Design of an  

Ethanol Dehydration System 

 

 Jamie Hiltz       Zack Taylor    Mark Baier 

    

 Department of Chemical Engineering 

University of Saskatchewan 2007‐2008

  

 

i  

 

Abstract 

 

Halo Consulting has been working on the design to purify ethanol with March 

Consulting Associates Inc.  The system was needed to dehydrate a liquid feed of 95 % 

v/v ethanol – 5% v/v water to a minimum of 99.5 % v/v product.  After Halo Consulting 

examined a variety of different mass transfer applications to carry out this task, it was 

decided that the use of pressure swing adsorption would be best. 

 

The final design consists of two parallel columns one of which is adsorbing while the 

other is either desorbing or in stand‐by.  The liquid feed is heated and vaporized before 

it is sent to the adsorbing column where it is dehydrated by a packed bed of Type 3A 

molecular sieve.  The regeneration time and adsorption times were found to be 6.33 

and 23.9 minutes respectively.  For the first 6.33 minutes of adsorption, 40 % of the dry 

ethanol product is sent to help regenerate the desorbing column while the other 60 % is 

condensed to the final product.  For the remaining 17.61 minutes in the adsorption 

cycle, the regenerating purge stream is no longer needed and 100 % of the product 

stream is condensed to the final product.  The physical properties of the columns and 

the additional equipment were determined using mass balances.   

 

ii  

The costs of the equipment and the annual operating costs for this design were found.  

An economic analysis was completed, comparing the cost of energy to break the 

azeotrope with this design to that of azeotropic distillation and it was determined that 

this design is more economically feasible.   

 

A safety analysis was performed that consisted of a HAZOP analysis and a DOW Fire and 

Explosion Index analysis on one of the columns.  The most hazardous possible 

deviations were determined to be high temperature and leaks.  Recommended 

preventative actions have been included in this report. 

                      

   

iii  

Acknowledgments  

The members of Halo Consulting would like to acknowledge the following people for their 

direction and guidance throughout the duration of this design project: 

 

Dr. Gordon A. Hill, Chemical Engineering 422 Advisor, Department of Chemical 

Engineering, University of Saskatchewan 

Dr. Hui Wang, Chemical Engineering 422 Advisor, Department of Chemical Engineering, 

University of Saskatchewan 

Dr. Richard Evitts, Faculty Advisor, Department of Chemical Engineering, University of 

Saskatchewan 

Dongmei Fang – Senior Process Engineer, March Consulting Associates Inc. 

Tara Zrymiak – Senior Process Engineer, March Consulting Associates Inc. 

                 

iv  

Table of Contents 

 

 

1.0 INTRODUCTION                1 1.1 Background                1 1.2 Purpose and Proposed Design          1 

 

2.0 LITERATURE SURVEY                2 2.1 Introduction                2 2.2 Distillation                3 

2.2.1 Azeotropic Distillation           3 2.2.2 Pressure Swing Distillation          4 

2.3 Thermal Swing Adsorption             5 

 

3.0 DETAILED QUALITATIVE PROCESS DESCRIPTION        6 3.1 Introduction                 6 3.2 Feed Preparation              7 3.3 Dehydration                8 

3.3.1 Pressurization              10 3.3.2 Adsorption              10 3.3.3 Blow down              13 3.3.4 Regeneration              14 

3.4  Cooling and Condensing            17   4.0 SIMULATION AND BALANCES            18 

4.1 Introduction                18 4.2 Feed Preparation              19 4.3 Dehydration                21 4.4 Vacuum Pump              24 4.5 Condensation               25 4.6 Overall                 26 

v  

 5.0 EQUIPMENT DESCRIPTION AND SIZES          29 

5.1 Introduction                29 5.2 Heat Exchangers              30 

5.2.1 Heat Exchanger #1            30 5.2.2 Heat Exchanger #2            31 5.2.3 Heat Exchanger #3            31 

5.3  Vacuum Pump              32 5.4  Adsorption Towers              33 5.5  Molecular Sieve              39 5.6  Valves and Piping              41   

6.0 ECONOMICS                  43 6.1 Introduction                43 6.2 Equipment Costs              44 6.3 Molecular Sieve Costs            46 6.4 Alternative Economic Comparison          46 

  7.0 SAFETY ANALYSIS                48 

7.1 Introduction                48 7.2 Chemical Properties              49 

7.2.1 Ethanol              49 7.2.2 Alumino Sillicate            50 

7.3 Hazard and Operability analysis          50 7.3.1 HAZOP Strategy            50 7.3.2 HAZOP Conclusions            51 

7.4 DOW Fire and Explosion Index Analysis        54 7.5 Process Safety Management           54 

  8.0 Conclusions                  56 7.0  Recommendations                58  References                    62 

Appendix A: Process Flow Diagrams             59 

vi  

 Appendix B: Mass Balances                66  Appendix C: Adsorption Data               70  Appendix D: Sizing Calculations              75 

‐ Column Sizing              76 ‐ Breakthrough Curve Calculations        77 ‐ Equipment Sizing              81 ‐ Summary Tables              87 

 Appendix E: Economics Calculations             90  Appendix F: Piping and Instrumentation Diagram          94  Appendix G: Material Safety Data Sheets            96  Appendix H: HAZOP                  111                           

vii  

List of Tables 

 

Table 4.1: Mole balance data for adsorption column with use of purge stream  22 

Table 4.2: Mole balance data for adsorption column without use of purge stream 23 

Table 4.3: Mole balance data for regeneration step         23 

Table 4.4: Mole balance data for overall system          27 

Table 5.1: Physical adsorption properties of adsorption column      36 

Table 5.2: Typical properties of ZEOCHEM©. Z3‐03          38 

Table 5.3: Ethanol dehydration equipment            42 

Table 6.1: Summary of equipment economics          45 

Table 6.2: Summary of alternative comparison          47 

Table B.1: Mass balance for adsorbing column (Bed 1)        67 

Table B.2: Mass balance for desorbing column (Bed 2)        68 

Table B.3: Mass leaving system              69 

Table B.4: Overall system mass balance            69 

Table C.1: Table of given and calculated data for determining the breakthrough curve74 

Table D.1: U‐Tube heat exchanger calculated data for pre‐heating feed    87 

Tables D.2: Bayonet heat exchanger calculated data for feed vaporization   87 

  Table D.2a: Calculated data for sensible heating         87 

  Table D.2b: Calculated data for phase change        87 

  Table D.2c: Calculated data for superheating        88 

 

 

 

viii  

Tables D.3: Bayonet heat exchanger calculated data for product condensation  88 

  Table D.3a: Calculated Data for phase change        88 

  Table D.3b: Calculated Data for sensible cooling        88 

  Table D.4: Calculated Data for liquid ring vacuum pump      89 

 

 

 

 

 

 

                         

ix  

List of Figures 

 

Figure 3.1: Process flow diagram of entire system          9 

Figure 3.2: Switching sequence for adsorption columns        9 

Figure 3.3: Pressure swing adsorption cycle pressurization and adsorption of bed 11 

Figure 3.4: Breakthrough curve              13 

Figure 3.5a: Valve sequence for blow down step          14 

Figure 3.5b: Valve sequence for regeneration step          14 

Figure 3.6: Cycle steps for pressure swing adsorption        16 

Figure 4.1a: Summary of data for U‐Tube heat exchanger to pre‐heat feed  20 

Figure 4.1b: Summary of data for Bayonet heat exchanger to vaporize feed  20 

Figure 4.2: Summary of data for adsorption column         21 

Figure 4.3: HYSYS screen shot of vacuum pump          25 

Figure 4.4: Summary of data for Bayonet heat exchanger to condense product  26 

Figure 4.5: HYSYS screen shot of overall mass balance        27 

Figure 5.1a: Theoretical curve              35 

Figure 5.1b: Actual curve                35 

Figure 5.2: Breathrough curves with varied bed heights        37 

Figure 5.3: Visual of one adsorption column           40 

Figure 5.4: Visual of alumino silicate              38 

Figure A.1: Process flow diagram mimicking the dehydration system in HYSYS        when Bed 2 (BAL‐2) is in regeneration          63 

 Figure A.2: Process flow diagram mimicking the dehydration system in HYSYS           when Bed 2 (BAL 2) is done regenerating        64  

x  

Figure A.3: Process flow diagram of the ethanol dehydration system    65  Figure C.1: Isothermal data for water adsorption on a type 3A molecular sieve  71  Figure C.2: Water vapour isotherm at 120  for Type 3A molecular sieve    72  Figure C.3: Graph for the determination of equilibrium constant      using Languir’s form              73  Figure F.1: Process and instrumentation diagram          95  Figure H.1: Summary of HAZOP analysis            112 

 

xi  

Roman Nomenclature 

 

Symbol      Name            Units 

       Phase change area         

      Sensible heat area         

      Superheating area         

        Total area required for heat exchanger   

        Cross‐sectional area of the column     

                                              Annual cost          $ 

        Utility cost coefficient       no units 

        Utility cost coefficient       no units 

        Heat capacity of ethanol     · 

        Heat capacity of water     · 

        Heat capacity of mixed stream   · 

        Cost of fuel used to generate utility   $ 

        Concentration entering     

 

        adsorption column       

   

xii  

        Concentration leaving      

 

        adsorption column 

        Column diameter         

        Diffusivity of ethanol into       

        water        

        Effective Diffusivity         

        Knudsen diffusivity         

        Particle diameter         

        Surface diffusivity         

     

Pd         Pore diameter          

        Pump down factor        no units 

        Correction factor        no units 

G        Gas superficial mass velocity     · 

        Heat of Adsorption       ·

 

K        Adsorption equilibrium constant    no units 

K        Constant          no units 

        Mass transfer coefficient       

   

xiii  

        Column length          

        Bed length           

        Length of equilibrium zone       

        Length of unused bed        

        Molecular weight of ethanol     molg

 

        Molecular weight of water     molg

 

        Molecular Weight of the ethanol    molg

 

        and water mixture         

        Average Molecular Weight     molg

 

      Molecular weight of the mixed stream   

        constant          no units 

         Mass flow rate         

        Mass flow rate entering        

        adsorption column       

        Mass flow rate leaving       

        adsorption column   

   

xiv  

        Auxiliary plant capacity         

        Mass flow rate entering        

        vacuum pump      

        Reynolds number        no units 

        Schmidt number        no units 

        Sherwood number        no units 

        Pressure entering          

        adsorption column           

        Pressure entering vacuum pump     

        Pressure leaving          

        adsorption column   

        Pressure leaving vacuum pump     

        Pressure of the purge stream      

        Plant cost index        no units 

        Heat duty           

        Volumetric flow rate entering     

        adsorption column     

   

xv  

        Volumetric flow rate leaving       

        adsorption column   

        Adsorption capacity       ·

 

        Gas constant         · or 

· 

        Pump capacity          

        Surface area of molecular sieve     

        Time required to reach a specific     

        vacuum level            

        Temperature entering        

        adsorption column           

        Temperature leaving         

        adsorption column         

        Temperature of the purge stream     

        Adsorption time         

        Breakthrough time         

        Thickness of the column       

        Regeneration time         

        Ideal adsorption time for       

        Vertical breakthrough  

   

xvi  

        Overall heat transfer coefficient   · ·

 

        Utility Price         $

 

        Superficial velocity         

        Maximum superficial velocity      

        Volume of column to be evacuated     

        Volume of adsorbent         

      Volume of the column       

        Volume if void in the column       

        Molar flow rate entering       

        adsorption column       

        Molar flow rate leaving       

        adsorption column     

        Shaft work           

   

xvii  

Greek Nomenclature 

 

        Intrinsic efficiency        no units 

        Particle porosity        no units 

        Latent heat of ethanol        

        Latent heat of water          

        Latent heat of vaporization        

        of the mixed stream 

  Viscosity entering       · adsorption 

column            

        Viscosity leaving       ·  

        adsorption column            

        Atomic diffusion volume of Carbon    no units 

        Atomic diffusion volume of Hydrogen  no units 

        Atomic diffusion volume of Oxygen     no units 

        Average molecular velocity       

∑        Diffusion volume of ethanol      no units 

∑        Diffusion volume of water      no units 

        Porosity          no units 

   

xviii  

        Bulk density           

        Density of fluid entering       

          adsorption column       

        Density of fluid leaving        

          adsorption column 

        Particle density         

   

 

Other 

 

∆         Log mean temperature     

1  

Chapter 1.0:  Introduction 

 

 

1.1   Background 

For the past eight months, Halo Consulting has been working on a design project for 

March Consulting Associates Inc.  March Consulting was incorporated in 1999 and their 

main office building is located in Saskatoon, Saskatchewan.  They offer project and 

design services for many different disciplines of engineering, and always strongly stress 

energy conservation.   

 

1.2  Purpose and Proposed Design 

The purpose of this project was to design a dehydration system that would purify a feed 

of 95 % v/v ethanol – 5 %v/v water to a minimum of 99.5 % v/v ethanol product.  It was 

proposed by March Consulting that two columns be designed and sized to use pressure 

swing adsorption with a Type 3A molecular sieve.   

 

 

 

2  

Chapter 2.0:  Literature Survey: Alternative Processes 

 

 

2.1   Introduction 

Upon  performing  the  initial  research,  a  vast  assortment  of  directions  for  this  design 

were discovered and considered.   This collection of alternative processes was carefully 

analysed  in  order  to  depict  the  design which was most  favourable  in  regards  to  the 

quality of the product, economic considerations, and energy consumption.  The first and 

foremost necessary resolution was to decide which mass transfer application was to be 

used  to dehydrate  the ethanol.   The  three modes of mass  transfer  investigated were 

distillation, thermal swing adsorption, and pressure swing adsorption.   

 

 

 

 

3  

2.2  Distillation 

Distillation is a very common method of liquid‐liquid separation that works by “the 

application and removal of heat to exploit differences in relative volatility” (Africa 

1996).  Applying heat to a mixture allows its components with lower boiling points to 

vaporize into a gas phase that travels to the top of the column, separating it from the 

components with higher boiling points  because they retain a liquid phase and travel to 

the bottom of the column.  Because this method of separation is based on boiling 

points, it is difficult to separate azeotropic feeds.  An azeotropic feed is “a liquid mixture 

that maintains a constant boiling point and that produces a vapour of the same 

composition as the mixture” (Africa 1996).  In other words, because the inlet feed in this 

design has a 95% v/v– 5% v/v water, it is classified as an azeotropic feed and could not 

be easily separated by the use of simple distillation.  

 

2.2.1   Azeotropic Distillation 

Azeotropic  distillation  can  be  successfully  used  to  break  the  azeotropic  feed  but 

requires certain additives  to do so.    It can be classified  into  two  types; homogeneous 

azeotropic distillation and heterogeneous azeotropic distillation.   

 

Homogeneous  azeotropic  distillation  requires  the  use  of  an  entrainer  which  is  a, 

“separating agent  that  forms an azeotrope with one of  the components of  the binary 

feed” (Africa 1996).   The new azeotrope  is easier to separate than the first one and  is 

4  

sent to a second column that  is operating at an appropriate pressure to break  it.   This 

results in the formation of many azeotropes in the attempt to break the initial one.  This 

makes the design and simulation very difficult as the behaviours of these azeotropes are 

very unpredictable.  The entrainers that are required are also very expensive.   

 

Heterogeneous azeotropic distillation has the ability to separate azeotropic feeds while 

using  less entrainment than homogeneous azeotropic distillation with a self‐entraining 

system, but the design and simulation is still very difficult and it results in large recycle 

rates. 

 

2.2.2   Pressure Swing Distillation 

Pressure  swing  distillation  is  a  specialized  type  of  distillation  that  has  the  ability  to 

separate  azeotropic  feeds without  the  aid  of  additives.    This  process  has  a  series  of 

distillation columns that operate at different pressures in order to break the azeotrope.  

The first column operates at one pressure to separate a small amount of ethanol from 

the mixture.  The distillate from this column is then sent to another distillation column 

that operates  at  a different pressure, breaking  the  azeotrope,  and  separating  a  little 

more ethanol.  The bottoms of the column is sent back to the feed as a recycle stream.  

This repeats with a number of towers until the desired volume percentage of ethanol is 

achieved.    Although  successful,  this  method  is  not  feasible  for  the  purification  of 

5  

ethanol  to  99.5%  v/v  as  it  requires  high  energy  consumption.    It  also  requires many 

large columns which would result in high capitol costs.  “Pressure swing distillation can 

be  used  to  break  an  ethanol‐water mixture  that  forms  an  azeotope.    The  process 

consists of three or more columns operating at different pressures” (Africa 1996).   

 

2.3   Thermal Swing Adsorption 

Thermal swing adsorption, also known as temperature swing adsorption, is an effective 

way  to  remove  impurities  from  gas  streams.    The  problem  with  thermal  swing 

adsorption  is that  in order to achieve a temperature range that sufficiently affects the 

separation desired, a  long swing time  is required.   From this arises the need for  larger 

equipment and  large amounts of energy consumption, resulting  in high operation and 

maintenance  costs.    These  costs  can  be  reduced  by  enhancing  the  system  with  a 

“microchannel  architecture”  (Africa  1996),  improving  mass  transfer  and  therefore 

allowing smaller sized equipment and shorter cycles.  The cost of enhancing the system, 

however, still leaves this process as not economically feasible.   

 

It was decided that the best method of mass transfer for this problem was to use 

pressure swing adsorption.   

6  

Chapter 3.0:  Detailed Qualitative Process Description 

 

 

3.1   Introduction  

The feed into the dehydration system is a two component liquid mixture of water and 

ethanol.  This mixture is coming in at a liquid volume percent of 95 % ethanol and 5% 

water, which is regarded as an azeotropic mixture.  To obtain a liquid product of 

minimum 99.5 % v/v ethanol the feed must go through three main steps: (1) pre‐

heating and vaporizing of liquid feed, (2) dehydration of wet ethanol gas by pressure 

swing adsorption, and (3) cooling and condensing of dry ethanol gas to a liquid.  A 

process flow diagram (PFD) for the proposed dehydration system can be seen in Figure 

3.1. 

 

 

 

7  

3.2   Feed Preparation 

Before the azeotropic liquid feed mixture can be sent through the columns, certain 

preparation steps need to be carried out.  The adsorption is being performed by a type 

3A alumino silicate that can be damaged by the presence of liquid.  Therefore, the feed 

stream to the first column needs to be vaporized and brought to a temperature and 

pressure that will eradicate any possibility of condensation within the columns. 

 

The 95 % v/v ethanol feed is first pre‐heated using a U‐tube heat exchanger.  The liquid 

feed passes through the shell side of the heat exchanger where it is heated with hot 

product gas that is passing through the tube side of the heat exchanger.  No 

vaporization of the feed will occur in this first heat exchanger, its only purpose is to 

raise the temperature of the liquid to prepare it for vaporization.  The hot liquid mixture 

is then passed through a bayonet heat exchanger where it is completely vaporized.  This 

is completed by passing the hot liquid through the shell side where it is vaporized by 

superheated steam that is passing through the tube side.  The resulting gas will be at a 

temperature and pressure where the chance of condensation within the column is 

eliminated.  This is particularly important because the formation of liquid within the 

column could damage the molecular sieve and reduce its adsorption capacity.  

 

 

8  

3.3   Dehydration 

Once the feed has been prepared, it can be sent to the adsorption column to be 

dehydrated.  The hot wet ethanol gas is passed through one of two vertical adsorption 

columns that are aligned parallel to each other.  This can be seen in Figure 3.3.  These 

two columns utilize Pressure Swing Adsorption (PSA) to dehydrate the ethanol.  In PSA, 

each column, “operates alternately in two half‐cycles of equal duration” (Henley 2006). 

In this design, a whole cycle involves:  

1) Pressurization of the column with the feed; 

2) Adsorption at elevated pressure; 

3) Depressurization by vacuum pump; 

4) Desorption by purge stream at lower operating pressure;  

5) Stand‐by 

This cycle is a slightly modified form of the Skarstrom cycle where the cycle entails, “(1) 

pressurization followed by adsorption, and (2) depressurization (blow down) followed 

by a purge” (Henley 2006).  The simple set up of columns and valves in Figure 3.1 shows 

the flow pattern in this subsystem of the design throughout a complete cycle.   At the 

beginning of cycle, the saturated bed will undergo a regeneration process to desorb the 

water from the bed while the other uses adsorption to dehydrate the ethanol and 

becomes saturated.  The adsorbing and desorbing columns are represented by Bed 1 

and Bed 2, respectively in Figure 3.3.  The following will describe the cycle for Bed 1. 

9  

 Figure 3.1 Process flow diagram of entire system. 

 

Figure 3.2 Switching sequence for adsorption columns 

 

10  

3.3.1   Pressurization 

Initially, Bed 1 will exist at a pressure of 101.3 kPa.  When the cycle starts, valves 1 and 

7 open rapidly, allowing flow of wet ethanol gas to go through Bed 1.  The wet ethanol 

gas flows into the top of Bed 1 at an elevated temperature and pressure.  This raises the 

pressure of the column to match that of the feed stream.  The pressurization step takes 

about 10 seconds which is relatively short in comparison to the adsorption and 

regeneration steps.  During this period, adsorption of water onto the molecular sieve is 

initiated, but the majority of adsorption will take place in the next step. 

3.3.2   Adsorption 

Once Bed 1 has been pressurized, a pressure transmitter on the column signals a 

control switch that allows the adsorption step to begin.  This step starts with the 

opening of valves 5 and 6, which allows the regeneration gas to flow into Bed 2.  With 

valves 1, 4, 7, 5, and 6 open, a continuous flow of gas will be allowed through both of 

the beds. This can be seen below in Figure 3.3.  Wet ethanol gas, entering at the same 

operating conditions as in the first step, will be continuously dehydrated in Bed 1, 

resulting in a dry ethanol gas product flowing out the bottom.

11  

Figure 3.3: Pressure‐swing adsorption cycle‐pressurization and adsorption of bed 1  

 

This dry ethanol is then split into two streams of 40 and 60 %. The 40 % is sent to Bed 2 

where it is used as a regeneration gas. The remaining 60% is to be sent for further 

processing.  Splitting the dry ethanol stream is controlled by valves 6 and 7, which will 

be partially open to allow/restrict the amount of product into Bed 2.   

The concentration of water in the outlet product will initially be zero because essentially 

all of the water in the wet ethanol is removed.  The assumption that complete 

separation of water from ethanol would occur was based on theoretical data and made 

for calculation purposes.  In reality, complete separation would not occur.  As time 

passes, the amount of molecular sieve saturated with water increases, reducing the 

capacity of the bed.  Eventually, small amounts of water will been seen in the product.  

The time at which water is first observed in the product is referred to as the 

breakthrough time.  If the column is allowed to operate past the breakthrough time, 

12  

increasing concentrations of water will be observed in the product until a point where 

the concentration of water in the product is equal to that of the feed.  At this time the 

molecular sieve would be considered totally saturated and would have no capability to 

adsorb water.  In this design, the column is allowed to operate past the breakthrough 

time until the product has a concentration of 99.5% v/v ethanol.  The time at which a 

99.5% v/v ethanol is reached was calculated using theoretical breakthrough curve.  

Using the breakthrough curve in Figure 3.4, a time of 23.9 minutes was found to 

correspond to a purity of 99.5% v/v ethanol and therefore marked the end of the 

adsorption step for Bed 1.  A detailed derivation of the systems breakthrough curve and 

determination of cycle times will be covered in chapter 5.  

 

 

The regeneration of Bed 2 takes less time than the adsorption of Bed 1, and therefore 

the regeneration gas is not needed for the entire 23.9 minutes.  A set of controls has 

been implemented to measure the concentration of water in the stream leaving Bed 2.  

Once the concentration of water in this stream is the same as the inlet feed to Bed 2, 

the controls signal the splitters to discontinue the purge stream.  At this time, the feed 

rate to the entire system is also decreased.  This was calculated to occur at 

approximately 6.33 minutes.  The feed rate is decreased to allow for a constant product 

flow.  The majority of the design calculations were performed using values obtained 

13  

from simulation with the purge stream was still in use.  This was done so that a steady 

state assumption could be made. 

 

 

Figure 3.4: Breakthrough curve 

 

3.3.3   Blow down   

The next step in the PSA cycle is the blowing down of Bed 1.  It is necessary because the 

column must be depressurized in order for the regeneration step to occur.  This step 

begins with the rapid opening of valves 2, 3, and 8 and the closing of valves 1, 4, 5, 6, 

and 7.  This is shown in Figure 3.5a.  Once the valves have switched, the liquid ring 

vacuum pump will automatically start.  The purpose of this pump is to bring the column 

to a pressure that is below atmospheric as a preparation step for the regeneration 

0

0.1

0.2

0.3

0.4

0.5

0.6

0.7

0.8

0.9

1

0 10 20 30 40 50 60

c/cf

Time, min

14  

process.  This step is comparable to that of pressurization because the duration of this 

step is relatively short and marks the beginning of the regeneration step.  The vacuum 

pump will run continuously for the entire duration of the regeneration step. 

 

3.3.4   Regeneration 

Regeneration is the last step in the PSA cycle and is done to remove the adsorbed water 

from the molecular sieve bed so that it may be reused in the next cycle.  Pressure 

sensors and controls have been added to both columns to aid in switching the beds 

from adsorption to desorption.  Once the pressure sensor on Bed 1 measures that a low 

enough pressure has been achieved, valves 5 and 6 open, beginning the regeneration 

step displayed in Figure 3.5b.  The opening of these valves allows dry ethanol gas to 

enter the bottom of Bed 1.  Valve 5 will be partially closed, throttling the regeneration 

gas to the same pressure as the column.  The low operating pressure given by the 

running vacuum pump allows the water to be easily removed from the molecular sieve 

by the dry ethanol gas entering the bottom.   

15  

 

Figure 3.5a Valve sequence for blow down step   Figure 3.5b Valve sequence for regeneration step 

 

The amount of purge gas and pressure within the bed determine the amount of time 

needed for regeneration.  A large amount of purge gas and a lower column pressure 

results in a shorter regeneration time.  The regeneration step for this molecular sieve is 

about 6.33 minutes.  This is acceptable as it is much less than the time needed for 

adsorption, eliminating any possible downtime.  This time is often determined using 

experimental data, but this estimation was the result of a correlation involving the 

pressures and flow rates of the feed and purge streams.  A concentration sensor at the 

top of the column will shut off the vacuum pump and close valves 5 and 6 when no 

more water is observed in the product, as described above.  

The complete removal of water from the molecular sieve is very difficult and is 

considered uneconomical because equipment and operating costs would be very high.  

The calculations for this design were performed assuming that complete removal of 

16  

water was achieved because finding the exact amount water that can be removed at 

these conditions would require experimental data that was not available.  

 

With the regeneration time being less then the adsorption time there will be a period 

where one of the towers is not in operation and is standing by.  This is more desirable 

then having a regeneration time greater then the adsorption time, which would result 

in a semi‐continuous flow of product.  To remove the problem of standby, additional 

adsorption columns could be introduced into the system.  A complete sequence of cycle 

steps in PSA is shown in Figure 3.6 

Figure 3.6 Cycle steps for pressure swing adsorption (Ruthven 1994) 

 

 

17  

3.4   Cooling and Condensing 

The remaining 60 % of the dry ethanol gas that is not used for the regeneration step is 

sent through two heat exchangers where it is cooled to the final liquid product.  The hot 

dry gas is first passed through a U‐tube heat exchanger where it is cooled by the liquid 

feed.  This is the same heat exchanger that was used for pre heating the liquid feed. 

 

The cooled gas is finally passed through a bayonet heat exchanger where it is 

condensed using cooling water.  The cooled gas will condense as it passes through the 

tubes, resulting in a final liquid product of 99.5 % v/v ethanol. 

 

 

 

 

 

 

 

 

18  

Chapter 4.0:  Mass and Energy Balances:  Simulations 

 

 

 4.1  Introduction 

The simulation package HYSYS was used for simulating the vaporizing and condensing 

processes within the design.  The adsorption and desorption processes could not be 

modelled in HYSYS as it is not fit for adsorption processes.  They were therefore 

modelled by hand using Excel.  A total system mass balance was done with HYSYS but an 

energy balance for the system could not be completed because the energy transferred 

in the adsorption process could not be simulated.   

 

 

 

 

 

19  

4.2   Feed Preparation 

The 95 % v/v liquid ethanol enters the system at an initial molar rate of 41.86  ·

 

until the regeneration of the desorbing bed is complete.  Once the regeneration is 

complete, the feed rate is decreased to 25.11  ·  since no more dry gas is needed 

for purging and a constant liquid product flow rate of 1250   is desired.   

 

For both of the flow rates, the temperature and pressure of the feed entering the U‐

tube heat exchange is 35   and 129 kPa.  This feed is heated to a temperature and 

pressure of 85˚C and 132 kPa by the hot, dry ethanol gas leaving the adsorption column 

at 120˚C and 175 kPa.  The hot gas, flowing at a constant rate of 21.84 ·

, allows the 

liquid feed to be heated but does not vaporize it.  The hot liquid feed is then completely 

vaporized to 120˚C and 250 kPa using superheated steam in a bayonet heat exchanger.  

The superheated steam flow rate will adjust accordingly with the inlet flow rate so that 

this temperature and pressure is reached and held constant before entering the 

adsorption column.  Flow rates, pressures, temperatures, and duties for the stream and 

heat exchangers, for the first 6.33 minutes, were found using the HYSYS simulation and 

are summarized in Figure 4.1. 

20  

 

Figure 4.1a Summary of data for U‐Tube heat exchanger to pre‐heat feed 

 

Figure 4.1b Summary of data for Bayonet heat exchanger to vaporize feed 

 

 

21  

4.3  Dehydration  

The wet ethanol gas is then passed into the first heat exchanger where adsorption will 

take place at 120˚C and 250 kPa.  A mole balance was first completed around 

adsorption column for the 6.33 minute period where 40 % of its product is being used 

to regenerate the desorbing column.  An adsorption rate of 5.47kg‐mole/h resulted in 

0.577 kg‐mole of water being adsorbed during this time.  The adsorption of water is 

slightly exothermic as the molecular sieve reacts with water to produce heat.  

Approximately 2424 kJ of heat is given off during this period.  Since the cycle times of 

PSA are so short the columns are assumed to be isothermal.  The flow rates, 

temperatures, pressures and component mole fractions for the adsorption column, Bed 

1, can be seen in Figure 4.2 and Table 4.1.  

 

 

 

         Adsorption Column 

 

 

 

Figure 4.2 Summary of data for adsorption column  

T=120˚C 

P=250 kPa 

T=120˚C 

P=175 kPa 

22  

Table 4.1 Mole balance data for adsorption column with use of purge stream 

Streams  Mole Fraction Flowrate (kgmole/h) 

   Water  Ethanol  Feed  Water  Ethanol IN  0.14  0.86  41.86  6.04  35.81 OUT  0.02  0.98  36.39  0.58  35.81 ACCUMULATED  1  0  5.47  5.47  0.00  

The outlet pressure of 175 kPa was determined using Ergun’s equation for pressure 

drop in a randomly packed column.  The pressure drop was found to be around 75 kPa 

and does not cause damage to the molecular sieve.  

 

A second mass balance was completed around the adsorption column for the 17.61 

minutes that the purge stream is no longer needed and the entire product from the 

adsorption column is sent to be condensed to the final liquid product.  For this period 

there is a water adsorption rate of 3.27 ·

, which results in 0.96 kg‐mole of water 

being adsorbed and 4041 kJ of heat being produced.  Values for the component mole 

fractions and flow rates are shown in Table 4.2. 

 

 

 

 

23  

Table 4.2 Mole balance data for adsorption column without use of purge stream 

Streams  Mole Fraction Flowrate (kgmole/h) 

   Water  Ethanol  Feed  Water  Ethanol IN  0.14  0.86  25.11  3.63  21.48 OUT  0.02  0.98  21.84  0.35  21.48 ACCUMULATED  1  0  3.27  3.28  0.00  

For the total adsorption time, 23.9 minutes, a total of 1.54 kg‐mole of water is adsorbed 

onto the molecular sieve.  This amount of water will essentially be the amount that 

needs to be removed from the desorbing column.  The water will be desorbed at a rate 

of 14.81 ·

 and will act as the generation term in the mass balance equation for that 

column.  Table 4.3 shows the component mole fractions and flow rates for removing 

the 1.54 kg‐mole of water during the regeneration step (6.33 minutes).  

 

Table 4.3 Mole balance data for regeneration step 

Streams  Mole Fraction Flowrate (kgmole/h) 

   Water  Ethanol  Feed  Water  Ethanol IN  0.02  0.98  14.56  0.23  14.33 GENERATED  1.00  0.00  14.58  14.58  0.00 OUT  0.51  0.49  29.14  14.81  14.33  

The outlet product of the regenerating column is considered a by‐product of the 

process and is sent out of this design to be further processes.  

 

24  

4.4  Vacuum Pump 

The vacuum pump was modelled as a compressor using HYSYS.  This vacuum pump is of 

a liquid ring type and its purpose is to maintain a pressure of 50kPa in the desorbing 

bed.  This pump takes the wet desorbed gas and sends it away to be further processed.  

The gas entering the vacuum pump is flowing at a rate of 29.14 ·

, which is equal to 

the outlet flow rate.  The exiting pressure of the gas will be at 101.3 kPa.  HYSYS 

calculated the pump to have a power rating of 26.10 kW with an efficiency of 75%.  This 

power rating is very close to power rating of 21.73 kW that was completed by hand 

calculations for the specific pump.  The pump is continuously running during the 

regeneration period and is shut off only when the bed is fully desorbed, after 6.33 

minutes.  A HYSYS screen shot of the vacuum pump can be seen in Figure 4.3 along with 

the corresponding values for the streams and the vacuum pump.  The purge gas 

entering the desorbing bed is first throttled down to a pressure of 50 kPa by the 

butterfly valve V‐11 in Figure 3.1.  

25  

Figure 4.3 HYSYS screen shot of vacuum pump 

 

4.5   Condensation 

The dry ethanol gas, that is sent to be condensed, flows into the U‐tube heat exchanger 

at a constant flow rate of 21.84 ·

.  The product gas in stream 5, is at a temperature 

and pressure of 120˚C and 175 kPa, and is cooled to 91 ˚C and 165 kPa by the liquid feed 

stream 1.  At this point some condensation of the dry ethanol gas has already started to 

occur.  Figure 4.1 is a representation of the U‐tube heat exchanger.  The remainder of 

the gas is completely condensed to 30˚C and 130 kPa by cooling water in a bayonet heat 

exchanger.  The final 99.5% v/v ethanol product is flowing out of the system at 21.85 

· or 1250  which was specified by March Consulting. Figure 4.4 is a representation 

of the bayonet heat exchanger. 

26  

 

Figure 4.4 Summary of data for Bayonet heat exchanger to condense product 

 

4.6   Overall 

After mass balances around the two columns were completed, an overall mass balance 

for the system for a half cycle was done.  The overall mass balance for the system was 

slightly more complicated due to the fact that a certain amount of water is being 

accumulated in the adsorption bed and being desorbed in the regenerating bed.  There 

is also a dynamic step change that occurs in inlet flow rate when one of the beds is done 

regenerating.  This also complicates the mass balance. 

 

It can be seen in Table 4.4 that after the adsorption for one bed is completed, the 

amount entering the system is equal to the amount leaving of the system.  

27  

Table 4.4 Mole balance data for overall system 

Stream Substance (kgmole) 

   Water  Ethanol  Total IN (feed)  1.70  10.08  11.79  ‐ OUT (Product)  0.138  8.58  8.71  ‐ OUT (By‐Product)  1.56  1.51  3.08 =  0.00  0.00  0.00 

 

It should be noted that the mass balance was completed while maintaining the final 

liquid product at 99.5% v/v ethanol.  In reality, this composition will vary between 100 

and 99 % v/v ethanol.  Figure 4.5 shows how HYSYS was used to simulate an overall 

mass balance for the time period 6.33 minutes. 

Figure 4.5 HYSYS screen shot of overall mass balance 

 

The dashed blue line represents the amount of water that is accumulated in the 

molecular sieve over a half cycle and needs to be removed in the regeneration step.  

28  

The 5.47 ·

 is the rate of water that is adsorbed in the first 6.33 minutes, and the 

9.11 ·

 is the rate at which the water was adsorbed in the time period of 17.61 

minutes. Complete stream and unit operation info for both mass and energy balances 

can be found in the DESIGN.HSC file for HYSYS simulation in the attached CD.  

 

 

 

 

 

29  

Chapter 5.0:  Equipment Description and Sizes 

 

 

5.1  Introduction 

Once the mass balances were completed, each piece of equipment in the process could 

then be sized.  The equipment sizes were calculated using the “Short‐Cut Equipment 

Design Method” developed by Ulrich and Vasudevan in their textbook, Chemical 

Engineering Process Design and Economics: A Practical Guide.  The final design, as 

mentioned earlier, consisted of three heat exchangers, one vacuum pump, and two 

identical towers.  Since ethanol does not have any corrosive properties and the 

pressures and temperatures within the system are not to extreme, all of the equipment 

for this design will be constructed out of carbon steel.  Thought was invested into using 

some stainless steel within the system, however, this would be an unnecessary expense 

and introducing a second type of metal brings accelerated bi‐metallic corrosion into the 

system.  A summary of the equipment sizes can be seen in Table5.3 at the end of this 

chapter. 

 

30  

5.2  Heat Exchangers 

  5.2.1   Heat Exchanger #1 

In this design there were three heat exchangers used, all of which are of shell and tube 

type.  The first heat exchanger is used to pre‐heat the feed stream and cool the final 

product stream.  Using Table 4.12 from Ulrich’s textbook, it was determined that a U‐

Tube heat exchanger had the compatibility and service ratings that were appropriate for 

this task and was therefore chosen. 

 

The U‐tube heat exchanger uses the product stream from the adsorption column as the 

heating source to pre‐heat the liquid feed at cool the product simultaneously.  The final 

area of this heat exchanger was found to be 2.21m2.  Guidelines given by Ulrich were 

used to determine which stream would flow through the shell side and which would 

flow through the tube side.  Because it is flowing at a higher pressure, it was 

determined that the hot product stream should flow through the tube side.  The cool 

feed stream would therefore flow through the shell side. 

 

 

 

 

31  

  5.2.2 Heat Exchanger #2 

The second heat exchanger takes the pre‐heated feed from heat exchanger #1 and 

vaporizes it using superheated steam as a heating source.  Because of the vaporization 

and superheating involved, a U‐tube heat exchanger could not be used.  Of the five 

types of heat exchangers given in Table 4.12 (Ulrich 2004), it was found that a bayonet 

heat exchanger is the only one able to handle the superheating aspects of these 

conditions.  The final area of this heat exchanger was found to be 15.22m2 and the 

steam would flow through the tube side, while the feed would flow through the shell 

side. 

 

  5.2.3 Heat Exchanger #3 

The third heat exchanger is used to cool and condense the semi‐cooled product stream 

coming out of heat exchanger #1.  Because there is condensation involved, it was 

determined that another bayonet heat exchanger would serve best for this task.  The 

final area of this heat exchanger was found to be 10.02m2 and the semi‐cooled product 

would flow through the tube side, while the cooling water would flow through the shell 

side. 

 

 

32  

 

5.3  Vacuum Pump 

The vacuum pump chosen for our system was a Liquid Ring Vacuum Pump as, “Liquid 

ring vacuum pumps are commonly used to handle “wet” gas mixtures” (Aliasso 2003).  

In these types of mixtures, it is possible and common for the lubricant within the pump 

to be washed away, causing “premature failure” (Aliasso 2003).  Rather than using a 

lubricant, liquid ring vacuum pumps eliminate any metal on metal contact to reduce the 

chance of failure.  This also reduces the wear and tear on the pump, extending its 

lifespan.  An impeller inside the pump rotates and throws the water by centrifugal 

force, creating a liquid ring with the casing and thus generates compression. As the gas 

enters, it is entrapped by the impeller blades and the liquid ring.  As the impeller 

rotates, it creates a compression on the gas and forces it though the pump outlet.  To 

eliminate the possibility of contamination from the liquid to the gas phase, the pump 

will use water to create the liquid ring.  

 

The equation used to determine the pump size was 

TFVS ×

=                 (5.1) (Graco 2008). 

where S is the vacuum pump size in cubic feet per minute, V is the volume of the 

column to be evacuated in cubic feet, F is the pump down factor, and T is the time 

33  

required to reach a specific vacuum level in minutes.  Using this equation, along with 

the values, V =15.9 ft3, F=2, and T=0.17 min, and some unit conversions, it was 

determined that the pump had a maximum pumping capacity of 325   and a shaft 

power of 18 kW.  This pump was used to bring the pressure of the column down to 

approximately 50 kPa. The final output pressure on the pump is at atmospheric 

pressure (101.3kPa).  

 

5.4  Adsorption Columns 

The sizing of the adsorption column was considered the most important aspect of the 

design.  In most instances the design of an adsorption column is based on experimental 

data, but for this design this was not available.  The sizing of the adsorption bed was 

completed using equations and guidelines given by Henley and ZEOCHEM, the 

manufacturer of the molecular sieve being used in designed adsorption column. 

 

The first step in designing an adsorption column is to calculate the diameter of the 

molecular sieve bed.  The diameter of the bed should be as small as possible without 

damaging the molecular sieve, “A diameter small enough to maintain a turbulent gas 

flow is necessary, otherwise the mass transfer characteristics are very poor because of 

the increased film resistance to mass and energy transfer”(ZEOCHEM 2007‐2008).  The 

34  

maximum gas velocity before erosion or crushing of 1/8” beads is approximated by the 

following equation given by ZEOCHEM: 

, 61.5/     (5.2)(ZEOCHEM 2007‐2008). 

For a downward maximum velocity of 0.697  , a bed diameter for the adsorption 

column was calculated to be 0.55 m.  

 

Once the bed diameter was calculated, the amount of molecular sieve needed for water 

adsorption could be determined.  Since no experimental data was available, a constant 

pattern scale up of an adsorption column could not be readily completed.   Therefore, 

estimations of bed heights were made  for  an  ideal  fixed‐bed  adsorption  column  and 

later used to model a real fixed‐bed adsorber.  An initial bed height was determined by 

calculating  the  length of  the equilibrium  zone  (LES), which was completed by doing a 

water mass balance around the system.   The amount of water adsorbed  in each cycle 

was found by multiplying the adsorption rate by the duration of the adsorption step.  A 

typical cycle time for PSA ranges from 5 ‐ 30 minutes, so for the purpose of this design 

the adsorption  time was  taken as  two‐thirds of maximum value, 20 minutes.    In one 

cycle, 1.82 kg‐mol of water is adsorbed.  Based on this value, the amount of molecular 

sieve was predicted using the equilibrium loading capacity for the molecular sieve found 

in  Table  5.2.  ZEOCHEM  recommends  using  half  of  this  value,  10% ·

  adsorbent, 

35  

because “polar compounds  in the gas will reduce the equilibrium capacity” (ZEOCHEM 

2007‐2008).  A resulting LES of 2 m is required for the bed.  

 

This  length  is not acceptable because  there are many assumptions associated with  it, 

especially  that,  “local  equilibrium  between  the  fluid  and  the  adsorbent  is  achieved 

instantaneously, resulting in a shock like wave, called a stoichiometric front, that moves 

as a  sharp concentration  front  through  the bed”  (Henley 2006).   This  type of wave  is 

shown in Figure 5.1a.  In a real fixed bed adsorber this will not occur and there would be 

a mass transfer zone (MTZ) and a length of unused bed (LUB) with a concentration front 

like that in Figure 5.1b.  This 2 m length is an initial guess in modelling a breakthrough 

curve that will be used in determining a true bed length.  

 

 

Figure 5.1a Theoretical curve      Figure 5.1b Actual curve   (Henley 2006). 

 

36  

A breakthrough curve is a relationship between the ratio of the product and feed water 

concentrations, (c/cF) versus time.  Using this curve the time that corresponds to a c/cF 

of 0.068 (max ratio giving 99.5% v/v ethanol) can be found.  A theoretical breakthrough 

curve for the system was approximated by Klinkenberg’s equation: 

1 erf √√

            (5.3) 

Where, 

      (5.4) 

And,  

  (5.5) 

 

The adsorption equilibrium constant, K, was determined by fitting equilibrium 

absorption data given by ZEOCHEM to a linear adsorption isotherm of the form q=Kc. 

The overall mass transfer co‐efficient, k, was then determined by methods developed in 

Henley and Seader’s, Separation Process Principles, which involves the relationship: 

              (5.6) (Henley 2006). 

The  values  of  K  and  k  for  the  adsorption  bed were  found  to  be  245  and  0.309  s‐1 

respectively.  The values used in the development of the theoretical breakthrough curve 

can be  found  in Table C.1.   The height was  then  scaled up until a breakthrough  time 

37  

around 20 minutes was achieved.   The resulting height of 3.5 m was chosen, giving an 

adsorption time of around 24 minutes.  The resulting breakthrough curves are shown in 

Figure 5.2  

 

Figure 5.2 Breakthrough curves with varied bed heights 

 

Once the final dimensions of the bed determined, the pressure drop was verified using 

Eurgan’s equation.   A pressure drop of 75 kPa was  found across  the bed which  is an 

acceptable pressure drop. 

 

The  column  is  to  be  constructed  from  carbon  steel  as  corrosion  effects  are  not  a 

problem  in  this  process.    Using  correlations  from  Ulrich’s,  the  wall  thickness  for  a 

vertical  cylindrical  column  was  found  to  be  4 mm.    All  physical  adsorption  column 

0

0.2

0.4

0.6

0.8

1

1.2

0 10 20 30 40 50

c/c F

Time (min)

2 meter bed

3 meter bed

3.5 meter bed

38  

properties can be found  in Table 5.1.   A visual of an adsorption column can be seen  in 

Figure 5.3. 

 

Figure 5.3 Visual of one adsorption column 

 

Table 5.1 Physical adsorption properties of adsorption column 

   unit  value 

Material     Carbon Steel 

Column inner diameter  m  0.55 

Column wall thickness  mm  4 

Column height  m  4.5 

Bed height  m  3.5  

 

 

39  

5.5  Molecular Sieve 

The adsorbent used within the two identical towers is a type 3A molecular sieve zeolite.  

This is the most commonly used adsorbent in the application of dehydrating ethanol.  

This molecular sieve, “is the potassium form of the A‐type structure; and has an 

effective pore opening of 3 Angstrom (0.32 nm)” (ZEOCHEM 2007‐2008).  In Type A 

structured zeolite, “the tetrahedral are grouped to form a truncated octahedron with a 

silica alumina tetrahedron at each point” (ZEOCHEM 2007‐2008).  A visual of this can be 

seen in Figure 5.4.  The structure is represented by the chemical formula: 

0.45 K2O ∙ 0.55 Na2O ∙ Al2O3 ∙ 2 SiO2 ∙ XH2O       (ZEOCHEM 2007‐2008).   

For the design calculations, values given by ZEOCHEM for their ZEOCHEM® Z3‐03 

were used.  These values can be seen in Table 5.2.  ZEOCHEM is large manufacturer of 

commercially used adsorbents and, “supplies around 80% of the world market for 

ethanol dehydration“(ZEOCHEM 2007‐2008).  Their ZEOCHEM® Z3‐03 is specifically 

designed for drying ethanol using pressure swing adsorption. 

 

This molecular‐sieve zeolite is polar‐hydrophilic in nature and therefore strongly 

adsorbs water. In the case of this design adsorption of water onto this adsorbent will 

purely physical. In physical adsorption, “the intermolecular attractive forces between 

molecules of a solid and the gas are greater than those between molecules of the gas 

40  

itself” (Henley 2006). These forces are commonly referred to as van der Waals 

interactions.   

 

Figure 5.4 Visual of alumino sillicate 

The physical adsorption of just water is directly related to the effective pore size of the 

molecular sieve. This adsorbent will absorb any molecule with a diameter less then 0.32 

nm and exclude those that are larger. A water molecule has a diameter of 2.8 Angstrom 

and is effectively adsorbed onto the molecular, whereas ethanol has a diameter of 4.4 

Angstrom and is therefore excluded.  

Table 5.2 Typical properties of ZEOCHEM® Z3‐03 

     unit  valueTapped bulk density, EN ISO 787‐11  kg/m3  750 Bead size nominal  mm  2.5‐5 Crush Strength  N  70 Equilibrium water adsorption capacity, @20°C/50%rh/24h  %  20 Residual water content , 550°C as shipped  %  1.5 Heat of adsorption  kJ/kg water  4200 Specific heat (approx)  kJ/kg°C  1.07                 (ZEOCHEM 2007‐2008). 

41  

5.5  Valves and Piping 

The valves chosen for our design were pneumatic butterfly valves.  The rationale for 

choosing butterfly valves was that they are “one of the most successful high‐

performance valves” (Dickenson 1999).  Dickenson also mentions that these valves are 

ideal for smaller units, which reduces cost, weight and space requirements, and that 

they have few parts, creating easy maintenance, installation, and operation.  They were 

also found to have a high rating for both liquid and gas services, on/off switching, 

throttling, flow control, and quick opening.  The purpose of having them pneumatically 

operated is so that a control board operator can easily monitor and manipulate the 

position that the valve is in.  The piping being used in this design is once again carbon 

steel with a inner diameter of approximately 6 inch and a thickness of   inch.  This was 

determined using Perry’s Handbook. 

 

 

 

 

 

 

 

42  

Table 5.3 Ethanol dehydration equipment 

Equipment  Type  Equipment Name  Size 

Heat Exchangers 

U‐Tube  E‐112  1.96 m2 

Bayonet (Heating)  E‐122  15.2 m2 

Bayonet (Cooling)  E‐132  10.0 m2 

Vacuum Pump  Liquid Ring  G‐113  21.7 kW 

Adsorption Tower  Tower 1 or 2 

D‐110 

D‐120 

Diameter: 0.55 m 

Height: 4.5 m 

*Sample calculations can be seen in Appendix D 

 

 

 

 

 

43  

Chapter 6.0:  Economics 

 

 

6.1  Introduction  

Once sized, the prices of each piece of equipment were then estimated using the 

program EconExpert (EconExpert 2008), which has a built‐in equipment economics 

calculator.  The calculator uses prices and correlations from the mentioned textbook by 

Ulrich and Vasudevan.  These prices were then scaled up using the appropriate cost 

index.   

For an economic analysis, a comparison between our design and an alternative was 

completed.  The rationale behind this type of analysis was that we were not able to do a 

discounted cash flow rate of return on the design proposed since it is a sub‐system of a 

larger process.  Therefore, an economic feasibility study could not be done since all the 

parts of the larger process are inter‐related and required to determine the economic 

viability.  As a result, a comparison was completed on the cost of energy required to  

44  

break the azeotrope of ethanol at 95%v/v in a distillation column versus using PSA. 

 

6.2  Equipment Costs 

As mentioned earlier, the costs for the equipment were calculated using methods 

presented by Ulrich and Vasudevan in the program EconExpert.  To scale up these 

prices, a Chemical Engineering Plant Cost Index of 528.2, retrieved from the Chemical 

Engineering Journals, was used.  The scaled up costs of each individual piece of 

equipment is summarized in Table 6.1.  The total grass roosts capital was calculated to 

be approximately $370,000.  This cost breaks down into a total module cost and an 

auxiliary facilities cost.  Within the total module cost, it includes sub sections including 

bare module costs as well as contingency and fee costs.  The bare module costs take 

into account freight, taxes, insurance, construction overhead, and engineering 

expenses.  The auxiliary facility costs include site development, auxiliary buildings, and 

off‐site facilities.  A break down of these sections and the respective costs are listed in 

Table 6.1.  The calculation of the contingency and fee costs is based on a percentage of 

the total bare module cost where as the auxiliary costs are based on a percentage of the 

total module cost.  The respective percentages are listed in brackets behind the 

applicable descriptions.  

 

 

 

45  

TABLE 6.1 Summary of equipment economics 

Equipment  Type  Bare Module Cost 

Heat Exchangers 

U‐Tube  $11,000 

Bayonet (Heating)  $33,000 

Bayonet (Cooling)  $27,800 

Vacuum Pump  Liquid Ring  $49,500 

Adsorption Tower 

Tower 1  $59,500 

Tower 2  $59,500 

  Total Bare Module Cost  $240,000 

  Contingency(15%) and Fee(3%)  $43,300 

  Total Module Cost  $284,000 

  Auxiliary Facilities (30%)  $85,100 

  Grass Roots Capital  $369,000 

 

 

 

 

46  

6.3  Molecular sieve costs 

The molecular sieve needs to be replaced approximately every 4000 cycles, which works 

out to be about approximately every 3 months resulting in three bed changes per year.  

The cost of the sieve is approximately $9 per kilogram.  With each column having 600kg 

in it, a cost per replacement is equal to $10,800 with a total cost of $32,400 per year. 

 

6.4  Alternative Economic Comparison  

To determine the cost of energy required in azeotropic distillation, the steam flow rate 

within the system needed to be determined.  A paper on saline extractive distillation 

was first used to find the energy requirement to be approximately 5 MJ for breaking the 

azeotrope.  Comparing this value with the energy requirement for the proposed design, 

it was found to have a ratio of 3 to 1.  In other words, azeotropic distillation used three 

times as much energy to break the azeotrope.  Knowing this ratio, and that this design 

requires a steam flow rate of approximately 4.2  , the steam flow rate required in 

azeotropic distillation was found to be approximately 12.6  .  Final costs were then 

calculated using correlations out of Ulrich’s textbook again and determined to be 

approximately $2.2 MM for PSA and $6.6 MM for azeotropic distillation.  A summary of 

the values needed in the calculation of the final costs can be seen in Table 6.2. 

 

47  

Table 6.2 Summary of alternative comparison 

 

Pressure Swing 

Adsorption  Azeotropic Distillation 

Aux. Boiler Steam Capacity, �s, (kg/s)  40  40 

Pressure, P, (kPa)  250  250 

Price of Fuel, CS,f, ($/GJ)  4.75  4.75 

Plant Cost Index  528.2  528.2 

Utility Price ($/kg)  0.0173  0.0173 

Operating Time Per Year (s)  3.02E+07  3.02E+07 

Steam Flow Rate (kg/s)  4.2  12.6 

Annual Energy Cost  $2,200,000  $6,610,000 

*Sample calculations can be seen in Appendix E 

 

 

 

 

48  

Chapter 7.0:  Safety Analysis 

 

 

7.1   Introduction 

Another important aspect of any design project is the evaluation of its safety.  For this 

project, it was specified that a safety analysis, including a hazard and operability 

(HAZOP) analysis and a DOW Fire and Explosion Index analysis be performed on one 

piece of equipment.  The safety analysis was performed on one of the columns as it has 

the most potential for problematic occurrences.  The chemical properties of the system 

were also analyzed by obtaining various material and safety data sheets (MSDS).  In 

order for this design to be deemed acceptable, every possible deviation that could 

occur needed to be investigated and the proper preventative measures taken.  This was 

completed in the HAZOP analysis.  A process safety management plan has also been 

completed in efforts to make safety an important consideration to employees from the 

beginning of the process and to continue to stress safety throughout its lifespan.  Safety 

is a very important part of any design and should not be taken lightly. 

49  

7.2   Chemical Properties 

7.2.1   Ethanol 

MSDS sheets were found for solutions of 95% v/v ethanol, 5% v/v water and for 100% 

ethanol as these are the minimum and maximum concentrations of ethanol found in 

our system.  From these MSDS sheets it was found that the values for both 

concentrations are equivalent.  The threshold limit value of pure ethanol was found to 

be 1000ppm.  Although ethanol is a non‐reactive substance, it is very explosive and 

flammable with the lower and upper flammable limits for both solutions being 3.3 %  

and 19% respectively.  It also has a very low flash point of 17.78 ˚C or 64 ˚F.  On the 

basis of a four hour exposure time, the acute oral toxicity (LD50) of ethanol was found 

to be 3450kgmg

 and the acute toxicity of the vapour (LC50) of ethanol was found to be 

39000 3mmg

.  All of these values can be found in Appendix G.  This classifies ethanol to be 

slightly hazardous in the case of ingestion or inhalation.  It is also an irritant in the case 

of skin contact.   

 

Personal protective equipment such as protective gloves, safety goggles, and fire 

retardant clothing are recommended whenever working with or near ethanol.  

Concentrated ethanol solutions should be stored in a tightly closed and sealed 

container in a cool well ventilated area that will not exceed a temperature of 23 ˚C.  

Proper ventilation and accessible eye wash stations and dry chemical fire extinguishers 

are also necessary.   

50  

7.2.2   Alumino Sillicate 

An MSDS sheet was also found for the type 3A molecular sieve, which is alumino silicate 

and can be found in Appendix G.  This is a very stable, non‐flammable substance and is 

only slightly hazardous in the case of inhalation.  It is non‐toxic to humans with 

exception to the case of chronic exposure which can possibly result in damage to the 

lungs due to inhalation of dust formed by the molecular sieve.  It can also be classified 

as a slight irritant to the skin as it can react with moisture to create heat.  This is not a 

serious effect and can be easily removed with soap and water.  The personal protective 

equipment that is recommended when directly handling alumino silicate are safety 

goggles, safety gloves, lab coat, and a dust respirator.     

 

 

7.3   Hazard and Operability Analysis  

  7.3.1   HAZOP Strategy 

A hazard and operability (HAZOP) analysis was completed on one of the towers.  In this 

analysis, all potential deviations that could occur on the tower were considered, rated, 

and possible safeguards were implemented or recommended.  This was done following 

the method given in Ulrich’s Chemical Engineering: Process Design and Economics, A 

Practical Guide.  In this method, deviations were first identified and if possible 

eliminated.  If the deviation could not be eliminated it was minimized and isolated.  

 

51  

 The HazardReview Leader2008 software, created by ABS consulting, was used to 

conduct the identification portion of the HAZOP analysis.  This software gives a list of 

possible deviations for specific pieces of equipment.  For the tower in this design, it 

gave the following possible deviations; high temperature, low temperature, high 

pressure, low pressure and leaks (ABS Consulting 2008).  The possible causes and 

possible consequences were then listed and analyzed and each deviation was then 

rated, based on the severity of the consequences and the likelihood of the deviation 

occurring.  With this rating system, each deviation was given a value from 1 to 4 based 

on the severity of its consequences, with 1 being the least severe, causing a single first 

aid injury, and 4 being the most severe, causing multiple severe injuries.  They were 

then given a value from 1 to 4 based on the likelihood of occurrences, with 1 signifying 

that it is not expected to occur ever, and 4 representing that it could potentially occur at 

least once a year.  Multiplying both values together gave the overall rating for the 

deviation.  Once the deviations were identified and rated, the proper precautionary 

actions were taken to prevent and minimize the effects and likelihood of them 

occurring.  

 

  7.3.2 HAZOP Conclusions 

Using the strategy described above, each deviation was given a rating and analyzed.  

This is summarized in Figure H.1.  Here it can be seen that the most hazardous 

deviations that could occur were determined to be high temperature on the tower and 

52  

a leak, with ratings of 4 and 8, respectively.  These two should therefore be given 

priority for preventative action.   

 

High temperature on the column could be caused by either of the two proceeding heat 

exchangers not working properly.  If this were to occur, the pressure inside the column 

would be increased, increasing the chances of condensation occur inside the column 

and damaging the molecular sieve.  Damage to the molecular sieve has no safety 

related consequences itself, however, replacing the molecular sieve can be a potentially 

hazardous job as it requires direct exposure to the ethanol and the molecular sieve.  If 

the temperature were to reach the auto‐combustion temperature of ethanol (363˚C) an 

explosion could occur.  Even though this is not expected to ever occur in the lifetime of 

the system, the extreme nature of the consequences makes this a very hazardous 

deviation.  In order to prevent this, a high temperature alarm that will sound at 200˚C 

has been included on the column.  Temperature controls have also been put on the 

second of the proceeding heat exchangers.  These controls can be seen on Figure F.1. 

 

A leak could possibly occur due to corrosion, rundown of equipment or wear on the 

seals and connections to the tower.  If this were to happen, the gaseous ethanol could 

escape into the atmosphere and there were be a risk of explosion if it were to come into 

contact with an ignition source.  In order to prevent and detect a leak, leak detection 

monitors, such as LEL monitors, and low pressure alarms and controls have been 

implemented.  These can be seen on Figure F.1.  The pressure controls are also useful to 

53  

control the vacuum pump to make certain the regeneration column is being 

depressurized adequately. 

 

As seen in Figure F.1 flow rate transmitters have been placed on streams, 12, 18, 20 and 

29 to control splitters 5 and 6.  These controls were added to ensure that 40 % of the 

product be sent to the regenerating tower to aid in the regeneration process.  These 

splitters are also controlled by a set of controls that measures the concentration of 

water in stream 25 leaving the regeneration tower.  Once the concentration in this 

stream reaches zero, it is no longer necessary to purge the desorption tower with the 

product.  At this point the splitters are changed to ensure that 100 % of the product is 

sent to the final heat exchanger for cooling.   

 

The cooling water being fed into the third heat exchanger is regulated by temperature 

controls that are signalled by a temperature transmitter on the final product stream 17.  

This is to make sure that the product is cooled enough to completely condense it to a 

liquid form.  One of the stipulations of this design was that the liquid product stream 

was to have a flow rate of 1250  .  To satisfy this condition, flow transmitters have been 

implemented on the outlet stream 14 that will signal valve 1 to open or close 

accordingly.   

 

54  

In Figure F.1, it can also be seen that valves have been placed in the system so as to 

make the isolation of every piece of equipment possible.  This is necessary to carry out 

maintenance, replacement of equipment, and for in the case of emergencies. 

   

7.4  DOW Fire and Explosion Index Analysis 

A Fire and Explosion Index analysis was completed on one of the towers.  This 

concluded that this adsorption system had a fire and explosion index of 95.5 which 

means that it is a moderate hazard.  The radius of exposure was found to be 

approximately 80ft.  The total value of equipment for this system is about $400,000, 

however, because the value of the rest of the facility is unknown, an extra $10,000,000 

has been added to the value of area of exposure to account fort the rest of the facility.  

This gives a base and actual maximum property damage (MPPD) of $6,000,000 and 

$4,360,000 respectively.  The MPDO and Business Interruption Loss were found to be 

15 days and $230,000 respectively.   

 

 

7.5   Process Safety Management 

As part of a process safety management plan, a monthly safety meeting will be held 

that is compulsory for all employees to attend.  These meetings will consist of the 

discussion of any incidents or near‐misses that may have occurred in the previous 

month.  There will be a monthly safety theme that will be researched and presented by 

the chair of the meeting.  Each meeting will also have an allotted time slot for anyone 

55  

present to bring forward any safety concerns they may have.  Scheduled preventative 

maintenance and scheduled shutdowns will also be carried out as seen necessary.   

 

The training for new employees will have a very safety oriented outlook, with job 

shadowing, operating manuals and videos, and the completion of certain safety 

courses.  It is recommended that all employees complete the WHMIS, basic fire 

extinguishing, confined space, and first aid courses before starting work with this 

process. 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

56  

Chapter 8.0:  Conclusions 

 

 

After conducting extensive research, performing calculations, and testing simulations, 

Halo Consulting has determined that pressure swing adsorption is the best solution for 

dehydrating a feed of 95%v/v ethanol to a final product of 99.5%v/v ethanol.  The 

design would consist of three heat exchanges, one liquid ring vacuum pump, and two 

identical adsorption towers filled with a Type 3A molecular sieve.  

 

 The towers were found to be more efficient when tall and slender. Thus, the 

dimensions of the towers are 4.5 m in height with a bed diameter of 0.55m and a wall 

thickness of 4 mm.  The height of the adsorption bed was found to be 3.5 m.  The total 

cycle time for one tower was approximately 48 minutes, 24 minutes for adsorption, 6 

minutes for regeneration and 18 minutes for stand‐by, pressurization, and blow down.  

During the 6 minutes of regeneration, 40 % of the dry ethanol gas product is sent to the 

regenerating column to aid in desorption.   

 

57  

The areas of the three heat exchangers used in this process were calculated to be 1.96, 

15.2, and 10.0 m2.  The vacuum pump was sized to be 21.7 kW.   

 

After an economic comparison, it was established that the annual cost of energy 

required for azeotropic distillation was approximately three times that of pressure 

swing adsorption, being approximately $6.6 MM and $2.2 MM respectively.  The total 

module cost and the overall grass roots capital for the pressure swing adsorption design 

were calculated to be approximately $284,000 and $369,000, respectively.   

 

Finally, after completing an analysis for both HAZOP and Dow’s Fire and Explosion Index 

on one of the towers, it was determined that the main deviations of the system were 

leaks and high temperatures in the column and that the system was classified as a 

moderate hazard.  Due to the flammable and explosive nature of ethanol, a process 

safety management plan has also been implemented.   

 

 

 

 

58  

Chapter 9.0:  Recommendations 

After completing this design process, the following recommendations have been 

suggested. 

 

1. Gathering of experimental data at these conditions to observe the actual 

decline in adsorption rates over time is strongly recommended.  This data 

would be used to perform a scale up operation of the design. 

 

2. It is recommended that a simulation package with adsorption processes to 

simulate the pressure swing adsorption.  This could not be done for this 

design as time did permit learning a new simulation program. 

  

 

 

59  

References 

 

Aliasso, Joe. How to Size Liquid Ring Vacuum Pumps. Pumps and Systems Magazine. 

  2003, 1‐3. <http://www.graham-mfg.com/downloads/212.pdf>

 

Africa, Michael; Kendrick, Robert; Scramlin, Jeff; Catalano, Sam; Messacar, Julie; Palazzolo, Joseph.  

  Chemical Engineering Equipment. Macromedia, Inc. 1996. 

 

Basmadjian, Diran. The Little Adsorption Book: A Practical Guide for Engineers &  

  Scientists. CRC Press, Inc: 1997. 

 

Change, Hua; Yuan, Xi‐Gang; Tian, Hua; Zeng, Ai‐Wu. Experiment and prediction of  

  breakthrough curves for packed bed adsorption of water vapour on cornmeal.  

  Elsevier B.V. 2006, 1‐8. 

 

Dickenson, T. Christopher. Valves, Piping and Pipelines Handbook. 3rd Ed. Elsevier 

  Advanced Technology. 1999. 

 

EconExpert. Ulrich, Gael D.; Vasudevan, Palligarnai. February 2008. 

  < www.ulrichvasudesign.com>. 

 

Graco Homepage. Graco Liquid Control. January 2008. 

  <http://www.graco.com/LCC/etoolbox/vacuum.html>. 

 

60  

HazardReview Leader 2006 Software. ABS Consulting. January 2008 – April 2008. 

  <http:/www.absconsulting.com/TC/103.html>. 

 

Henley, Ernest J.; Seader, J. D. Separation Process Principles. 2nd Ed. . John Wiley &  

  Sons: New York, 2006. 

 

Kirk, Othmer. Concise Encyclopedia of Chemical Technology. 4th Ed. John Wiley &  

  Sons: New York, 1999. 

 

March Consulting Associates Inc. Homepage. March Consulting Associates Inc.  

  September 2007 – April 2008. http://www.marchconsulting.com.  

 

Nevers. Noel De. Fluid Mechanics for Chemical Engineers. 3rd Ed. McGraw – Hill:  

  New York, 2005. 

 

Perry, Robert H.; Green, Don W. Perry’s Chemical Engineer’s Handbook. 7th Ed.  

  McGraw – Hill: New York, 1997. 

 

Peters, Max S. Elementary Chemical Engineering. 2nd Ed. McGraw – Hill Book  

  Company: New York, 1984. 

 

Pinto, R.T.P.; Wolf‐Macial, M.R.; Lintomen, L. Saline extractive distillation process for  

  ethanol purification. Elsevier B.V. 2000, 1‐6. 

 

61  

Ruthven, Douglas M.; Farooq, Shamsuzzaman; Knaebel, Kent S. Pressure Swing 

  Adsorption. VCH Publishers, Inc, 1994. 

 

Suzuki, Motoyuki. Adsorption Engineering. Kodansha Ltd, 1990. 

 

Tien, Chi. Adsorption Calculations and Modeling. Butterworth‐Heinemann, 1994. 

 

Ulrich, Gael D.; Vasudevan, Palligarnai. Chemical Engineering: Process Design and  

  Economics: A Practical Guide. 2nd Ed. Process Publishing: Durham, New  

  Hampshire, 2004. 

 

ZEOCHEM Homepage. Zeochem. September 2007 – April 2008.  

  <http:/www.zeochem.com>. 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

62  

 

 

 

Appendix A: 

Process Flow Diagrams 

63  

 

Figure A .1: Process Flow Diagram mimicking the dehydration system in HYSYS when bed 2 (BAL‐2) is in regeneration 

64  

 

Figure A .2: Process flow diagram mimicking the dehydration system in HYSYS when bed 2 is done regenerating 

65  

 

 

Figure A.3 Process flow diagram of the ethanol dehydration system

66  

 

 

 

Appendix B: Mass Balances 

               

67  

Table B.1 Mass balance for adsorbing column (Bed 1)  time span for balance  0.106  h 

Streams  Mole Fraction Flowrate (kgmole/h) 

Amount (kgmole) 

   Water  Ethanol  Feed  Water  Ethanol  Feed  Water  EthanolIN  0.14  0.86  41.86  6.04  35.81  4.42  0.64  3.78 OUT  0.02  0.98  36.39  0.58  35.81  3.84  0.06  3.78 ACCUMULATED (adsorption rate)  1  0  5.47  5.47  0.00  0.58  0.58  0.00 

time span for balance  0.293  h 

Streams  Mole Fraction Flowrate (kgmole/h) 

Amount (kgmole) 

   Water  Ethanol  Product  Water  Ethanol  Feed  Water  EthanolIN  0.14  0.86  25.11  3.63  21.48  7.37  1.06  6.30 OUT  0.02  0.98  21.84  0.35  21.48  6.41  0.10  6.30 ACCUMULATED (adsorption rate)  1.00  0.00  3.27  3.28  0.00  0.96  0.96  0.00 

time span for balance  0.399  h  =  23.94  Adsorption Time 

Stream Amount (kgmole) 

   Total  Water  Ethanol IN  11.79  1.70  10.08 OUT  10.25  0.16  10.08 ACCUMULATED (adsorption rate)  1.54  1.54  0.00 

68  

Table B.2 Mass balance for desorbing column (Bed 2) 

time   0.11 h 

Streams  Mole Fraction Flowrate (kgmole/h) 

Amount (kgmole) 

   Water  Ethanol  Feed  Water  Ethanol  Feed  Water  EthanolIN  0.02  0.98  14.56  0.23  14.33  1.54  0.02  1.51 GENERATED (desorption rate)  1.00  0.00  14.58  14.58  0.00  1.54  1.54  0.00 OUT  0.51  0.49  29.14  14.81  14.33  3.08  1.56  1.51 

Stream Amount (kgmole) 

   Total  Water  Ethanol IN  1.5366284  0.024366 1.512262083OUT  3.076000272 1.563738 1.512262083GENERATED (desorption rate)  1.54  1.54  0.00 

69  

Table B.3 Mass leaving system 

Time (hours) 

Mole Fraction Flowrate (kgmole/h) 

Amount (kgmole) 

Water  Ethanol  Product  Water  Ethanol  Product  Water  Ethanol 0.11  0.02  0.98  21.84  0.35  21.49  2.31  0.04  2.27 0.29  0.02  0.98  21.84  0.35  21.49  6.41  0.10  6.31 

Total  8.71  0.14  8.58  

Table B.4 Overall system mass balance 

Stream Substance (kgmole) 

Water  Ethanol  Total IN (feed)  1.70  10.08  11.79 

‐ OUT (Product)  0.138  8.58  8.71 ‐ OUT (By‐Product)  1.56  1.51  3.08 

=  0.00  0.00  0.00  

 

   

70  

 

 

 

 

Appendix C:  

Adsorption Data

71  

 

Figure C.1 Isothermal data for water adsorption on a type 3A molecular sieve 

72  

 

 

Figure C.2 Water vapour isotherm at 120˚C for type 3A molecular sieve 

0

0.2

0.4

0.6

0.8

1

1.2

1.4

0 10 20 30 40 50 60

Water load

ing in % wt. of m

olecular sieve

Vapor Pressure in kPa

73  

 

 

Figure C.3 Graph for the determination of equilibrium constant using Langmuir's form 

 

y = 0.048x + 0.039R² = 0.998

0

0.5

1

1.5

2

2.5

3

0 10 20 30 40 50 60

ratio of partial pressure an

d water load

ing, p/q 

Partial Pressure, p (kPa)

74  

Table C.1 Table of given and calculated data for determining the breakthrough curve

   Value  Units  Description MW mix, Mab  25.90  g/mol  3‐37 Henley Diffusion Volume ethanol, νa  51.17  Table 3.1 Henley Diffusion Volume water, νb  13.1  Table 3.1 Henley Diffusivity, Dab  1.03E‐01  cm2/s  3‐36 Henley    1.03E‐05  m2/s Effective Diffusivity, Deff  1.08E‐02  cm2/s  15‐75 Henley 

   1.08E‐03  m2/s 

Average molecular velocity, νi  4.45E+02  14‐20 Henley Knudsen diffusion, Dk  4.75E‐10  cm2/s  14‐19 Henley    4.75E‐14  m2/s Surface Diffusion, Ds  9.40E‐05  cm2/s  15‐76 Henley    9.40E‐09  m2/s 

Reynolds Number, NRe  7.21E+02  Table 3.3 Henley Schmidt Number, NSci  2.60E‐01  Table 3.3 Henley 

Sherwood Number, Nsh  1.23E+01  15‐62 Henley Mass Transfer Coefficient, kc  4.20E‐02  m/s  15‐60 Henley    4.20E+00  cm/s 

overall mass transfer coefficient, k  3.39E‐01  s‐1  15‐106 Henley 

K  245  See Isotherm Sheet 

75  

 

 

 

Appendix D: 

Sizing Calculations

76  

Column Sizing: 

1. Calculation of max velocity through column  

 .

 

 .

. . 

 

  137 .

 

  0.699  

 

2. Calculation of the column diameter:  

547.3 3600

0.6990.217  

   

 .

 

              0.525 0.55  

 

3. Calculation of the length of equilibrium zone:  

 

77  

  . .

. .

 

  1.92 2.00  

 

 

Breakthrough Curve Calculation: 

‐sub A is ethanol, sub B is water 

 

1. Calculation of the molecular weight of the mixture: 

21 1

21

46.07 /1

18.01 /25.9  

 

2.  Determination of the Diffusion volume of ethanol: 

2 6 1  

                  2 15.9 6 2.21 1 6.11  

                  51.17 

 

3.  Calculation of the Diffusivity of ethanol in water: 

0.00143 .

. ∑ ∑ 

 

0.00143 393.15 .

2.47 25.9 .51.17 13.1

 

78  

 

                             0.0888  

 

4.  Calculation of the average molecular velocity: 

8 / 8 8.314 / · 393.1542.02 /

/

445.1  

 

5. Calculation of the Knudsen Diffusion Coefficient:  

33.2 10 445.1 /

3 4.75 10  

 6. Calculation of the Surface Diffusivity: 

 

1.6 100.45

 

 

1.6 100.45 990

18.01

2 1.987· 393.15

 

 

9.40 10  

 

7.  Calculation of the Reynolds Number:  

0.003 2.057 ·

8.56 10 ·

7.21 10  

   

79  

 

8.  Calculation of the Schmidt Number:  

8.56 10 ·3.21 0.0888

0.3 

   

9. Calculation of the Sherwood Number:  

2 0.60 2 0.60 7.21 10 0.3 1.28   

10. Calculation of the Mass Transfer Coefficient:  

1.28 0.0888

0.0033.78

 

 11. Determination of breakthrough time: 

 1

 

0.339 245 2

1.28

1 0.30.3  

302  

 

0.339 12902.0

1.28 

2.50  

  1 erf √√

 

80  

      1 erf √2.50 √302√ . √

 

0.999 

 

Solver for a c/cF = 0.068 for a 2 meter bed gave adsorption time of around 13.15 minutes. Length scaled up to 3.5 meters which gave adsorption of around 23.9 minutes. 

 

                           

81  

Equipment Sizing: 

Heat Exchanger – First Bayonet (heating) 

1. Calculation of sensible heat area: 

1a.  Calculation of heat capacity of mixed stream: 

    % %    

                            4.174·

0.0619 2.46·

0.9381  

                                     2.57· 

 

1b.  Calculation of heat duty: 

    ∆  

         1759 2.57·

96.6 85.0  

         52364.7  

 

1c.  Calculation of log mean temperature: 

 ∆  

          457 369.9  

          87.4 

   

                           ∆  

                                    456.6 358.0  

                                    98.6  

 

82  

                       ∆ ∆ ∆∆∆

 

                               . .

.

.

 

                                     92.89  

 

 

1d.  Calculation of sensible heat area: 

∆  

52365

1 900 · · 92.89 

                                         0.174  

 

2. Calculation of the phase change area:    

2a.  Calculation of specific heat mixture: 

               % %  

2260 0.0619 855 0.9381  

941.97  

 

 

 

 

83  

2b.  Calculation of heat duty: 

 

 

1759 941.97  

1657  

 

2c.  Calculation of log mean temperature: 

 

∆  

          457 393  

          64  

   

                           ∆  

                                    456.6 358.0  

                                    98.6  

 

                       ∆ ∆ ∆∆∆

 

                               .

.  

                                     80.1  

 

 

 

84  

2d.  Calculation of phase change area: 

∆  

1656924

1 900 · ·3600

1000 80.1 

                                     14.61  

 

 

3. Calculation of superheating area:  

3a.  Calculation of heat capacity of mixed stream: 

      % %  

4.174 · 0.0619 2.46 · 0.9381  

2.57 ·  

 

3b.  Calculation of heat duty: 

                               ∆  

             1759 2.57·

393 369.6  

             105632.3  

 

 

 

 

85  

3c.  Calculation of log mean temperature: 

∆  

          457 393  

          64  

   

                           ∆  

                                    456.6 369.6  

                                    87  

 

                       ∆ ∆ ∆∆∆

 

                                 

                                     74.91  

 

 

3d.  Calculation of superheating area: 

∆  

105632.3

1 900 · ·3600

1000 74.91 

                                     0.435  

 

 

 

86  

4. Calculation of total heat exchanger area: 

 

0.174 14.61 0.435  

15.22  

 

Vacuum Pump 

1. Calculation of the pump capacity: 

 

15.92 3.2808 2

10 60 60 

324.72  

 

2. Calculation of the shaft work: 

1

1  

0.257 393.15 1.139 101.3

50

..

1

38.09 1.139 1 0.75  

21.73  

 

 

 

87  

Table D.1 U‐Tube heat exchanger calculated data for pre‐heating feed 

Value Units Cp,mix 2.57 kJ/kmol*KDelta T 50.00 K Heat Duty (Q) 225709.97 kJ/h ΔT1 35.00 K ΔT2 53.21 K ΔTLM 43.47 K A= 2.21 m2

 

Tables D.2. Bayonet heat exchanger calculated data for feed vaporization 

Table D.2a Calculated data for sensible heating 

Value Units Cp,mix 2.57 kJ/kg*K Delta T 11.60 K Heat Duty (Q) 52364.71 kJ/h ΔT1 87.40 K ΔT2 98.60 K ΔTLM 92.89 K A= 0.17 m2

 

Table D.2b Calculated data for phase change 

Value Units λ,mix 941.97 kJ/kmol Delta T 35.00 K Heat Duty (Q) 1656924.35 kJ/h ΔT1 64.00 K ΔT2 98.60 K ΔTLM 80.06 K A= 14.61 m2

 

 

 

88  

 

Table D.2c Calculated data for superheating 

Value Units Cp,mix 2.57 kJ/kmol*KDelta T 23.40 K Heat Duty (Q) 105632.27 kJ/h ΔT1 64.00 K ΔT2 87.00 K ΔTLM 74.91 K A= 0.44 m2

 

Tables D.3 Bayonet heat exchanger calculated data for product condensation 

Table D.3a Calculated Data for phase change 

Value Units λ,mix -941.97 kJ/kmol

Heat Duty (Q) -

938390.02 kJ/h ΔT1 65.89 K ΔT2 20.00 K ΔTLM 38.49 K A= 8.69 m2

 

Table D.3b Calculated Data for sensible cooling 

Value Units Cp,mix 2.47 Delta T -58.21 K

Heat Duty (Q) -

143280.09 kJ/h ΔT1 20.00 K ΔT2 65.89 K ΔTLM -38.49 K A= 1.33 m2

 

 

89  

Table D.4 Calculated Data for liquid ring vacuum pump 

Value Units Size 191.116 ft3/min 5.412 m3/min 324.72 m3/h Shaft Work(ws) 21.733754 kW Fluid Power 16.300315 kW

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

90  

 

 

 

Appendix E: 

Economics Calculations    

91  

   Cost Summary The cost index is 528.2 Heat Exchangers : Shell and Tube : Fixed tube sheet and U-tube Total purchased cost = $ 3461 Material factor = 1.00 Pressure factor = 1.00 The bare module cost is = $ 11006 Heat Exchangers : Shell and Tube : Bayonet Total purchased cost = $ 10391 Material factor = 1.00 Pressure factor = 1.00 The bare module cost is = $ 33044 Heat Exchangers : Shell and Tube : Bayonet Total purchased cost = $ 8733 Material factor = 1.00 Pressure factor = 1.00 The bare module cost is = $ 27772 Gas Movers and Compressors : Blowers and compressors (cost of drive excluded) : Liquid ring Total purchased cost = $ 22517 The bare module cost is = $ 49538 Process Vessels (including towers) : Vertically oriented : With adsorbents, ion-exchange/chromatographic resins, catalysts Total purchased cost = $ 11878 Material factor = 1.00 Material factor for tower packing = 1.73 The bare module cost of tower packing is = $ 8552 The bare module cost is = $ 59459 Process Vessels (including towers) : Vertically oriented : With adsorbents, ion-exchange/chromatographic resins, catalysts Total purchased cost = $ 11878 Material factor = 1.00 Material factor for tower packing = 1.73 The bare module cost of tower packing is = $ 8552 The bare module cost is = $ 59459 *This was determined from econ expert and does not include replacement beds

92  

 

 

 

Economics of an Azeotropic Distillation 

1. Calculation of utility cost coefficient “a”: 

2.3 10 .  

2.3 10 40.

 

8.32 10 units? 

 

2. Calculation of utility cost coefficient “b”: 

3.4 10 .  

3.4 10 2.5 .  

                                              3.56 10 ? 

 

3. Calculation of utility price: 

 

8.32 10 528.2 3.56 10 4.75$

 

0.01735$

 

 

4. Calculation of the operating time per year: 

350 24 3600

 

93  

3.02 10  

 

 

5. Calculation of the annual cost:   

 

0.01735$

3.02 10 12.6  

6,610,000$ 

 

 

 

 

   

94  

 

 

 

 

Appendix F: 

Piping and Instrumentation Diagram

95  

 

Figure F.1 (1) Temperature controls to control HX #2; (2)Pressure controls for leak detection and to ensure feed is at a high enough pressure to prevent condensation inside the column; (3) Pressure controls for leak detection and to control vacuum pump; (4) Concentration transmitters to regulate the use of the purge stream; (5) Flow rate controls to control the splitters 5 and 6; (6) Concentration transmitters to ensure product quality; (7) Flow rate controls to control output rate; (8) Temperature controls to regulate the amount of cooling water to HX #3.   

96  

 

 

 

Appendix G: 

Material Safety Data Sheets   

97  

 

 

   

98  

 

   

99  

 

   

100  

 

   

101  

 

   

102  

 

   

103  

 

   

104  

 

   

105  

 

   

106  

 

   

107  

 

   

108  

 

   

109  

 

   

110  

 

   

111  

 

 

 

Appendix G: 

Material Safety Data Sheets    

T

 

Halo Consulting

Method: HAZOP

Team Members: Ma

No.: 2 Tow

Drawing: PID

Item Devia

2.1 High tempera

2.2 Low tempera

2.3 High pre

2.4 Low pres

Pl

Type: Column

ark Baier, Jamie Hiltz,

wer (D-120)

ation

ture HX #1 not

HX #2 not

ture HX #1 not

HX #2 not

essure High temp#1

High temp#2

High flow f

Block in prcolumn

ssure Low tempe#1

Low tempe#2

ant:

n

, Zack Taylor

Causes

t working properly

t working properly

t working properly

t working properly

perature from HX

perature from HX

from supply

rocess after

erature from HX

erature from HX

Site

Consequence

Increased pressure incolumn

High enough(500C) dto sieve

Auto-combustion of e= 363C

Possibility of condensin column

Damage to molecula

Possibility of condensin column

Reduced product

 

112

e:

Design Intent: Pa

es Cat

n

damage 4

ethanol 4

sation

r sieve

sation

Unit:

acked bed of aluminos

S L R

1 3 3 Te#2

Hig(at

4 1 4

4 1 4

2 1 2 Te#2

Loco

1 2 2 Pre(V-

Preco

Flo5)

Higstr

2 1 2

1 1 1 Pre(V-

Preco

Tower #1

silicate to be used to

Safeguards

emperature control on2

gh temp alarm on colt 200C)

emperature control on2

w temp alarm on thelumn (100C)

essure control on valv-2)

essure relief valve on lumn

ow control on splitter

gh pressure alarm onream entering column

essure control on valv-2)

essure relief valve on lumn

System

dehydrate Ethanol

n HX

umn

Rec 2. Considcontrol on HX

n HX

Rec 2. Considcontrol on HX

ve

(S-

n

ve

m: Dehydration of E

Action Items

der putting temperatuX #1

der putting temperatuX #1

thanol

ure

ure

 

 

 

No.: 2 Tow

Drawing: PID

Item Devia

2.5 Loss of containm(leak)

Figure H.1 Summ

wer (D-120)

ation

ment Rundown o

Corrosion

Wear on setower

mary of HAZOP an

Causes

of equipment

eal/connections to

nalysis 

Consequence

Leakage of ethanol inatmosphere

Lower product

Potential explosion

Decreased pressure column; possible condensation

 

113

es Cat

nto

4

on

S L R

Lostr

Flo5)

2 2 4 Le(LE

1 2 4

4 2 8

1 2 2 Lostrco

Safeguards

w pressure alarms onreams entering colum

ow control on splitter

ak detection monitorsEL’s etc)

w pressure alarms onreams entering the lumn

n mn

(S-

s

n

Action Items