etil benzen.docx

İÇİNDEKİLER

ÖNSÖZ.................................................................................................................... 1 ÖZET...................................................................................................................... 2 GİRİŞ...................................................................................................................... 3 1. ETİLBENZEN ÜRETİMİ......................................................................................... 3 1.1 ETİLBENZEN ÖZELLİKLERİ............................................................................. 3 1.2.ETİLBENZENİN KULLANIM ALANLARI.............................................................6 1.3.ETİLBENZEN ÜRETİMİNİN DÜNYADAKİ DURUMU............................................6 1.4.ETİLBENZEN ÜRETİM YÖNTEMLERİ................................................................8 2. DEPOLAMA VE AKIŞ ELEMANLARI....................................................................12 2.1. Gazların Depolanması................................................................................ 13 2.1.1Sıvı içinde çözme................................................................................... 13 2.1.2.Basınç Altında Depolama......................................................................13 2.1.3.Düşük Sıcaklıklarda Depolama..............................................................13 2.2.3Sıvıların Depolanması............................................................................13 2.2.POMPA......................................................................................................... 14 2.3. SANTRİFÜJ POMPA...................................................................................... 14 2.4. KOMPRESÖR NEDİR NE İŞE YARAR..............................................................14 2.5.KISILMA VANASI........................................................................................... 14 2.6.BENZEN DEPOLAMA TANK DİZAYNI.............................................................15 2.7.Etilen Depolama Tankı Tasarımı...................................................................16 2.8.Benzen Pompa Tasarımı.............................................................................. 17 2.9.KOMPRESÖR TASARIMI;............................................................................... 18 2.10.Etil Benzen Depolama Tankı tasarımı........................................................19 2.11.DiEtilBenzen Depolama Tankı Tasarımı......................................................21 2.12.DİETİLBENZEN POMPA HESABI;.................................................................22 2.13.Geri Besleme Pompa Tasarımı;..................................................................22 3. ETİL BENZEN ÜRETİMİ İÇİN REAKTÖR HESABI..................................................24 3.1-DÖNÜŞÜME BAĞLI İFADELERİN ÇIKARILMASI:..............................................25 3.2.HIZ İFADELERİ.............................................................................................. 26 3.3. AKIŞ HIZLARI.............................................................................................. 27 3.4.BASINÇ DÜŞÜŞÜ İFADELERİNİN ÇIKARILMASI..............................................27 3.5. ENERJİ BALANSI İÇİN İFADELERİN ÇIKARILMASI..........................................28 3.6.REAKTÖRE BESLENEN GAZ KARIŞIMI MİKTARININ HESAPLANMASI..............29

3.7.REAKSİYON ENTALPİSİ VE REAKTAN-ÜRÜNLERİN ÖZGÜL ISILARININ BELİRLENMESİ................................................................................................... 29 3.8.REAKTÖRE BESLENEN GAZ KARIŞIMININ ÖZELLİKLERİ................................30 3.9.POLYMATH PROGRAMINA DENKLEMLERİN GİRİŞİ VE ÇIKAN SONUÇLAR.......30 3.10.REAKTÖR ÇIKIŞ VERİLERİ VE ÖLÇEK ORANDA ÇİZİLMESİ...........................36 4. ISI DEĞİŞTİRİCİLER TASARIMI............................................................................38 4.1 Borulu Isı Değiştiriciler (Eşanjörler).............................................................38 4.1.1 Gövde Borulu Isı Değiştiriciler...............................................................39 4.1.2 Düz (Çift) Borulu Isı Değiştiricileri.........................................................40 4.1.3 Spiral Borulu Isı Değiştiriciler................................................................40 4.2 Plakalı Isı Değiştiriciler................................................................................ 41 4.2.1 Tasarım Özellikleri................................................................................. 41 4.3 Isı Değiştiricilerinde Akış Düzenlemeleri......................................................42 4.3.1 Paralel Akımlı Isı Değiştiricileri..............................................................42 4.3.2 Ters Akımlı Isı Değiştiricileri...................................................................42 4.3.3 Çapraz Akımlı Isı Değiştiricileri..............................................................42 4.4 ISI DEĞİŞTİRİCİ SEÇERKEN DİKKATE ALINMASI GEREKEN FAKTÖRLER.........43 4.4.1 Konstrüksiyon Malzemeleri...................................................................43 4.4.2 Basınç ve Sıcaklık.................................................................................. 43 4.4.3 Performans Parametreleri......................................................................43 4.4.4 Isıl Uzunluk............................................................................................ 43 4.4.5 Debi...................................................................................................... 44 4.4.6 Basınç Düşümü..................................................................................... 44 4.4.7 Sıcaklık Geçişi....................................................................................... 44 4.4.8 Isı Değiştiricinin Boyutu........................................................................44 4.4.9 Bulunabilirlik......................................................................................... 45 4.4.10 Ekonomik Faktörler.............................................................................. 45 4.4.11 Akışkanlar........................................................................................... 45 4.4.12 Birikinti Çarpanı.................................................................................. 46 4.4.13 Dizayn Yaparken Basınç Düşüşü Değerlerine Neden İhtiyacımız Olur ? ....................................................................................................................... 46 4.5 Isı Değiştirici Seçimi.................................................................................... 46 4.6 Niçin Gövde Borulu Isı Değiştiriciler............................................................47 4.7 Isı Değiştirici Tasarımında Kabuller..............................................................47 4.8 ISI DEĞİŞTİRİCİ HESAPLAMALARI.................................................................48 4.8.1 REAKTÖR ÖNCESİ ISI DEĞİŞTİRİCİ HESABI.............................................48

ADIM 6............................................................................................................... 66 4.8.2 REAKTÖR SONRASI ISI DEĞİŞTİRİCİ HESABI...........................................70 ADIM 6............................................................................................................... 89 4.8.3 ŞEKİLLER............................................................................................... 94 5.AYIRMA İŞLEMLERİ............................................................................................. 98 5.1 Seperator Hakkında Genel Bilgi...................................................................98 5.1.1Seperator Tasarımı................................................................................. 99 5.2 Distilasyon Kolonları Hakkında Genel Bilgi................................................101 5.2.1.Kesikli Distilasyon................................................................................ 102 5.2.2 Sürekli Distilasyon............................................................................... 103 5.2.3 Distilasyon Kolonlarının Tasarımı :.......................................................104 5.3. Çok Bileşenli Distilasyon Kolonu Dizaynı..................................................104 5.4 İkinci Distilasyon Kolon Tasarımı................................................................119 İkinci Distilasyon Kolonu Raf Tasarımı..........................................................123 SONUÇ................................................................................................................ 134 KAYNAKLAR........................................................................................................ 135

ÖNSÖZ Yapılan bu tasarım 2014-2015 Kimya Mühendisliği tasarım projesi olarak ele alınmıştır. Bu proje kapsamında tesisin tüm ekipmanlarının dizaynı, ön araştırmaları ve fizibilite çalışmalarına kadar tüm konular ele alınarak detaylı bir şekilde incelenecektir. Tasarımın ana başlıkları ise şu şekildedir; Dört yıllık lisans öğretim boyunca öğrenilen bilgiler bu proje sayesinde uygulamaya geçirilecektir. Burada amaç; grup çalışması, fikir alışverişi, proje sorumlusu öğretim üyeleri ile diyalog kurabilme, teorik bilgileri birleştirerek bir proses halinde tüm sistemi ele alarak bir fabrika çıktısı oluşturmak amaçlanmıştır. Tasarımda etilbenzen üretimi amaçlanmıştır. Burada ön araştırma, depolama, pompa ve kompresör tasarımı, reaktör dizaynı, ısı değiştirici dizaynı, ayırma işlemleri, fizibilite gibi birçok konu başlığıyla tasarım incelenerek fabrika çıktısı olarak bir bütün halinde birleştirilecektir. Tasarımımızda bize yardımcı olan PROF. DR. Oral LAÇİN, DOÇ. DR. Fatih SEVİM, DOÇ.DR. Turan ÇALBAN, teşekkürü bir borç biliriz.

Atatürk Üniversitesi Kimya Mühendisliği 2015 - Erzurum

ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 1

ÖZET

Yapmış olduğumuz bu tasarım 2014-2015 Kimya Mühendisliği Tasarım Projesi olarak ele alınmıştır. Bu kapsamda tesisin kurulumu için üretim teknolojisi ve prosesi, ısı değiştirici cihaz ve ekipmanları tasarımı, reaktör tasarımı, pompa ve depolama cihaz ve ekipmanları tasarımı, ayırma cihaz ve ekipmanlarının tasarımı ve fizibilite çalışmaları ele alınmıştır. Bu tasarım çalışmasında gaz faz reaksiyonda etil ve benzenden etilbenzen üretimi amaçlanmıştır. Üretim kapasitesi yılda 10000 ton olarak belirlenmiştir. Üretim tesisinin yapılan fizibilite çalışmalarıyla Manisa iline kurulmuştur. Tasarım aşamasında yapılan çizimlerde ‘CHEMCAD’ programından yararlanılmıştır. Tasarım aşamaları ve hesaplamaları tez içeriğinde detaylı olarak belirtilmiştir.


Sayfa 2

GİRİŞ Bir yılda 10000 ton Etil Benzen üretecek tesisi tasarlayıp karlılığını ve yatırımı kontrol etmektir. Öncelikle her bir prosesin çalışma koşullarını ve verimlerini inceleyecek daha sonra yatırımın kar oranına bakarak ürünümüzü ihraç edecek yada çalışmalarımızı genişletip Etil benzenden stiren ve daha sonra polistiren üretebileceğimiz kompleks tesis yatırımına karar vereceğiz. 1. ETİLBENZEN ÜRETİMİ 1.1 ETİLBENZEN ÖZELLİKLERİ Etil benzen, aromatik hidrokarbonlardan olan kimyasal organik bir bileşiktir. Etil benzen, sıvı bir hidrokarbon olup, etilen ve benzenden üretilir. Kimyasal formülü C8H10’dur. Molekül ağırlığı 106.6 g/mol, yoğunluğu 0.867 gr/cm3’tür.Erime noktası -95 °C ve kaynama noktası 136 °C’dir. Feniletan, etil benzol ve EB olarak da adlandırılır. Etil benzen, renksiz, yanıcı ve kokusu benzine benzeyen sıvı organik bir bileşiktir. Etil benzen, doğal yollarla, benzin ve kömür katranlarının içinden bulunmuştur. Hatta, mürekkep, boya, böcek ilacı gibi maddelerin üretilmesi sırasında da etil benzene rastlanmıştır. Renksiz bir sıvı olup aromatik kokuya sahiptir.Alkol, benzen, karbon tetraklorür ve eterde çözünür, suda hemen hemen hiç çözünmez.Molekül formülü C8H10 şeklindedir.Kullanıldığı yerler: Stiren üretiminde hammadde ve solvent olarak kullanılır. En büyük kullanımı petrokimya endüstrisindedir. Üretim yöntemleri; •

Benzenin etilenle katalitik alkilasyonuyla

•

Petrol rafinerileri ve petrokimya tesislerinde üretilen ksilen içinden doğrudanayrılarak üretimi de mümkündür. BENZEN


+

ETİLEN

=

Sayfa 3

ETİLBENZEN

Özellikler

Birim değeri

Molekül Ağırlığı

106,16 g/mol

Özgül Ağırlığı

0,8684 g/ml

Kaynama Noktası

136,2°C

Donma Noktası

-95°C

Viskozitesi (200°C)

0,64cP

Alevlenme Noktası(Kapalı Kap)

28,9°C

Kendiliğinden Tutuşma Noktası

432°C

ETİLENİN ÖZELLİKLERİ ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 4

BENZENİN ÖZELLİKLERİ

Bazı Kritik Değerler •

Benzen kritik sıcaklık-(289°C)


Sayfa 5

•

Benzen kritik basınç-(4.89MPa)

•

Etilen kritik sıcaklık-(9.5°C)

•

Etilen kritik basınç-(50.6bar)

•

Etilbenzen kritik sıcaklık-(343.05 °C)

•

Etilbenzenin kritik basıncı-(3.701Mpa)

1.2.ETİLBENZENİN KULLANIM ALANLARI En büyük kullanım alanı, petrokimya endüstrisidir. Stirenin üretilmesinde kullanılan önemli bir ara maddedir.Etil benzenin katalitik dehidrojenasyonu, hidrojen, gaz ve stiren verir ve stirenin büyük bir kısmı, çok bilinen bir plastik olan polistirene polimerleştirilir. Ayrıca,çözücü olarak, diğer kimyasal maddelerin oluşumunda ,yakıtlarda, nafta ve asfaltın oluşumunda önemli bir yeri vardır. Boya endüstrisinde karışımda bulunan madde olarak kullanılır. →POLİSTİREN →ABS →SBR ETİLBENZEN→STİREN→ →POLİESTER →SAN →DİĞER KOPOLİMER 1.3.ETİLBENZEN ÜRETİMİNİN DÜNYADAKİ DURUMU Petrol ürünlerinin daha değerli ürünlere dönüştürüldüğü petrokimya sanayi, geniş bir katma değeri yüksek ürün yelpazesine sahiptir. Günümüzde, petrokimya sanayinden elde edilen ürünler, yan sanayide geniş ölçüde kullanılmaktadır. Sağlık, hijyen, barınma ve gıda gibi temel insani ihtiyaçlarımızın karşılanmasında önemli rol oynayan bir alan olan petrokimya sanayi, aynı zamanda yüksek teknoloji, ulaşım ve eğlence sektörleri gibi kritik alanlarda da uygulama alanı bulmuştur. Yeni çevrelere uyum sağlamakta olan ve yeni zorluklara göğüsgeren petrokimya endüstrisi etkileyici bir geçmişe ve en az onun kadar heyecan verici bir geleceğe sahiptir. Genel olarak, petrokimya sanayinin geleceği oldukça pozitif görünmektedir. Günümüzde petrol ve/veya doğal gaz çıkıslı kimyasalların, yani petrokimyasalların kimya sanayi içinde önemli bir yeri vardır. Petrokimya sanayi küresel olaylar, ekonomik koşullar ve bölgelerin pazardaki rolüne bağlı olarak inişli-çıkışlı bir büyüme ve karlılık dönemsellik eğilimi gösteren bir sektördür. Fiyatların ve marjların arttığı zamanlarda üretici firmalar, bir çoğu aynı zamana denk gelen yeni yatırım projelerine ağırlık ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 6

verdiklerinden, piyasalar arz fazlalığı olan yeni bir döneme girer. Sektördeki bu çevrim yıllardan beri devam etmektedir.Tarihsel olarak bakıldığında, petrokimya sektöründeki konjonktürel dalgalanmalarda iki tepenoktası arasındaki sürenin yaklaşık 6-8 yıl olduğu bir çevrimde, üreticiler açısından iyi piyasakoşullarının yaşandığı dönem genellikle 18-24 aydır. Fakat bir sonraki konjonktüredalgalanmada bu sürenin 10 yıl olarak gerçekleşmesi beklenmektedir. 2005-07 dönemindekarlılığın yüksek olması, 2008’den itibaren Orta Doğu’daki yeni yatırımların miktarına vezamanlamasına bağlı olarak yeniden konjonktürel iniş eğilimine girmesi beklenmektedir ve bu iniş eğiliminin kaç tane şirketin nerede ve ne oranda büyüyeceğine bağlı olarak 2009-2010 yıllarında da devam edeceği tahmin edilmektedir. Dünya etilen tüketiminin yaklaşık %58’i PE üretiminde kullanılmaktadır. İkinci en büyük etilen tüketicileri EO ve EDC olup bunu sırasıyla EB, Alfa Olefinler ve diğerleri izlemektedir. Ortalama olarak dünya etilen talep büyümesi dünya GDP’sinin 1,5 katına eşittir. Önümüzdeki beş yıllık dönemde dünyada ekonomik büyümenin ve buna bağlı olarak etilen talebindeki büyümenin de yüksek olması beklenmektedir. Dünya GDP ve etilen talebinin sırasıyla yılda ortalama % 3,2 ve % 4,8 büyüyeceği tahmin edilmektedir. Dünyadaki yıllara göre satış fiyat aralığı

1.4.ETİLBENZEN ÜRETİM YÖNTEMLERİ  Benzenin etilenle katalitik alkilasyonuyla, ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 7

 Petrol rafinerileri ve petrokimya tesislerinde üretilen ksilen içinden doğrudan ayrılarak üretimi de mümkündür

SIVI FAZ ÜRETİMİ Sıvı faz alüminyum klorür süreçleri 1930'lardan beri etilbenzen üretimine kaynak olmuştur. Birçok şirket bu teknolojinin varyasyonları geliştirdi. Şu anda kullanımda olan tesisler, Dow Chemical'dan BASF, Shell Chemical, Monsanto, Societedeschimiquecahrbonnages ve UnionCarbide gibi. Monsanto süreci şu anda en modern ticari lisanslı alüminyum klorür alkilasyon teknolojisidir. Bir alüminyum klorid katalizörün etkisiyle benzenin alkilasyonu ; Reaksiyonu çok hızlı ve etil lbenzen neredeyse stokiyometrik verim üretir. AICI3 AIBr3, FeCl3 ve BF3 de dahil olmak üzere, Lewis asit katalizörleri, bu alanda kullanılmıştır. Alüminyum klorür işlemleri genellikle bir katalizör promoteri olarak etil klorür ya da hidrojen klorid kullanılır. Bu yan destekleyiciler AlCl3 miktarı gerektiği kadar azaltır. GELENEKSEL AlClᴈ YÖNTEMİ Geleneksel AICIᴈişleminde , çok fazlı reaktör içinde bulunurlar. Aromatik sıvı, etilen gazı ve bir sıvı katalizör kompleksi aynı fazdadır . Katalizör kompleksi, kuru benzen ve geri dönüşümlü polialkil benzenler bir karışımı sürekli olarak reaktöre beslenir ve aromatik fazın içindeki katalizör kompleksi faz dağıtmak için karıştırılır. Etilen ve katalizör promoterisparger ile reaksiyon karışımı içine enjekte edilir, ve etilen esas olarak% 100 dönüştürülür. Beslenen Etilen: Benzen oranları etilbenzenİoptimum toplam verimle elde etmek için kullanılır. Kimyasal tesisler, genellikle etilen ile çalışır:Beslemedekimol oranları .0.3-0.35 ve Oran arttıkça, bu tür transalkilasyon ve izomerik yeniden düzenleme daha fazla yan reaksiyonlar, ortaya çıkar. Etilbenzen fazla alkilasyon, yüksek molekül ağırlıklı polialkilbenzerler tersine çevrilebilir oluşumuna yol açar. nedeniyle kalıntı net verim kaybı alkilleme reaktörüne bu malzemenin geri dönüşümü ile minimize edilmiştir. Reaksiyon yakın termodinamik dengeye oluşur yanı sıra, geleneksel süreçler alkilleştirir benzen ve transalkylatepolialkilbenzerler tek bir reaktörü kullanın. ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 8

Reaksiyon sıcaklığı genel olarak 130˚C ile sınırlıdır; daha yüksek bir sıcaklıkta hızlı bir şekilde gelen yan ürün oluşumu ile sonuçlanan yüksek derecede asidik katalizör kompleksi tarafından emilen tercihli sigara aromatik ve polyalkyllbenzenes, bir katalizör ve verimli çalışmayı devre dışı bırakır. Yeterli basınç tepkime maddelerini sıvı tutmak için muhafaza edilir. GAZ FAZ ÜRETİMİ Buhar-faz alkilasyon 1940'lardan beri uygulanmakta olan bir yöntem olmasına rağmen, o zamandan bu yana geleneksel yöntemlerle pek yarışamadı. Bor triflorürkatalizörö dayalı UOP tarafından geliştirilen Alkar süreç, 1960'larda mütevazı bir başarı elde etti, ama sisteme dahil olan suyun neden olduğu ciddi korozyon kaynaklanan yüksek bakım maliyetleri lehine düştü. Bununla birlikte, bazı etilbenzen birimleri bu süreci kullanmaya devam ediyor.. Mobil -badgeretilbenzen süreci tanıtılan en yeni ve en başarılı buhar fazı teknolojiyi temsil eder. süreç Mobil'in yönlü ZSM-5 zeolit katalizörü etrafında 1970'lerde geliştirilmiştir. Zeolit veya benzen alkilasyon için moleküler elekler kullanılarak daha erken girişimleri nedeniyle kok oluşumu ve kötü transalkilasyon yetenekleri hızlı katalizör deaktivasyonunu önleme durumu vardı. Mobil katalizör şuanda dünya da Bayport, Teksas fabrikasında Amerikan HoechstCorp. tarafından hem alkilasyon ve transalkilasyon yüksek katalitik aktiviteye sahip tesiste kullanılmaktadır. MONSANTO LUMMUS PROSESİ Bu işlem yüksek saflıkta bir ürün üretebilir , etilbenzen ve etilen besleme stokunun seyreltik kullanılmasıyla . Prosese su girişi kesinlikle önlenir ise, alüminyum klorür işlemci ile birlikte bu tür problemler önlenmiş olur. Bununla birlikte, su (<1 mg / kg) bile küçük miktarlarda, katalizör BF hidrolize. ve düşük sıcaklıkta (500˚C) alkilleme reaksiyonu yüksek basınç altında (25-35 bar 2.5-3.5 Mpa) yer alır. Susuz benzen, etilen ve modifiye BF3, katalizör reaktöre beslenir. Tipik olarak, etilen; 0.15 ile 0.2 arasında benzen molar oranları kullanılmaktadır. Transalkilasyon ayrı bir reaktör içinde gerçekleşir. Kuru benzen BF3 katalizörü ve geri dönüşümlü polyethlybenzenetransalkilasyon reaktörüne beslenmektedir. iki reaktörden gelen atık akımları bir araya getirilmiş ve benzen reaktör geri dönüşüm için ayrıldığı bir benzen geri kazanım sütununda geçirilir. Bor triflorür ve hafif hidrokarbonlar BF3, geri dönüşüm için geri kazanılmasından elde edilen gaz akışı olarak üst akım üzerinden alınır. benzen geri kazanım sütunu taban>% 99.9 saflık, etil benzen üstten alınan bir ürün sütunundan, gönderilir. Son bir kolon transalkilasyon reaktörüne geri gönderilmek üzere polyetilbenzen geri kazanılmasına yaramaktadır.


Sayfa 9

MOBİL BADGER PROSESİ Sabit -Yatak ZSM-5 katalizörü, diğer işlemlerde kullanılan genel alkilasyon kimyası ile aynı gibi gözüksede; reaksiyon mekanizması farklıdır. Etilen molekülleri etilen molekülü aktive eder ve benzen molekülleri ile bağ oluşmasına olanak sağlar katalizör içinde Bronstedasidi üzerineadsorbe edilir. Bu nedenle, Mobil tarafından oluşturulan yüksek alkillenmişaromatik süreciFriedelCrafts süreçleri için bu biraz daha farklı olarak çalışır. Bu bileşenler, etil benzen ürün saflığını etkilemez ve transalkilasyon veya alkilasyon için, reaktör içine geri devredilir. Diğer ticari olarak temin edilebilen proseslere kıyasla, Mobil-Badger heterojen katalizör sistemi çeşitli avantajlar sunmaktadır. En önemlisi paslanmaz ve çevreyi kirletmeyen olmasıdır. Çevreyi etkilemeyen katalizör de diyebiliriz. Herhangi bir sulu atık akımları işlemi tarafından üretildiği için, atık arıtma ve katalizör geri kazanımı için ekipman ortadan kalkar. Buna ek olarak, karbon çelik yapı ana malzeme olarak, yüksek alaşımlı malzemeler ve tuğla astarları malzemelere gerek duyulmaması maliyeti düşürür.. Reaktör genellikle 400-450˚C ve 2-3 Mpa (20-30 bar) çalışır. Prosesin avantajlarından birisi aynı tesiste çok az bir ilave yatırımla izopropil alkol üretilebilmesidir, katalizör değiştirmeye gerek yoktur. Almanya , İngiltere ,Kanada ve Çin’de kurulu 8 fabrika vardır.Toplam kapasite 800000 ton/yıldır.


Sayfa 10

TÜRKİYE’DE VE DÜNYADA ETİLEN VE ETİL BENZEN ÜRETİMİ Kalkınma bakanlığı 9.Kalkınma planına göre Türkiye’dePetkim’in Aliağa’daki Petrokimya Kompleksindeki Etil benzen üretimini inceleyecek olursak; 1970 yılında 60000 ton/yıl benzen üretim kapasitesiyle başlamıştır.Ekonomik ömrü bitince Mayıs 1993’te kapanmıştır.Mart 2005’te 10000 ton/yıl etil benzen kapasiteyle üretimine devam etmektedir . Dünya standartlarında bir tesis yılda 1 Milyon ton civarında benzen üretmektedir. Son yıllarda Çin,Tayland ,Kore ,Malezya ,Endonezya gibi Uzak doğu ülkelerinde 2000’li yılların başında yüksek kapasiteli modern tesislerin kurulmasıyla Dünyadaki yıllık benzen üretimi 2500000 ton/yıl gibi bir miktarı bulmuştur. Bu veriler eşiğinde ülkemizin düşük maliyetli bir rekabete girme şansı hemen hemen yoktur.


Sayfa 11

PROSESİN AKIŞ ŞEMASI

Besleme ve Çalışma Şartları Proses üzerinde de görüldüğü gibi uygun koşullarda depolanan Etilen bir kompresör yardımıyla ve Benzen bir pompa yardımıyla reaktöre beslenmektedir. Benzen için uygun sıcaklık bir ısı değiştirici vasıtasıyla sağlanmaktadır.Paket yatak reaktörde ZSM-5 katalizör ile gerçekleşen reaksiyonlar sonucunda oluşan ürünümüz Etil benzen gerekli soğutmanın yapılmasının ardından Seperatör ile gaz fazın ayrılması ile iki adet ayırma kolonu ile istenilen saflıkta Etil Benzen üretilmiş olup ürünler için de depolama birimleri kurulmuş ve sistemdeki fazla Benzen geri besleme yapılmıştır.

2. DEPOLAMA VE AKIŞ ELEMANLARI Depolama Sanayide depolamada ve prosesin çeşitli kademelerinde tank, dram, kolon gibi isimler altında bazı cihazlar kullanılmaktadır. Hangi amaçla kullanılırsa kullanılsın, bu ekipmanların kendilerine özgü imalat yöntemleri, kuralları ve üzerlerinde bulunması gerekli olan ortak sistemler vardır.Katılar, sıvılar ve gazların depolanması atmosferik kaplarda yapıldığı gibi basınçlı kaplarda da yapılabilir. Ayrıca sıcaklığın, cisimlerin fiziksel özelliklerini etkilemesinden de depolamada yararlanılır. ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 12

Çok yüksek basınçlar altında depolanması gereken maddelerin, (örneğin hafif hidrokarbonların) sıcaklığı düşürülerek daha düşük basınçlarda depolanması mümkündür. Böylece hem depolama hacmi küçültülür, hem de yüksek basıncı karşılayacak malzeme sıkıntısından kurtulunur. Hatta bazı hallerde sıcaklık düşürülerek atmosferik basınç şartlarında depolama koşulu da sağlanabilir. 2.1. Gazların Depolanması 2.1.1Sıvı içinde çözme Bazı gazlar sıvılar için de depolanabilir. Böyle depolama az miktarda gaz gerektiğinde gaz basıncının atmosfer basıncına eşit olduğu veya biraz üstünde bulunduğu ve ıslak gazın kullanımında bir sakınca olmadığı hallerde uygulanır.

2.1.2.Basınç Altında Depolama Gazlar basınç altında büyük dramlarda, tanklarda, küçük tanklarda veya boru hatlarının içinde depolanabilir. Ancak buralarda hep basınç altında bulunur.

2.1.3.Düşük Sıcaklıklarda Depolama Gazların düşük sıcaklıklarda sıvılaştırıldıktan sonra depolanması mümkündür. Bu şekilde büyük miktardaki kızların depolanması sağlanabilir.

2.2.3Sıvıların Depolanması Sıvıların depolanması gazlardan çok daha yaygındır. Depolanmanın mümkün olduğunca zeminde yapılması ve büyük avantajlar görünmedikçe yüksek yerlere depo tankı konulması istenmez.Ancak yüksek yerlere tank konulması gereken durumlarda vardır.Örneğin tanklardan büyük miktarlarda sıvı çıkışına gereksinim olduğunda sıvıyı pompalayacak pompanın çalışmasına yardımcı olmak zorunluluğu doğar


Sayfa 13

2.2.POMPA POMPA NE İŞE YARAR Akışkanları yükseltmekte, basmakta ya da sıkıştırmakta kullanılan aygıt. İlk pompalar, İranlılar ve Romalıların yükseğe su çıkarmakta kullandıkları su çarklarıdır. Daha sonra Archimedes tarafından geliştirilen daha karmaşık bir burgu sistemi hâlini almıştır.Genel olarak, pompalar sıvıların basıncını ve toplam enerjisini arttırarak, bir yerden diğer bir yere nakil imkanını sağlar. Genel olarak iki grupta toplanır: 1.Pozitif yer değiştirmeli pompalar : a) Piston motorlu pompalar b) Döner pompalar c) Pervaneli pompa 2. Dinamik pompalar : a) Santrifüj pompalar b) Periferikpompalar c)Eksenel akış pompalar 2.3. SANTRİFÜJ POMPA Kimya endüstrisinde kullanılan pompaların %95’i bu sınıftandır. Sıvı pompa içine alındığında kanatçıklar sayesinde sıvıya kinetik enerji transfer olur. Daha sonra kinetik enerjinin önemli bir kısmı basınca çevrilir. Santrifüjlü pompalar, orta dereceli basınçlarda yüksek akış hızlarına ihtiyaç duyulduğunda kullanılırlar. Daha yüksek basınçlara ulaşılmak istenirse, seri şekilde düzenlenmiş pompa düzeneği kullanılır. 2.4. KOMPRESÖR NEDİR NE İŞE YARAR Bir gaz ya da buharın sıkıştırma yoluyla basıncını artıran aygıttır.Gaz türbinlerinde ve havalı çekiç gibi havayla çalışan (pnömatik) araçlarda, kompresör büyük önem taşır.Gazların sıvılaştırılması için, çoğunlukla basınç gerekli olduğundan kompresörler kullanılır. Kompresörler, başta hava olmak üzere birçok gazın sıkıştırılması amacıyla çok çeşitli alanlarda kullanılırlar. 2.5.KISILMA VANASI Kısılma vanası basit bir akış kontrol mekanizmasıdır. Soğutkanın akışını kısarak, basıncını değiştirmektedir. Yoğuşturucudan gelen yüksek basınç ve sıcaklıktaki aşırı soğutulmuş sıvı soğutkanın, basıncını ve sıcaklığını düşürerek buharlaşma basıncına getirmek için kullanılmaktadır. Soğutkanın bir kısmı buharlaştırıcıya girmeden, kısılma vanası içinde buharlaşmaya başlamaktadır. Bir diğer işlevi ise, kompresör durduğu zaman, soğutma devresindeki basınç farklılığını dengelemektir. Kullanılacak kılcal boruların boy ve çapı kompresör performansına göre belirlenmektedir.


Sayfa 14

Depolama ve Akış Elemanları İle İlgili Hesaplamalar 2.6.BENZEN DEPOLAMA TANK DİZAYNI Benzen depolama tankı aylık üretim miktarına göre tasarlanacaktır

Benzenin yıllık tüketim miktarı:

Aylık benzen akış debisi ;

V= Aylık benzen hacmi;

m=7780

m=7780000

ton y ıl

kg 1 y ıl 30 g ü n kg × × =707273 y ıl 330 gü n 1 ay ay

m 707273 m³ →V = =807 ρ kg ay 876.5 m³

Aylık 807m³’lük hacme ihtiyacımız var. Güvenlik payı eklediğimizde 850m³’lük hacme sahip tanka ihtiyaç var. Literatürde yükseklik çapın 2.5 katıdır. H=2.5 × D

Vsil=

(

π × D2 π × D2 × H → 850= × 2.5× D 4 4

)

(

)

D=7.5 m→ r =3.7 m H=2.5 × D → H =2.5 ×7.5=19 m

Depolama tankı için gerekli cidar kalınlığı (S) aşağıdaki formülle hesaplanır. S=

P × Di +c 2 ×Z × f −P

S:cidar kalınlığı (m) ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 15

P=iç basınç (N/ m

2

)

Di:iç çap (m) Z:kayıp faktörü c=korozyona dayanan ilave kalınlık (m) 2 f:malzemenin müsaade edilebilir emniyet gerilimi (N/ m )

Benzen tankı için cidar hesabı: P=101325+ ( 876.5 × 9.81× 9.5 )=183010.42 Pa c=0 kabul ediyoruz. Z=0,7 N 10 6 mm 2 2 f= 165 mm2 × 1m

S=

= 165×

106

N 2 m

183010.42 Pa× 7.5 m =6 × 10−3 m 6 2 ×0.7 ×165 ×10 Pa−183010.42

S≥

P×r σ

P:basınç r:yarıçapı σ:kullanılan malzemenin germe gerilimi

0.006 ≥

(

183010.42×3.7 =3 × 10−3 m 6 235 ×10

)

İki sonuç karşılaştırıldığında S değeri (Pr/σ) değerinden büyük olduğundan dolayı c=0 kabulünde bir hata yoktur. S= 6 mm D=7.5m

H=9.5 m 2 tane dikey silindirik tank kullanılalacaktır .

2.7.Etilen Depolama Tankı Tasarımı Etilen depolama tankı aylık üretim miktarına göre tasarlanacaktır. Etilen 15 atm basınç ve 25ºC sıcaklıkta gaz halde depolanacaktır. ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 16

Etilen Besleme Kapasitesi Yıllık etilen için;

2880000

kg 1 y ıl 1gün kmol × x =365 y ıl 330 g ü n 24 h h

Etilenin aylık depolama kapasitesi; m=2880000

kg 1 y ıl 30 g ü n kg × × =262545.4 y ıl 330 g ü n 1 ay ay

Aylık hacim hesabı; V=

m 262545.4 m³ →V = =17982.5 ρ kg ay 14.6 m³

Bu hacme sahip bir küresel tank kullanılacaktır. Emniyet payı dahilinde tank için gerekli aylık hacim V= 18000 m³ olarak alınmıştır. 18000=

π × 4 × r3 → r=16.5 m→ D=33 m 3

Bu çap çok büyük olduğundan uygun çaplarda 3 tankta depolama yapılacaktır. D=11m

r=5.5m

Cidar kalınlığı (S) hesabı; S=

S=

P × Di 2 × Z × f −P

+c

101325 Pax 15 ×11 =0.072 m 2 ×0.7 ×165 ×10 6 Pa−101325 x 15

0.072≥

×15 x 5.5 ( 101325 )=0.036 m 235.4 ×10 6

2.8.Benzen Pompa Tasarımı ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 17

Tüm mekanik enerji denkliği; W=

(P −P1) g × ( z 2−z 1) + 2 −( E s−E D ) gc ρ

z1=1.2m

z2=1.2m

P2= 20 atm

P1= 1 atmEs+ED=0.35+0.35=0.7 bar

1 ¯¿ 101325 Pa 0.7 × ¯ ¿ ¿ ¯¿ 101325 (20−1) × −¿ kg 1 876.5 m³ 9.81 W= × (1.2−1.2 )+ ¿ 1

W =2115.51

J kg

Pompanın gücü; W ×m 1 m³ 1h kg J PP = → P P= × 21.36 × ×876.5 ×2115.51 ƞ 0.45 h 3600 s m³ kg PP =24448 W

24448 W ×

1 HP =32.8 HP 745.7 W

Tablo 5.9 dan verimi 10-100hp arasında olduğundan dolayı verimi %86 aldık. Elektrik motor gücü hesabı: P 32.8 HP PE = P → PE = =40 HP ƞE 0.86 Tablo 5.10 dan standart elektrik motor boyutları tablosundan 50 hp olarak kabul edildi. 2.9.KOMPRESÖR TASARIMI; T1 298 TR1= TC = 282.4 =1.05

P1 =0.3 PR= PC

Z=0.90(Tablo 5.14) Kompresör girişinde gazın spesifik hacmi; ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 18

3

15 ¯¿ =1.45

m kmol

. m3 ¯ 0.9× 0.0814 × × 298 K Z 1 × R ×T 1 kmol . K V= =V = ¿ P1 Giriş şartlarında gazın hacimsel akış hızı 262545.4

3

m³ 1 ay 1gün 1h 3.28 ft ft ³ × × × × =214 ay 30 g ü n 24 h 60 dk 1m dk

(

)

Tablo 5.15 den ƞ=0.825okunur. ƞ p=

(k−1)/k (1.23−1) /1.23 n−1 = = =0.227 (n−1)/n 0.825 n

Kompresörde sıkıştırma işi;

[( )

Z × R ×T 1 P2 W= 1 × P1 ( n−1)/n

W=

(n−1)/n

−1

]

[( ) ]

0.9 × 8314 ×298 20 × 0.227 15

0.227

−1 = 648156

J kmol

Kompresörden çıkış sıcaklığı hesabı; k−1 1.23−1 0.187 × 648156 = =0.187 → T 2 = + 298=313 K k 1.23 8314 j/kmolK Soğutucuya gerek yoktur. Tek kademeli sıkıştırma yapmak yeterlidir. Çıkış şartlarında sıkıştırılabilme faktörü hesabı; T R 2=

313 K 20 ×101.325 kPa =1.11 → P R 2= =0.39 282.4 K 5.12× 103 kPa

Z 1+ Z 2 0.9+ 0.75 = =0.825 2 2

W C=

W 648156 J /kmol = ƞ A × ƞdi ş li ×ƞ rulman ×ƞ mekanik 0.825 ×0.98 ×0.95 × 0.95


Sayfa 19

1 kademeli kompresör için sıkıştırma işi; W =888285

J kmol

Kompresör gücünün hesabı; PP =888282

3210 W ×

J 1Watt 13 kmol 1h 1kW × × × × =3.21 kW kmol 1 J /s h 3600 s 1000 W

1 HP =4.3 HP 745.7 W

Tablo 5.9 dan ƞ=0.86 olduğuna karar verilir. Elektrik motor gücü; PE =

P CP 3210W 1 HP → PE = × =5 HP ƞ 0.86 745.7 W

Tablo 5.10 dan en yakın güç değeri 7 HP lik kompresör seçilir.

2.10.Etil Benzen Depolama Tankı tasarımı EtilBenzen’ nin yıllık tüketim miktarı; kg 1 y ıl 30 g ü n kg m=10346244 × × =940567 y ıl 330 g ü n 1 ay ay Aylık etilbenzen akış debisi; ton m=10346.244 y ıl Aylık etilbenzen hacmi; V= ,

m 940567 m³ →V = =975.69 ρ kg ay 964 m³

Aylık 975.69m³’lük hacme ihtiyacımız var. Güvenlik payı eklediğimizde 1000m³’lük hacme sahip tanka ihtiyaç var. Literatürde yükseklik çapın 2.5 katıdır.


Sayfa 20

H=2.5 × D

Vsil=

(

π × D2 π × D2 × H → 1000= ×2.5 × D 4 4

)

(

)

D=8 m →r =4 m H=2.5 × D → H =2.5 ×8=20 m

Depolama tankı için gerekli cidar kalınlığı (S) aşağıdaki formülle hesaplanır. P × Di S= 2 × Z × f −P +c P=iç basınç (N/ m

2

)

Di:iç çap (m) Z:kayıp faktörü c=korozyona dayanan ilave kalınlık (m) 2 f:malzemenin müsaade edilebilir emniyet gerilimi (N/ m )

EtilBenzen tankı için cidar hesabı; P=101325+ ( 964 ×9.81 ×10 ) =195893.4 Pa c= 0 (kabul yapılır.) Z= 0.7 f= 165 *10^6 Pa S=

195893.4 Pa × 8 m =6.8 ×10−3 m 6 2 ×0.7 ×165 ×10 Pa−195893.4

P×r S≥ σ P:basınç r:yarıçapı σ:kullanılan malzemenin germe gerilimi 195893.4 ×4 0.0068 ≥ =3.33× 10−3 m 6 235× 10

(

)

İki sonuç karşılaştırıldığında S değeri (Pr/σ) değerinden büyük olduğundan dolayı c=0 kabulünde bir hata yoktur. ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 21

S= 6,8 mm D=8m2 tane dikey silindirik tank kullanılacaktır. H=10m 2.11.DiEtilBenzen Depolama Tankı Tasarımı Yıllık dietilbenzen için; 255121.95

kg 1 y ıl 1gün kmol × x =365 y ıl 330 g ü n 24 h h

DiEtilbenzenin aylık depolama kapasitesi; m=255121.95

kg 1 y ıl 30 g ü n kg × × =23192.90455 y ıl 330 g ü n 1 ay ay

Aylık hacim hesabı; V=

m 23193 m³ →V = =27 ρ kg ay 866 m³

Bu hacme sahip bir silindirik tank kullanılacaktır. Emniyet payı dahilinde tank için gerekli aylık hacim V= 40 m³ olarak alınmıştır.

(

40=

2

)

π×D ×2.5 × D →r =1.5 m→ D=3 m 4

uygun çaplarda 1 tankta depolama yapılacaktır. D=3m

r=1.5m

Cidar kalınlığı (S) hesabı; S=

P × Di +c 2 ×Z × f −P

S=

165040.95 Pax 3 =0.00214 m 2 ×0.7 ×165 ×10 6 Pa−165040.95

0.00214 ≥

(

165040.95 ×1.5 =0.00105 m 235.4 × 106


)

Sayfa 22

2.12.DİETİLBENZEN POMPA HESABI; Tüm mekanik enerji denkliği; W=

(P 2−P1) g × ( z 2−z 1) + −( E s−E D ) gc ρ

z1=0m

z2=12m P2= 1 atm P1= 1 atmEs+ED=0.35+0.35=0.7 bar

1 ¯¿ 101325 Pa 0.7 × ¯ ¿ ¿ ¯ 101325 (1−1) ¿ × −¿ kg 1 964 m³ 9.81 W= × ( 12−0 ) +¿ 1 W =191.3

PP =

J kg

W ×m 1 m³ 1H kg J → P P= × 5.35 × × 964 × 191.3 ƞ 0.45 h 3600 s m³ kg

PP =610 W

610 W ×

1 HP =0.9 HP 745.7W

Elektrik motor gücü hesabı: PE =

PP 0.9 HP → PE = =1.04 HP ƞE 0.86

Tablo 5.10 dan standart elektrik motor boyutları tablosundan 2 hp olarak kabul edildi. 2.13.Geri Besleme Pompa Tasarımı; Tüm mekanik enerji denkliği;


Sayfa 23

W=

(P −P1) g × ( z 2−z 1) + 2 −( E s−E D ) gc ρ

z1=3m z2=12m P2= 1atm P1= 1 atmEs+ED=0.35+0.35=0.7 bar 1 ¯¿ 101325 Pa 0.7 × ¯ ¿ ¿ ¯¿ 101325 (1−1) × −¿ kg 1 876.5 m³ 9.81 W= × ( 12−3 )+ ¿ 1

W =163.21

J kg

Pompanın gücü; PP =

W ×m 1 m³ 1h kg J → P P= × 8.138 × ×876.5 ×163.21 ƞ 0.45 h 3600 s m³ kg

PP =719W

719W ×

1 HP =1 HP 745.7 W

Elektrik motor gücü hesabı: PE =

PP 1 HP → PE = =1.5 HP ƞE 0.86

Tablo 5.10 dan standart elektrik motor boyutları tablosundan 3 hp olarak kabul edildi.


Sayfa 24

3. ETİL BENZEN ÜRETİMİ İÇİN REAKTÖR HESABI Dolgu yataklı reaktör kullanılmaktadır. 20 atm basınç altında ve 383℃‘de çalışılmaktadır. Reaktörümüzde katalizör olarak ZSM-5kullanılmaktadır .Adyabatik şartlarda çalışılmakta, mil işi yoktur.


Sayfa 25

REAKTÖR HESAPLAMALARI 12345678-

Dönüşüme bağlı ifadelerin çıkarılması Basınç düşüşü ifadelerinin çıkarılması Enerji balansı için ifadelerin çıkarılması Reaktörde beslenen gaz karışımı miktarının hesaplanması Reaksiyon entalpisi ve reaktan-ürünlerin özgül ısılarının belirlenmesi Reaktöre beslenen gaz karışımının özellikleri Polymath programına denklemlerin girişi ve çıkan sonuçlar Reaktör çıkış verileri ve ölçek oranda çizilmesi

3.1-DÖNÜŞÜME BAĞLI İFADELERİN ÇIKARILMASI:

F (W)-F (W+ΔW)+(-r 'W)=0 A A A

Her iki tarafın ∆W’ye bölünmesiyle ve ∆W→0 için limit alınmasıyla paket yataklı bir reaktörün mol balansının diferansiyel formu elde edilir. dFA r ' dW = A


Sayfa 26

FA=FA0-FA0X

dFa=FA0*dX

dX −r A = dW F A 0

H C6 6

+

C H  2 4

C H C H 6 5 2 5

(benzen)

(etilen)

H C H C6 5 2 5

+

C H 2 4

(etilbenzen)

(etilbenzen) 

C H (C H ) 6 4 2 52

(etilen)

(dietilbenzen)

(383 0C – 20 atm deve ZSM-5katalizör eşliğinde gerçekleşmektedir.)

BENZEN→B

ETİLBENZEN→C

ETİLEN→A

DİETİLBENZEN→D

A.)MOL BALANSLARI dFA dFB r ’ rA’ dW = dW = B dFC dFD r ' rC ’ dW = dW = D 3.2.HIZ İFADELERİ H C6 6 (B)

+

H C H C6 5 2 5 (C)

r1 =

C H  2 4 (A) +

Kr∗C et 1+ Keb∗Ceb

C H C H 6 5 2 5 (C) C H 2 4 (A)



C H (C H ) 6 4 2 52 (D)

Kmol Bz kg Cat h


Sayfa 27

(

kr = 0.69 * 106exp

2

r2 = 2.8 * 10 exp

(

−6.34∗10 RT

4

)k

−2.7030∗104 RT

EB

)

= -1.5202 * 106 exp

* CEB * CEt

(

Kmol EB Kg cat h

(Hız ifadesi kaynaklar kısmında bulunan web adresinden alınmıştır.)

1. Denklem r1 B r1 A r1 c = = −1 −1 1 -r1B = -r1A = r1C

2. Denklem r 1C r 1 A r 1 D = = −1 −1 1 -r1C = -r1A = r1D Net hızlar rAnet = r1B + r2C rBnet = r1B rCnet = r2C – r1B rDnet = -r2C 3.3. AKIŞ HIZLARI CA=CTO

FA P T 0 FT P 0 T

CB=CTO

FB P T 0 FT P 0 T


Sayfa 28

3

−3.933∗10 RT

)

CC=CTO

FC P T 0 FT P 0 T

CD=CTO

FD P T 0 FT P 0 T

FT=FA+FB+FC+FD

3.4.BASINÇ DÜŞÜŞÜ İFADELERİNİN ÇIKARILMASI Gaz fazı tepkimelerinin çoğu girdilerinde katalizör taneciklerden oluşan bir dolgu yataktan geçerken katalizlenir. Gözenekli dolgulu yataktaki basınç düşmesini hesaplamak için en çok kullanılan eşitlik Ergun eşitliğidir. G∗(1−∅) ρ∗gc∗Dp∗(∅3 )

dP dL =

[

150∗( 1−∅ )∗μ + 1,75*G ] Dp

Reaktör kararlı halde çalıştığı için , reaktör içerisindeki herhangi bir noktadaki kütlesel akış m0 hızı m(kg/s) girişteki kütlesel akış hızı ‘ a eşittir. m0=m ρ0∗v 0= ρ∗v

V =V 0

ρ= ρ0

V0 V

dP dL = Burada

P0 T ( ) T P 0

=

ρ0

FT FT

0

P T0 P0 ( T )

G(1−∅) ρ gc Dp (∅3)

[

FT FT

0

150 ( 1−∅ ) μ Dp

P0 T + 1,75 G ] P ( T 0 )

βo sadece reaktör içerisindeki dolgu yatağın özelliklerine ve giriş koşullarına bağlı

olan bir sabittir. βo=

G ( 1−∅ ) 3

ρ gc Dp ( ∅ )

[

150 ( 1−∅ ) μ Dp


+ 1,75 G ]

Sayfa 29

P0 T A k ( 1−∅ ) ρ c P T 0 −β 0

dP dw =

G=mtop/Ak ρ =Girişteki karışımın yoğunluğu μ =Girişteki karışımın viskozitesi ∅ =Boşluk kesri Ak

= Kesit alanı

ρb=¿ Katalizörün saf bulk yoğunluğu ρc

= Katı katalizör taneciklerin yoğunluğu

ρb= ρc ( 1−∅ )

3.5. ENERJİ BALANSI İÇİN İFADELERİN ÇIKARILMASI Adyabatik şartlarda Q=0 Wş=0 olan

∆W

hacmine göre mol denkliği yazılır.

Σ F i H i∨w −Σ F i H i∨w+ Δw =0

lim

∆w →0

Σ Fi H i∨w −Σ F i H i∨w+ Δw =0 ∆w

d Fi Hi Σ dw d Fi dw

-

Σ

Fid H i dw

=0

= ri = ϑi (-rA)

d Hi dT cp = dw dw i

( Entalpinin w’ ye göre türevi alındı).


Sayfa 30

Dolgu Yataktan Akış; ϑi Hi

Σ

dT dw

(

=

−r A

)–Σ

Fi c p

i

dT dw

=0

∆ H T (−rA) Σ Fi c p i

3.6.REAKTÖRE BESLENEN GAZ KARIŞIMI MİKTARININ HESAPLANMASI Temel = 10000 ton/yıl etilbenzen üretimi C H + C H  C H C H 6 6 2 4 6 5 2 5 0 (383 C ve 20 atm de ve ZSM-5 katalizör eşliğinde gerçekleşmektedir.)

383 0C – 20 atm

ton etilbenzen 1 yıl 1 gün 1h 1000 kg 1 kmol etilbenzen x x x x x 10000 =13 yıl 330 gün 24 h 3600 s 1 ton 106.17 kg kmol h

13

kmol etilen h

kmol 104 h

benzen (1’e 8 kuralı olduğu için)

ma= (13 kmol)/h∗(1 h)/(3600 s)∗(28.05 kg)/(1 kmol)= 0.101 kg/s


Sayfa 31

mb= (104 kmol)/h∗(1 h)/(3600 s)∗(78.11 kg)/(1 kmol)= 2.257 kg/s mt=ma+mb=2.358 kg/s

3.7.REAKSİYON ENTALPİSİ VE REAKTAN-ÜRÜNLERİN ÖZGÜL ISILARININ BELİRLENMESİ

Cp= A +B*T + C*T^2 + D*T^3 ∆H=∆

H 298

+∆Cp(T-298)

ΔH1(Tr)=-99.42 kj/kmol ΔH2(Tr)=-101.95kj/kmol 3.8.REAKTÖRE BESLENEN GAZ KARIŞIMININ ÖZELLİKLERİ

ngaz= A + B*T + C*T2 ngaz= micropoise T=K Etilen Benzen Etil Benzen Dietil Benzen

A -3,985 -0,151 -4,267 11,390

B 3,8726*10-1 2,5706*10-1 2,4735*10-1 1,7425*10-1

netilen= (-3.985) + (3.8726*10^-1)*656 + (-1.1227*10^-4)*(656)^2 =2.017*10^-5 kg/m*s ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 32

C -1,1227*10-4 -8,9797*10-5 -5,4264*10-5 -16743*10-5

nbenzen= (-0.151) + (2.5706*10^-1)*656 + (-8.9797*10^-5)*(656)^2 =1.646*10^-5 kg/m*s

3.9.POLYMATH PROGRAMINA DENKLEMLERİN GİRİŞİ VE ÇIKAN SONUÇLAR

Differentialequations 1 d(X)/d(W) = (-r1) / Fa0 d(T)/d(W) = (((-r1)) * (-DH1) + (-r2) * (-DH2)) / ((Fa0 * 13809.6592) + (Fb0 * 2 13662.36624))*(P/P0) 3 d(P)/d(W) = (-beta0 / (Ak * (1 - fi) * roc)) * (P0 / P) * (T / T0) 4 d(Fd)/d(W) = -r2 5 d(Fc)/d(W) = -r1 + r2 6 d(Fb)/d(W) = r1 7 d(Fa)/d(W) = r1 + r2

Explicitequations 1 R = 8.314 2 keb = (((-1.5202 * 10) ^ (2)) * (2.71828 ^ ((-3.933 * 10 ^ 3) / (R * T)))) 3 kr = (0.69 * 10 ^ 7) * (2.71828 ^ ((-6.344 * 10 ^ 4) / (R * T))) 4 Ft = Fa + Fb + Fc + Fd 5 fi = 0.4 6 rogaz = 24.5452 7 VIS = 1.885 * 10 ^ -5 8 dp = 0.002 9 roc = 2000 10 D = 0.0889 11 Ak = (3.14*(D^2))/4 12 G = 2.358/ Ak 13 beta0 = ((G * (1 - fi) / (rogaz * dp * (fi ^ 3) ) * ((150 * (1 - fi) * VIS) / dp) + 1.75 * G)) 14 Tc = 298 15 Cpb = -(31.66) + ((1.30) * T) + ((0.0036) * T ^ 2) + ((0.00004) * T ^ 3) 16 Cpd = 140.766 + ((0.722) * T) + ((-0.0019) * T ^ 2) + ((0.00003) * T ^ 3) 17 Cpa = 70.92 + ((0.804) * T) + ((-0.0021) * T ^ 2) + ((0.00005) * T ^ 3) 18 Cpc = 183.37 + ((0.169) * T) + ((0.0005) * T ^ 2) 19 DH1 = -(99.42) + ((Cpc - Cpb - Cpa) * (T - 298)) 20 DH2 = -(101.95) + ((Cpd - Cpc - Cpa) * (T - 298)) 21 rob = roc * (1 - fi)


Sayfa 33

22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33

P0 = 2026500 T0 = 656 Ft0 = 117 Fa0 = 13 Fb0 = 104 Ct0 = 0.372 r1 = -(((kr * (Ct0 * (Fa / Ft))))) / (1 + (keb * (Ct0 * (Fc / Ft)))) * (T0 / T) * (P / P0) r2 = -(2.8 * 10 ^ 2) * (1.71828 ^ ((-2.7030 * 10 ^ 4) / (R * T))) * (Ct0 * (Fc / Ft)) * (Ct0 * (Fa / Ft)) * (T0 / T) * (P / P0) Ddemet = D * ((250 / 0.319) ^ (1 / 2.1)) * 1.2 V = 7 * (3.14 * (Ddemet ^ 2) / 4) Wtop = W *250 Whacim = Wtop / 720

Calculatedvalues of DEQ variables Variabl Initialvalu Minimal e e value 1 Ak

0.006204

2 beta0

0.006204

0.006204

6.224E+04 6.224E+04

6.224E+04

6.224E+04

3 Cpa

1.381E+04 1.381E+04

2.125E+04

2.125E+04

4 Cpb

1.366E+04 1.366E+04

2.044E+04

2.044E+04

5 Cpc

509.402

509.402

598.7328

598.7328

6 Cpd

8265.772

8265.772

1.266E+04

1.266E+04

7 Ct0

0.372

0.372

0.372

0.372

8 D

0.0889

0.0889

0.0889

0.0889

2.548293

2.548293

2.548293

9 Ddemet 2.548293

0.006204

Maximalvalu Final e value

1 DH1 0

-9.653E+06 -1.89E+07

-9.653E+06

-1.89E+07

1 DH2 1

-2.167E+06 -4.225E+06

-2.167E+06

4.225E+06

1 dp 2

0.002

0.002

0.002

0.002

1 Fa 3

13.

0.2605782

13.

0.2605782

1 Fa0 4

13.

13.

13.

13.

1 Fb 5

104.

91.42498

104.

91.42498

1 Fb0 6

104.

104.

104.

104.

1 Fc 7

0

0

12.41062

12.41062


Sayfa 34

1 Fd 8

0

0

0.1644017

0.1644017

1 fi 9

0.4

0.4

0.4

0.4

2 Ft 0

117.

104.2616

117.

104.2616

2 Ft0 1

117.

117.

117.

117.

2 G 2

380.0762

380.0762

380.0762

380.0762

2 keb 3

112.3625

112.3625

123.8101

123.8101

2 kr 4

61.26298

61.26298

292.9811

292.9811

2 P 5

2.027E+06 1.702E+06

2.027E+06

1.702E+06

2 P0 6

2.027E+06 2.027E+06

2.027E+06

2.027E+06

2 R 7

8.314

8.314

8.314

8.314

2 r1 8

-2.532203

-2.532203

-0.0306787

-0.0306787

2 r2 9

0

-0.0099074

0

-0.0008254

3 rob 0

1200.

1200.

1200.

1200.

3 roc 1

2000.

2000.

2000.

2000.

3 rogaz 2

24.5452

24.5452

24.5452

24.5452

3 T 3

656.

656.

757.987

757.987

3 T0 4

656.

656.

656.

656.

3 Tc 5

298.

298.

298.

298.

3 V 6

35.68341

35.68341

35.68341

35.68341

3 VIS 7

1.885E-05

1.885E-05

1.885E-05

1.885E-05

3 W 8

0

0

32.

32.

3 Whacim 0 9

0

11.09983

11.09983

4 Wtop 0

0

0

7991.876

7991.876

4 X

0

0

0.9673092

0.9673092


Sayfa 35

1


Sayfa 36


Sayfa 37


Sayfa 38


Sayfa 39

3.10.REAKTÖR ÇIKIŞ VERİLERİ VE ÖLÇEK ORANDA ÇİZİLMESİ

0 T = 484 C P = 16.8atm FA = 0.26 kmol/h (ETİLEN) FB = 91.42 kmol/h (BENZEN) FC = 12.41 kmol/h (ETİLBENZEN) FD = 0.16 kmol/h (DİETİLBENZEN) W = 7990 kg (katalizör ağırlığ) 3 W = 11 m (katalizör hacmi) 3 V = 35 m (reaktör hacmi) Yıllık beslenen etilen miktarı = 2888 ton Yıllık beslenen benzen miktarı = 7780 ton Yıllık etilbenzen üretimi = 10000 ton

3 inç lik 250 tane 7 m lik çelik boru kullanıldı. Reaktör çapı = 2.5 m ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 40

Reaktör boyu = 7 m

2.5m 7m


Sayfa 41

4. ISI DEĞİŞTİRİCİLER TASARIMI Kaynar su veya buhardan faydalanılarak ısıtma amaçlı veya çeşitli işlemlerde kullanılmak amacıyla sıcak suyun elde edildiği cihazlara ısı değiştirici (tahvil cihazı, eşanjör) denir. Sıcaklığı fazla olan bir akışkan ile daha az ısıda olan bir akışkanın ısı alışverişi prensibine göre çalışır. Geniş alana yayılmış binaların bir noktadan ısıtılmasında sıcak su kullanıldığında borulardan önemli ölçüde ısı kaybı meydana gelir, buhar veya kaynar su kullanılmasında ise ısıtıcı yüzeylerin çok sıcak olması gibi mahsurlar ortaya çıkar. Bu mahsurları ortadan kaldırmak için ısı değiştiriciler kullanılır. Tabi bu arada yaygın bina ısıtmasında oluşacak kayıplarında önüne geçmek suretiyle ekonomi sağlanır. Isı değiştiriciler; borulu veya plakalı olmak üzere iki farklı tipte üretilir. 4.1 Borulu Isı Değiştiriciler (Eşanjörler) 

Borulu ısı değiştiricilerde genelde dairesel kesitli borular kullanılır. Dairesel kesitli borular diğer geometrik şekilli olanlara nazaran yüksek basınçlara dayanıklı olduklarından, bu tip ısı değiştiriciler yüksek basınçlarda kullanılır.


Sayfa 42



Borulu ısı değiştiricileri, esas olarak borulardan yapılır. Bir akışkan borunun içerisinden akarken, diğer akışkan borunun dışarısından akar. Boru çapı, boru sayısı, boru uzunluğu, boru adımı ve boru düzenlemesi değiştirilebilir. Bu nedenle borulu ısı değiştiricilerin dizaynlarında oldukça esneklik vardır. Borulu



ısı değiştiricileri; çift borulu, gövde borulu ve spiral borulu ısı değiştiricilerden oluşmaktadır.

4.1.1 Gövde Borulu Isı Değiştiriciler Proses endüstrisinde en yaygın olarak kullanılan ısı değiştirici tipidir; yaklaşık olarak kullanılan tüm ısı değiştiricilerin %60’ı gövde borulu ısı değiştiricidir.Gövde borulu ısı değiştirici, boru ekseni gövdenin eksenine paralel olacak şekilde büyük silindirik gövde içine yerleştirilen birbirine paralel yuvarlak borulardan yapılır. Akışkanlardan birisi boruların içinden, diğer akışkan ise gövde tarafında borulara paralel veya çapraz olarak akar.

Temel elemanları; borular (veya boru demeti), gövde, iki baştaki kafalar, boruların tespit edildiği ön ve arka ayna ile gövde içindeki akışı yönlendiren ve borulara destek olabilen şaşırtma levhaları ve destek çubuklarıdır. Isıl görev, basınç düşümü, basınç seviyesi, kirlenme, imalat yöntemi ve maliyeti, korozyon ve temizleme problemlerine bağlı olarak çeşitli gövde tarafı ve boru tarafı akış düzenlemeleri kullanılır. Özellikleri 

Maksimum basınç: Gövde tarafında 350 bar (mutlak), boru tarafında 1400 bar



(mutlak). Sıcaklık aralığı: (-200 °C) ile (600 °C) arasında değişir. Özel malzemeler ile bu

 

sıcaklık aralığı genişleyebilir. Tek bir ünite için tipik yüzey alanı 10 – 1000 m2 arasında değişir. Mümkün olduğu kadar karbon çeliğinden yapılmaktadır.

Avantajları 

Hemen hemen tüm uygulamalar için kullanılabilir; örneğin petrolrafinerileri,

  

termik santraller, kimya endüstrisi vs. Son derece esnek ve sağlam dizayna sahiptir. Temizleme için demonte edilebilecek, sökülebilecek şekilde dizayn edilebilir. Bakımı ve tamiri kolaydır.


Sayfa 43



Piyasadan çok kolay bir şekilde bulunabilir. Bu ısı değiştiricilerini sağlayan firma

 

sayısı oldukça fazladır. Çoklu üniteleri yapmak kolaydır. Birçok metal ile imal edilebildiğinden akışkan sınırlaması çok azdır.

4.1.2 Düz (Çift) Borulu Isı Değiştiricileri Düz (çift) borulu ısı değiştiricileri en basit ısı değiştirici tipidir. Bir borunun daha büyük çaplı bir boru içerisine eş merkezli olarak yerleştirilmesiyle elde edilir. Akışkanlardan biri içteki borudan akarken, diğeri dışarıdaki borudan akar. Özellikleri  Maksimum basınç: Gövde tarafında 350 bar (mutlak), boru tarafında 1400 bar (mutlak). Sıcaklık aralığı: (-200 °C) ile (600 °C) arasında değişir. Özel malzemeler ile bu

 

sıcaklık aralığı genişleyebilir. Tek bir ünite için tipik yüzey alanı 0,25 – 200 m2 arasında değişir.

Avantajları      

Karşıt akış elde etmek kolaydır. Yüksek basınçlara dayanabilir. Bakımı ve tamiri kolaydır. Temizlemesi kolay olduğundan, özellikle kirletici akışkanlar için uygundur. Piyasada kolay şekilde bulunabilir. Birçok metal ile imal edildiğinden akışkan sınırlaması çok azdır.

Dezavantajları  

Özellikle küçük kapasiteler için uygundur. Yüksek ısıl kapasiteler (1 MW’dan daha fazla) için pahalıdır.

4.1.3 Spiral Borulu Isı Değiştiriciler Bir depo içine yerleştirilen spiral şeklinde sarılmış bir veya daha fazla borulardan oluşmaktadır. Isı transfer katsayısı, spiral bir boruda düz bir borudakinden daha yüksek olduğundan spiral sarım kullanılır. Bu ısı değiştiricileri genellikle havuz ve depolardaki akışkanların sıcaklık kontrolünde kullanılır. Özellikleri 

Temizleme hemen hemen imkansız olduğundan temiz akışkanlar için uygundur.


Sayfa 44



Soğutma sistemlerinde kullanılan kondanserler ve eş eksenli evaporatörler olarak dizayn edilirler.

Avantajları   

Basit ve ucuz bir şekilde elde edilebilir. Isıl genişlemenin oluşturduğu gerilme problemleri yoktur. Spiral borunun dış yüzeyi ve depo kolaylıkla mekanik olarak temizlenebilir.

4.2 Plakalı Isı Değiştiriciler

Plakalı ısı değiştirici veya eşanjörü, iki akışkan arasında ısı transfer etmek için metal üzerinde değişik şekilde kıvrımlar bulunan plakalar kullanılan bir ısı eşanjörü tipidir. Bu özellik, yani ısı transferi için kıvrımlı plaka kullanımı, ısı transfer katsayısını arttırmakta ve konvansiyonel boru gövde tipi eşanjörlerle kıyaslandığından 1/3 – 1/4 oranında ısı transfer yüzeyi ile aynı miktarda ısıyı transfer edebilmektedir.

4.2.1 Tasarım Özellikleri Bir ısı eşanjörünün tasarımındaki genel düşünce, soğuk veya sıcak bir sıvıdan bir diğerine ısı transferi için borular veya diğer benzer kaplar kullanılmasıdır. Genelde, eşanjör bir sıvının diğeri içinde dolaşmasını sağlayan bobin şeklinde borular ve diğer sıvıyı içeren boruların içinde dolaştığı kapalı bölmeden oluşur. Boru duvarları genelde metalden yapılır veya düşük özgül ısı kapasitesi olan başka bir maddeden (düşük özgül ısı kapasitesine sahip maddenin az enerji ile sıcaklığı çabuk bir şekilde artar.) dış taraftaki kapalı bölme ise ısıyı eşanjörden dışarı vermeyecek plastik veya yüksek ısı kapasiteli başka bir malzemeden yapılır. Plakalı ısı eşanjörü, bu basit dizaynın, ısı transfer hızını arttırmak için geliştirilmiş halidir. Kapalı bölme boyunca dolaşan boruların yerine iki bölme vardır. Genelde derinlikleri azdır. Her bir bölme, sıvının hacminin plaka ile temasına yardımcı olacak şekilde inceltilmiştir. Geniş yüzeye sahip metal bir plaka ile ayrılmıştır. Plaka en hızlı transferin mümkün olmasına izin verecek şekilde büyük bir yüzey alanına sahip bir şekilde yapılmıştır.


Sayfa 45

4.3 Isı Değiştiricilerinde Akış Düzenlemeleri

İçindeki akışkanların akışlarının özellikleri sıcaklık farkına, ısı değiştiricisi etkenliğine ve ısı gerilmelere çok etki eder. Prensip olarak bu akışkanlar paralel, ters ve çapraz olmak üzere üç şekildedir.

4.3.1 Paralel Akımlı Isı Değiştiricileri Bu düzenlemede ısı değiştirici içindeki ısıtıcı akışkan ile ısıtılacak akışkan, değiştiricinin aynı ucundan girip, birbirlerine paralel olarak akarlar ve değiştiricilerinin diğer ucundan çıkarlar. Bu tür ısı değiştiricilerde küçük çaplı bir boru ile bunun dışında aynı eksenli ikinci bir boru vardır. Birinci akışkan içteki boru içinden akarken, ikinci akışkan iki boru arasındaki dairesel halkalardan akar.

4.3.2 Ters Akımlı Isı Değiştiricileri Bu tipte akışkanlar ısı değiştiricileri içerisinde birbirine göre eksensel olarak paralel, fakat zıt yönlü olarak akar. Akışkanların ısıl kapasitelerine ve faz durumlarına göre, ısı değiştirici boyunca sıcaklığındaki değişim incelendiğinde ters akımlı ısı değiştiricilerde etkenlik diğerlerinden daha fazla olduğu için tercih edilir. Fakat ısı geçişi olan malzeme sıcaklığının değiştirici boyunca fazla değişmesi, bunun sonucunca ısıl gerilmelerin artarak imalattaki konstrüksiyon bozulmaları nedeniyle bu düzenleme bazen tercih edilmeyebilir.

4.3.3 Çapraz Akımlı Isı Değiştiricileri Isı değiştirici içindeki akışkanlar birbirine göre dik olarak akar. Bu ısı değiştiricilerinin ısı etkenliği, paralel akımlılardan daha iyi, ters akımlılardan kötüdür. İmalat kolaylığı bakımından kompakt ısı değiştiricilerden büyük çoğunluğu çapraz akımlı olarak üretilir.


Sayfa 46

4.4 ISI DEĞİŞTİRİCİ SEÇERKEN DİKKATE ALINMASI GEREKEN FAKTÖRLER

4.4.1 Konstrüksiyon Malzemeleri Isı değiştirici için malzeme, ekonomi ve performansın birlikte en iyi olması temeline bağlı olarak seçilir. Orijinal cihaz maliyeti, cihazın beklenen ömrü ve bakım maliyetlerine karşın dengelenmelidir.

4.4.2 Basınç ve Sıcaklık Borusal ısı değiştiricileri, pratikte kullanılan hemen hemen her basınç ve sıcaklığa göre dizayn edilirler. Ekstrem durumlarda, malzeme kalınlığı ile ilişkili imalat problemleri ve bitmiş ünitenin ağırlığı bakımından sınırlamalar olabilir. Çoğu ısı değiştirici tipleri sadece düşük basınçlarda kullanılabilir ve basıncın çok yüksek olduğu özel uygulamalarda bu tipler hemen seçimin dışına atılabilir. Daha yüksek basınç ve sıcaklıklarda ise gövde borulu ısı değiştirici, kaynaklı plakalı ısı değiştirici ve çift borulu ısı değiştirici arasından tercih yapılmalıdır. Küçük kapasiteli, yüksek-basınçlı uygulamalar için özellikle çift-borulu ısı değiştirici uygun olabilir.

4.4.3 Performans Parametreleri Performans parametreleri; akışkan giriş ve çıkış sıcaklıkları, debiler ve basınç düşümü gibi parametrelerden oluşmaktadır. Değiştirilecek ısı miktarı, akışkan giriş ve çıkış sıcaklıkları ve müsaade

edilen

basınç

düşümü

(veya

pompa

gücü)

çoğunlukla

genel

proses

optimizasyonunun sonucu olarak belirlenir. Seçilen her hangi bir ısı değiştirici bu gereksinimleri karşılama kapasitesinde olmalıdır.

4.4.4 Isıl Uzunluk


Sayfa 47

Isıl uzunluk veya ısı transfer birim sayısı (HTU), ısı değiştiricinin performansının ölçüsü olan yararlı bir kriterdir. Tek fazlı akış içeren bir ısı değiştiricisi için ısıl uzunluk, bir akışkandaki, sıcaklık değişiminin (ts–t0)

akışkanlar arasındaki ortalama sıcaklık farkına oranı olarak

tanımlanır.

4.4.5 Debi Debi, ısı değiştirici tipinin seçimini etkileyen önemli bir parametredir. Debinin sınırlanmasını etkileyen parametreler, kanal akış alanı ve müsaade edilen basınç düşümüdür.

4.4.6 Basınç Düşümü Basınç düşümü, ısı değiştirici dizaynında önemlidir ve ısı transferi için ödenen bedeldir. Basınç düşümü sınırlamaları, ekonomik (pompalama maliyetleri) nedenler veya proses sınırlamaları tarafından belirlenir. Ekonomik dizayn için, herhangi belirlenen basınç düşümü sınırlamalarına tamamıyla uyulmalıdır. Proses dizayn edici tarafından, ısı değiştirici için basınç düşümü belirlenirken dikkat gösterilmelidir. Bazen belirlenmiş olan basınç düşümü gerçekten proses gereksinimleri tarafından belirlenirken, fakat daha fazla çoğunlukla, proses dizayn edicinin belirlemesi oldukça keyfi temelde olabilir. Basınç düşümünün, dizaynın ekonomisi üzerinde kuvvetli etkisi olduğundan, dizayn edici tarafından belirlenen basınç düşümü sorgulamadan kabul edilmesi gereken değer olarak düşünülmemelidir. Verimsiz basınç düşümünden kaçınılmalıdır; giriş, çıkış ve dönüş-dirsek kayıpları minimize edilmeli ve küçük boru tarafı geçiş sayısı kullanılmalıdır.

4.4.7 Sıcaklık Geçişi Isı değiştiricisinde sıcaklık geçişinin olması, ısı değiştirici tipinin seçiminde dikkate alınması gereken diğer bir faktördür. Soğuk akışkanın ısı değiştiriciden çıkış sıcaklığı, sıcak akışkanın çıkış sıcaklığından fazla ise, bu ısı değiştiricide “sıcaklık geçişi” vardır denir. Eğer sıcaklık geçişi var ise, karşıt akışlı ısı değiştiricilerini kullanmak gereklidir. Karşıt akış oluşturan üniteler ise, ya tam karşıt akışlı üniteler veya seri bağlı çok geçişli ünitelerdir. Eğer sıcaklık geçişi yok ise, çapraz akışlı veya karışık akışlı üniteler yeterli olur.


Sayfa 48

4.4.8 Isı Değiştiricinin Boyutu Isı değiştiricinin boyutuyla ilgili temel ilke, “seçilen ısı değiştiricinin boyutu, çok sayıda paralel üniteye sahip olmayacak şekilde gereksinim duyulan görevi karşılayacak uygun boyutta olmalıdır” şeklinde ifade edilebilir. Çünkü çok sayıda paralel ünitenin kullanılması durumunda akış dağılım problemleri oluşma olasılığı olduğu gibi pahalı boru hattı ve vanaların kullanılması gerekebilir.

4.4.9 Bulunabilirlik Bulunabilirlik, ısı değiştirici tipinin seçiminde önemli bir parametredir. Özel ısı değiştiricilerini sağlayabilecek firma sayısı azdır, teslim süreleri uzundur ve bu ısı değiştiricileri uzmanlar tarafından tamir edilmelidir. Bu nedenle, eğer özel dizayn gerektiren bir ısı değiştirici seçilecek ise, bu ısı değiştiricinin dizayn ve imalatı için gerekli süre dikkate alınmalıdır. Bu durum, genellikle standart dizaynlara sahip olan ısı değiştirici tipinin seçilmesini zorunlu kılabilir. Bu nedenle ilk seçimde bulunabilirlik faktörü dikkatli bir şekilde göz önünde tutulmalıdır.

4.4.10 Ekonomik Faktörler Eğer yukarıdaki maddelerde belirtilen gereksinimleri, çeşitli tip ısı değiştiricileri karşılıyorsa, son seçim ekonomi temelinde olmalıdır. Isı değiştirici tipinin seçiminde maliyet çok önemli bir faktördür. Isı değiştiricilerin toplam maliyeti, yatırım, montaj ve işletme maliyetinden oluşmaktadır. En düşük yatırım maliyetine sahip olan ısı değiştirici tipi serviste ciddi problemler oluşturabilir ve işletme maliyeti yüksek olabilir. Her bir durum ayrı ayrı irdelenmelidir. Sabit basınç düşümü (pompa gücü) için esas ekonomik faktör, yatırım maliyeti olacaktır. Fakat dizayn parametrelerinin seçiminde geniş bir aralık olduğu durumlarda, pompa gücü ile yatırım maliyeti arasında bir ilişki olduğuna dikkat edilmeli ve bu durum kesinlikle gözden kaçırılmamalıdır. Ayrıca montaj maliyetleri de çok önemli olabilir. Karar verilmeden önce çeşitli ısı değiştirici tipi ve maliyet alternatiflerini göz önüne almak gerekli olabilir.

4.4.11 Akışkanlar ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 49

  

Kirli akışkan boru tarafına konur çünkü temizlenmeleri daha kolaydır. Yüksek basınçlı akışkan boru tarafına konulur. Eğer gövdeden akan akışkan su ise hızı 1,5 – 2,5 arasında olmalıdır.

4.4.12 Birikinti Çarpanı Yüzeyde biriken madde tüm ısı aktarım katsayısını düşüreceğinden, bu değerlerinde tasarım yapılırken dikkate alınması gerekir. Bu nedenle etkinlikteki azalmayı karşılamak için, ısı değiştirici daha büyük boyutlandırılır. 4.4.13 Dizayn Yaparken Basınç Düşüşü Değerlerine Neden İhtiyacımız Olur ?

     

Sürtünme basınç düşüşüne sebep olur Basınç düşüşü gerekli pompa gücünü belirler. Basınç düşüşündeki artış (pompa gücü) İlk maliyeti arttırır Çalışma giderlerini arttırır. Bundan dolayı basınç düşüşü hesaplamaları ısı transferi hesaplamaları kadar önemlidir.

4.5 Isı Değiştirici Seçimi Isı değiştirici seçiminde göz önüne alınması gereken genel ilkeler şu şekilde özetlenebilir.  

Borular ve silindirler plakalardan daha yüksek basınçlara dayanabilirler. Basınç sınırlamaları yaklaşık 30 barın üstündeki ve vakumdaki uygulamalar için



plakalı ısı değiştiricilerinin seçilmemesini gerektirir. 200 0C’nin üstündeki sıcaklıklarda, conta malzemesi sınırlaması nedeniyle plakalı ısı



değiştiricileri kullanılamaz. Kirlenme ve temizleme açısından plakalı kanatlı ısı değiştiricilerinin kullanılmaması



gerekebilir. Düşük basınç sınırları, gövde borulu ve hava soğutmalı ısı değiştiricileri (boru tarafı)



hariç çoğu ısı değiştirici tiplerinin seçimin dışına atılmasını gerektirir. Eğer ısı değiştirici birden fazla malzemeden imal edilebiliyorsa, ekstrem sıcaklıklar veya korozif akışkanlarla uyum sağlayacak metali bulabilmek mümkün olmaktadır.

4.6 Niçin Gövde Borulu Isı Değiştiriciler ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 50

    

Sıcaklık ve basıncın geniş bir aralığı için dizayn edilebilirler. Yapılanması küçük bir hacimde büyük yüzey alanı verir. Farklı malzemelerden kolaylıkla yapılabilirler. Tamir ve bakımı fazla uzmanlık gerektirmez. Yapım ve dizaynı ile ilgili yeterince tecrübe vardır.

4.7 Isı Değiştirici Tasarımında Kabuller        

Isı değiştirici çevreye karşı yalıtılmış (ısı kayıpları ihmal) Boru boyunca eksenel ısı aktarımı ihmal (radyal yönde aktarım var) Potansiyel ve kinetik enerji ihmal edilebilir. Akışkanların özgül ısıları sabit kalır. Toplam ısı transfer katsayısı sabittir. Sistem kararlı haldedir. Isı değiştirici içinde ısı üretimi bulunmamaktadır. Zıt ve parelel akışlı ısı değiştiricilerde akışkan sıcaklığı akış kesiti boyunca üniformdur(Akışa dik yönde sıcaklık gradyenti yok). Fakat çapraz akışta akışkanların

 

karışıp karışmama özelliği dikkate alınmalıdır. Akışkanda faz değişimi oluyorsa faz değişimi boyunca basınç ve sıcaklık sabittir. Akış tam gelişmiş ve pürüzsüz akıştır.

4.8 ISI DEĞİŞTİRİCİ HESAPLAMALARI 4.8.1 REAKTÖR ÖNCESİ ISI DEĞİŞTİRİCİ HESABI


Sayfa 51

Isı değiştiricimizde sıvı fazdan gaz faza, faz değişimi olduğu için ısı değiştirici 3 parçaya ayrılır. 1. Isıtıcı 2. Buharlaştırıcı 3. Isıtıcı

1.ISITICI ADIM 1 Benzenin 20 atm deki kaynama noktasını bulabilmek için clasious- calpeyron eşitliğini kullanırız. ln (P₂/P₁ )=

Δ H buh 1 1 − ¿ * ( R T 1 T2

Benzen için; △Hbuh= 30781 j/mol T1=80.1°C (1 atm deki kaynama noktası) 30781 1 1 − ¿ ln (20/1 )= 8,314 * ( 353,25 T 2 T2= 221,48 °C (20 atm’de benzenin kaynama noktası)


Sayfa 52

Tort

¿

25+ 221,48 = 123,24 °C = 396,39 K (benzen için) 2

Benzenin kütlesel debisi; Mbenzen= 104 kmol/saat = 2,25 kg/s 396,39 K için; benzenin fiziksel özellikleri HandbookPhysicaldan hesaplanarak bulunur. Cpbenzen=156,67 Kj/kmol K = 2,01 kj/kg K Qalınan= m*cp*△T Qalınan= 2,25*2,01*(221,48-25) Qalınan= 888,58 kj/s= kW Yapılan kabuller; T1su=300°C= 573°K(Kızgın Buhar) P=20 atm için Tdoy=212,38°C Msu=10 kg/s olarak alınırsa; Qalınan=Qverilen olduğundan; CPgiriş su=573 °K’ de HandbookPhysicaldan hesaplanan değerle; CPgiriş su=1,998 kj/kgK QVerilen su =10 * 1,998 * (300-T2) = 888,58 T2 su = 256 °C = 529 K


Sayfa 53

ADIM 2 FİZİKSEL ÖZELLİK TABLOSU Benzen için özellik tablosu Giriş Sıcaklığı 298 1,76

Ortalama Sıcaklık 396,39 2,01

Çıkış Sıcaklığı 494,48 2,48

Isıl İletkenlik Yoğunluk

0,1456

0,114

0,0776

W/Mk

873,1

765,81

621,7

Kg/m3

Viskozite

6,1x10-4

2,12x10-4

0,99x10-4

Kg/ms

Sıcaklık Özgül Isı

Birim K Kj/KgK

Su İçin Özellik Tablosu

Sıcaklık

Giriş Sıcaklığı 573

Ortalama Sıcaklık 551

Çıkış Sıcaklığı 529

Birim

Özgül Isı

1,998

1,988

1,977

Kj/KgK


0,042

0,0419

0,041

W/Mk

697

729

756

Kg/m3

Viskozite

2,036x10-4

1,94x10-4

1,85x10-4

Kg/ms

K

ADIM 3 Tüm ısı aktarım katsayısını 550 kabul edelim; Isı aktarım katsayısı U= 500-750 W/m2K arasında olmalıdır. Çünkü sıcak akışkan su buharı ve soğuk akışkan hafif organik için en uygun aralık bu şekildedir. Biz 550 W/m2K değeriyle işlemlerimize devam ediyoruz.


Sayfa 54

ADIM 4 ISI DEĞİŞTİRİCİ ÇEŞİDİ VE BOYUTLARI;

△Tln =

△T 1−△ T 2 T ln 1 T2

=

( 300−221,48 )−(256−25) (300−221,48) ln (256−25)

△Tln = 141,3 °C R=

T 1 giri ş−T 1 çı k ış T 2 çı k ış −T 2 giri ş

=

(300−256) (221,48−25)

S=

T 2 çı k ış – T 2 giri ş T 1 giri ş−T 2 giri ş

=

(221,48−25) = 0,71 ( 300−25 )

= 0,22

Bir ceket geçişli ve iki boru geçişli ısı değiştiricileri için sıcaklık düzeltme çarpanı grafikten; Ft=0.92 okunur. Ft değeri ile tasarım için yeterli duyarlılığa sahip doğru sıcaklık farkını verecektir. NOT : Ft sıcaklık düzeltme çarpanı 0,75 in altına düşerse ekonomik ısı değiştirici tasarımı yapılamaz.


Sayfa 55

△Tmson = △Tmilk * Ft =141,53*0,92=129,996 °C

ADIM 5 ISI AKTARIM ALANI; Q U∗△ T m

A=

888,58

= 550∗141,3 =11,43 m2

ADIM 6 YERLEŞİM VE BORU BÜYÜKLÜĞÜ; Verimliliği ve temizleme kolaylığı için dıştan sızdırmaz halkalı oynar başlıklı değiştiriciyi kullanırız. Akışkanlardan ikisi de aşındırıcı olmadığı ve çalışma basıncının yüksek olmaması sebebiyle normal karbon çeliği ceket ve borular için kullanabiliriz. Su benzenden daha kirletici olduğundan su borudan akarken, benzende gövdeden akacaktır. 

BORU BÜYÜKLÜKLERİ; Boru dış çapı d0=24 mm Boru iç çapı diç=24*3/4=18 mm Komşu iki boru merkez arası uzaklıkPt=1.25*d0 Pt= 30 mm bulunur. Boru uzunluğu 2,5 m seçilir.

ADIM 7 BORU SAYISI Bir borunun yüzey alanı = π*d0*L A = π*(24x10-3)*2,5 Boru sayısı =

A= 0,188 m2

Is ıaktar ımalan ı Boruy ü zeyalanı


=

11,43 0,188 = 60

Sayfa 56

İki geçişli boru kullandığımızdan dolayı her bir geçişteki boru sayısı

60 2 = 30

Bu sayının uygun olup olmadığını bulmak için boru tarafındaki hız Ut bulunur. Bir borunun kesit alanı =

π∗D2 4

=

π∗(18∗10−3 ) = 2,54x10-4 m2 4

Her bir geçiş için toplam kesit alanı = 30*( 2,54x10-4) = 7,62x10-3 m2 Hacimsel akış hızı = 10 * ( 1/ 729 ) = 0,014 m3/s 0,014 Boru tarafı hızı, Ut = 7,62∗10−3 = 1,83 m/s Not: boru tarafı su için tarsımhızları ; 1,5 ile 2,5 m/s arası olmalıdır. Bizim bulduğumuz 1,83 m/s bu şarta uymaktadır. ADIM 8 DEMET VE GÖVDE ÇAPLARI İki boru geçişi için ( üçgen diziliş ) tasarım kitabından Geçiş sayısı

2 boru geçişli

K1 = 0,249 n1 = 2,207 1

Nt n ¿ K1

Demet Çapı Db = d0 *(

1

1

Db = (24) *(

30 2,207 ¿ Db = 210,4mm 0,249

Dıştan sızdırmaz halkalı oynar başlıklı değiştirici için tasarım kitabı şekil 12-12’den ceket ve demet arası boşluk 52 mm bulunur. O zaman gövde çapımız; Ds = 210,4+52 = 262,4 mm bulunur. ADIM 9 BORU TARAFI ISI AKTARIM KATSAYISI Su için; Eagle ve Fergusonkorelasyonlarına göre; ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 57

0,2

di ¿ ¿ 0,8 4200 x ( 1,35+ 0,02T ) x U t hi = ¿

18 ¿0,2 ¿ 4200 x ( 1,35+0,02 x (278) ) x 1,830,8 hi = ¿ hi=¿ 54522 W/m2°C olarak bulunur. hi=¿ Su için boru içindeki film ve dolanım katsayısı T = Su sıcaklığı (°C) di= Boru iç çapı (mm) ADIM 10 Kern yöntemi kullanılarak iki şaşırtma arası uzaklığı 80 mm kabul edelim. Bu aralık çok yüksek basınç düşüşüne neden olmaksızın iyi bir ısı aktarımı verir.

As =

de=

( P t−d 0)∗D s∗LB Pt

=

( 30−24 )∗262,4∗80 = 4198 m2 30

1,10 d 0 (Pt2 – 0,917d02) =

1,10 2 2 24 (30 – 0,917(24) ) = 17,04 mm

de= Eşkenar üçgen için hidrolik çap Gövde tarafı hacimsel akış hızı; 1 2,25* 765,81 = 2,93x10-3m3/s

Gövde tarafı hızı =

2,93 x 10−3 0,004198 = 0,7 m/s

d e∗V∗ρ Re= µ

17,04 x 10−3∗0,7∗765,81 Re =43087,6 2,12 x 10−4

=


Sayfa 58

Cp∗µ Pr= k

−3

=

−4

2,01 x 10 ∗2,12 x 10 0,114

Pr = 3,74

%25 kesmeye sahip parçalı şaşırtma kullanırız. Bu çok büyük basınç düşüşüne neden olmaksızın uygun ısı aktarımı verecektir. Şekil 12.29 dan J n = 3x10-3 (ısı aktarım katsayısı) bulunur. kf hs= ( d e )*Jn*Re*Pr0,33

hs=

0,114 −3 *3x10-3*43087,6*(3,74)0,33 17,04 x 10

hs = 1336,46 W/m2K

ADIM 11 TÜM ISI AKTARIM KATSAYISI 1 U0

=(

1 U 0 =(

d0 1 hi + 0,00035) d i

+

d 0∗ln

1 24 54522 + 0,00035) 18 +

2k

d0 di

1

+ hs + 0,0002

24 x 10−3∗ln

24 18

2 x 50

U0 = 663,1 W/m2 °C

ADIM 12 BASINÇ DÜŞÜŞÜ Boru tarafı için; Re =

−3 d i xVxg 18 x 10 mx 1,83 x 729 −4 ⇒ ⇒ 123779,7 M 1,94 x 10

Re = 123779,7 ‘e göre; Şekil 12,24’den


Sayfa 59

+

1 1336,46 + 0,0002

−3

Jf= 2,8 x 10

okunur

Np = 2 geçişli old. için U 2t 2

∆

Pt

L = Np [ 8 x Jf ( d i ) + 2,5 ] x g x

∆

Pt

2,5 −3 = Np [ 8 x 2,8 x 10 ( 18 x 10−3 ) + 2,5 ] x 729 x

1,83 2

2

⇒13698,67N/m2⇒

1,3 bar

ADIM 13 VİSKOZİTE ÇARPANI (M / Mw)0,14 viskozite çarpanı ısı aktarım katsayılarında ve basınç düşüşünde ihmal edildi. Boruların toplam iç yüzey alanı; π.

di

.L

−3 ⇒ π . 18 x 10 . 0,5 . 87⇒ 8,47 m2

Isı akışı =

Q A =

888,58 x 103 ⇒ 75559,52 W/m2 11,76

Yaklaşık olarak; (Tw - Tİ) . hi = 75559,52 Tw=

75559,52 54522 + 282 =283,4 °C

Suyun bu sıcaklıktaki viskozitesi; 2,015x10-5 kg/ms M Mw ¿ ¿ ¿

=

2,011 x 10−5 2,015 x 10−5 ⇒ 0,999 ¿ ¿ ¿

Viskozite düzeltme çarpanının ihmal edilme doğruluğu kanıtlanmıştır.

2. BUHARLAŞTIRICI ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 60

Bu ısı değiştiricimizde faz değişimi olacağından dolayı benzenin kaynama noktasından çiğlenme noktasına kadar tasarımımızı gerçekleştiririz. ADIM 1

Tort =

221,48+ 251 2

= 236,24 °C = 509,24 K (benzen için)

509 K de handbookdan hesapladığımız Cp değerimiz; Cpbenzen = 1,765 Kj/KgK QAlınan = m*Cp*△T QAlınan = 2,25*1,765*(251-221,48) QAlınan = 58,61 kW Yapılan Kabuller; T1su = 300 °C = 573 K (Kızgın Buhar) P = 20 atmiçinTdoy. = 212,38 °C msu= 5 Kg/s olarak kabul edilirse; QAlınan = QVerilenolduğundan; Cpgiriş su = 1,998 Kj/Kg K (573 K’de) QVerilen su =2 * 1,998 * (573-T2) = 58,61 T2 su = 297,06 °C = 570,06 K ADIM 2 ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 61

FİZİKSEL ÖZELLİK TABLOSU Benzen için özellik tablosu Giriş Sıcaklığı 494,48 1,759


Çıkış Sıcaklığı 524 1,772


0,0283

0,0285

0,0288

W/Mk

621,7

617,5

613,1

Kg/m3

Viskozite

0,01247x10-3

0,01253 x10-3

0,01258x10-3

Kg/ms


Birim K Kj/KgK


Sıcaklık


Ortalama Sıcaklık 570,065

Çıkış Sıcaklığı 567,13

Birim

Özgül Isı

1,998

1,988

1,977

Kj/KgK


0,042

0,0437

0,0436

W/Mk

697

698,3

699,5

Kg/m3

Viskozite

2,036x10-5

2,034x10-5

2,031x10-5

Kg/ms

K

ADIM 3 TÜM ISI AKTARIM KATSAYISI Isı aktarım katsayısı U= 300 W /m2K kabul edilir. ADIM 4 Isı değiştirici çeşitleri ve boyutları bir ceket geçişli ve iki boru geçişli bir ısı değiştirici kullanıyoruz. Akışları zıt alıyoruz. Bunun sebebi daha iyi ısı aktarımı için;


Sayfa 62

△Tln =

△T 1−△T 2 T1 = ln T2

( 300−251 )−(294,13−221,48) (300−251) ln (294,13−221,48)

△Tln = 60,05 °C R=


=

(300−294,13) (251−221,48) = 0,2

S=


=

(251−221,48) ( 300−221,48 ) = 0,37

Bir ceket geçişli ve iki boru geçişli ısı değiştiricileri için sıcaklık düzeltme çarpanı grafiğinden; F = 0,98 okunur. Ft değeri ile tasarım için yeterli duyarlılığa sahip doğru sıcaklık farkını verecektir. NOT : Ft sıcaklık düzeltme çarpanı 0,75 in altına düşerse ekonomik ısı değiştirici tasarımı yapılamaz. △Tmson = △Tmilk * Ft = 60,05* 0,98 = 58,84 °C ADIM 5 ISI AKTARIM ALANI A=

Q U∗△T m

=

58,61 x 103 2 300∗58,84 = 3,32 m

ADIM 6 YERLEŞİM VE BORU BÜYÜKLÜĞÜ ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 63

Verimliliği ve temizleme kolaylığı için dıştan sızdırmaz halkalı oynar başlıklı değiştiriciyi kullanırız.Akışkanlardan ikisi de aşındırıcı olmadığı ve çalışma basıncının yüksek olmaması sebebiyle normal karbon çeliği ceket ve borular için kullanabiliriz. Su benzenden daha kirletici olduğundan su borudan akarken, benzende gövdeden akacaktır. Boru Büyüklükleri: Boru dış çapı d0= 16 mm diç=24x3/4 = 12 mm Komşu iki boru merkez arası uzaklık, Pt= 1,25xd0⇒Pt= 20 mm bulunur. Boru uzunluğu 1,5 m seçilir. ADIM 7 BORU SAYISI Bir borunun yüzey alanı = π*d0*L ddış=16 mm

diç=12 mm

L=1,5 m

A = π* (12x10-3)*1,5 A = 0,055 m2 Boru sayısı =


3,32

= 0,055 = 66


66 2 = 33


π∗D 4

2

−3

=

π∗(12∗10 ) = 1,13x10-4 m2 4

Her bir geçiş için toplam kesit alanı = 33*( 1,13x10-4) = 3,729x10-3 m2 Hacimsel akış hızı = 5 * ( 1/ 698,3 ) = 7,16x10-3 m3/s Boru tarafı hızı, Ut =

7,16∗10−3 3,729∗10−3 = 1,92 m/s


Sayfa 64

Not: boru tarafı su için tarsımhızları ; 1,5 ile 2,5 m/s arası olmalıdır. Bizim bulduğumuz 1,92 m/s bu şarta uymaktadır.

ADIM 8 DEMET VE GÖVDE ÇAPLARI İki boru geçişi için ( üçgen diziliş ) tasarım kitabından Geçiş sayısı

2 boru geçişli

K1 = 0,249 n1 = 2,207 1

Nt n ¿ K1

Demet Çapı Db = d0 *(

1

1

Db = (16) *(

66 2,207 ¿ 0,249

Db = 238,1mm

Dıştan sızdırmaz halkalı oynar başlıklı değiştirici için tasarım kitabı şekil 12-12’den ceket ve demet arası boşluk 52 mm bulunur. O zaman gövde çapımız; Ds = 238,1+52 = 290,1 mm bulunur. ADIM 9 BORU TARAFI ISI AKTARIM KATSAYISI Su için; Eagle ve Fergusonkorelasyonlarına göre; d i ¿0,2 ¿ 4200 x ( 1,35+ 0,02T ) x U 0,8 t hi = ¿ 12¿ 0,2 ¿ 4200 x ( 1,35+0,02 x (300) ) x 1,920,8 hi= ¿


Sayfa 65

hi=¿ 31819,7 W/m2°C olarak bulunur. hi=¿ Su için boru içindeki film ve dolanım katsayısı T = Su sıcaklığı (°C) di= Boru iç çapı (mm) ADIM 10 GÖVDE TARAFI ISI AKTARIM KATSAYISI Buharlaşma ısı aktarım katsayısı 650 W/m °C varsaydık 251+221,48 2

Gövde tarafı =

= 236,24 °C

300+ 294,16 = 297 °C 2

Boru tarafı =

(224-Tw) x 650 = (237-297) x 400 Tw = 260,92 °C Ortalama buharlaşma sıcaklığı =

237 +260,92 = 248,96 °C 2

248,96 °C’de buharlaştırıcıdaki fiziksel özellikler kL = 0,0322 W/m°C µL = 1,04x10-5 kg/m°C ρL = 537 kg/m3 ρV = 8,26 kg/m3 Boru yükü ( birim uzunluk başına yoğuşkan kitlesel akış hızı kg/ms ) Boru yükü =

Wc L∗N t

Boru yükü = 2,25 * (1/(1,5*66)) Boru yükü = 0,023 kg/ms


Sayfa 66

Db Pt

Nr =

=

290 30

10

=

Nr merkezdeki boru sayısı

2 3

Nr =

x 10

Nr = 7 ρLx ( ρ −ρ L

V

) xg

(hc)b = 0,95 x kL x ( µ L xboruy ü k ü )1/3 x Nr(-1/6) 537 x (537−8,26) x9,81

(hc)b = 0,95 x 0,0322 x ( 1,34 x 10−5 x 0,023 )1/3 x 7(-1/6) (hc)b = 460,7 W/m2 °C

ADIM 11 TÜM ISI AKTARIM KATSAYISI 1 U

=

1 hc

=

1 460,7

+

1 kir ç arpan ı

+

d d ış xln(

d d ış ) diç

2x kw

+

d d ış di ç

1

x kir ç arpan ı +

d d ış diç

1

x hi 1 U

+

1 6000

+

16 x 10−3 xln(

16 ) 12

2 x 50

1 31819,7


Sayfa 67

16

1

16

+ 12 x 6000 + 12

x

U = 328,35 W/m2°C


d i xVxg 12 x 10−3 x 1,92 x 698,3 ⇒ ⇒7,9 x105 M 2,034 x 10−5 5

Re = 7,9 x 10

‘e göre; Şekil 12,24’den

−3 Jf= 1,8x 10 okunur

Np = 2 geçişli old. İçin U 2t 2

∆

Pt

L = Np [ 8 x Jf ( d i ) + 2,5 ] x g x

∆

Pt

1,5 −3 = 2 [ 8 x 1,8 x 10 ( 12 x 10−3 ) + 2,5 ] x 698,3 x

0,06 bar

ADIM 13 VİSKOZİTE DÜZELTME ÇARPANI Boruların toplam iç yüzey alanı = π*D*L*nt Boruların iç yüzey alanı = π*(12x10-3)*1,5*66 = 3,7 m2 Isı akısı =

Q A

=

58,61 x 10 3,7

3

= 15840,5 W/m2

Kaba bir yaklaşımla; (tw-ti) x hi = 15840,5 tw =

15840,5 31819,7

+ 300 = 300,5 °C

suyun bu sıcaklıktaki viskositesi = 2,042x10-5 kg/m s


Sayfa 68

1,922 ⇒ 6440,2 N/m2⇒ 2

−5 µ 2,034 x 10 0,14 ( µw ) = ( 2,042 x 10−5 )0,14 = 0,999

Viskozite düzeltme çarpanının ihmal edilme doğruluğu kanıtlanmıştır. 3. ISITICI Üçüncü ve reaktör öncesi son ısı değiştiricimizde ise çiğlenme noktasından istenilen 400 °C’ lik değere ısı değiştirici tasarımı yaparız. ADIM 1

Benzenin ve suyun fiziksel özellikleri HandbookPhysicaldan bulunur. CpBenzen = 2,014Kj/Kg K QAlınan = m*Cp*△T QAlınan = 2,25*2,01*(400-251)QAlınan =675,19Kj/s KABULLER; T1su = 450 °C = 720 K (Kızgın Buhar) P = 20 atmiçinTdoy. = 212,38 °C msu= 10 Kg/s olarak kabul edilirse; QAlınan = QVerilenolduğundan; Cpgiriş su = 2,097 Kj/Kg K (723 K’de) QVerilen su =10 * 2,097 * (450-T2) = 675,19 ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 69

T2 su = 417,8 °C = 690,8 K ADIM 2 FİZİKSEL ÖZELLİK TABLOSU Benzen için özellik tablosu


Giriş Sıcaklığı 524 1,84

Ortalama Sıcaklık 590 2,014


Birim K Kj/KgK


0,031

0,038

0,046

W/Mk

308,58

295,42

282,81

Kg/m3

Viskozite

132,06x10-6

148,39 x10-6

164,62x10-6

Kg/ms


Sıcaklık

Giriş Sıcaklığı 690,8



Birim

Özgül Isı

2,077

2,087

2,097

Kj/KgK


0,057

0,058

0,06

W/Mk

337,88

335,12

332,3

Kg/m3

Viskozite

253,19x10-6

259,02x10-6

264,87x10-6

Kg/ms

K

ADIM 3 Çizelge 12-1’deki tüm ısı aktarım katsayılarından tahmini 350 W/m2°C olarak belirledik. ADIM 4 ISI DEĞİŞTİRİCİ ÇEŞİDİ VE BOYUTLARI Bir ceket geçişli ve iki boru geçişli bir ısı değiştirici kullanıyoruz. Akışımız çapraz akış olarak alıyoruz.


Sayfa 70

△Tln =

△T 1−△T 2 T1 ln T2

=

( 450−400 )−(417,8−251) (450−400) ln ( 417,8−251)

△Tln = 96,6 °C = 369,9 K

R=

T 1 giri ş−T 1 çık ış T 2 çı k ış −T 2 giri ş

S=


=

(450−417,8) ( 400−251)

=

(400−251) ( 450−251 )

= 0,22

= 0,75

Bir ceket geçişli ve iki boru geçişli ısı değiştiricileri için sıcaklık düzeltme çarpanı grafiğinden; F = 0,96 okunur. Ft değeri ile tasarım için yeterli duyarlılığa sahip doğru sıcaklık farkını verecektir. NOT : Ft sıcaklık düzeltme çarpanı 0,75 in altına düşerse ekonomik ısı değiştirici tasarımı yapılamaz. △Tlm= 96,9* 0,96 = 93,024 °C

ADIM 5 ISI AKTARIM ALANI

A=

Q U∗△T m

=

675,19 X 103 350∗93,024


= 20,7 m2

Sayfa 71

ADIM 6 YERLEŞİM VE BORU BÜYÜKLÜĞÜ Verimliliği ve temizleme kolaylığı için dıştan sızdırmaz halkalı oynar başlıklı değiştiriciyi kullanırız.Akışkanlardan ikisi de aşındırıcı olmadığı ve çalışma basıncının yüksek olmaması sebebiyle normal karbon çeliği ceket ve borular için kullanabiliriz. Su benzenden daha kirletici olduğundan su borudan akarken, benzende gövdeden akacaktır. Dizilişimizi üçgen diziliş şeçtik; Boru Büyüklükleri: Boru dış çapı d0= 20mm diç=20x3/4 = 15mm Komşu iki boru merkez arası uzaklık, Pt= 1,25xd0⇒Pt= 25 mm bulunur. Boru uzunluğu 2,5 m seçilir. L=2,5 m ADIM 7 BORU SAYISI ddış=20 mm

diç=15 mm

L=2,5 m

Bir borunun yüzey alanı = π*d0*L A = π* (20x10-3)*2,5 A = 0,12 m2 Boru sayısı =


20,7

= 0,12 = 172 Boru


172 2

= 86 Boru


π∗D 4

2

=

π∗(15∗10−3 ) 4

= 0,000176 m2

Her bir geçiş için toplam kesit alanı = 86*( 0,000176) = 0,015 m2


Sayfa 72

Hacimsel akış hızı = 10 * ( 1/ 335,12 ) = 0,029 m3/s Boru tarafı hızı, Ut =

0,029 0,015 = 1,93 m/s

Not: boru tarafı su için tarsımhızları ; 1,5 ile 2,5 m/s arası olmalıdır. Bizim bulduğumuz 1,93 m/s bu şarta uymaktadır. ADIM 8 DEMET VE GÖVDE ÇAPLARI İki boru geçişi için ( üçgen diziliş ) tasarım kitabından Geçiş sayısı

2 boru geçişli

K1 = 0,249 n1 = 2,207 1

Nt n ¿ K1

demet çapı Db = d0 *(

1

1

Db = (20) *(

172 2,207 ¿ 0,249

Db = 386,8mm

Dıştan sızdırmaz halkalı oynar başlıklı değiştirici için tasarım kitabı şekil 12-12’den ceket ve demet arası boşluk 55 mm bulunur. O zaman gövde çapımız; Ds = 386+55 = 441 mm bulunur. ADIM 9 BORU TARAFI ISI AKTARIM KATSAYISI

Re =

d i xVxg 15 x 10−3 x 1,93 x 335,12 ⇒ ⇒37458 M 2,59 x 10−4

Cp∗µ Pr= k L di =

2500 15

=

2,087 x 10−3∗2,59 x 10−4 Pr = 9,32 0,058

= 166,6

Şekil 12-23’ den ısı aktarım çarpanı Jh= 4,1x10-3 okunur.


Sayfa 73

Nu= Jh*Re*Pr0,33

Nu= 4,1x10-3*37458*9,320,33

Nu= 320,8 k 0,058 ¿ hi= Nu*( d i ⇒hi= 320,8*( 15 x 10−3 ) hi= 1240,4 W/m2K

ADIM 10 CEKET TARAFI ISI AKTARIM KATSAYISI Kern yöntemi kullanılarak iki şaşırtma arası uzaklığı 100 mm kabul edelim. Bu aralık çok yüksek basınç düşüşüne neden olmaksızın iyi bir ısı aktarımı verir. As =


( 25−20 )∗441∗100 = 0,0088 m2 25

=

Pt = komşu iki merkez arası uzaklık ds = Gövde iç çapı LB = Komşu iki şaşırtma arası uzaklık d0 = Boru dış çapı 1,10 de= d 0 (Pt2 – 0,917d02) =

1,10 2 2 20 (25 – 0,917(20) ) = 14,2 mm

de= Eşkenar üçgen için hidrolik çap Gövde tarafı hacimsel akış hızı; 1 2,25* 295,42 = 7,61x10-3m3/s −3


7,61 x 10 0,0088

d e∗V∗ρ Re= µ

14,2 x 10−3∗1,86∗295,42 148,39 x 10−6

=


= 1,86 m/s

Sayfa 74

Re = 109409

3

Cp∗µ Pr= k

=

−6

2,014 x 10 ∗148,39 x 10 0,114

Pr = 7,86

%25 kesmeye sahip parçalı şaşırtma kullanırız. Bu çok büyük basınç düşüşüne neden olmaksızın uygun ısı aktarımı verecektir. Şekil 12.29 dan Jn = 2x10-3 (ısı aktarım katsayısı) bulunur. kf hs= ( d e )*Jn*Re*Pr0,33

hs=

0,038 −3 *2x10-3*109409*(7,86)0,33 14,2 x 10

hs = 1156,3 W/m2K


=(

1 U 0 =(

1 hi

d0 + 0,00035) d i

1 1240,4

+

20 + 0,00035) 15

d 0∗ln

d0 di

2k

+

+

20 x 10−3∗ln 2 x 55

U0 = 376 W/m2 °C

ADIM 12 BASINÇ DÜŞÜŞÜ 172 boru çif geçiş için Ut= 1,93 m/s Re= 37458 Şekil 12-24’ten Jf sürtünme çarpanı okunur. Jf= 4,1x10-2


1 hs + 0,0002

Sayfa 75

20 15

1

+ 1156,3 + 0,0002

∆

Pt

∆

Pt

L = Np [ 8 x Jf ( d i ) + 2,5 ] x g x

−2

= Np [ 8 x 4,1 x 10

Ut 2

2

x 166,6+ 2,5 ] x 335,12 x

1,93 2 ⇒0,38 bar 2

ADIM 13 VİSKOZİTE DÜZELTME ÇARPANI (M / Mw)0,14 viskozite çarpanı ısı aktarım katsayılarında ve basınç düşüşünde ihmal edildi. Boruların toplam iç yüzey alanı; π.

di

.L

−3 ⇒ π . 15 x 10 .2 .172⇒ 16,2 m2

Isı akışı =

Q A =

675,19 x 10 16,2

3

⇒ 41678,4 W/m2


41678,4 1240,4 + 708,6 =742,2 K


=

2,59 x 10−4 2,75 x 10−4 ⇒ 0,99 ¿ ¿ ¿


4.8.2 REAKTÖR SONRASI ISI DEĞİŞTİRİCİ HESABI


Sayfa 76

Isı değiştiricimizde gaz fazdan sıvı faza, faz değişimi olduğu için ısı değiştirici 3 parçaya ayrılır. 1. Soğutucu 2. Yoğuşturucu 3. Soğutucu FA = 0,26 kmol/h FB = 91,42 kmol/h FC = 12,41 kmol/h FD = 0,16 kmol/h

A = Etilen B = Benzen C = Etilbenzen D = Dietilbenzen

Mol kesirleri; xA = 0,0025 xB = 0,88 xC = 0,1125 xD = 0,005 Çiğlenme noktası hesabı; x A∗PT P¿A P¿A ,

+ P¿B ,

x B∗PT P¿B P¿C ,

+

x C ∗P T P¿C

+

x D∗PT =1 P¿D

P¿D değerleri Appendix-C ve HandbookPhysicaldan değerleri

hesaplanıp toplam basınçıda 16,8 atm alarak deneme yanılma yoluyla işlem yaptık ve çiğlenme noktamız; T = 165 °C = 438 K bulduk. Kabarcıklanma noktası hesabı; x A∗P¿A P

+

x B∗P¿B P


+

x C ∗P ¿C P

+

x D∗P ¿D =1 P

Sayfa 77

P¿A

¿ ¿ ¿ , PB , PC , PD değerleri Appendix-C ve HandbookPhysicaldan değerleri

hesaplanıp toplam basınçıda 16,8 atm alarak deneme yanılma yoluyla işlem yaptık ve kabarcıklanma noktamız; T = 84 °C = 357 K bulduk. 1. SOĞUTUCU

ADIM 1 Ft = FA + FB + FC + FD = 104,25 kmol/h 1 m = 104,25 kmol/h (78*0,88+106,16*0,12)* 3600

= 2,36 kg/s

Etil benzenin molkül ağırlığı MA = 106,16 g/mol Benzenin molekül ağırlığı MA = 78 g/mol Karışımın özgül ağırlığı ; Cp = 2,05 Kj/Kg.K Qverilen= m*Cp*△T Qverilen= 2,36*2,05*(484-165)

Qverilen= 1543 kj/s= kW

Yapılan Kabuller; T1su = 25 °C = 298 K kabul edersek msu= 5 Kg/s olarak kabul edilirse; ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 78

QAlınan = QVerilenolduğundan; Cpgiriş su = 4,19 Kj/Kg K (298 K’de) Qalınan su =5 * 4,19 * (T2-25) = 1543 T2 su = 98,65 °C = 371,645 K ADIM 2 Fiziksel özellikler Appendix-C ve HandbookPhysicaldan değerleri bu şartlar altında hesaplanmış ve mol kesirleriyle çarpılarak karışımın fiziksel özellikleri bulunmuştur.


Sayfa 79

FİZİKSEL ÖZELLİK TABLOSU Karışım için özellik tablosu Giriş Sıcaklığı 757 2,394




0,06024

0,041

0,022

W/Mk

22,024

27,89

38,069

Kg/m3

Viskozite

1,84x10-4

1,47 x10-4

1,09x10-4

Kg/ms


Birim K Kj/KgK


Sıcaklık




Özgül Isı

4,19

4,17

4,16

Kj/KgK


0,621

0,644

0,673

W/Mk

1026

995,6

957

Kg/m3

Viskozite

8,961x10-4

4,7x10-4

2,8x10-4

Kg/ms

ADIM 3 TÜM ISI AKTARIM KATSAYISI Sıcak akışkanımız organik bir çözücüdür, soğuk akışkanımız ise sudur. U : 250 – 750 W/m2°C arasında tercih edilmelidir. Tahmini olarak U’yu 700 W/m2°C alalım.

ADIM 4 ISI DEĞİŞTİRİCİ ÇEŞİTLERİ VE BOYUTLARI


Sayfa 80

Birim K

Isı değiştirici çeşitleri ve boyutları bir ceket geçişli ve iki boru geçişli bir ısı değiştirici kullanıyoruz. Akışları zıt alıyoruz. Bunun sebebi daha iyi ısı aktarımı için;

△Tln =

△T 1−△T 2 T ln 1 T2

=

( 484−98,65 )−(165−25) (484−98,65) ln (165−25)

=

(484−165) (98,65−25) = 4,33

=

(98,65−25) ( 484−25 ) = 0,16

△Tln = 89,14 °C R=


S=


Bir ceket geçişli ve iki boru geçişli ısı değiştiricileri için sıcaklık düzeltme çarpanı grafiğinden; F = 0,94 okunur. Ft değeri ile tasarım için yeterli duyarlılığa sahip doğru sıcaklık farkını verecektir. NOT : Ft sıcaklık düzeltme çarpanı 0,75 in altına düşerse ekonomik ısı değiştirici tasarımı yapılamaz. Ortalama Sıcaklık Farkı; △Tmson = △Tmilk * Ft = 89,14* 0,94 = 83,79 °C


Sayfa 81


A=

Q U∗△T m

=

1543 x 103 700∗57,82

= 26 m2

ADIM 6 YERLEŞİM VE BORU BÜYÜKLÜĞÜ Boru Büyüklükleri: Boru dış çapı d0= 24 mm diç=24 x 3/4 = 18 mm Komşu iki boru merkez arası uzaklık, Pt= 1,25xd0⇒Pt= 30 mm bulunur. Boru uzunluğu 14 m seçilir. L = 14 m ADIM 7 BORU SAYISI Bir borunun yüzey alanı = π*d0*L A = π* (24x10-3)*14 A = 1,05 m2 Boru sayısı =


=

26 1,05

= 24


24 2 = 12


π∗D2 4

=

π∗(18∗10−3 ) = 0,00025 m2 4

Her bir geçiş için toplam kesit alanı = 12*( 0,00025) = 0,003 m2 Hacimsel akış hızı = 5 * ( 1/ 995,6 ) = 0,005 m3/s ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 82

Boru tarafı hızı, Ut =

0,005 0,003

= 1,7 m/s



2 boru geçişli

K1 = 0,249 n1 = 2,207 N t n1 ¿ K1

1

demet çapı Db = d0 *( 1

Db = (24) *(

24 2,207 ¿ Db = 203mm 0,249

Dıştan sızdırmaz halkalı oynar başlıklı değiştirici için tasarım kitabı şekil 12-12’den ceket ve demet arası boşluk 52 mm bulunur. O zaman gövde çapımız; Ds = 203+52 = 255 mm bulunur. ADIM 9 BORU TARAFI ISI AKTARIM KATSAYISI Su için; Eagle ve Fergusonkorelasyonlarına göre 0,2

di ¿ ¿ 4200 x ( 1,35+ 0,02T ) x U 0,8 t hi = ¿ 0,2

18 ¿ ¿ 4200 x ( 1,35+0,02 x (59,3) ) x 2,060,8 hi = ¿


Sayfa 83

hi=¿ 9134,88 W/m2°C olarak bulunur. hi=¿ Su için boru içindeki film ve dolanım katsayısı T = Su sıcaklığı (°C) di= Boru iç çapı (mm)

ADIM 10 GÖVDE TARAFI ISI AKTARIM KATSAYISI Kern yöntemi kullanılarak iki şaşırtma arası uzaklığı 100 mm kabul edelim. Bu aralık çok yüksek basınç düşüşüne neden olmaksızın iyi bir ısı aktarımı verir. As =

de=


=

1,10 d 0 (Pt2 – 0,917d02) =

( 30−24 )∗255∗100 = 5100 m2 30 1,10 2 2 16 (30 – 0,917(24) ) = 17,04 mm

de= Eşkenar üçgen için hidrolik çap gövde tarafı hacimsel akış hızı 1 2,36* 27,89 = 0,08m3/s


0,08 0,0051

d e∗V∗ρ Re= µ

17,04 x 10−3∗1,65∗27,89 −4 1,47 x 10

Re = 5,3X103

2,05 x 10−3∗1,47 x 10−4 0,041

Pr = 7,01

Cp∗µ Pr= k

=

=


= 1,65 m/s

Sayfa 84

%25 kesmeye sahip parçalı şaşırtma kullanırız. Bu çok büyük basınç düşüşüne neden olmaksızın uygun ısı aktarımı verecektir. Şekil 12.29 dan J n = 8x10-3 (ısı aktarım katsayısı) bulunur. kf hs= ( d e )*Jn*Re*Pr0,33

hs=

0,041 -3 5 0,33 17,04 x 10−3 *8x10 *5,3X10 *(7,01)

hs = 1984 W/m2K ADIM 11 TÜM ISI AKTARIM KATSAYISI 1 U0

=(

1 U 0 =(

d0 1 hi + 0,00035) d i

1 9134,88

+

24 + 0,00035) 18

d 0∗ln 2k

+

d0 di

+

1 hs + 0,0002

24 x 10−3∗ln 2 x 55

24 18

U0 = 724,9 W/m2 °C


d i xVxρ 18 x 10−3 mx 1,7 x 995,6 −4 ⇒ ⇒ 6,4x104 µ 4,7 x 10

4 Re = 6,4 x 10


−2 Jf= 3,9 x 10 okunur


Np = 2 geçişli old. için

Sayfa 85

1

+ 1984 + 0,0002

∆

Pt

∆

Pt

2

L = Np [ 8 x Jf ( d i ) + 2,5 ] x g x

Ut 2

14 ( 24 x 10−3 ) + 2,5 ] x 873,1 x

−3

= Np [ 8 x 3,8 x 10

1,7 2 2 ⇒5,05 bar

ADIM 13 VİSKOZİTE DÜZELTME ÇARPANI (M / Mw)0,14 viskozite çarpanı ısı aktarım katsayılarında ve basınç düşüşünde ihmal edildi. Boruların toplam iç yüzey alanı; π.

−3

π . 18 x 10

Isı akışı =

di

.L

. 14 .24⇒ 1,9 m2

Q A =

1543 x 10 26

3

⇒59346 W/m2

Yaklaşık olarak; (Tw - Tİ) . hi = 59346 Tw=

59346 9134,88 + 59,3 =65,8 °C


=

4,7 x 10−4 0,428 X 10−3 ⇒ 1,01 ¿ ¿ ¿


2 YOĞUŞTURUCU


Sayfa 86

ADIM 1

Qverilen= m*Cp*△T Qverilen= 2,36*1,99*(438-357)

Qverilen= 380,41 kj/s= kW

Yapılan Kabuller; T1su = 25 °C = 298 K kabul edersek msu= 5 Kg/s olarak kabul edilirse; QAlınan = QVerilenolduğundan; Cpgiriş su = 4,19 Kj/Kg K (298 K’de) Qalınan su =5 * 4,19 * (T2-25) = 1543 T2 su = 43 °C = 316 K

ADIM 2


Sayfa 87

Fiziksel özellikler Appendix-C ve HandbookPhysicaldan değerleri bu şartlar altında hesaplanmış ve mol kesirleriyle çarpılarak karışımın fiziksel özellikleri bulunmuştur. FİZİKSEL ÖZELLİK TABLOSU Karışım için özellik tablosu Giriş Sıcaklığı 438 2,14




0,098

0,112

0,125

W/Mk

326,2

334,9

344,04

Kg/m3

Viskozite

0,159x10-3

0,217 x10-3

0,307x10-3

Kg/ms


Birim K Kj/KgK


Sıcaklık




Özgül Isı

4,19

4,18

4,17

Kj/KgK


0,61

0,62

0,63

W/Mk

423,76

421,59

419,42

Kg/m3

Viskozite

0,914x10-3

0,75x10-3

0,628x10-3

Kg/ms

ADIM 3 TÜM ISI TRANSFER KATSAYISI U = 300 W/m2°C tahmin değeriyle işlemlerimizi sürdürürüz.

ADIM 4 ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 88

Birim K

ISI DEĞİŞTİRİCİ ÇEŞİDİ VE BOYUTLARI Isı değiştirici çeşitleri ve boyutları bir ceket geçişli ve iki boru geçişli bir ısı değiştirici kullanıyoruz. Akışları zıt alıyoruz. Bunun sebebi daha iyi ısı aktarımı için;

△Tln =

△T 1−△T 2 T ln 1 T2

=

( 165−43 )−( 84−25) (165−43) ln (84−25)

△Tln = 86,7 °C = 359,7 K

R=

T 1 giri ş−T 1 çık ış T 2 çı k ış −T 2 giri ş

S=


=

(25−43) (84−165)

= 0,2

=

(84−165) ( 25−165 )

= 0,58



Sayfa 89


A=

Q U∗△T m

=

380,41 x 103 300∗84,1

= 15,1 m2

ADIM 6 YERLEŞİM VE BORU BÜYÜKLÜĞÜ Boru Büyüklükleri: Boru dış çapı d0= 24 mm diç=24 x 3/4 = 18 mm Komşu iki boru merkez arası uzaklık, Pt= 1,25xd0⇒Pt= 30 mm bulunur. Boru uzunluğu 4 m seçilir. L = 4 m ADIM 7 BORU SAYISI Bir borunun yüzey alanı = π*d0*L A = π* (24x10-3)*4 A = 0,3 m2 Boru sayısı =


=

15,1 0,3

= 50


50 2 = 25


π∗D2 4

=

π∗(18∗10−3 ) = 0,00025 m2 4

Her bir geçiş için toplam kesit alanı = 25*( 0,00025) = 0,00625 m2 Hacimsel akış hızı = 5 * ( 1/ 421,59 ) = 0,012 m3/s


Sayfa 90

Boru tarafı hızı, Ut =

0,012 0,00625

= 1,9 m/s



2 boru geçişli

K1 = 0,249 n1 = 2,207 N t n1 ¿ K1

1

demet çapı Db = d0 *( 1

Db = (24) *(

50 2,207 ¿ Db = 265mm 0,249

Dıştan sızdırmaz halkalı oynar başlıklı değiştirici için tasarım kitabı şekil 12-12’den ceket ve demet arası boşluk 54 mm bulunur. O zaman gövde çapımız; Ds = 265+52 = 319 mm bulunur.

ADIM 9 BORU TARAFI ISI AKTARIM KATSAYISI Su için; Eagle ve Fergusonkorelasyonlarına göre 0,2

di ¿ ¿ 0,8 4200 x ( 1,35+ 0,02T ) x U t hi = ¿

18 ¿0,2 ¿ 4200 x ( 1,35+0,02 x (307) ) x 1,90,8 hi = ¿ ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 91

hi=¿ 29647,8 W/m2°C olarak bulunur. hi=¿ Su için boru içindeki film ve dolanım katsayısı T = Su sıcaklığı (°C) di= Boru iç çapı (mm) ADIM 10 GÖVDE TARAFI ISI AKTARIM KATSAYISI Yoğunlaşma ısı aktarım katsayısı 750 W/m °C varsaydık 438+357 = 124,5 °C 2

Gövde tarafı =

Boru tarafı =

298+ 316 = 34 °C 2

(124,5-Tw) x 750 = (124,5-34) x 300 Tw = 88,3 °C Ortalama buharlaşma sıcaklığı =

124,5+ 88,3 = 106,4 °C 2

106,4 °C’de yoğuşturucudaki fiziksel özellikler kL = 0,67 W/m°C µL = 2,61x10-5 kg/m°C ρL = 404,5 kg/m3 ρV = 9,72 kg/m3

Boru yükü ( birim uzunluk başına yoğuşkan kitlesel akış hızı kg/ms ) Boru yükü =

Wc L∗N t

Boru yükü = 2,36 * (1/(4*50)) Boru yükü = 0,012 kg/ms ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 92

Nr=

Db Pt

=

319 30

=

10,6 2 3 x 10,6

Nr=

Nr merkezdeki boru sayısı Nr = 7,06

ρLx ( ρ −ρ L

V

) xg

(hc)b = 0,95 x kL x ( µ L xboruy ü k ü )1/3 x Nr(-1/6) 404,5 x ( 404,5−9,72) x 9,81 (hc)b = 0,95 x 0,0322 x ( 2,61 x 10−5 x 0,021 )1/3 x 7,06(-1/6) (hc)b = 364,9 W/m2 °C

ADIM 11 TÜM ISI AKTARIM KATSAYISI 1 U

=

1 hc

=

1 364,9

+

1 kir ç arpan ı

+

d d ış xln(

d d ış ) diç

2x kw

+

d d ış di ç

x

1 kir ç arpan ı

+

d d ış diç

1 hi

x

1 U

+

1 6000

−3

+

24 x 10 xln(

24 ) 18

2 x 55

1 29647,8 U = 308,9 W/m2°C

ADIM 12 ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 93

24

1

24

+ 18 x 6000 + 18

x

BASINÇ DÜŞÜŞÜ Boru tarafı için; Re =

−3 d i xVxg 18 x 10 x 1,9 x 421,59 −3 ⇒ ⇒1,9 x104 M 0,75 x 10

4 Re = 1,9 x 10


−2 Jf= 4,4x 10 okunur

∆

Pt

∆

Pt

Np = 2 geçişli old. İçin

L = Np [ 8 x Jf ( d i ) + 2,5 ] x g x

−2

= 2 [ 8 x 4,4 x 10

U 2t 2

4 ( 18 x 10−3 ) + 2,5 ] x 421,59 x

1,9 2 2 ⇒ 1,2 bar

ADIM 13 VİSKOZİTE DÜZELTME ÇARPANI Boruların toplam iç yüzey alanı = π*D*L*nt Boruların iç yüzey alanı = π*(18x10-3)*4*50 = 11,3 m2 Isı akısı =

Q A

=

380,41 x 103 11,3

= 33635,6 W/m2

Kaba bir yaklaşımla; (tw-ti) x hi = 33635,6 tw =

33635,6 29647,8 + 34 = 35,1 °C

suyun bu sıcaklıktaki viskositesi = 0,73x10-3 kg/m s µ 0,75 x 10−3 0,14 ( µw ) = ( 0,73 x 10−3 )0,14= 1,003 Viskozite düzeltme çarpanının ihmal edilme doğruluğu kanıtlanmıştır.


Sayfa 94

3 SOĞUTUCU

ADIM 1 CpKarışım = 1,88Kj/Kg K Qverilen = m*Cp*△T Qverilen = 2,36*1,88*(357-348) Qverilen =39,9Kj/s KABULLER; T1su = 25 °C = 298 K msu= 1 Kg/s olarak kabul edilirse; Qverilen = Qalınanolduğundan; Cpgiriş su = 4,19 Kj/Kg K (298 K’de) Qalınan =1 * 4,19 * (T2– 25) = 39,9 T2 su = 34,5 °C = 307,5 K

ADIM 2 Fiziksel özellikler Appendix-C ve HandbookPhysicaldan değerleri bu şartlar altında hesaplanmış ve mol kesirleriyle çarpılarak karışımın fiziksel özellikleri bulunmuştur. ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 95

FİZİKSEL ÖZELLİK TABLOSU Karışım için özellik tablosu


Giriş Sıcaklığı 357 1,89



Birim K Kj/KgK


0,125

0,126

0,127

W/Mk

344,06

345,08

346,09

Kg/m3

Viskozite

0,299x10-3

0,318 x10-3

0,337x10-3

Kg/ms


Sıcaklık




Birim

Özgül Isı

4,2

4,19

4,18

Kj/KgK


0,606

0,612

0,618

W/Mk

423,76

422,61

421,47

Kg/m3

Viskozite

0,914x10-3

0,822x10-3

0,743x10-3

Kg/ms

K

ADIM 3 Çizelge 12-1’deki tüm ısı aktarım katsayılarından tahmini 260 W/m2°C olarak belirledik. ADIM 4 ISI DEĞİŞTİRİCİ ÇEŞİDİ VE BOYUTLARI Bir ceket geçişli ve iki boru geçişli bir ısı değiştirici kullanıyoruz. Akışımız çapraz akış olarak alıyoruz.


Sayfa 96

△Tln =

△T 1−△T 2 T1 ln T2

=

( 84−34,5 )−(75−25) (84−34,5) ln (75−25)

△Tln = 24,87 °C = 297,87 K T 1 giri ş−T 1 çık ış

R = T 2 çı k ış −T 2 giri ş

S=


=

(84−75) (34,5−25)

= 0,9

=

(34,5−25) ( 84−25 )

= 0,16


ADIM 5 ISI AKTARIM ALANI ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 97

A=

Q U∗△T m

=

39,9 X 103 260∗29,3

= 5,23 m2

ADIM 6 YERLEŞİM VE BORU BÜYÜKLÜĞÜ. Dizilişimizi üçgen diziliş şeçtik; Boru Büyüklükleri: Boru dış çapı d0= 19mm diç=19x3/4 = 14,25mm Komşu iki boru merkez arası uzaklık, Pt= 1,25xd0⇒Pt= 23,75 mm bulunur. Boru uzunluğu 2,5 m seçilir. L=5,2m ADIM 7 BORU SAYISI ddış=19 mm

diç=14,25 mm

L=5,2 m

Bir borunun yüzey alanı = π*d0*L A = π* (19x10-3)*5,2 A = 0,31 m2 Boru sayısı =


5,23

= 0,31 = 16 Boru


16 2

= 8 Boru


π∗D2 4

−3

=

π∗(14,25∗10 ) 4

= 0,00016 m2

Her bir geçiş için toplam kesit alanı = 8*( 0,00016) = 0,0013 m2 Hacimsel akış hızı = 1 * ( 1/ 422,61 ) = 0,0024 m3/s Boru tarafı hızı, Ut =

0,0024 0,0013 = 1,84 m/s


Sayfa 98

Not: boru tarafı su için tarsımhızları ; 1,5 ile 2,5 m/s arası olmalıdır. Bizim bulduğumuz 1,84 m/s bu şarta uymaktadır. ADIM 8 DEMET VE GÖVDE ÇAPLARI İki boru geçişi için ( üçgen diziliş ) tasarım kitabından Geçiş sayısı

2 boru geçişli

K1 = 0,249 n1 = 2,207 1

Nt n ¿ K1

demet çapı Db = d0 *(

1

1

Db = (19) *(

16 2,207 ¿ 0,249

Db = 215mm

Dıştan sızdırmaz halkalı oynar başlıklı değiştirici için tasarım kitabı şekil 12-12’den ceket ve demet arası boşluk 52 mm bulunur. O zaman gövde çapımız; Ds = 215+52 = 267 mm bulunur. ADIM 9 BORU TARAFI ISI AKTARIM KATSAYISI Su için; Eagle ve Fergusonkorelasyonlarına göre; 0,2

di ¿ ¿ 0,8 4200 x ( 1,35+ 0,02T ) x U t hi = ¿

14,25 ¿0,2 ¿ 4200 x ( 1,35+0,02 x (29,75) ) x 1,84 0,8 hi = ¿ hi=¿ 7820,96 W/m2°C olarak bulunur. hi=¿ Su için boru içindeki film ve dolanım katsayısı T = Su sıcaklığı (°C) ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 99

di= Boru iç çapı (mm)

ADIM 10 CEKET TARAFI ISI AKTARIM KATSAYISI Kern yöntemi kullanılarak iki şaşırtma arası uzaklığı 100 mm kabul edelim. Bu aralık çok yüksek basınç düşüşüne neden olmaksızın iyi bir ısı aktarımı verir. As =


=

( 23,75−19 )∗267∗100 = 5340mm2 23,75

Pt = komşu iki merkez arası uzaklık ds = Gövde iç çapı LB = Komşu iki şaşırtma arası uzaklık d0 = Boru dış çapı 1,10 de= d 0 (Pt2 – 0,917d02) =

1,10 2 2 19 (23,75 – 0,917(19) ) = 14,2 mm

de= Eşkenar üçgen için hidrolik çap Gövde tarafı hacimsel akış hızı; 1 2,36* 345,08 = 0,0068m3/s


0,0068 0,00534

d e∗V∗ρ Re= µ

13,49 x 10−3∗1,28∗345,08 0,318 x 10−3

Re = 19x104

1,88 x 10 3∗0,318 x 10−3 0,126

Pr = 4,7

Cp∗µ Pr= k

=

=


= 1,28m/s

Sayfa 100

%25 kesmeye sahip parçalı şaşırtma kullanırız. Bu çok büyük basınç düşüşüne neden olmaksızın uygun ısı aktarımı verecektir. Şekil 12.29 dan Jn = 4,2x10-3 (ısı aktarım katsayısı) bulunur. kf hs= ( d e )*Jn*Re*Pr0,33

hs=

0,025 -3 4 0,33 13,49 x 10−3 *4,2x10 *1,9x10 *(4,7)

hs = 246 W/m2K


=(

1 U 0 =(

1 hi

d0 + 0,00035) d i

1 7820,96

+

d 0∗ln

d0 di

2k

19 + 0,00035) 14,25

+

1 hs + 0,0002

−3

+

19 x 10 ∗ln

19 14,25

2 x 55

U0 = 201,83 W/m2 °C

ADIM 12 BASINÇ DÜŞÜŞÜ d e∗V∗ρ Re= µ

=

14,25 x 10−3∗1,84∗422,61 −3 0,822 x 10

Şekil 12-24’ten Jf sürtünme çarpanı okunur. Jf= 3,9x10-2


Sayfa 101

Re = 13480

+

1 246

+ 0,0002

∆

Pt

∆

Pt

L = Np [ 8 x Jf ( d i ) + 2,5 ] x g x

−2

= Np [ 8 x 3,9 x 10

x

Ut 2

2

5200 14,25 + 2,5 ] x 422,61x

1,84 2 ⇒1,6 bar 2

ADIM 13 VİSKOZİTE DÜZELTME ÇARPANI (M / Mw)0,14 viskozite çarpanı ısı aktarım katsayılarında ve basınç düşüşünde ihmal edildi. Boruların toplam iç yüzey alanı; π. −3

⇒ π . 14,25 x 10

Isı akışı =

Q A =

di

.L

.5,2 .16⇒ 3,7 m2 39,9 x 10 3 ⇒10783,78 W/m2 3,7


10783,78 7820,96 + 29,75 =31 °C


=

0,822 x 10−3 0,880 x 10−3 ⇒ 0,99 ¿ ¿ ¿



Sayfa 102

4.8.3 ŞEKİLLER


Sayfa 103

Şekil 12.1 Tüm Transfer Katsayıları

Şekil 12.19 Bir Ceket Geçişli ve İki ve Katları Boru Geçişi Isı Değiştiricileri İçin Sıcaklık Düzeltme Çarpanı


Sayfa 104

Şekil 12.12 Ceket ile Boru Arasındaki Boşluk

Şekil 12.23 Boru Tarafı Isı Aktarım Çarpanı


Sayfa 105

Şekil 12.24 Boru Tarafı Sürtünme Çarpanları

Şekil 12.29 Ceket Tarafı Isı Aktarım Çarpanları


Sayfa 106

Şekil 12.30 Ceket Tarafı Sürtünme Çarpanları


Sayfa 107

5.AYIRMA İŞLEMLERİ 5.1 Seperator Hakkında Genel Bilgi Seperatörler, merkezkaç kuvveti oluşturarak anafaziçersindeki istenmeyen parçaların ayrılmasında kullanılan yüksek devirli makinalardır. Özellikle süt işlemesi sırasından çok fazla kullanılan seperatörler, süttün içindeki kremanın değişik oranlarda ayrılmasında, sütün içersindeki pisliklerin temizlenmesinde, peyniraltı suyu içersindeki yağın veya telemenin ayrılmasında ve daha birçok amaç için kullanılabilir. Seperatörün yapısını yan taraftaki resime bakarak gözünüzde canlandırabilirsiniz. Şekilde de görüldüğü gibi besleme noktasından giren süt, aralarında 0.4 mm boşluk bulunan 110 adet konik plaka arasından geçerek yukarı yönde ilerlemektedir. Bu işlem sırasında seperatör çok yüksek devir ile kendi ekseni etrafında döndüğü için, anafaziçersindeki ayrılmasını istediğimiz farkılı yoğunluktaki maddeler seperatörün dış duvarlarına doğru hareket etmeye başlar ve burada birikir. Yoğunluğu az olan maddeler merkeze yakın tarafta birikirken, yoğunluğu fazla olan maddeler santrifuj kuvveti etkisiyle dış tarafta birikmeye başlar. Yoğunluğu düşük olan faz seperatör çıkışından dışarı çıkar. Seperatör duvarında birikmiş olan yoğunluğu yüksek fazın dışarı alınması için 2 yöntem vardır. Bunlardan biri otomatik seperatör adı verdiğimiz kendi temizliğini kendi yapan ve insan gücüne ihtiyaç duymayan seperatörlerdir. Bu seperatörlerin gövdesinde seperatör çalışırken kapalı durumda olan bir yarık bulunur. Çalşma esnasında birikmiş olan yüksek yoğunluktaki fazın dışarıya alınması için bu yarığın 0.15 sn açılıp-kapatılması yeterlidir. Otomatik seperatörlerde bu işlem saatte bir yapılmaktadır. Kendi kendini temizleyemeyen seperatörlede insan gücüne ihtiyaç duyulduğundan ve zaman kaybı meydana geldiğinden firmalar otomatik seperatörleri tercih etmektedir. Dekanterseperatörler : Pıhtılaştırılmış kremasız sütten kazeinin ayrılmasıda ve kazein suyunun alınmasıda kullanılan, santrifüj kuvveti etkisine göre çalışan seperatörlerdir. Siklon seperatörler : Gaz faz içersindeki katı parçaları ayırmak için kullanılan, santrifüj ilkesine göre çalışan seperatörlerdir. Siklon seperatörler özellikle süt tozu üretiminde oldukça sık kullanılan makinalardır. Yüksek sıcaklıkta hava ile kurutulan konsantre sütün hava ile ayrılmasında siklon seperatörler kullanılmaktadır. Siklon seperatörlere giriş yapan hava + katı karşımı radyal hareketler yaparak seperatöriçersinde aşağıya doğru inmektedir. Santrifüj kuvveti ile hava içersindeki katı parçalar seperatör duvarlarına fırlatılır ve bu fırlatılan katı parçalar seperatörün altından toz halde çıkar. Seperatöriçersinderadyal hareketler çizen hava ise aşağı indikten sonra merkez boyunca küçük dairesel hareketler çizerek yukarı doğru çıkar ve burada seperatörü terk eder.


Sayfa 108

5.1.1Seperator Tasarımı

0,26 kmol/h Etilen

T = 75̊C P = 1 atm 91,42 kmol/h Benzen 0,26 kmol/h Etilen 12,41 kmol/h Etilbenzen 0,16 kmol/h

91,42 kmol/h Benzen 12,41 kmol/h Etilbenzen Şekil 5.1.a : Seperator Giriş Çıkış Akım Verileri

Reaktör çıkış seperatöre gelen maddelerin ortalama yoğunluk hesabı ; Besleme = 104,25 kmol/h

Besleme şartları : P = 1 atm

293 K ’de Etilen dışında diğer maddeler sıvı olduğu için ƍL hesabı yapmak için ;

Etilenin ‘ nin yoğunluğu ; ƍEtilen =

P∗Ma = R∗T

( 1atm )∗( 28

∗(75+273 K ) ( 0.082 L∗atm mol K )

ƍEtilen= 0.196 kg/m3ƍv = 0.196 kg/m3 Sıvıların yoğunluğu ; (Benzen+Etilbenzen+Dietilbenzen) ETİLBENZEN ÜRETİMİ

g ) mol

Sayfa 109

ƍL= [(0.9018)*(821) + (0.0907)*(820) + (0.000925)*(818)] ƍL= 815.51 kg/m3 Çökelme hızı ; Uf = 0.07

√

ƍL− ƍv ƍv

Uf = 0.07

√

815,51−0,98 0.98

Uf = 2,018 m/s Yoğuşanın buhardan ayrılması kritik olmadığından bir buğu giderici ped belirlenmeyecektir. Önlem amaçlı Uf0.15 ile çarpıır. Vs = Uf*0.15 Vs= 2,018*(0.15)

Vs = 0,303 m/s

Buharın hacimsel akış hızı ; kmol ∗28 kg h ∗m3 1 kmol VVetilen = 0,00206 m3/s ∗1h 0.98 kg 0,26 =¿ 3600 s

Sıvının hacimsel akış hızı ; Toplam Debi – Etilen‘ nin Debisi = Sıvının Debisi (104,25 kmol/h) – (0,26 kmol/h) = 104 kmol/h Ortalama molekül ağırlığı ; MAort= (0.908)*(78) + (0.0907)*(106) + (0.000925)(134) = 80,56 kg/kmol Hacimsel akış hızı ; kg ∗m 3 kmol ∗1 h V= kmol 815,51kg 104 ∗80,56 =0.00285 m3 /s h 3600 s

Tutma süresi 10 dk kabul edilerek işleme devam edilir ; ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 110

Kapta tutulan hacim ; V =

0.00285

m3 dk∗60 s ∗10 =1,71 m3 s 1 dk

Yükseklik çapın 2 katı olduğunu varsayarak (h=2D) 2

D Vs ¿ πx ( 2 ) x 2 D=1,71 m D=0,95m

h=1,9m

Seperatöryüksekliği ; ht = 0.4 + 0.95 + (0.95/2) + 1,9 = 3,75 m Bulunan toplam seperatör yüksekliği ht = 3,75 m ‘ dir.

Hesaplanan Değerler

Simge

Değer

Seperatörün Alanı

Ac

0,71 m2

Seperatörün Çapı

Dc

0,95 m

Seperatörhacimi ;

V

1,71 m3

Seperatörde sıvı kısmın uzunluğu

L

1,9 m

Seperatörün Toplam Uzunluğu

Ltop

3,75 m

Tablo 5.1.a: Seperatör Dizayn Şonuçları

5.2 Distilasyon Kolonları Hakkında Genel Bilgi Distilasyon, bir veya birden fazla bileşenden meydana gelen bir karışımı, bileşenlerin uçuculukları farkından yararlanarak birbirinden ayırma işlemidir. Bununla beraber, bu ayırma işlemi genel olarak homojen bir sıvı karışımın buharlaştırılması sonucu meydana gelen buhar fazdaki bileşen veya bileşenlerin saf halde elde edilmesi esasına dayanır. Distilasyon, saflaştırma yöntemlerinden biridir.Örneğin alkol su karışımının bileşenlerine ayrılmasıdır. Bir sıvı çözeltinin (bileşenleri sıvı ve uçucu) bileşenleri birbirinden ayırmak için temel art, denge durumuna erişmiş buhar-sıvı sisteminde buharın, sıvı fazdan farklı bileşime sahip olmasıdır. Distilasyon probleminde genel bilgi, distilasyona tabi tutulacak karışıma ait buhar ve sıvı fazlar arasındaki dengedir. Kaynama noktası diyagramlarından faydalanılır. Distilasyon Metotları: A- Tek Kademeli Distilasyon ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 111

1- Flaş Distilasyon 2- Kesikli Distilasyon 3- Buhar Distilasyonu B- FraksiyonalDistilasyon 1- Riflaks ile Sürekli Distilasyon 2- Rektifikasyon Distilasyon, pratikte şu iki esas metottan birinin uygulanmasıyla yapılır. İlk metotta, ayrılmaları istenen bileşenleri içeren sıvı karışımının kaynatılması ile buhar üretilir, buhar bir kondensördengeçirilerek yoğunlaştırılır ve hemen dışarı alınır. (Flash distilasyon). İkinci metotta ise, yoğunlaştırılan buharın bir kısmı distilasyon kolonunun baş ürünü olarak dışarı alınırken, diğer kısmı distilasyon kolonuna gönderilerek, buhar fazı ile temas etmesi sağlanır. (Rektifikasyon). Her iki metot da sürekli veya kesikli olarak uygulanabilir.

5.2.1.Kesikli Distilasyon Distile edilecek madde miktarı az olduğunda, distilasyon işleminin periyodik olmayan zaman aralıklarıyla yapılması gerektiğinde ve sadece belirli bir kaynama aralığındaki fraksiyonun alınmasının istendiği durumlarda kesikli distilasyon uygulanır. Kesikli distilasyonda sistem yatışkın olmayan koşullardadır. Distilasyon kazanındaki bileşim sürekli olarak değişir. Bir kesikli distilasyon, saflaştırma kolonu ile dolum kazanı gerektirir, ayrılacak madde ile istenilen miktar distilleninceye kadar ayırma işlemine devam edilir. Tepe ürünü bileşimi ayırma işlemi esnasında değişecektir. Kesikli distilasyon kolonlarının çalışmaları sürekli distilasyon kolonlarıyla benzerlik göstermesine rağmen hesaplamalarda bu böyle olmamaktadır. Sürekli distilasyon kolonlarının tüm kısımlarında akış hızları ve bileşimler zamandan bağımsızdır. Bu şartlar kesikli distilasyona uygulanamamakta, sürekli değişimlerden dolayı diferansiyel olarak incelenmektedir. Sonuç olarak hesaplamalar oldukça zorlaşmakta ve bir kaç basit hal için hesaplama yöntemleri geliştirilmiştir.

Şekil 5.2.1 Kesikli Distilasyon ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 112

Şekil 5.2.1’de görüldüğü gibi, ısıtılan bir kazanda n 0 mol miktarında bir (A+B) iken sıvı karışımı bulunsun. Bu sıvı karışım kaynama noktasına ulaştığında, çıkan buhar daha fazla uçucu bileşen olan “A” bileşeni cinsinden daha zengin olacaktır. Bu buharın soğutulup yoğunlaştırılmasıyla elde edilen ürün içindeki “A” komposizyonu, kazandaki sıvının içindeki “A” konsantrasyonundan daha fazladır. Bu şekilde işleme devam edilirse, “A” bakımından zengin bir üst ürün elde edilir ve sonunda kazan içinde “B” bakımından zengin bir sıvı kalır.

5.2.2 Sürekli Distilasyon Bir sıvı karışımının damıtılarak ayrılması, karışımı oluşturan bileşenlerin uçuculukları arasındakifarka dayanır. İzafi uçuculuğun büyük olması ayırmanın kolay olması anlamına gelir. Süreklidistilasyon amacıyla kullanılan bir ekipmanın şeması Şekil 5.2.2'de gösterilmiştir. Şekil 5.2.2 a'da tek bir beslemeden dip ve üst ürün olarak bilinen iki ürün akımının elde edildiği bir kolon gösterilmiştir. Distilasyon kolonunda buhar akımı kolonun yukarı kısmına doğru, sıvı ise ters yönde aşağıya doğru akar sıvı ve buhar raflar veya dolgu maddeleri üzerinde birbiriyle temas ederler. Yoğuşturucudan alınan kondensatın bir kısmı, besleme noktasının üstünde bir sıvı akımı temin etmek için, kolonun üst kısmına geri gönderilir ve kolonun dibinden alınan sıvının bir kısmı buhar akımı temin etmek için, kazanda buharlaştırılarak tekrar kolona gönderilir. Besleme akımının kolona girdiği bölgenin altında kalan bölümde izafi olarak daha uçucu olan bileşen sıvı içerisinden sıyrılarak alınır. Bu bölüme sıyırma bölgesi denir. Besleme noktasının üst kısmındaki bölümde daha uçucu bileşenin derişimi artar. Bu bölüme de zenginleştirme bölgesi adı verilir. Kolonlar, Şekil 5.2.2 b'de gösterildiği gibi genellikle birden fazla besleme akımı verilerek ve kolonboyunca yan akımlar alınarak kullanılırlar. Bu, temel işletimi değiştirmez fakat prosesin analizinidaha kompleks yapar.

a) ETİLBENZEN ÜRETİMİ

b) Sayfa 113

Şekil 5.2.2: Sürekli Akımla İşletilen Distilasyon Kolonu.

Proseste istenen, uçucu olmayan bir çözelti içerisinden nispeten uçucu olan bir bileşeninayrılması olduğu durumlarda, tasarım çalışmasında zenginleştirme bölgesi ihmal edilir. Bu kolonlarasıyırma kolonları adı verilir. Üst ürünün buhar olarak istendiği bazı işletim şekillerinde, kolonda geri akım temin etmek içinsadece yeteri kadar sıvı yoğuşturulur. Bu tip yoğuşturuculara kısmi yoğuşturucu adı verilir. Sıvınıntümü yoğuşturulduğunda kolona gönderilen sıvı üst ürün ile aynı bileşimde olur. Bir kısmi yoğuşturucuda, geri akım ile yoğuşturucudan çıkan buhar akımı dengededir. Gerçekte basit birkolon kullanarak iki bileşenli bir beslemeden saf dip ve üst ürünler elde edilebilir. Fakat besleme ikiden fazla bileşen içeriyorsa kolonun üstünden veya altından sadece bir tek saf ürün alınabilir. Onedenle çok bileşenli bir girdiyi bileşenlerine ayırabilmek için genellikle daha fazla sayıda kolonagerek vardır. 5.2.3 Distilasyon Kolonlarının Tasarımı : Bir distilasyon kolonunun tasarımında genellikle aşağıda adımlar izlenir: 1. İstenilen ayırma derecesinin belirlenmesi. Ürün spesifikasyonu. 2. İşletme koşullarının seçilmesi. Kesikli veya sürekli distilasyonproseslerinden birinin seçilmesiyle işletme basıncının belirlenmesi. 3. Kolon içindeki temas tipinin seçilmesi: Raflı veya dolgulu kolonlar. 4. Kademe ve geri akma oranının (riflaks) belirlenmesi: Denge kademe sayısının bulunması. 5. Kolon boyutlarının hesaplanması:çap, yükseklik, gerçek kademe sayısı ve benzeri değerler. 6. Kolon iç tasarımı. 7. Mekanik tasarım. Kolon tasarımında önemli adımlardan birisi kademe sayısının ve geri akma oranınınbelirlenmesidir. Besleme akımı ikili bir karışım olduğunda bu hesaplamalar nispeten kolaydır. Fakat besleme çok bileşenli bir karışım olduğundakompleks ve zordur. Bu notlar içeriğinde, özellikle çok bileşenli karışımlarındistilasyonu için gerekli kademe sayısının ve geri akma oranının hesaplanmasına yer verilmiştir. 5.3. Çok Bileşenli Distilasyon Kolonu Dizaynı

%99,9 Benzen ( 91,328 kmol/h) % 0,005 Etilbenzen ( 0,0062 kmol/h) % 88 Benzen (91,42 kmol/h)

%0,005 Dietilbenzen (0,00008

% 11,9 EtilBenzen (12,41 kmol/h ) %0,1 Dietilbenzen (0,16 ETİLBENZEN ÜRETİMİ kmol/h)

Sayfa 114

% 98 Etilbenzen(12,404 kmol/h) % 1,9 Dietilbenzen (0,1599 kmol/h)

Şekil 5.3 : Distilasyon Kolonunun Şekli ve Giriş ,Çıkış Akımları

Toplam kütle balansı ve bileşen balansı yapılırsa: -

F=D+B

104 = 91,334 + 12,666 ANTONİE SABİTLERİ

MADDE: BENZEN (A) ETİLBENZEN (B) DİETİLBENZEN (C)

A

B

C

6,9056 5 6,9571 9 6,9982 0

1211,033

220,78

1424,255

213,21

1588,310

201,973

Tablo: 5.3.1: Antonie Sabitleri ln ( P )= A−

B ; T =sıcaklık ( K ) , P=mm−Hg T +C

Çiğlenme (Taban) Noktasının Bulunması

∑

yi∗P P i¿

( )

y A∗P y B∗P ¿ = P A + P B¿

y C ∗P + PC ¿

=

1 olduğu nokta çiğlenme

noktasıdır. Toplam Basınç =1 bar = 760 mm Hg PA=1174,9 mmHg PB=218,8mmHg PC=44,7mmHg Çiğlenme Noktası sıcaklığı = 95 ℃

Kabarcıklaşma (Tavan) Noktasının Bulunması YA + YB+ YC =(PA ∗0,88)/760+(PB ∗0,119)/760+(PC ∗0,001)/760=1 ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 115

PA =851,14 mmHg PB =146,21 mmHg PC =27,8

mmHg

Toplam Basınç = 1 atm = 760 mm Hg Kabarcıklanma Noktası sıcaklığı = 84

Benzen Etilbenzen Dietilbenzen Toplam

Besleme (kmol/h) 91,42 12,41 0,16 104

F

△

Üst Ürün (D)

Alt Ürün (B)

91,328 0,0062 0,00008 91,334

0,092 12,404 0,1599 12,666

Tablo 5.3.2: Distilasyon Kolonundaki Giriş ve Çıkış Bileşimleri Bağıl Uçuculukların Bulunması: αİ=Kİ/KHK

Kİ=Pİ/P

Tavan (Tepe) T=83 ℃

Taban (Alt) T=99 ℃

KA=1,12

KA=1,54

KB=0,19

KB=0,288

KC=0,036

KC=0,059

αA=5,89

αA=5,35

αB=1

αB=1

αC=0,189

αC=0,21 Üst Ürün %

Benzen (A) Etilbenzen (B) ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Alt Ürün% 99,9 0,05

Sayfa 116

0,1 98

Dietilbenzen (C)

0,05

1,9

Tablo 5.3.3: Alt ve Üst Ürün Bileşimleri

Sıcaklık (C) Bağıl Uçuculuk; Benzen Etilbenzen Dietilbenzen

Tepe 84

Taban 95

Ortalama 89,5

5,89 1 0,189

5,35 1 0,21

5,6 1 0,2

Tablo 5.3.4: Ortalama Bağıl Uçuculuk ve Sıcaklık Değerleri

Minimum Raf Sayısının Belirlenmesi

Şekil 5.3.1 : En Düşük Raf Sayısının Bulunması Nen,düşük=9 raf Xİd Benzen Etilbenzen Dietilbenzen Toplam

0,999 0,0005 0,0005

Ortalama Uçuculuk 5,6 1 0,2

αi*Xİd

Ɵ=1,07

5,54 0,0005 0,0001

1,223 -0,005 -0,00011 =1,23

Tablo 5.3.5: Riflaksın Bulunması


Sayfa 117

Şekil 5.3.2 : MinimumRiflaksın Bulunması Rm+1=1,23 Rm=0,23 R=0,23*3=0,69 �m/(�m+1)=0,23/(0,23+1)= 0,19 R/R+1 = 0,69/1,69 = 0,41 için; N=13 raf (ideal raf sayısı) Kolon ortalama sıcaklığı =89,5 0C Benzen için ortalama bağıl uçuculuk = 5,6


Sayfa 118

Bileşen

Mol yüzdesi

Benzen Etilbenzen Dietilbenzen

0,88 0,119 0,001

Viskozite

Tablo 5.3.6: Viskozite Değerleri

Besleme akımının 89,5 0C ‘ deki ortalama viskozitesi = 0,291 mNs/m2 α * MFL =1,63

Şekil 5.3.3: Toplam Kolon Etkinliği Ek 8 ‘ den toplam kolon etkinliği E0 = 0,44 (%44) okunur. Buna göre gerçek raf sayısı = 12/0,44 = 27 raf


Sayfa 119

( mNs m2 )

0,2818 0,3548 0,4581

Şekil 5.3.4: Besleme Rafının Yeri Ns=14 (Besleme rafının yeri) Rm=0,23 RD= 0,23 *3 RD=0,69 q = 1+(CFL*(TFB-TF))/λ q = 1+(153,44*(84-75))/31390 q = 1,04 soğuk sıvı Kolonun Zenginleştirme ve Soyulma Bölgesi: Sıvı Buhar Akımları L=

D∗R D =91,334

V=

D∗( 1+ R D ) =¿

*0,69=63,02 kmol/h 91,334*(1+0,69)=154,35 kmol/h

q=1,04 (Besleme soğuk sıvı) ´ L=L+q∗F

= 63,02+(1,04*104)=171,18 kmol/h

´ L−B=171,18−12,666=158,5 ´ G= kmol/h Soyulma Bölgesi Sıvı ve Buharın Kütlesel Debisi ;


Sayfa 120

78∗0,001 ¿ ( 106∗0,98+(¿)+ ( 134∗0,019 )) L’= = 5,06 kg/s 171,18 kmol/h ∗¿ 3600 s 158,5 ∗ ( 78∗0,001 ) + ( 106∗0,98 ) + ( 134∗0,019 ) )=¿ V’= 3600 ( 4,69 kg/s 3 ρ L=( 0,00988∗799 ) +( 0,98+802)+(0,01012∗801)=802 kg/m

σ= ( 0,00988∗0,01928 ) + ( 0,98∗0,02094 ) +( 0,01012∗0,02133)=0,01945 N /m Basınç dip kabulü = 1,1 atm atm∗78 kg kmol 3 ρG = =2,84 kg/m 0,082∗( 95+273) K 1,1

Zenginleşme Bölgesi Sıvı ve Buharın Kütlesel Debisi ; 78∗0,999 ¿ 0,0005∗106 L’= = 1,37 kg/s 63,02 kmol /h ∗¿ 3600 s 78∗0,999 ¿ 0,0005∗106 V’= 3,35 kg/s 154,35 ∗¿ 3600

(

ρ L= 0,99994∗812

kg kg + 0,00005∗813 3 =812 kg/m 3 3 m m

)(

)

σ = 0,02075 N /m Basınç dip kabulü = 1atm


Sayfa 121

atm∗78 kg kmol 3 ρG = =2,66 kg/m 0,082∗(84 +273)K 1

Kabuller P.S. (iki raf arası mesafe) = 0,45 m. LW savağınboyu = =0,69 DC kolon çapı

Tablo 5.3.7: Kabuller a = 0,0833 hW ( savak yüksekliği )=40 mm. d h ( aktif alana açılan delik çapı )=4 mm . PT ( delik merkez arasımesafe )=3∗d h ( ∆ ) Taşma yüzdesi = % 60 Raf Kalınlığı ( x w ) = 4 mm. Soyulma bölgesi için çap hesabı:

√

ρ L´ F LG = ∗ L =0,064 ´ ρG V bulundu ve Ek 9 dan kapasite faktörü K1 belirlenirse,


Sayfa 122

Şekil 5.3.5: Kapasite Faktörü K1 = 0,079 bulunur. Ah dh 2 =0,907 =0,1 ise ; Aa Pt

( )

0,1 >= 0,1 olduğundan f = 1 olur.

K1c ( düzeltilmiş kapasite faktörü ) = K1.f.

σ 0.02

0.2

( )

K1c = 0,079 olur.

√

U FG ( kolonda taşmaya neden olacak gaz hızı )=K 1 c∗

U G ( kolonda çalışmahızı ) =0,6∗1,33=0,798 m/s LW Ad =0,69için ; a= =0,0833 ise ; Dc Ac


Sayfa 123

ρ L −ρG =1,33 m/s ρG

Dc=

(

4. V´ π . ρG . U G ( 1−a )

0.5

)

=1,71 m

Zenginleşme bölgesi için çap hesabı:

√

ρ L´ F LG = ∗ L =0,023 ρG V´ bulundu ve Ek 9 dan kapasite faktörü K1 belirlenirse K1 = 0,081 bulunur. 2

Ah dh =0,907 =0,1 ise ; Aa Pt

( )



σ 0.02

0.2

( )

K1c= 0,081 olur.

√


ρ L −ρG =1,4 m/ s ρG


Dc=

(

4. V´ π . ρG . U G ( 1−a )

0.5

)

=1,44 m .

Dcsoyulma>Dczenginleşmeolduğu için soyulma bölgesinde çalışılır.


Sayfa 124

Şekil 5.3.6 : Sıvı Zerrelerinin Taşınması F LG = 0,064 değerine karşı Ek 10 den %60 taşma yüzdesine göre kesirsel sıvı taşması olan E = 0,018 okundu. E < 0,1 olduğundan sorun teşkil etmez. 2

π∗Dc Ac ( kolonkesit alanı )= =2,3 m2 4 2 Ad (sıvı taşma kanalının alanı) = Ac*a = 0,19 m

2 An (net alan) = Ac – Ad = 2,11 m


Sayfa 125

Aa (aktif alan) = An – Ad = 1,92 m

2

2 Ah (toplam delik alanı) = 0,1 * 1,92 = 0,192 m

LW

(savak boyu) = 0,69*1,71= 1,18 m

Ağlamanın kontrolü Uh ( buhar ın deliklerden≥ç i ş hı z ı ) =

´ G 4,69 = =8,6 m/s ρG∗Ah 2,84∗0,192

2 ´L 5,06 3 how ( savak ü st ü s ı v ı y ü ksekli ğ i )=750∗ =750∗ ρ L∗LW 802∗1,18

(

)

(

how =22,93 mm hw=40 mm. kabulü yapılmıştı. hw +h ow =62,93 mm .

Şekil 5.3.7 : K2 Katsayısı Ek 11 ’den K2 = 30,4 okunur. U h m=

K 2−0,90 (25,4−d h) =6,61 m/s ρ0.5 G


Sayfa 126

)

2 3

Uh>

Uhm

olduğu için ve aralarındaki fark %15’den daha büyük olduğu için bu kolonda

emniyetle çalışmak mümkündür. Ağlama olayı olmaz.

Basınç Düşüşü Kontrolü RafKal ınl ığı ( x w ) 4 mm. kabul edilir ise; RafKal ı nl ığı ( x w ) Dh

4 = =1 4

Şekil 5.3.8: Orifiz Sabiti


Sayfa 127

C0 =0,83

Ek 12 ’den 

okunur.

Basınç kaybı bilinen orifiz eşitliğinden kolayca hesaplanabilir. Buna göre mm sıvı sütunu cinsinden bu basınç kaybı; 2

 

2 1 1 ∗ρG 51∗ ∗2,84 C0 0,8 2 ∗U h = ∗8,62=19,4 mms ı v ı s ü tunu ρL 802

( )

51∗

h0 :

( )

Gazın havalandırılmış sıvı tabakasından geçişte maruz kalacağı basınç kaybı:

ha

gösterilen bu basınç kaybı mm sıvı sütunu olarak, ha =Q p ( hw +how ) denkleminden hesaplanır . ´ G 4,69 = =1,45 Q p=0,65 buradanEk 13 den A a∗√ ρG 1,92∗√ 2,84



FGA =



Şekil 5.3.9: Havalandırma Faktörü ha =0,65∗( 62,93 )=40,9 mms ıv ı s ü tunu



hT =h0 + ha=19,4+ 40,9=60,3 mms ıv ıs ütunu hdc =h w −10=40−10=30 mm



Raf üzerindeki açıklık;



Sıvının rafa girişte akacağı daralmanın kesit alanı;


Sayfa 128

okundu.

ile

−3

−3

A pe =Lw∗h dc∗10 =0,9∗30∗10 =0,027 m 

2

Sıvının bu daralmadan akışı esnasında maruz kalacağı basınç düşmesi; 2 2 ´L 5,06 h pe =166∗ =166∗ =9,06 mms ı v ı s ü tunu ρL∗A pe 0,027∗802

[



]

[

]

Sıvı taşıma kanalındaki nihai sıvı seviyesi mm olarak ; hda=

h w + how + hT +h pe 40+22,93+60,3+ 9,06 = =203 mms ı v ı s ü tunu Qp 0,65

(PS)/2*10-3 = 250 ‘dür. 203<250 olduğundan bu değer kabul edilebilirdir. Sıvının Taşma Kanalındaki Kalış Süresinin Hesaplanması

Θdr =

Ad∗(P . S .) 0,19∗0,45 = L/ ρL 5,06/802 = 14 saniye

Gaz kabarcıklarını sıvıyı sıvı kanalında terk edip üstteki rafı terk eden gaz ile birleşmeleri için sıvının bu kanalda belli bir süre beklemesi gerekir.Sıvının bu kanaldaki değeri Qdr ye eşittir. 14 saniye 5 saniyeden fazla olduğu için yeterli süredir. Kolon Yüksekliği Z=[kolon üst boşluğu]+[Raf Sayısı-1]*P.S+[Besleme Rafı için ek yükseklik]+[Kolon Alt Boşluğu] Z=2*1,5*P.S+[27-1]*P.S+0,25*P.S=13,16 Z=13,16 metre Delik Sayısı Ah=(n ∗ᴨ∗dh^2)/4=0,1 m2 n= 7958 tane delik (Bir raf üzerindeki toplam delik sayısı) ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 129

Dizayn Sonuçları P.S hw dh Dc Lw X hdc N NGer”çek Taşma yüzdesi E Uhm Uh Qdr hda Z E0

0,45 m (Raf aralığı) 40 mm(Savak yüksekliği) 4 mm (Delik çapı) 1,71 m 1,18 m(Savak uzunluğu) 4 mm (Raf Kalınlığı) 30 mm 7958 tane delik 27 raf %60 0,018 (kesirsel sıvı taşınması) 6,61 m/s 8,6 m/s 14 s 203 mmsıvı 13,16 m. (Kolon Yüksekliği) 0,44 (E0=%44) (Toplam kolon etkinliği)

Tablo 5.3.8: Distilasyon Kolon Tasarımı Sonuçları

5.4 İkinci Distilasyon Kolon Tasarımı D = 12,324 kmol/h % 99,9 Etilbenzen (12,324 kmol/h)

F=12,564kmol/h %98 Etilbenzen (12,404 kmol/h) %2 Dietilbenzen (0,1599 kmol/h) B = 0,24 kmol/h XD=0,999

%0,1 Dietilbenzen (0,24 kmol/h)

XB=0,001 XF=0,98


Sayfa 130

F=B+D

(Toplam kütle balansı)

XFF=XBB+XDD 12,564=B +D (0,98xF)= (0,001xB)+(0.999xD) D=12,324 kmol/st B=0,24 kmol/st İkinci Distilasyon Kolonu İçin Teorik Raf Hesabı Besleme 12,564kmol/st ve 95oC ‘de 1 atmosferde kaynama noktasında doygun sıvıdır. ( q=1 olur.) ANTONİE SABİTLERİ MADDE: ETİLBENZEN (B) DİETİLBENZEN (C)

A

B

C

T KN

6,9571 9 6,9982 0

1424,255

213,21

136,2

1588,310

201,973

183,7

Tablo 5.4.1: Antonie Sabitleri log ( P )= A−

B ; T =sıcaklık ( K ) , P=mm−Hg T +C

İki komponentin kaynama sıcaklıkların arasında sıcaklık değerleri verilip T-xy grafiği çizmek için Xa ve Ya değerleri bulunur ve grafik edilir. Toplam Basınç = 1 atm = 760 mm Hg

PT −PB P A −PB

¿

XA=

¿

¿

PA ×XA PT ¿

YA=

Buradan XA ve YA değerleri bulundu.Grafik edildi.


Sayfa 131

T

136,2

X

1

Y

1

142

148

154

160

166

172

178

183,4

0,798

0,642

0,497

0,362

0,254

0,157

0,070

0,022

0,936

0,864

0,783

0,657

0,539

0,376

0,192

0,032

Tablo 5.4.2: T- X,Y Sabitleri 200 180 160 140 120 t-x

100

t-y

80 60 40 20 0 0

0.1

0.2

0.3

0.4

0.5

0.6

0.7

0.8

0.9

1

Bu grafikte yüzde bileşim oranlarından x ve y yi kestiği yerden orijinal X ve Y değerleri bulunur.

Denge değerleri: X Y

0 0

0,1 0,24

0,2 0,41


0,3 0,57

0,4 0,68

0,5 0,77

0,6 0,83

Sayfa 132

0,7 0,88

0,8 0,92

0,9 0,96

1,00 1,00

Tablo 5.4.3 :Denge Değerleri R=1,5 x Rmin,

XD= 0,999

XB = 0,001

XF = 0,98

Raf hesabı; İlk önce denge eğrisi çizilir. Sonra XD , XF, XB , noktaları belirlenir. XD noktasından eğriye teğet çizilip kaymadan (XD)/(Rmin.+1) bulunur. (0,999)/(Rmin.+1) = 0,77 → Rmin =0,30→ R = 1,5x0,30= 0,45 1 0.9 0.8 0.7 0.6 0.5

denge

diagram

0.4 0.3 0.2 0.1 0 0

0.1

0.2

0.3

0.4

0.5

0.6

0.7

0.8

0.9

Sonra besleme doğrusu çizilir.(Xf=0,98) y= -[q/(1-q)].x + [1/(1-q)].xF q=1 olduğu için eğim= ∞ dur. Zenginleşme bölgesinin operasyon doğrusu sonra sıyırma bölgesinin operasyon doğrusu çizilir. ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 133

1

En sonunda XD noktasından başlanarak XB noktasını geçene kadar raflar çizilir. Besleme 3. Raftandır. Zenginleşme Bölgesi 2 raftır. Soyulma Bölgesi 11 raftır. Gerekli toplam teorik raf sayısı 13 bulunur. GilliandKolerasyonuna göre Teorik raf sayısı 46 raftır. ErbarMaddoxKolerasyonuna göre teorik raf sayısı 42 raftır. Raf etkinliği hesabı ve gerçek raf sayısı Kolonun ortalama sıcaklığı yaklaşık 159oC = 363,15oK ‘ dir. Bu sıcaklıkta Etilbenzen’nın viskozitesi =0,2195Cp Bu sıcaklıkta Dietilbenzen viskozitesi =0,2685Cp Bu sıcaklıkta T-xy grafiğinden x =0,37 , y =0,66 okunur. (Şekil 6-13) α=

μ

y (1−x) 0,66 ×(1−0,37) = =3,31 x (1− y) 0,37 ×(1−0,66)

( 6.24 )

¿ Karışımım viskozitesi (159+273oK) =0,98x0,2195+(1- 0,98)x0,2685 = 0,2205Cp ( 6.25 ) ❑

E o=51−32,5 x log (αμ) = 56

Gerekli gerçek raf sayısı=

İdeal raf sayısı 13 = =24 bulunur. Eo 0,56

İkinci Distilasyon Kolonu Raf Tasarımı

TB=136oC

Bileşen Etilbenzen

Besleme F(kmol/st) 12,404

%f %2

Üst Ürün D(kmol/st) 12,324

%d %99,

Alt Ürün B(kmol/st) -

%b -

9 o

TD=182 C Dietilbenze ETİLBENZEN ÜRETİMİ

0,1599

%98

-

Sayfa 134

-

0,24

%0,1

TF=95o C

n Toplam

12,564

12,324

Tablo 5.4.4: Bileşen Değerleri Kolonun Zenginleştirme ve Soyulma Bölgesi: sıvı buhar akımları L=

D∗R D =12,324

V=

D∗( 1+ R D ) =¿

´ L=L+q∗F

*0,45=5,546 kmol/h 12,324*(1+0,45)=17,87 kmol/h

= 5,546+(1*12,564)=18,11 kmol/h

´ L−B=18,11−0,24=17,87 ´ G= kmol/h Soyulma bölgesi Sıvı ve Buharın Kütlesel Debisi ; 18,11 kmol /h ∗133,97 kg 3600 s L’= = 0,674 kg/s kmol 17,87 kmol /h ∗133,95 kg 3600 s V’= = 0,665 kg/s kmol ρ L=( 0,0008∗711 ) +((1−0,0008)∗721)=721 kg/m3 σ= ( 0,0008∗0,01212 )+((1−0,0008)∗0,01324)=0,01324 N /m Basınç dip kabulü = 1,1 atm atm∗133,95 kg kmol ρG = =3,95 kg/m3 0,082∗(182+273) K 1,1

Zenginleşme Bölgesi Sıvı ve Buharın Kütlesel Debisi ;


Sayfa 135

0,24

5,546 kmol /h ∗106,22 kg 3600 s L= = 0,164 kg/s kmol 17,87 kmol /h ∗106,12 kg 3600 s V= = 0,53 kg/s kmol ρ L=( 0,999∗761 ) +((1−0,999)∗765)=761 kg/m

3

σ= ( 0,999∗0,01664 ) +((1−0,999)∗0,01739)=0,01664 N /m Basınç dip kabulü = 1atm atm∗106,12 kg kmol 3 ρG = =3,164 kg /m 0,082∗(136+ 273) K 1

Kabuller P.S. (iki raf arası mesafe) = 0,45 m. LW savağınboyu = =0,69 DC kolon çapı

Tablo 5.4.5: Kabuller a = 0,0833 hW ( savak yüksekliği )=40 mm. d h ( aktif alana açılan delik çapı )=4 mm . ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 136

PT ( delik merkez arasımesafe )=3∗d h ( ∆ ) Taşma yüzdesi = % 60 Raf Kalınlığı ( x w ) = 4 mm.

Soyulma bölgesi için çap hesabı:

√

ρ L´ F LG = ∗ L =0,075 ρG V´ bulundu ve Ek 9 dan kapasite faktörü K1 belirlenirse,

Şekil 5.4.1: Kapasite Faktörü K1 = 0,078 bulunur. 2

Ah dh =0,907 =0,1 ise ; Aa Pt

( )

0,1 >= 0,1 olduğundan f = 1 olur. ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 137


σ 0.02

0.2

( )

K1c = 0,072 olur.

√


U G ( kolonda çalışmahızı ) =0,6∗0,97=0,582m/ s LW Ad =0,69için ; a= =0,0833 ise ; Dc Ac 4. V´ Dc= π . ρG . U G ( 1−a )

(

0.5

)

=0,64 m

Zenginleşme bölgesi için:

√

ρ L´ F LG = ∗ L =0,02 ´ ρG V bulundu ve Ek 9 dan kapasite faktörü K1 belirlenirse K1 = 0,081 bulunur. Ah dh 2 =0,907 =0,1 ise ; Aa Pt

( )



σ 0.02

0.2

( )

K1c= 0,078 olur.


Sayfa 138

ρ L −ρG =0,97 m/ s ρG

√


ρ L −ρG =1,21 m/s ρG


Dc=

(

4. V´ π . ρG . U G ( 1−a )

0.5

)

=0,57 m .

Dcsoyulma>Dczenginleşmeolduğu için zenginleşme bölgesinde çalışılır.


Sayfa 139

Şekil 5.4.2: Kesirsel Sıvı Taşınması F LG = 0,075 değerine karşı Ek 10 den %60 taşma yüzdesine göre kesirsel sıvı taşması olan E = 0,017 okundu. E < 0,1 olduğundan sorun teşkil etmez. 2

Ac ( kolon kesit alan ı )=

π∗Dc =0,32m2 4

2 Ad (sıvı taşma kanalının alanı) = Ac*a = 0,027 m

An (net alan) = Ac – Ad = 0,293 m

2

Aa (aktif alan) = An – Ad = 0,266 m

2

2 Ah (toplam delik alanı) = 0,1 * 0,266 = 0,0266 m

LW

(savak boyu) = 0,69*0,64= 0,44 m

Ağlamanın kontrolü Uh ( buhar ın deliklerden≥ç i ş hı z ı ) =

´ G 0,665 = =6,33 m/s ρG∗Ah 3,95∗0,0266

(

how ( savak ü st ü s ı v ı y ü ksekli ğ i )=750∗

2 ´L 0,674 3 =750∗ ρ L∗LW 721∗0,44

)

how =12,4 mm hw=40 mm. kabulü yapılmıştı. hw +h ow =52,4 mm .


Sayfa 140

(

)

2 3

Şekil 5.4.3: Kapasite Faktörü

Ek 11 ’den K2 = 30,1 okunur. U h m=

Uh>

K 2−0,90 (25,4−d h) =5,45 m/s ρ0.5 G

Uhm

olduğu için ve aralarındaki fark %15’den daha büyük olduğu için bu kolonda

emniyetle çalışmak mümkündür. Ağlama olayı olmaz.

Basınç Düşüşü Kontrolü RafKal ınl ığı ( x w ) 4 mm. kabul edilir ise; RafKal ınlığı ( x w ) 4 = =1 Dh 4


Sayfa 141

Şekil 5.4.4: Orifiz Sabiti C0 =0,83

Ek 12 ’den 

okunur.

Basınç kaybı bilinen orifiz eşitliğinden kolayca hesaplanabilir. Buna göre mm sıvı h0 :

sütunu cinsinden bu basınç kaybı;

 

1 2 1 2 ∗ρG 51∗ ∗3,95 C0 0,83 2 2 ∗U h = ∗6,33 =16,25 mms ıv ı s ütunu ρL 721

( )

51∗

( )

Gazın havalandırılmış sıvı tabakasından geçişte maruz kalacağı basınç kaybı:

ha

gösterilen bu basınç kaybı mm sıvı sütunu olarak, ha =Q p ( hw +how ) denkleminden hesaplanır . 

FGA =

´ G 0,665 = =1,26 Q p=0,65 buradanEk 13 den A a∗√ ρG 0,266∗√ 3,95


Sayfa 142

okundu.

ile



Şekil 5.4.5: Havalandırma Faktörü ha =0,65∗(52,4 )=34,06 mms ıv ı s ü tunu



hT =h0 + ha=16,25+34,06=50,31 mms ıv ıs ütunu hdc =h w −10=40−10=30 mm



Raf üzerindeki açıklık;



Sıvının rafa girişte akacağı daralmanın kesit alanı; A pe =Lw∗h dc∗10−3=0,9∗30∗10−3=0,027 m2



Sıvının bu daralmadan akışı esnasında maruz kalacağı basınç düşmesi;

2 2 ´L 0,674 h pe =166∗ =166∗ =0,20 mms ıv ıs ü tunu ρL∗A pe 0,027∗721

[



]

[

]

Sıvı taşıma kanalındaki nihai sıvı seviyesi mm olarak ; hda=

h w + how + hT +h pe 40+12,4+ 50,31+ 0,20 = =159 mms ıv ı s ü tunu Qp 0,65

(PS)/2*10-3 = 250 ‘dür. 159 < 250 olduğundan bu değer kabul edilebilirdir.

Sıvının Taşma Kanalındaki Kalış Süresinin Hesaplanması ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 143

Θdr =

Ad∗(P . S .) 0,027∗0,45 = L/ ρL 0,674 /721 = 13 saniye

Gaz kabarcıklarını sıvıyı sıvı kanalında terk edip üstteki rafı terk eden gaz ile birleşmeleri için sıvının bu kanalda belli bir süre beklemesi gerekir.Sıvının bu kanaldaki değeri Qdr ye eşittir. 13 saniye 5 saniyeden fazla olduğu için yeterli süredir. Kolon Yüksekliği Z=[kolon üst boşluğu]+[Raf Sayısı-1]*P.S+[Besleme Rafı için ek yükseklik]+[Kolon Alt Boşluğu] Z=2*1,5*P.S+[24-1]*P.S+0,25*P.S=12m Z=12 metre Delik Sayısı Ah=(n ∗ᴨ∗dh^2)/4=0,0266 m2 n=2117 tane delik (Bir raf üzerindeki toplam delik sayısı)

Dizayn Sonuçları ETİLBENZEN ÜRETİMİ

Sayfa 144

P.S hw dh Dc Lw X hdc N NGerçek Taşma yüzdesi E Uhm Uh Qdr hda Z E0

0,45 m (Raf aralığı) 40 mm(Savak yüksekliği) 4 mm (Delik çapı) 0,64 m 0,44 m(Savak uzunluğu) 4 mm (Raf Kalınlığı) 30 mm 2117 tane delik 24 raf %60 0,017 (kesirsel sıvı taşınması) 5,45 m/s 6,33 m/s 13 s 159 mmsıvı 12 m. (Kolon Yüksekliği) 0,56 (E0=%56) (Toplam kolon etkinliği)

Tablo 5.4.6. Distilasyon Kolon Tasarımı Sonuçları


Sayfa 145

SONUÇ Yapılmış olan tasarım çalışmaları sonucunda yıllık 10000 ton kapasiteli etilbenzen üretim tesisi kurulmuştur. Üretim yöntemi için gaz faz mobil badger yönteminden yararlanılmıştır. Çalışma kapsamında etilbenzen üretiminin endüstride yaygın olarak kullanıldığı ve plastik hammaddesi olarak kullanılan stiren üretiminde temel hammadde olarak kullanıldığı ve bu nedenle endüstride büyük önem arz ettiği anlaşılmıştır.


Sayfa 146

KAYNAKLAR 1. Che 455 Major’1’Ethyl Benzene Process 2.Zeolites in Industrial Seperation and Catalysis’Dr.SantiKulprathipanja(2009) 3.Handbook of Chemical Processing Equipment’NicholasP.Cheremisinoff 4. www.petkim.com.tr 5.Perry’sChemicalEngineers’ Handbook, editedby R. H. Perry and D. W.Green, McGraw-Hill, Inc., New York, NY. 6. Temel Kimyasal Tepkime Mühendisliği’Prof.Dr.Satılmış BASAN’ 7. www.vurup.sk 8.www.scribd.com 9. Kütle Transferi Esasları ve Uygulamaları’Prof.Dr.BekirZühtü UYSAL’ 10. Kütle Aktarımı ve Kütle Aktarım Işlemleri’Prof.Dr.Erden ALPAY’ 11. Kimya Mühendisliği Tasarımı’RaySINNOTT,Gavin TOWLER’ 12. Mühendislik Yaklaşımıyla Termodinamik’Yunus.A.ÇENGEL’ 13. www.isgum.gov.tr 14. www.ytusigmadergisi.com/pdfs/198.pdf 15.www.cemsan.com.tr 16.www.mühendislikbilgileri.com 17. Kimya Mühendisleri İçin Mühendislik Ekonomisi’AliTİGREL,Alper ERDOĞAN’(1995) 18. Max S. Peters,K.D.Timmerhaus‘Plant Design andEconomicsforChemicalEngineers’ 19. Atatürk Üniversitesi Mühendislik Fakültesi’A.Kadir.ÖZER Mühendislik Ekonomisi Föyü’ 20. www.icis.org 21. www.themetalstore.co.uk


Sayfa 147

etil benzen.docx

Recommend Documents