30 33 34Stream Name Temp K 0.0000 0.0000 732.1631 565.3556 Pres atm 0.0000 0.0000 0.3750 0.5000 Enth kJ/h 0.00000 0.00000 -1.6256E+007 8.0360E+006 Vapor mole fraction 0.00000 0.00000 1.0000 1.0000 Total kmol/h 0.0000 0.0000 699.0936 117.7494 Total kg/h 0.0000 0.0000 22938.8306 19546.4009 Total std L m3/h 0.0000 0.0000 25.9975 18.3362 Total std V m3/h 0.00 0.00 15669.24 2639.19 Flowrates in kg/hO-Xylene 0.0000 0.0000 1947.5828 0.0000 Oxygen 0.0000 0.0000 2016.6431 0.0000 Nitrogen 0.0000 0.0000 14609.3571 0.0000 Phthalic Anhydri 0.0000 0.0000 2036.3321 0.0000 Maleic Anhydride 0.0000 0.0000 449.2469 0.0000 Carbon Dioxide 0.0000 0.0000 806.5167 0.0000 Water 0.0000 0.0000 1073.1517 0.0000 Dowtherm A 0.0000 0.0000 0.0000 19546.4009

119



Stream No. 35 36 37 38Stream Name Temp K 533.0000 673.0000* 578.8997 312.5986 Pres atm 0.5000 1.0000* 1.0000 0.8155 Enth kJ/h 4.6123E+006 9.7598E+006 6.6495E+006 -1.1014E+009 Vapor mole fraction 1.0000 1.0000 1.0000 0.00000 Total kmol/h 660.1290 92.0000 92.0000 3870.0000 Total kg/h 19045.2823 15272.0000 15272.0000 69718.0474 Total std L m3/h 22.0130 14.3265 14.3265 69.7181 Total std V m3/h 14795.90 2062.06 2062.06 86740.82 Flowrates in kg/hO-Xylene 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Oxygen 4435.9252 0.0000 0.0000 0.0000 Nitrogen 14609.3571 0.0000 0.0000 0.0000 Phthalic Anhydri 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Maleic Anhydride 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Carbon Dioxide 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Water 0.0000 0.0000 0.0000 69718.0474 Dowtherm A 0.0000 15272.0000 15272.0000 0.0000

Stream No. 39 40 41 42Stream Name c2 Temp K 293.0000* 293.0000* 311.3589 293.0000*Pres atm 1.0000* 1.0000* 1.0000 1.0000*Enth kJ/h -1.0985E+009 -1.1071E+009 -1.1882E+009 -1.1939E+009 Vapor mole fraction 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 Total kmol/h 3839.8003 3870.0000 4173.3997 4173.3997 Total kg/h 69174.0000 69718.0474 75183.7929 75183.7929 Total std L m3/h 69.1741 69.7181 75.1839 75.1839 Total std V m3/h 86063.93 86740.82 93541.11 93541.11 Flowrates in kg/hO-Xylene 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Oxygen 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Nitrogen 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Phthalic Anhydri 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Maleic Anhydride 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Carbon Dioxide 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Water 69174.0000 69718.0474 75183.7929 75183.7929 Dowtherm A 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

120



Stream No. 44 45 46 47Stream Name Temp K 293.0000* 311.4043 293.0000* 311.4660 Pres atm 1.0000* 0.8108 1.0000* 0.8115 Enth kJ/h -1.1884E+009 -1.1826E+009 -1.1858E+009 -1.1801E+009 Vapor mole fraction 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 Total kmol/h 4154.0000 4154.0000 4145.0002 4145.0002 Total kg/h 74834.3071 74834.3071 74672.1761 74672.1761 Total std L m3/h 74.8344 74.8344 74.6723 74.6723 Total std V m3/h 93106.29 93106.29 92904.57 92904.57 Flowrates in kg/hO-Xylene 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Oxygen 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Nitrogen 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Phthalic Anhydri 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Maleic Anhydride 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Carbon Dioxide 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Water 74834.3071 74834.3071 74672.1761 74672.1761 Dowtherm A 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000

Stream No. 48 49Stream Name Temp K 293.0000* 311.3411 Pres atm 1.0000* 0.8091 Enth kJ/h -1.1947E+009 -1.1889E+009 Vapor mole fraction 0.00000 0.00000 Total kmol/h 4176.0000 4176.0000 Total kg/h 75230.6334 75230.6334 Total std L m3/h 75.2307 75.2307 Total std V m3/h 93599.39 93599.39 Flowrates in kg/hO-Xylene 0.0000 0.0000 Oxygen 0.0000 0.0000 Nitrogen 0.0000 0.0000 Phthalic Anhydri 0.0000 0.0000 Maleic Anhydride 0.0000 0.0000 Carbon Dioxide 0.0000 0.0000 Water 75230.6334 75230.6334 Dowtherm A 0.0000 0.0000

121

Ek-20



Stream No. 1 2 3 4 Name - - Overall - -Molar flow kmol/h 660.1290 36.6740 36.6740 660.1290 Mass flow kg/h 19045.2823 3893.5687 3893.5687 19045.2823 Temp K 293.0000 293.0000 293.0103 306.2973 Pres atm 0.8600 0.8600 1.0000 1.0000 Vapor mole fraction 1.000 0.0000 0.0000 1.000 Enth kJ/h -90898. -9.3024E+005 -9.3017E+005 1.5693E+005 Tc K 131.3219 630.3000 630.3000 131.3219 Pc atm 35.5745 36.8320 36.8320 35.5745 Std. sp gr. wtr = 1 0.865 0.885 0.885 0.865 Std. sp gr. air = 1 0.996 3.666 3.666 0.996 Degree API 32.0488 28.4231 28.4231 32.0488 Average mol wt 28.8508 106.1670 106.1670 28.8508 Actual dens kg/m3 1.0323 880.0684 880.0601 1.1481 Actual vol m3/h 18449.2644 4.4242 4.4242 16587.9415 Std liq m3/h 22.0130 4.4005 4.4005 22.0130 Std vap 0 C m3/h 14795.8983 821.9981 821.9981 14795.8983 - - Vapor only - -Molar flow kmol/h 660.1290 660.1290 Mass flow kg/h 19045.2823 19045.2823 Average mol wt 28.8508 28.8508 Actual dens kg/m3 1.0323 1.1481 Actual vol m3/h 18449.2644 16587.9415 Std liq m3/h 22.0130 22.0130 Std vap 0 C m3/h 14795.8983 14795.8983 Cp J/kmol-K 29165.8110 29184.7192 Z factor 0.9998 0.9999 Visc Pa-sec 1.807e-005 1.870e-005 Th cond W/m-K 0.0251 0.0261 - - Liquid only - -Molar flow kmol/h 36.6740 36.6740 Mass flow kg/h 3893.5687 3893.5687 Average mol wt 106.1670 106.1670 Actual dens kg/m3 880.0684 880.0601 Actual vol m3/h 4.4242 4.4242 Std liq m3/h 4.4005 4.4005 Std vap 0 C m3/h 821.9981 821.9981 Cp J/kmol-K 184743.2762 184747.3649 Z factor 0.0049 0.0057 Visc Pa-sec 0.0008135 0.0008134 Th cond W/m-K 0.1325 0.1325 Surf tens N/m 0.0301 0.0301

122



Stream No. 5 6 7 8 Name R-1 - - Overall - -Molar flow kmol/h 117.7494 36.6740 696.8030 697.2614 Mass flow kg/h 19546.4009 3893.5687 22938.8519 22938.8465 Temp K 673.0000 533.0000 534.2053 732.0600 Pres atm 1.0000 1.0000 1.0000 1.0000 Vapor mole fraction 1.000 1.000 1.000 1.000 Enth kJ/h 1.2491E+007 2.1801E+006 6.7925E+006 6.7925E+006 Tc K 770.3722 630.3000 228.1175 237.1236 Pc atm 30.9300 36.8320 135.8515 140.1711 Std. sp gr. wtr = 1 1.066 0.885 0.868 0.871 Std. sp gr. air = 1 5.732 3.666 1.137 1.136 Degree API 1.2392 28.4231 31.4334 30.9200 Average mol wt 166.0000 106.1670 32.9201 32.8985 Actual dens kg/m3 3.0610 2.4678 0.7508 0.5475 Actual vol m3/h 6385.5887 1577.7327 30551.2192 41896.2966 Std liq m3/h 18.3362 4.4005 26.4135 26.3303 Std vap 0 C m3/h 2639.1934 821.9981 15617.8966 15628.1721 - - Vapor only - -Molar flow kmol/h 117.7494 36.6740 696.8030 697.2614 Mass flow kg/h 19546.4009 3893.5687 22938.8519 22938.8465 Average mol wt 166.0000 106.1670 32.9201 32.8985 Actual dens kg/m3 3.0610 2.4678 0.7508 0.5475 Actual vol m3/h 6385.5887 1577.7327 30551.2192 41896.2966 Std liq m3/h 18.3362 4.4005 26.4135 26.3303 Std vap 0 C m3/h 2639.1934 821.9981 15617.8966 15628.1721 Cp J/kmol-K 382401.7274 216083.6124 39906.8322 43692.2505 Z factor 0.9821 0.9838 1.0004 1.0004 Visc Pa-sec 1.339e-005 1.122e-005 2.548e-005 3.175e-005 Th cond W/m-K 0.0372 0.0352 0.0405 0.0530

123



Stream No. 9 10 11 12 Name - - Overall - -Molar flow kmol/h 697.2614 697.7186 697.7186 698.1769 Mass flow kg/h 22938.8465 22938.8395 22938.8395 22938.8395 Temp K 533.0000 730.8009 533.0000 731.6127 Pres atm 1.0000 1.0000 0.5000 0.5000 Vapor mole fraction 1.000 1.000 1.000 1.000 Enth kJ/h 9.9079E+005 9.9079E+005 -4.7234E+006 -4.7234E+006 Tc K 237.1236 246.1161 246.1161 255.1278 Pc atm 140.1711 144.2448 144.2448 148.1232 Std. sp gr. wtr = 1 0.871 0.874 0.874 0.877 Std. sp gr. air = 1 1.136 1.135 1.135 1.134 Degree API 30.9200 30.4073 30.4073 29.8939 Average mol wt 32.8985 32.8769 32.8769 32.8553 Actual dens kg/m3 0.7521 0.5481 0.3759 0.2736 Actual vol m3/h 30501.1196 41851.0923 61031.2357 83832.8738 Std liq m3/h 26.3303 26.2471 26.2471 26.1639 Std vap 0 C m3/h 15628.1721 15638.4174 15638.4174 15648.6911 - - Vapor only - -Molar flow kmol/h 697.2614 697.7186 697.7186 698.1769 Mass flow kg/h 22938.8465 22938.8395 22938.8395 22938.8395 Average mol wt 32.8985 32.8769 32.8769 32.8553 Actual dens kg/m3 0.7521 0.5481 0.3759 0.2736 Actual vol m3/h 30501.1196 41851.0923 61031.2357 83832.8738 Std liq m3/h 26.3303 26.2471 26.2471 26.1639 Std vap 0 C m3/h 15628.1721 15638.4174 15638.4174 15648.6911 Cp J/kmol-K 39813.0119 43572.5086 39744.7899 43489.3294 Z factor 1.0003 1.0004 1.0001 1.0002 Visc Pa-sec 2.523e-005 3.153e-005 2.501e-005 3.138e-005 Th cond W/m-K 0.0402 0.0527 0.0399 0.0526

124



Stream No. 13 14 15 16 Name - - Overall - -Molar flow kmol/h 698.1769 698.6353 3839.7998 698.6353 Mass flow kg/h 22938.8395 22938.8324 69174.0000 22938.8324 Temp K 533.0000 731.8502 313.0560 533.0000 Pres atm 0.5000 0.5000 1.0000 0.3750 Vapor mole fraction 1.000 1.000 0.0000 1.000 Enth kJ/h -1.0496E+007 -1.0496E+007 -1.0927E+009 -1.6256E+007 Tc K 255.1278 264.1414 647.3500 264.1414 Pc atm 148.1232 151.8310 218.2900 151.8310 Std. sp gr. wtr = 1 0.877 0.880 1.000 0.880 Std. sp gr. air = 1 1.134 1.134 0.622 1.134 Degree API 29.8939 29.3806 10.0000 29.3806 Average mol wt 32.8553 32.8338 18.0150 32.8338 Actual dens kg/m3 0.3756 0.2734 991.9970 0.2815 Actual vol m3/h 61070.0298 83914.5255 69.7321 81476.4025 Std liq m3/h 26.1639 26.0807 69.1741 26.0807 Std vap 0 C m3/h 15648.6911 15658.9666 86063.9157 15658.9666 - - Vapor only - -Molar flow kmol/h 698.1769 698.6353 698.6353 Mass flow kg/h 22938.8395 22938.8324 22938.8324 Average mol wt 32.8553 32.8338 32.8338 Actual dens kg/m3 0.3756 0.2734 0.2815 Actual vol m3/h 61070.0298 83914.5255 81476.4025 Std liq m3/h 26.1639 26.0807 26.0807 Std vap 0 C m3/h 15648.6911 15658.9666 15658.9666 Cp J/kmol-K 39676.5679 43396.0761 39608.4418 Z factor 1.0001 1.0002 1.0001 Visc Pa-sec 2.480e-005 3.121e-005 2.459e-005 Th cond W/m-K 0.0396 0.0524 0.0393 - - Liquid only - -Molar flow kmol/h 3839.7998 Mass flow kg/h 69174.0000 Average mol wt 18.0150 Actual dens kg/m3 991.9970 Actual vol m3/h 69.7321 Std liq m3/h 69.1741 Std vap 0 C m3/h 86063.9157 Cp J/kmol-K 75264.5677 Z factor 0.0009 Visc Pa-sec 0.0006790 Th cond W/m-K 0.6256 Surf tens N/m 0.0695

125



Stream No. 17 18 19 20 Name - - Overall - -Molar flow kmol/h 699.0936 699.5522 699.5522 700.0105 Mass flow kg/h 22938.8324 22938.8253 22938.8253 22938.8253 Temp K 533.0000 732.4390 533.0000 732.6851 Pres atm 0.3125 0.3125 0.2812 0.2812 Vapor mole fraction 1.000 1.000 1.000 1.000 Enth kJ/h -2.2023E+007 -2.2023E+007 -2.7794E+007 -2.7794E+007 Tc K 273.1591 282.1798 282.1798 291.2028 Pc atm 155.3945 158.8341 158.8341 162.1668 Std. sp gr. wtr = 1 0.882 0.885 0.885 0.888 Std. sp gr. air = 1 1.133 1.132 1.132 1.131 Degree API 28.8672 28.3538 28.3538 27.8404 Average mol wt 32.8122 32.7907 32.7907 32.7693 Actual dens kg/m3 0.2345 0.1705 0.2109 0.1533 Actual vol m3/h 97833.2113 134536.9202 108772.9082 149631.3569 Std liq m3/h 25.9975 25.9142 25.9142 25.8310 Std vap 0 C m3/h 15669.2386 15679.5158 15679.5158 15689.7895 - - Vapor only - -Molar flow kmol/h 699.0936 699.5522 699.5522 700.0105 Mass flow kg/h 22938.8324 22938.8253 22938.8253 22938.8253 Average mol wt 32.8122 32.7907 32.7907 32.7693 Actual dens kg/m3 0.2345 0.1705 0.2109 0.1533 Actual vol m3/h 97833.2113 134536.9202 108772.9082 149631.3569 Std liq m3/h 25.9975 25.9142 25.9142 25.8310 Std vap 0 C m3/h 15669.2386 15679.5158 15679.5158 15689.7895 Cp J/kmol-K 39540.3955 43211.6579 39472.4330 43118.6962 Z factor 1.0000 1.0001 1.0000 1.0001 Visc Pa-sec 2.438e-005 3.088e-005 2.418e-005 3.071e-005 Th cond W/m-K 0.0391 0.0521 0.0388 0.0519

126



Stream No. 21 22 23 24 Name - - Overall - -Molar flow kmol/h 700.0105 4146.0000 4146.0000 700.4128 Mass flow kg/h 22938.8253 74690.1852 74690.1852 22938.8146 Temp K 533.0000 293.0000 311.4797 709.3622 Pres atm 0.2656 1.0000 0.8115 0.2656 Vapor mole fraction 1.000 0.0000 0.0000 1.000 Enth kJ/h -3.3567E+007 -1.1861E+009 -1.1803E+009 -3.3567E+007 Tc K 291.2028 647.3500 647.3500 299.1239 Pc atm 162.1668 218.2900 218.2900 165.0151 Std. sp gr. wtr = 1 0.888 1.000 1.000 0.891 Std. sp gr. air = 1 1.131 0.622 0.622 1.131 Degree API 27.8404 10.0000 10.0000 27.3899 Average mol wt 32.7693 18.0150 18.0150 32.7504 Actual dens kg/m3 0.1990 997.8745 992.5830 0.1495 Actual vol m3/h 115245.0420 74.8493 75.2483 153476.1051 Std liq m3/h 25.8310 74.6903 74.6903 25.7580 Std vap 0 C m3/h 15689.7895 92926.9778 92926.9778 15698.8049 - - Vapor only - -Molar flow kmol/h 700.0105 700.4128 Mass flow kg/h 22938.8253 22938.8146 Average mol wt 32.7693 32.7504 Actual dens kg/m3 0.1990 0.1495 Actual vol m3/h 115245.0420 153476.1051 Std liq m3/h 25.8310 25.7580 Std vap 0 C m3/h 15689.7895 15698.8049 Cp J/kmol-K 39404.5664 42637.8721 Z factor 1.0000 1.0001 Visc Pa-sec 2.397e-005 2.980e-005 Th cond W/m-K 0.0385 0.0502 - - Liquid only - -Molar flow kmol/h 4146.0000 4146.0000 Mass flow kg/h 74690.1852 74690.1852 Average mol wt 18.0150 18.0150 Actual dens kg/m3 997.8746 992.5830 Actual vol m3/h 74.8493 75.2483 Std liq m3/h 74.6903 74.6903 Std vap 0 C m3/h 92926.9778 92926.9778 Cp J/kmol-K 75493.5343 75264.5677 Z factor 0.0010 0.0008 Visc Pa-sec 0.001037 0.0007000 Th cond W/m-K 0.5988 0.6237 Surf tens N/m 0.0730 0.0698

127



Stream No. 25 26 27 28 Name - - Overall - -Molar flow kmol/h 663.7389 36.6740 0.0000 0.0000 Mass flow kg/h 18195.0128 4743.8050 0.0000 0.0000 Temp K 709.3622 709.3622 0.0000 0.0000 Pres atm 0.2656 0.2656 0.0000 0.0000 Vapor mole fraction 1.000 1.000 0.0000 0.0000 Enth kJ/h -2.5390E+007 -8.1765E+006 0.00000 0.00000 Tc K 190.5954 748.7482 0.0000 0.0000 Pc atm 28.5342 52.7794 0.0000 0.0000 Std. sp gr. wtr = 1 0.832 1.217 0.000 0.000 Std. sp gr. air = 1 0.946 4.466 0.000 0.000 Degree API 38.4993 -15.2209 0.0000 0.0000 Average mol wt 27.4129 129.3506 0.0000 0.0000 Actual dens kg/m3 0.1251 0.5917 0.0000 0.0000 Actual vol m3/h 145441.8370 8016.9240 0.0000 0.0000 Std liq m3/h 21.8597 3.8983 0.0000 0.0000 Std vap 0 C m3/h 14876.8093 821.9981 0.0000 0.0000 - - Vapor only - -Molar flow kmol/h 663.7389 36.6740 Mass flow kg/h 18195.0128 4743.8050 Average mol wt 27.4129 129.3506 Actual dens kg/m3 0.1251 0.5917 Actual vol m3/h 145441.8370 8016.9240 Std liq m3/h 21.8597 3.8983 Std vap 0 C m3/h 14876.8093 821.9981 Cp J/kmol-K 32655.6958 223298.7571 Z factor 1.0001 0.9977 Visc Pa-sec 3.237e-005 1.534e-005 Th cond W/m-K 0.0530 0.0347 - - 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

128



Stream No. 29 30 33 34 Name - - Overall - -Molar flow kmol/h 0.0000 0.0000 699.0936 117.7494 Mass flow kg/h 0.0000 0.0000 22938.8324 19546.4009 Temp K 0.0000 0.0000 732.1631 565.3556 Pres atm 0.0000 0.0000 0.3750 0.5000 Vapor mole fraction 0.0000 0.0000 1.000 1.000 Enth kJ/h 0.00000 0.00000 -1.6256E+007 8.0360E+006 Tc K 0.0000 0.0000 273.1591 770.3722 Pc atm 0.0000 0.0000 155.3945 30.9300 Std. sp gr. wtr = 1 0.000 0.000 0.882 1.066 Std. sp gr. air = 1 0.000 0.000 1.133 5.732 Degree API 0.0000 0.0000 28.8672 1.2392 Average mol wt 0.0000 0.0000 32.8122 166.0000 Actual dens kg/m3 0.0000 0.0000 0.2048 1.8176 Actual vol m3/h 0.0000 0.0000 112001.4393 10753.9667 Std liq m3/h 0.0000 0.0000 25.9975 18.3362 Std vap 0 C m3/h 0.0000 0.0000 15669.2386 2639.1934 - - Vapor only - -Molar flow kmol/h 699.0936 117.7494 Mass flow kg/h 22938.8324 19546.4009 Average mol wt 32.8122 166.0000 Actual dens kg/m3 0.2048 1.8176 Actual vol m3/h 112001.4393 10753.9667 Std liq m3/h 25.9975 18.3362 Std vap 0 C m3/h 15669.2386 2639.1934 Cp J/kmol-K 43304.1685 328139.5039 Z factor 1.0001 0.9845 Visc Pa-sec 3.104e-005 1.108e-005 Th cond W/m-K 0.0523 0.0259 - - 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

129



Stream No. 35 36 37 38 Name - - Overall - -Molar flow kmol/h 660.1290 92.0000 92.0000 3870.0000 Mass flow kg/h 19045.2823 15272.0000 15272.0000 69718.0474 Temp K 533.0000 673.0000 578.8997 312.5986 Pres atm 0.5000 1.0000 1.0000 0.8155 Vapor mole fraction 1.000 1.000 1.000 0.0000 Enth kJ/h 4.6123E+006 9.7598E+006 6.6495E+006 -1.1014E+009 Tc K 131.3219 770.3722 770.3722 647.3500 Pc atm 35.5745 30.9300 30.9300 218.2900 Std. sp gr. wtr = 1 0.865 1.066 1.066 1.000 Std. sp gr. air = 1 0.996 5.732 5.732 0.622 Degree API 32.0488 1.2392 1.2392 10.0000 Average mol wt 28.8508 166.0000 166.0000 18.0150 Actual dens kg/m3 0.3298 3.0610 3.6002 992.1690 Actual vol m3/h 57747.9611 4989.1899 4241.9658 70.2683 Std liq m3/h 22.0130 14.3265 14.3265 69.7182 Std vap 0 C m3/h 14795.8983 2062.0556 2062.0556 86740.8158 - - Vapor only - -Molar flow kmol/h 660.1290 92.0000 92.0000 Mass flow kg/h 19045.2823 15272.0000 15272.0000 Average mol wt 28.8508 166.0000 166.0000 Actual dens kg/m3 0.3298 3.0610 3.6002 Actual vol m3/h 57747.9611 4989.1899 4241.9658 Std liq m3/h 22.0130 14.3265 14.3265 Std vap 0 C m3/h 14795.8983 2062.0556 2062.0556 Cp J/kmol-K 30092.3620 382401.7274 335406.0287 Z factor 1.0002 0.9821 0.9708 Visc Pa-sec 2.814e-005 1.339e-005 1.137e-005 Th cond W/m-K 0.0415 0.0372 0.0273 - - Liquid only - -Molar flow kmol/h 3870.0000 Mass flow kg/h 69718.0474 Average mol wt 18.0150 Actual dens kg/m3 992.1690 Actual vol m3/h 70.2683 Std liq m3/h 69.7182 Std vap 0 C m3/h 86740.8158 Cp J/kmol-K 75264.5677 Z factor 0.0008 Visc Pa-sec 0.0006850 Th cond W/m-K 0.6251 Surf tens N/m 0.0696

130



Stream No. 39 40 41 42 Name c2 - - Overall - -Molar flow kmol/h 3839.8003 3870.0000 4173.3997 4173.3997 Mass flow kg/h 69174.0000 69718.0474 75183.7929 75183.7929 Temp K 293.0000 293.0000 311.3589 293.0000 Pres atm 1.0000 1.0000 1.0000 1.0000 Vapor mole fraction 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Enth kJ/h -1.0985E+009 -1.1071E+009 -1.1882E+009 -1.1939E+009 Tc K 647.3500 647.3500 647.3500 647.3500 Pc atm 218.2900 218.2900 218.2900 218.2900 Std. sp gr. wtr = 1 1.000 1.000 1.000 1.000 Std. sp gr. air = 1 0.622 0.622 0.622 0.622 Degree API 10.0000 10.0000 10.0000 10.0000 Average mol wt 18.0150 18.0150 18.0150 18.0150 Actual dens kg/m3 997.8746 997.8745 992.6270 997.8747 Actual vol m3/h 69.3213 69.8665 75.7422 75.3439 Std liq m3/h 69.1741 69.7182 75.1839 75.1839 Std vap 0 C m3/h 86063.9299 86740.8158 93541.1065 93541.1065 - - Liquid only - -Molar flow kmol/h 3839.8003 3870.0000 4173.3997 4173.3997 Mass flow kg/h 69174.0000 69718.0474 75183.7929 75183.7929 Average mol wt 18.0150 18.0150 18.0150 18.0150 Actual dens kg/m3 997.8746 997.8746 992.6270 997.8746 Actual vol m3/h 69.3213 69.8665 75.7422 75.3439 Std liq m3/h 69.1741 69.7182 75.1839 75.1839 Std vap 0 C m3/h 86063.9299 86740.8158 93541.1065 93541.1065 Cp J/kmol-K 75493.5343 75493.5343 75264.5677 75493.5343 Z factor 0.0010 0.0010 0.0009 0.0010 Visc Pa-sec 0.001037 0.001037 0.0007017 0.001037 Th cond W/m-K 0.5988 0.5988 0.6235 0.5988 Surf tens N/m 0.0730 0.0730 0.0698 0.0730

131



Stream No. 44 45 46 47 Name - - Overall - -Molar flow kmol/h 4154.0000 4154.0000 4145.0002 4145.0002 Mass flow kg/h 74834.3071 74834.3071 74672.1761 74672.1761 Temp K 293.0000 311.4043 293.0000 311.4660 Pres atm 1.0000 0.8108 1.0000 0.8115 Vapor mole fraction 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Enth kJ/h -1.1884E+009 -1.1826E+009 -1.1858E+009 -1.1801E+009 Tc K 647.3500 647.3500 647.3500 647.3500 Pc atm 218.2900 218.2900 218.2900 218.2900 Std. sp gr. wtr = 1 1.000 1.000 1.000 1.000 Std. sp gr. air = 1 0.622 0.622 0.622 0.622 Degree API 10.0000 10.0000 10.0000 10.0000 Average mol wt 18.0150 18.0150 18.0150 18.0150 Actual dens kg/m3 997.8746 992.6105 997.8746 992.5880 Actual vol m3/h 74.9937 75.3914 74.8312 75.2298 Std liq m3/h 74.8344 74.8344 74.6723 74.6723 Std vap 0 C m3/h 93106.2871 93106.2871 92904.5721 92904.5721 - - Liquid only - -Molar flow kmol/h 4154.0000 4154.0000 4145.0002 4145.0002 Mass flow kg/h 74834.3071 74834.3071 74672.1761 74672.1761 Average mol wt 18.0150 18.0150 18.0150 18.0150 Actual dens kg/m3 997.8746 992.6105 997.8746 992.5880 Actual vol m3/h 74.9937 75.3914 74.8312 75.2298 Std liq m3/h 74.8344 74.8344 74.6723 74.6723 Std vap 0 C m3/h 93106.2871 93106.2871 92904.5721 92904.5721 Cp J/kmol-K 75493.5343 75264.5677 75493.5343 75264.5677 Z factor 0.0010 0.0008 0.0010 0.0008 Visc Pa-sec 0.001037 0.0007010 0.001037 0.0007002 Th cond W/m-K 0.5988 0.6236 0.5988 0.6237 Surf tens N/m 0.0730 0.0698 0.0730 0.0698

132



Stream No. 48 49 Name - - Overall - -Molar flow kmol/h 4176.0000 4176.0000 Mass flow kg/h 75230.6334 75230.6334 Temp K 293.0000 311.3411 Pres atm 1.0000 0.8091 Vapor mole fraction 0.0000 0.0000 Enth kJ/h -1.1947E+009 -1.1889E+009 Tc K 647.3500 647.3500 Pc atm 218.2900 218.2900 Std. sp gr. wtr = 1 1.000 1.000 Std. sp gr. air = 1 0.622 0.622 Degree API 10.0000 10.0000 Average mol wt 18.0150 18.0150 Actual dens kg/m3 997.8746 992.6335 Actual vol m3/h 75.3909 75.7889 Std liq m3/h 75.2307 75.2307 Std vap 0 C m3/h 93599.3896 93599.3896 - - Liquid only - -Molar flow kmol/h 4176.0000 4176.0000 Mass flow kg/h 75230.6334 75230.6334 Average mol wt 18.0150 18.0150 Actual dens kg/m3 997.8746 992.6335 Actual vol m3/h 75.3909 75.7889 Std liq m3/h 75.2307 75.2307 Std vap 0 C m3/h 93599.3896 93599.3896 Cp J/kmol-K 75493.5343 75264.5677 Z factor 0.0010 0.0008 Visc Pa-sec 0.001037 0.0007019 Th cond W/m-K 0.5988 0.6235 Surf tens N/m 0.0730 0.0698

133

son tasarım

Documents