Selectieve afscheiding van isobuteen uit een raffinaat-I stroom

van Delahaye

Spoor

onderwerp: SELECTIEVE adres: L.J. Delahaye Mariastraat 85 3117 NJ Schiedam tel 010-4736754 R.M. Spoor Laveibos 177 ." -

,.

2715 RK Zoetermeer tel 079-520228

ISOBUTEEN UIT

EEN

RAFFINAAT-I STROOM

" .'

"" . opdrachtdatum: februari 1990 verslagdatum: februari 1991

'-' ...

'"

" .

.

• 0, -.' t • " , ,

S E L E C T I E V E A F S C H E I D I N G VAN Opdrachtdatum Verslagdatum Naam en adres ISOBUTEEN U I T EEN R A F F I N A A T - I STROOM februari 1990 februari 1991 L.J. Delahaye Mariastraat 85 3117 NJ Schiedam tel 010-4736754 R.M. Spoor Laveibos 177 2715 RK Zoetermeer tel 079-520228

-'

I

I ,

Samenvatting

In dit fabrieksvoorontwerp wordt een proces beschreven dat uit een raffinaat-I stroom (bestaande uit onder andere isobuteen en andere C4-alkenen/alkanen), het isobuteen scheidt. Hierbij ontstaat een raffinaat-II stroom (raffinaat-I zonder

isobuteen) en isobuteen.

Isobuteen kan niet door middel van een normale distillatie gescheiden worden uit een raffinaat-I stroom omdat isobuteen dezelfde kooktemperatuur heeft als l-buteen. In de inleiding worden verschillende methoden besproken hoe isobuteen uit een raffinaat-I stroom gescheiden kan worden.

In dit procesontwerp is een keuze gemaakt voor de methode waarbij de isobuteen met methanol selectief wordt omgezet in methyl tertiair butylether. Deze kan worden afgescheiden uit de raffinaat-I stroom. Dit methyl tertiair butylether wordt vervolgens omgezet in isobuteen en methanol. De isobuteen kan dan gezuiverd worden. De methanol wordt weer hergebruikt. De capaciteit van het proces is circa 80400 ton raffinaat-I per jaar (35000 ton isobuteen per jaar). Het rendement van het

proces bedraagt 95.6 %. De zuiverheid van het hierbij

geproduceerde isobuteen is 99.6 %.

De totale kosten van dit proces worden geschat op 67,2

n

Mfl/jaar, de omzet bedraagt 64,5 Mfl/jaar. Hieruit blijkt dat 11

het proces in zijn huidige vorm niet winstgevend is. In de aanbevelingen worden suggesties gedaan hoe de kosten nog verlaagd kunnen worden.

Inhoudsopgave 1. 2. 3. 4. 5. 6. Conclusies en aanbevelingen Inleiding ' . . . . 2.1. De verschillende processen . . . . 2.2. Verantwoording van de proceskeuze. . . . .

Beschrijving van het proces Proceskondities . . . . 4.1. Reakties en kinetiek

4.2. Modelleren van het proces in CHEMCAD

4.3. Verantwoording gebruikte thermodynamica.

Berekening apparaten . . . . . . . . 5.1. De warmtewisselaars . . . • . . . . 5.1.1. Berekening warmtewisselaars H3 t/m H25 . 5.2. De reaktoren . . . .

5.2.1. Berekening van de MTBE reaktor (Rl) 5.2.2. Berekening van de dissociatie reaktor

(R8) . . . • . . . . 5.3. Schotel ontwerp. . . . . . 5.3.1. Raffinaat-II-distillatietoren T2 . • . . 5.3.2. isobuteen-distillatietoren T14 . . . . . 5.3.3. Methanol-wastoren T18 . . . . 5.3.1. Methanol-distillatietoren T21

5.4. Pompen, compressoren en expanders 5.4.1. Pomp P26 . . . . 5.4.2. Tweetrapscompressor C10 en C13. 5.4.3. Drukventiel C6 . . . 5.5. Isobuteenjwater scheider V22 Ekonomische beschouwingen . . . . 6.1. De investeringen . . . . 6.1.1. De Zevnik-Buchanan-methode . . . . 6.1.2. De Taylor-methode . . . . 6.2. De kosten. . . . . 6.3. Ekonomische criteria . . . Gebruikte symbolen pagina 1 3 5 5 6 8 10 10 11 11 13 13 15 17 19 20 21 22 22 23 23 25 25 25 25 26 27 27 27 28 29 31 32

Literatuur

Massa- en warmtebalans

Stroom- en componentenstaat Apparatenlijsten

Specificatiebladen van gebruikte apparatuur . . stofgegevens van de componenten in het isobutyleen

produktieproces . . . . Verkorte uitvoer van de simulatie in Chemcad 2.4

34 36 37 38 39 40 41

1. Conclusies en aanbevelingen

De belangrijkste conclusie is dat de isobutyleen fabriek,

zoals in dit fabrieksvoorontwerp is ontworpen en doorgerekend, niet rendabel is. Hiervoor zijn verschillende redenen aan te voeren:

De oorzaak ligt voornamelijk in het feit dat er grote onduidelijkheid bestaat over de bulkprijzen van de

raffinaat-I en de raffinaat-II stroom. Er is aangenomen dat de bulkprijs van raffinaat-II gelijk is aan de in de literatuur gevonden prijs van raffinaat-I [20]. Daar kunnen echter vraagtekens bij geplaatst worden, want in feite is de raffinaat-II stroom een opgewerkte

raffinaat-I stroom en zal daarom waarschijnlijk ook duurder zijn.

De lokatie van de fabriek is gezien het voorgaande een zeer belangrijke factor bij het ontwerp van de

isobutyleen fabriek. Het proces zal slechts rendabel kunnen opereren indien er op dezelfde lokatie een raffinaat-I stroom voor handen is, zodat deze

grondstof stroom niet extern, tegen duidelijk hogere kosten, hoeft worden te betrokken.

Een andere kostendrukkende maatregel, die niet meegenomen

is in dit ontwerp, is wa~mte-int~ie. Bij het

definitieve ontwerp zal-er natuurlijk voor

warmte-integratie worden gekozen. Hierbij wordt gedacht aan integratie van reboilers en condensors. Lucht- in plaats

van waterkoeling in de condensors. '

---... ~ ..

-Er zijn nog enige verbeteringen ten aanzien van het procesontwerp die nog aangebracht kunnen worden:

Bij de reaktie is de vorming van bijprodukten

verwaarloosd, in de MTBE produktie reaktor wordt een kleine hoeveelheid dimethylether en water gevormd. In de

MTBE dissociatie reaktor wordt wat C8 en C12 gevormd. Er

werd niet verwacht dat deze verontreinigingen een grote invloed zouden hebben op het proces door de lage

concentraties van deze componenten.

Nadat het proces was gesimuleerd werden de apparaten uitgerekend waarbij ook de drukval over deze apparaten berekend werd. Deze drukval zou dan ook bij de simulatie

meegenomen moeten worden. Omdat er toch ook nog aan

warmte integratie gerekend moest worden, had het meenemen

van drukvallen op dat moment nog geen zin.

Bij de modellering van de reaktoren zijn

conversiegegevens gebruikt uit de literatuur. Om de

reaktoren wat temperatuur en druk betreft te kunnen

modelleren moet de kinetiek goed bekend zijn voor de

reakties. Duidelijke gegevens omtrent het soort en type

Z' C

katalysator met daarbij gegevens als actief oppervlak,

)'

L<.'~- I,.v"C.· L_' :

poriediameter , deeltjesgrootte verdelingen en

.;vL , J - v l .) ".) ... 1

diffusiecoëfficiënten zi jn daarbij nodig.

({J

~

..

".1

""v-'

Gekeken kan worden naar de mogelijkheid om gedeeltelijk

om te schakelen op MTBE produktie op het moment dat dit

aantrekkelijk wordt om te maken. Daarvoor zal extra

apparatuur nodig zijn om deze MTBE zuiver genoeg te

maken. Door deze grotere flexibiliteit heeft dit proces

meer kansen om rendabel te worden.

In de raffinaat-II stroom zit teveel isobuteen (ca. 1

%). ~j

Hierdoor is deze voor sommige doeleinden minder geschikt

(bijvoorbeeld het verkrijgen van zeer zuiver l-buteen).

Om de isobuteen concentratie omlaag te krijgen zal de

conversie van de MTBE produktie reaktor omhoog moeten.

Moderne methoden, bijvoorbeeld een reaktieve distillatie,

zouden hierbij gebruikt kunnen worden. Het MTBE wordt

hierbij continu van de C4 stroom afgescheiden waarbij het

evenwicht zeer gunstig komt te liggen. Het isobuteen kan

dan voor 100% omgezet worden.

heerd is en Raff.-II de stroom nadat isobutyleen selectief verwij-derd is. Produkt is de samenstelling van een comerciëel isobutyleen produkt (Hüls) [1].

component Raff.-I Raff.-II Produkt

Isobutane 3 6 <0.005 Isobutene 45 <0.1 99.98 1-Butene 25 45 0.005 1,3-Butadieen <0.5 <0.8 <0.001 n-Butaan 11 19 <0.005 trans-2-Buteen 9 17 <0.01 cis-2-Buteen 7 13 <0.01 tert-Butanol <0.0005 Water <0.003 Sulfur <0.0001

Figuur 1. 2: IHet gebruik van isobutyleen in de produktie van

chemicaliën. Isobutyleen

L>

> Polybutenen > Polyisobutyleen > Butyl rubber > MTBE > Isopreen > Tertbutylphenolen > Tertbutylalcohol ~---r---> Methacrylzuur

--->

Methacrylaten > Methacrylonitril > Tertbutylamine > Tertbutylmercaptaan

> Methallyl chloride ---> Methallyl sulfonaat > C5 Alcoholen > pivalic ac+d > Eptenen - \ > Diisobutyleen

E»

C9 Alcoholen ----+--- C8 Amines > Octylphenolen

c

C' Cl L I C,

- '

2. Inleiding

Dit verslag behandelt het voorontwerp van een isobutyleen fabriek met een jaarlijkse produktie van 35000 ton (uitgaande van 8000 bedrijfsuren). De voedingstroom van de fabriek is een Raffinaat-I (Raff.-I) stroom. Raff.-I is een C4 stroom die ontstaat na het nafta stoom kraken en de daaropvolgende

1,3-butadiëen extraktie. De samenstelling van Raff.-I kan in tabel 1.1. worden afgelezen [1].

Aanleiding voor dit voorontwerp is het feit dat isobutyleen een belangrijke petrochemische basisgrondstof is (zie figuur 1.2). De vooruitzichten voor de komende 10 tot 15 jaar zijn dat de wereldwijde vraag naar isobutyleen de 20 miljoen ton zal gaan overschrijden [2]. Dit is een verdubbeling ten opzichte van 1984 (tabel 1.3)

De doelstelling is om een fabriek te ontwerpen, die isobuty-leen in zeer zuivere vorm ( >99.5 % ) uit de Raff.-I stroom afscheidt. uit de verschillende produktieroutes, die op industriële schaal beschikbaar zijn, is voor de methyl tertiair buthylether (MTBE) route gekozen.

2.1. De verschillende processen.

Er zijn verschillende processen bekend om isobutyleen uit een Raff.-I stroom af te scheiden. Aangezien kookpuntverschillen in C4 mengsels zeer klein zijn en er geen selektieve oplos-middelen zijn, die het isobutyleen ekonomisch uit het mengsel kunnen scheiden, moet er gebruik gemaakt worden van de

chemische reaktivieit. Bijna alle op industriële schaal toe-gepaste buteen scheidingsprocessen zijn gebaseerd op de hogere chemische reaktiviteit van het isobutyleen [1]. Het

isobutyleen wordt selektief omgezet in een tussenprodukt, dat wel relatief eenvoudig uit het mengsel is af te scheiden. De laatste stap in dit proces is het terug omzetten van het tussenprodukt in zuiver isobutyleen.

De belangrijkste processen zijn:

De MTBE route. Gekatalyseerde veretheringsreaktie van isobutyleen met methanol. Dissociatie vindt plaats over een zure 'cation exchange resin' katalysator [3].

Alkylaat benzine Polymeer benzine Brandstof~ MTB TBA Di-/ triisobuteen Butyl rubber Polybuteen Isopreen 1,3-Butadieen l-Buteen 2-Butanol (SBA) Speciale chemicaliën Totaal 13790 690 9090 990 50 170 550 415 270 760 280 565 470 28090 4335 220 2760 990 50 170 550 415 270 230 9990

Tabel 1.3b: 'Geschatte wereld buteen produktie in 1984 [1].' Bron Nafta kraker Raffinaat Dehydrogenering TBA Ethyleen Totaal

Butenen (lo3 ton) 4840 22120 780 300 50 28090 Isobuteen (10 3 ton) 2540 7100 50 300 9990

Het zwavelzuur extraktie proces. Isobutyleen wordt

afgescheiden door middel van reaktieve extractie met een zwavelzuuroplossing (45 tot 70 % wjw). De eerste stap is de proton-gekatalyseerde additie van water waaruit TBA gevormd wordt. De dissociatiereaktie, nadat TBA van het C4 mengsel gescheiden is, is zeer selektief en heeft een hoge yield [4].

TBA route onder niet corrosieve vloeistoffase

omstandigheden. Dit is het in 1981 geïntroduceerde Hüls proces. De additie reaktie wordt gekatalyseerd door een kationen wisselaar. De dissociatie reaktie wordt in de vloeistoffase, heterogeen gekatalyseerd, uitgevoerd. De opbrengst is hoge-zuiverheid isobutyleen (99.98 % wjw)

[ 1 ] [ 5 ] .

Het OlefinSiv proces [6]. Met behulp van moleculaire zeven worden isobutyleen en n-butenen van een C4 mengsel gescheiden. Bij dit proces wordt dus niet van de hogere chemische reaktiviteit van het isobutyleen gebruik

gemaakt. Het gehele proces is op fysische scheidings-technologie gebaseerd.

Het Adib proces [2]. Dit proces maakt gebruik van de

selektiviteit van de alkylerings reaktie tussen isobu- . ?~ '~

tyleen en fenol. Het produkt van deze reaktie is een ~~

vloeistof, die gemakkelijk gescheiden kan worden vaTÎde voeding (een gas). Vervolgens wordt het produkt gedealky-leerd zodat er zuiver isobutyleen wordt verkregen. Opge-merkt dient te worden dat dit proces zich in 1987 nog in de pilot plant fase bevond.

2.2. Verantwoording van de proceskeuze.

Er is gekozen voor de MTBE route. Dit proces is attractief vergeleken met de traditionele technologie, vooral als men het zwavelzuur extraktie proces in ogenschouw neemt.

Verscheidene voordelen van de MTBE route zijn [7]:

Een grote produktie flexibiliteit, waardoor het mogelijk is om te variëren tussen MTBE en isobutyleen produktie, al naar gelang de mogelijke schommelingen op de afzet-markt. MTBE heeft de laatste jaren een zeer belangrijke praktische toepassing gevonden, namelijk als benzine additief met goede octaangetal verhogende eigenschappen. MTBE is de loodalkylaten in benzine gaan vervangen en de MTBE produktie heeft in de afgelopen tien jaar daarom ook

- I

~

I

i L V , I I

een explosieve groei doorgemaakt.

De mogelijkheid om van koolstofstaal gebruik te kunnen maken in plaats van duurdere materialen in het geval van de zwavelzuur technologie. Dit resulteert in een duide-lijke besparing op de vaste investeringskosten.

Eliminatie van ekologische problemen, die verbonden zijn aan het zwavelzuur extractie proces en in het bijzonder de problemen, die optreden bij het verwijderen van zure

'pitchy' produkten.

Eliminatie van toxiciteit problemen bij het behandelen van alkylsulfaten, tussenprodukten bij het zwavelzuur proces, waarvan bekend is dat ze zowel op de korte als langere termijn slecht zijn voor de gezondheid.

De direkte aanleiding om voor de MTBE route te kiezen is een patent van Keyworth et al. uit 1986 [3]. In het verleden traden er altijd problemen op bij de dissociatiestap, die voortkwamen uit het feit dat de katalysator niet aan de specificaties (goede stabiliteit, selektiviteit, lange

levensduur) voldeed. Dit maakte het proces commercieel niet aantrekkelijk. Het patent beschrijft een dissociatiereaktor, waarmee het knelpunt van de MTBE route 'ge-debottlenecked' wordt. Dit opent de deur naar een industriële toepassing, die kan concurreren met het traditionele zwavelzuur extraktie proces. Het leek de auteurs zeer interessant om op basis van de conversiegegevens uit dit patent het voorontwerp van een isobutyleen fabriek te maken.

( "E~ANOL

X

-rn

1l7 :

~

7 : , ompullng 8.

'~r

... oy ~----~ Koelwot.r SElEKnEVE SCHEIDING VAN ISOBUTYlEEN UIT EEN RAFFINAAT I STROOLt Fobrlekl"oorontw.rp No: 2847 Februari 1991 LJ. Doloho)1l R ... Spoor

~

Stroomnummer 27J Temporaluur In I< Ab.olut. druk 1 In bar R 1 T 2 H J V 4 H ~ C 8 H 7 R 8 H 9 C 10 H 11 H 12 C 13 IATlIE REAI<TOR RAfFlNAAT 2 DISTlLlA TIE

CONDENSOR REFLUXDRU'" REBDILER DRUKIlENTlEL

REAKTDRVOEDING VERWARIAER ... TlIE DISSOOA TIE RE AI< TOR

KOELER

C()\jPRESSOR lSTlE TlRAP TUSSENI<OEl.fR

I<OELER

COMPRESSOR 2DE TRAP

( Rl (' T 14 H 15 V 18 H 17 T 18 H 19 H 20 T 21 V 22 H 23 V 24 H 25 P 28 T2 ISOBUTlEEN DISTILLATIE CONDENSOR REFLUXORUIA REB04LER IAETHANOL WASKOLOIA IlERWARIAER CONDENSOR

I

--101ETHANOL OISTlLLA TIE

ISOBUTlEENjWA TER SCHEIDER CONDENSOR

REFlUXDRUIA

REB04LER

IAETHANOL/IATBE RECYCLE POIA

r

T21) 4 ~ (

WAltR

Hll

3. Beschrijving van het proces

In figuur 3.1 is het proces schema weergegeven voor de opwerking van de raffinaat-I stroom. Deze stroom komt het proces in met een samenstelling zoals weergegeven in tabel

1.1.

l

~~

De

'

~oeding

(Raff.-I) wordt gemengd met een kleine methanol

stroom en een recycle stroom met voornamelijk MTBE en methanol, zodat de methanoljisobuteen verhouding 1.38 is. In reaktor Rl wordt de isobuteen met het methanol omgezet in MTBE. De reaktor bestaat uit een serie evenwijdige buizen die zijn gepakt met een zure katalysator. De buizen worden gekoeld met behulp van koelwater die door de mantel om de buizen

stroomt. Hiermee wordt de temperatuur van de reaktie constant

gehouden. Als bijprodukt wordt een kleine hoeveelheid

---dimethylether en water gevormd «1 gew.%), welke bij de modellering niet is meegenomen.

De produkten uit de reaktor, komen in

raffinaat-II-distillatietoren T2. Hierin worden de lichte C4 componenten (top) gescheiden van de MTBE en de methanol (bodem). Over de

top gaat ook wat methanol (O~ gew.%) en niet omgezet

isobuteen (1.1 gew.%). De st room-over de top gaat het systeem uit als Raff.-II (alleen het isobuteen percentage is te hoog). Van de bodemstroom wordt een klein gedeelte gespuid (2 gew.%) om ongewenste ophoping van bijvoorbeeld water te voorkomen. Deze stroom bestaat uit 90 gew.% uit MTBE en kan zo als additief in benzine gebruikt worden. De rest wordt via een

drukventiel

(C6)

op lage druk gebracht en verdampt in

verdamper H7.

In reaktor R8 vindt de dissociatiereaktie plaats waarbij 70 gew.% van het MTBE wordt omgezet in isobuteen en methanol. De reaktie vindt plaats in de dampfase in evenwijdige buizen die gepakt zijn met een zure katalysator. De reaktie wordt op temperatuur gehouden door middel van stoom in de mantel om de buizen. De druk wordt zo gekozen dat de uitgaande druk (bijna) atmosferisch is.

De dampstroom uit de reaktor wordt gekoeld (H9) en vervolgens in een tweetrapscompressor met tussenkoeling op een druk van 7.2 bar gebracht en gedeeltelijk gecondenseerd in H12.

Distillatietoren T14 scheidt de stroom in een

isobuteenjmethanol azeotroop (top) en MTBEjmethanol (bodem).

L

, ~.

Cl

De bodemstroom wordt via recyclepomp P26 teruggevoerd naar het begin van het proces, vóór reaktor Rl.

De topstroom van toren T14 gaat de methanolwaskolom T18 in waar de methanol uit de isobuteen damp wordt gewassen met behulp van water. De isobuteen damp over de top wordt

gecondenseerd waarbij er twee vloeistoffasen ontstaan, één van water en één met voornamelijk isobuteen. In een

vloeistof/vloeistof scheider (V22) wordt de isobuteen (>99.6 gew.%) van het water gescheiden.

De water/methanol bodemstroom uit methanolwaskolom T18 wordt in de methanol distillatietoren T21 gedistilleerd. De zuivere methanol over de top wordt via recyclepomp P26 gerecycled naar het begin van het proces, vóór reaktor Rl. Het water over de bodem is licht verontreinigd met methanol maar kan weer

I

I

Reaktor Rl Reaktor Ra

"de synthese" "de dissociatie"

Pin [bar] 8.7 2.2

Puit [bar] 7.2 1.0

Tin [ 0 e] 60 142

TUit [ 0 e] 60 139

Fase vloeistoffase gasfase

reaktie reaktie reaktie

Tabel 4.2 - Kinetiek vergelijking voor de dissociatie reaktie van MTBE

r

=

0.1 (MTBE)o.3exp ( -15500jRT)

waarin

r

=

molen MTBE gereageerdjuur,gram katalysator

(MTBE)

=

MTBE concentratie, mol %

T

=

temperatuur, oK

de vergelijking is geldig in het navolgende operatie gebied Temperatuur Druk MTBE concentratie Isobutyleen concentratie Methanol concentratie Water concentratie Dimethylether concentratie 160-220 oe 1-7 bar 18-73 mo1% 13-40 mo1% 13-40 mol% 0.1-0.5 mol% 0.05-0.35 mol% ,1 Cl LI I I

~I

4. Proceskondities

4.1. Reakties en kinetiek

De synthese van MTBE is omkeerbaar. Alhoewel het evenwicht aan de kant van MTBE ligt is het mogelijk om onder de juiste

proceskondities dissociatie van MTBE in isobutyleen en

methanol te bewerkstelligen. Het handelt hier om de volgende reaktie: CH 3

I

I

CH3 CH - 0 - C - CH 3 <=> CH2 -- C + CH30H 3

_I

_I

CH 3 CH3

De synthese en dissociatie reaktie van MTBE zijn met behulp van Chemcad gemodelleerd, respektievelijk op grond van de patenten van Obenaus [12] en Keyworth [3].

MTBE wordt gekarakteriseerd door opvallend hoge thermische stabiliteit. Het is daarom ook van belang om voor de

dissociatie reaktie goede katalysatoren te vinden. Dit was in het verleden altijd een groot probleem, maar Keyworth et al.

[3] patenteerde een proces dat onder relatief milde

omstandigheden het dissociëren van MTBE tot isobutyleen en methanol mogelijk maakt. Voor verdere informatie aangaande de twee in het procesontwerp opgenomen reaktoren wordt er

verwezen naar hoofdstuk 5.2. In tabel 4.1 zijn de

proceskondities voor zowel de synthese- als de dissociatie reaktie opgenomen.

Aangezien de twee reakties met behulp van ChemCad werden gesimuleerd op grond van twee patenten, waarin uitgebreide experimentele conversiegegevens van deze reakties vermeld

stonden, was het niet noodzakelijk om deze simulaties op grond van kinetiekgegevens te doen. In een artikel van Fattore [7] werden echter kinetiekgegevens voor de dissociatiereaktie van MTBE gevonden. Zie hiervoor tabel 4.2.

4.2. Modelleren van het proces in CHEMCAD

Van het hele proces is in ChemCad 2.4 een simulatie opgezet. ChemCad is een sequentieel modulair flowsheeting programma waarmee men processen als deze kan simuleren. Hierbij worden de massa- en warmtebalansen van het proces uitgerekend, zodat hieruit de procesgegevens als temperatuur, volumina en samen-stellingen kunnen worden uitgerekend.

In de bijlagen is een ingekorte uitvoer van ChemCad opgenomen waaruit de opbouw van de simulatie blijkt. Ook staan hierin de grootte en samenstelling van de stromen zoals deze door dit programma zijn uitgerekend.

In het proces zitten een aantal recyclestromen. Hierdoor zlJn

twge knipstromen nodig voor deze simulatie. Om dit geheel goed te laten convergeren zijn in het flowsheet twee

flowsheet-controlers gebruikt. Deze passen automatisch de grootte van de voedingstromen aan (methanol en ~~r) om zo de interne

stromen te stabiliseren. Daarnaast is voor de convergentie de methode van Wegstein gebruikt.

4.3. Verantwoording gebruikte thermodynamica

Eén van de belangrijkste keuzes bij een processimulatie is het gebruik van de thermodynamika, met name die voor de berekening van de K-waarden (daarnaast wordt er ook één gebruikt voor de enthalpie berekening). In dit geval is gebruik gemaakt van een speciale versie van het Soave-Redlich-Kwong model, het

zogenaamde TSRK-model. Deze aanpassing is het werk van Chang, Rosseau en Ferrell die de interaktie parameters in de SRK vergelijking correleerde aan de temperatuur, zodat deze speciaal voor methanol stromen geschikt werd [24].

Met behulp van deze thermo werd een xy-diagram gemaakt van het

systeem MTBE/Methanol en deze werd vergeleken met gegevens van I c~

Obenaus et al. [12]. Hierin staat een grafiek met de (~\- , azeotroopsamenstelling als funktie van de druk. Het bleek dat )..;-,( ... ~..;r j..l deze experimentele gegevens goed overeen kwamen met de xy- ~ ~V-~

.

'diagrammen van het TSRK-model.

.:lJ~

"",-,1''''''''''<

yJ 1

Voor de waskolom T18 is gebruik gemaakt van UNIFAC thermodynamica. Het was hier noodzakelijk om een

'aktiviteits'-model te kiezen (het systeem isobuteen/ water/ methanol en MTBE is niet ideaal). Het was niet mogelijk

interactieparameters te vinden voor deze stoffen, zodat ook

niet gebruik kon worden gemaakt van bijvoorbeeld Wilson of

NRTL.

Voor de methanol distillatie is Wilson thermodynamica gekozen. De interactie parameters voor het systeem water/ methanol zijn standaard aanwezig in de databank van ChemCad.

Voor de enthalpie berekeningen is gebruik gemaakt van het SRK-model.

5. Berekening apparaten

5.1. De warmtewisselaars

De warmtewisselaars zijn doorgerekend volgens de methode

beschreven in Apparaten voor de procesindustrie [8]. Voor een warmtewisselaar waarin geen faseovergang plaatsvindt kan de warmte stroom berekend worden volgens:

met: cII heat

cII .... aa Cp ~T Warmte stroom [W] Massastroom [kg/sJ Warmtecapaciteit [J/kgK] (5.1)

Verschil temperatuur in/uitgaande stroom [K] Voor de koude en voor de warme stroom is de warmtestroom gelijk waardoor één van de temperaturen of massastromen be-paald kan worden.

Het gemiddeld logaritmisch temperatuur verschil wordt dan berekend volgens:

(5.2)

met: ~T~n Gemiddeld logaritmisch temparatuur verschil

[K]

~Tmax maximaal temperatuurverschil koude en warme

stroom [K]

flTmin minimaal temperatuurverschil koude en warme

stroom [K]

Het verband tussen de warmte stroom , het benodigd oppervlak en het temperatuurverschil volgt uit:

<Pheat=Au*ku*F*il T1n (5.3)

~' met: Au

ku

F Verwarmend oppervlak [m2 ]

Totale warmteoverdrachts coëfficiënt [W/m2

K] Correctie factor [-]

De correctiefactor F is behalve een functie van de tempera-turen ook een functie van het aantal shell- en tubepasses van de warmtewisselaar. Deze kan grafisch bepaald worden [8]. Voor de totale warmteoverdrachtscoëfficiënt wordt eerst een schatting genomen en deze kan later exacter berekend worden. uit de schatting van Ku wordt het voorlopig oppervlak berekend. Er kan nu een warmtewisselaar gedimensioneerd worden, waarbij het aantal tubes, diameter, steek en lengte bepaald worden. Aan de hand hiervan kan het Reynolds getal en de drukval berekend worden over de tube- en shellzijde. Wanneer deze voldoen aan de gestelde voorwaarden kan de warmteoverdrachts-coëfficiënt berekend worden volgens:

Uitwendige buisdiameter [m] Inwendige buisdiameter [m] Uitwendige warmteoverdrachtscoëfficiënt [W/m2_K]

(5.4)

Inwendige warmteoverdrachtscoëfficiënt [Wjm2 K] Warmtegeleidingscoëfficiënt materiaal [W/mK] Inwendige vuilweerstand [m2 K/W] Uitwendige vuilweerstand [m2 K/W]

Hierin worden de warmteoverdrachtscoëfficiënten au en ai bere-kend uit:

d

Nu

Warmtegeleidingscoëfficiënt van fluïdum [W/mK]

(5.5)

Inwendige diameter buis of equivalente diame-ter shell [m]

! J

Hierbij wordt het getal van Nusselt voor de tube- en

shellzij-de anshellzij-ders berekend [8]. De vuilweerstanden worden uit ervaring

bepaald en hier in de berekeningen konstant genomen.

Nu een betere

Ku

bepaald is, volgt hieruit een betere schatting

voor het verwarmend oppervlak. De dimensionering wordt dan opnieuw gedaan en opnieuw volgt hieruit een totale warmteover-drachtcoëfficiënt. Dit 'proces' itereert dan naar een

konstante waarde voor ku en

Au.

Bij de berekeningen voor deze warmtewisselaars is gebruik

gemaakt van een computerprogramma zodat snel en efficiënt deze warmtewisselaars konden worden doorgerekend.

Wanneer er wel een faseovergang plaatsvindt (bijvoorbeeld condensor) dan veranderd er wat aan de berekening van de

warmtewisselaar. Het belangrijkste is de manier waarop au

condensatie aan de mantelzijde) berekend wordt. Voor een horizontale condensor geldt:

Aantal buizen Condensatie warmte [JjKg] een (bij (5.6) Met: z r

AT

Verschil gemiddelde wand- en

condensatie-temperatuur [K]

5.1.1. Berekening warmtewisselaars H3 tlm H25

Er zijn in het ontwerp zes warmtewisselaars, drie condensors en drie reboilers opgenomen. In alle gevallen is er bij het ontwerp voor het 'shell- and tube'-model gekozen. Omdat het hier om een voorontwerp gaat zullen de warmtewisselaars

zodanig worden gedimensioneerd, dat dit als uitgangspunt voor het definitieve ontwerp zal kunnen dienen. Dat wil zeggen dat er wordt volstaan met een schatting van de

warmteoverdrachts-coëfficiënt (k~

=

850 Wjm2_{K, tabel A-9 [8]), waaruit dan}

vervolgens een voorlopige schatting voor het

warmte-uitwisselend oppervlak kan worden bepaald (vergelijking 5.3).

De dimensies en funktie van de ontworpen warmtewisselaars zijn opgenomen in de specifikatieformulieren.

De proces stroom en th~t zijn ChemCad gegevens. Proces stro-men voor condensors en reboilers, zijn respektievelijk de te condenseren en te verdampen stromen in de distillatie-torens. Deze gegevens zijn af te leiden uit de

distillatieprofielen in de ChemCad uitvoer.

Er is gebruik gemaakt van stoom en koelwater bij alle ontworpen apparaten. Er is bij het ontwerp geen warmte-integratie toegepast. Bij het definitieve ontwerp zal er natuurlijk gebruik worden gemaakt van ontwerptechnieken als de 'pinch methode'. Ook zal niet in alle gevallen gekozen worden voor het 'shell- and tube'-model.

Desalniettemin geven de specifikatieformulieren een goede indruk van de orde van grootte van de warmtewisselaars en kan er voor de kostenpost warmtewisselaars een redelijke schatting worden gemaakt.

Er wordt gebruik gemaakt van stoom op middendruk [9] (10 bar, 220°C, kondensatie bij 180 °c, Cp=2280 J/kgK [10],

àHv4P=2013 kJ/kg [11]). Met behulp van vergeli jking 5.1

kan de massastroom stoom per apparaat worden berekend. Er wordt gebruik gemaakt van koelwater met een druk op maaiveld van 3 bar [9] (ontwerp inlaat temperatuur van 20

°c, ontwerp uitlaat temperatuur van 30°C, Cp=4186J/kgK

[8]) Met behulp van vergelijking 5.1 kan de massastroom koelwater worden berekend.

~T~n wordt berekend uit procesgegevens uit ChemCad en bovenstaande gegevens van stoom en koelwater. Feitelijk mag àT~n niet worden toegepast in warmtewisselaars

berekeningen waar zowel aan mantelzijde, als in de buizen, faseovergang plaats heeft (de reboilers!). Desondanks werd ook bij de berekening van v.O. van de reboilers vergelijking 5.1 gehanteerd, waarbij dus werd aangenomen dat de gemaakte fout in dit stadium van het ontwerp niet van belang zou zijn.

Er is reeds enkele malen aangehaald dat er een computer-programma is geschreven, waarmee warmtewisselaars en

distillatietorens gedimensioneerd kunnen worden. Dit programma diende als basis voor het ontwerp van de warmtewisselaars H9 en H11 (geen faseovergang)

j

5.2. De reaktoren

De eerste reaktor waar de exotherme omzetting van isobuteen met methanol naar MTBE plaatsvindt wordt gedimensioneerd naar aanleiding van het patent van Obenaus et al. [12]. Hierin wordt een experiment beschreven waarin een stroom met 45%

isobuteen gemengd wordt met methanol en een recycle stroom. Deze wordt door een buisreaktor geleid, gevuld met een sterk zure ionen wisselaar. Uit de grote van de stroom en het volume van de buisreaktor volgt de gemiddelde verblijf tijd uit:

met: T V_{e f f} cf1vol. V € Pl. cf1 .... sa Verblijf tijd [h] Effectief volume [m3 ] Volumestroom [m3 jh] Volume reaktor [m3 ]

Porositeit van gepakte reaktor [-] Dichtheid van reaktor voeding [kgjm3

]

Massastroom [kgjh]

Onder dezelfde condities zal de conversie van het isobuteen hetzelfde zijn als in dat patent vermeld. Deze conversie bedraagt 98.6% (bij een reaktor temperatuur van 80 oC). De drukval over een gepakte buisreaktor kan berekend worden met behulp van de Kozeny-Carman vergelijking [16]:

Met: u dp 11 I1p L u= dp 2

*

__

€_3_ *_d_p_ 180 *"1 ( 1 -€) 2 L Superficiële vloeistofsnelheid

[mjs]

Diameter katalysatordeeltjes cm] Viscositeit [Nsjm2 ]

Drukval over reaktor [Njm2 ]

Lengte reaktor [m]

(5.8)

Voor de superficiële vloeistofsnelheid kan het volgende opge-schreven worden:

u= ct>mass

e*Areac*P 1

(5.9)

Met: Àreac : Oppervlak reaktor ingang [m2]

Voor de lengte van de reaktor kan vergelijking 5.7 anders opgeschreven worden:

(5.10)

Vergelijking 5.8, 5.9 en 5.10 kunnen gecombineerd worden en vormen zo een uitdrukking voor het reaktoroppervlak als functie van de drukval:

A = <l>mass

*

(1-e)

*

I

reac p 1 *d_p

e

2 ~

Met vergelijking 5.10 kan dan de reaktor lengte worden berekend.

(5.11)

Omdat de reaktie exotherm is moet er veel warmte afgevoerd worden. Hierbij hebben wij gekozen voor een opstelling waarbij de reaktie plaatsvindt in evenwijdige buizen waaromheen een koelmantel geplaatst is. Wanneer de reaktiewarmte die

afgevoerd moet worden bekend is dan kan dit koelsysteem bi j ;rv,) .-.Î ~(. v..-t~; benadering berekend worden als een warmtewisselaar. uit het l' (), :.~ .. ..Jv benodigde oppervlak wordt dan bepaald uit hoeveel buizen de

(~Ij

(..,iV')t'

reaktor bestaat. ''.tv-

R~'

~

Voor de dissociatiereaktor is het probleem iets eenvoudiger. In het patent van Keyworth et al. [3] wordt een reaktor beschreven voor de dissociatie van MTBE in methanol en

isobuteen. Gebruik wordt gemaakt van eenzelfde type reaktor als de andere, waarbij de buizen zijn gepakt met een zure

katalysator (type Oow MSC-1). De dimensie van een reaktor-buis is hierin gegeven, zo ook het debiet en de drukval. Het debiet wordt gegeven in LHSV (Liquid Hourly Space Velocity). De

definitie hiervan is:

h~.J· h '/J)-- /\); I {' ~

t

.fI.'.l\~1

'+:r''\v

(

(. 1. t..).1> ,.f. y--- ~

'tv

....

'\~'

y

met: ~vo~,~ LHSV

LHSV= <Pvol, 1

Vef t

Volumestroom van vloeistoffase [m3_jh]

Liquid hourly space velocity [h-~]

Hieruit kan het reaktor volume berekend worden:

V= <PVOl,l

LHSV*€

en de gemiddelde verblijf tijd volgens:

(5.12)

(5.13)

(5.14)

met: ~vo~,v : Volumestroom van dampfase in reaktor [m3_jh]

Het a~l benodigde buizen volgt nu uit het reaktorvolume

sw

~~~~

de dimensies van de reaktorbuis van Keyworth et al. [3] .'~~.I.(.,~UI

Ook deze reaktor kan voor de verwarming uitgerekend worden als ~

0

een warmtewisselaar.

5.2.1. Berekening van de MTBE reaktor (Rl)

Gekozen wordt voor een maximale drukval (àp) van 1,5 bar over

deze reaktor. Voor de porositeit (E) wordt een waarde geschat

van 0,4. De deeltjes diameter van de katalysator (dp ) wordt

geschat op 1 mmo

Met vergelijking 5.7 en de gegevens van Obenaus et al. [9]

wordt de verblijf tijd uitgerekend en bedraagt 0,23 h.

Het oppervlak van de doorsnede van de reaktor volgt nu uit

5.11 en bedraagt 2,18 m2

• De gegevens voor de grootte van de

stroom, de viscositeit en de dichtheid volgen uit de resultaten van de simulatie.

De lengte van de reaktor volgt uit 5.10 en bedraagt 4,79 m. In

verband met in- en uittrede verliezen kan de reaktor eventueel

wat langer gekozen worden (bijvoorbeeld 5.0 m).

Met behulp van de duty van de reaktor (-4965 MJjh) kan het benodigde oppervlak van de buizen van de reaktor bepaald worden volgens de methode zoals beschreven is voor de warmte-wisselaars. Dit oppervlak bedraagt 860 m2

• De ku is 20 Wjm2K.

De reaktie is isotherm, de reaktoren worden gekoeld met koelwater.

Een geschikte configuratie voor de reaktor is:

Twee parallel reaktoren, diameter 1.65 m en lengte 5.0 m. Per reaktor 550 parallelle buizen, di = 0.05 m, du = 0.06 m, steek = 0.08 m.

5.2.2. Berekening van de dissociatie reaktor (R8)

In het patent van Keyworth et al. [3] wordt gebruik gemaakt van een reaktor bestaande uit parallelle buizen in een koel-mantel, 0.72 m lang en een diameter van 0.014 m. De buizen

zijn gevuld met een poreuze katalysator. E~gesulfoneerd copolymeer van styreen en divinyl benzeen. D grootte van de katalysator deeltjes wordt geschat op 1 mmo D drukval over deze reaktor volgt ook uit dit patent en bedra gt 1.2 bar. Voor de reaktie tijd is de LHSV gegeven, deze ~ draagt 12 h-1

•

uit vergelijking 5.12 volgt voor het effectief eaktorvolume:

1.28 m3

• Met een geschatte porositeit van 0.6 is h~ werkelijke

volume: 2.05 m3

• '

De gemiddelde reaktietijd volgt uit vergelijking .14 en is circa 1 s. De benodigde hoeveelheid warmte is: 566 MJjh. De reaktie wordt isotherm gehouden met behulp van sto . In het patent wordt de reaktor verwarmd met 'hot oil'.

Een geschikte configuratie voor deze reaktor is: Vier parallel reaktoren met elk 360 parallelle verwarmingsmantel met een diameter van 1.32 m, di =

di

=

0.055

.

m. en de steek is 0.073 m .

'

5.3. Schotel ontwerp

Voor bepaling van het minimaal aantal evenwichtstrappen, de minimale reflux en de locatie van de voedingsschotel in de distillatietorens is gebruik gemaakt van de shortcut methode. Deze methode is beschreven in Fysische scheidingsmethoden

[13]. Gebruik kon worden gemaakt van een speciale shortcut module in CHEMCAD om dit uit te rekenen.

Het ontwerp van de schotels in de distillatiekolornrnen en de stripkolom is gedaan volgens de methode beschreven in fysische scheidingsmethoden [14].

Van belang hierbij is de flowparameter die gedefinieerd is als:

met: lp

Ug,s

(5.15)

flowparameter [-]

Dampsnelheid betrokken op hele schotelopper-vlak [mis]

Vloeistofsnelheid betrokken op hele schotel-oppervlak [mis]

Dichtheid van dampfase [kgjm3

]

Dichtheid van vloeistoffase [kgjm3

]

De flowparameter is een procesvariabele die volgt uit simula-ties van de kolom. Met behulp van grafieken uit fysische scheidingsmethoden [14], kan met een gekozen schotel hoogte , overlooprandhoogte, overlooprand per oppervlak de maximale belastingfactor en de het oppervlak van de valpijpen bepaald worden. De belastingfactor is gedefinieerd als:

À _s,max

=u

_g,s,max

*~

Pg _Pl (5.16)

met: Y s,max : Belastingfactor [mis]

ug,s,max : Maximale dampsnelheid [mis]

Met deze belastingfactor kan dan de maximale dampsnelheid berekend worden en met het dampdebiet volgt daaruit de minimale diameter van de kolom.

Daarnaast kan de maximale schoteldiameter bepaald worden door de minimale dampsnelheid uit te rekenen. Deze minimale damp-snelheid wordt bepaald door de doorregengrens:

P *u.2 _{hl*Pl*g 1-e l}

g g,p>

*

-2 4 el

Dampsnelheid in perforaties [mis] Heldere vloeistof hoogte, Holdup [m] Zwaartekracht versnelling [m/s2

]

Fractie vloeistof in dispersie [-]

(5.17)

Met een gekozen schotel kan vervolgens de drukval over de zeefplaat en de capaciteit van de valpijpen berekend worden. Voor de dimensionering van de kolom is gebruik gemaakt van een computerprogramma dat deze berekeningen efficiënt uitvoert.

5.3.1. Raffinaat-II-distillatietoren T2

In raffinaat-II-distillatietoren T2 worden de produkten uit reaktor Rl gescheiden in een Raff.-II stroom over de top en een MTBE/methano1 stroom over de bodem.

Met behulp van de shortcut methode in CHEMCAD is het aantal theoretische schotels, de reflux (ca. 1.3 maal de minimale reflux) en de locatie van de voedingsschotel berekend.

Het aantal schotels is 18, de reflux is 1.8 en de voedingscho-tel is schovoedingscho-tel 9.

De toren heeft een totale condensor met een duty van -5616 MJ/h. De duty van de reboiler is 6704 MJ/h.

Met een schotel rendement van 80% volgt dat er 23 reële scho-tels nodig zijn. De schotelhoogte is 0.50 m. De kolom diameter is 1.10 m. De drukval per schotel is gemiddeld 1000 Pa.

5.3.2. isobuteen-distillatietoren T14

In isobuteen-distillatietoren T14 worden de produkten uit

reaktor R8 gescheiden in een isobuteen/methanol azeotroop over de top en MTBE/methanol over de bodem.

Met behulp van de shortcut methode in CHEMCAD is het aantal theoretische schotels, de reflux (ca. 1.3 maal de minimale reflux) en de locatie van de voedingsschotel berekend. Het aantal schotels is 13, de reflux is 4.5 en de voeding-schotel is voeding-schotel 9.

De toren heeft een partiële condensor met een duty van -7454 MJjh. De duty van de reboiler is 7050 MJjh.

Met een schotelrendement van 80% volgt dat er 17 reële schotels nodig zijn. De schotelhoogte is 0.50 m. De kolom diameter is 1.20 m. De drukval per schotel is gemiddeld 700

Pa.

5.3.3. Methanol-wastoren T18

In de methanol-wastoren wordt met behulp van water de methanol'7

uit de isobuteen produktstroom gestript.

Omdat de shortcut methode niet ge~ is om voor een wastoren het aantal schotels uit te rekenen is dit bepaald door schatten en proberen. Een kolom met 16 theoretische schotels bleek goed te werken. De voedingen komen binnen op schotellen 16.

De toren heeft geen condensor of reboiler.

Met een schotel rendement van 80% volgt dat er 20 reële schotels nodig zijn. De schotelhoogte is 0.40 m. De kolom diameter is 0.75 m. De drukval per schotel is gemiddeld 800

Pa.

5.3.1. Methanol-distillatietoren T21

In methanol-distillatietoren T21 worden de produkten uit de methanol-wastoren T18 gescheiden in een methanol over de top en water over de bodem. De methanol wordt dan gerecycled naar reaktor Rl en het water wordt weer gebruikt in wastoren T18.

Met behulp van de shortcut methode in CHEMCAD is het aantal theoretische schotels, de reflux (ca. 1.3 maal de minimale reflux) en de locatie van de voedingsschotel berekend. Het aantal schotels is 31, de reflux is 4.3 en de voeding-schotel is voeding-schotel 16.

De toren heeft een totale condensor met een duty van -1116

MJjh. De duty van de reboiler is 597 MJjh.

Met een schotelrendement van 80% volgt dat er 39 reële schotels nodig zijn. De schotelhoogte is 0.10 m. De kolom diameter is 0.46 m. De drukval per schotel is gemiddeld 400

Pa.

5.4. Pompen. compressoren en expanders

5.4.1. Pomp P26

Aangezien de MTBE-reaktor Rl een drukval van 1.5 bar heeft wordt recyclestroom 30 naar een druk van 8.7 bar gepompt. De efficiency van de pomp werd op 0.75 gesteld. Het benodigd vermogen voor pomp P26 is 0.5 kW (ChemCad).

5.4.2. Tweetrapscompressor CIO en C13.

De tweetrapscompressor (met Cl0 als eerste en C13 als tweede trap) is in het ontwerp opgenomen om de processtroom, ná de dissociatiereaktor R8, weer op een druk van 7.2 bar te

brengen. Er wordt gebruik gemaakt van voor- en tussenkoeling, zodat de maximaal toelaatbare compressie-eindtemperatuur van 150°C per trap niet wordt overschreden. Figuur 5.7 uit het diktaat 'apparaten voor v1oeistof- en gastransport' [15] geeft bij een drukverhouding van 7 en het gegeven dat er sprake is van een continu proces aan dat er een meertrapscompressor, bestaande uit twee trappen moet worden ontworpen. Figuur 5.4 uit hetzelfde diktaat geeft een totale efficiency van 0.9 voor een dergelijke compressor. Er wordt gekozen voor een

verdringer compressor. Om in de ontwerpfase van een chemisch of fysisch proces toch een redelijke schatting van het

benodigde vermogen te kunnen maken, relateert men met behulp van een totaal-rendement het technisch vermogen aan het

vermogen nodig voor een omkeerbaar-adiabatisch proces.

De processtroom wordt van 1 bar gecomprimeerd naar 7.2 bar. De eerste trap (C10) brengt de druk van 1.0 op 2.7 bar en de

tweede trap (C 13) brengt de druk vervolgens van 2.7 op 7.2 bar.

Met behulp van ChemCad werden, op grond van bovenstaande gegevens, de twee trappen van de compressor gesimuleerd. Dit resulteerde in een technisch vermogen van 238 kW voor C10 en 212 kW voor C13.

5.4.3. Drukventiel C6

Om de bodemstroom uit T2 op de ingangskondities voor de disso-ciatiereaktor R8 (1 bar en gasvormig) te brengen wordt er een drukventiel (gevolgd door een warmtewisselaar) gebruikt die de druk van 5 bar op 2.2 bar brengt.

5.5. Isobuteen/water scheider V22

Wanneer de isobuteen uit de methanol-waskolom komt, dan wordt deze gecondenseerd en zullen er zich twee fasen vormen,

isobuteen en water. De produktstroom komt in een drum terecht waar de fasen zich kunnen scheiden.

Volgens Perry's [16] moet de capaciteit van deze drum zodanig zijn dat de verblijf tijd tussen de 10 en 20 minuten is,

afhankelijk van de mate waarin de twee fasen scheiden. Hier is gekozen voor een verblijf tijd van 15 minuten. De volumestroom

van de voeding bedraagt 7.61 m3

/h. Hieruit volgt dat een volume van 1.9 m3

voldoende moet zijn om het water uit de isobuteen te laten zakken.

Figuur 6. 1: ' Investeringsopbouw fabriek. '

van "een" Nederlandse

.--->53% materiële zaken zoals apparatuur,leidingen

-I B: 64% I H: 16% ---> 8% loon

-~_---r---'~>

27% I I indirekt ~ ~ 19% engineering + toezicht - { % 14% 6% start-upjpre-oper. licenties 6% chemische

Tabel 6.2.: 'Investeringsberekening mbv. de Zevnik-Buchanan-stap-methode.'

proces- Tmax p doorzet mate- Ft Fp Fm Cf IB

eenheid K) _{(bar) (kt/jaar) riaal (Mfl)}

Rl 334 7.1 134 kool- .008 .086 0 2.5 3.4 stof-Tl 381 5.0 134 staal .016 .073 0 2.5 3.4 Cl 511 7.1 88

_"

.040 .086 0 2.7 2.8

I

i R2 415 2.2 88

_"

.023 .051 0 2.4 2.5 T2 390 7.1 88 11 _{.018 .086} 0 2.5 2.6 T3 420 7.1 35

_"

.023 .086 0 2.6 1.6 T4 440 7.1 0.05

_"

.027 .086 0 2.6 0.0 opslag 300 7.1 80 11 _{.018 .086} 0 2.5 2.5 Raff.-1 opslag 300 5.0 45

_"

.018 .073 0 2.5 1.7 Raff.-2 opslag 300 7.1 35 11 _{.018 .086 0 2.5 1.5} isobut. IB (Totaal) :

I

22.0

_I

N.B. één dollar wordt gelijkgesteld aan twee gulden.

L

L

c

6. Ekonomische beschouwingen

6.1. De investeringen.

Er zijn in de loop der jaren verscheidene methodes ontwikkeld om investeringen te berekenen. Hier wordt gebruik gemaakt van de zgn. Zevnik-Buchanan-stap-methode (de Jansen-variant) en de Taylor-stap-methode [17].

De totale investeringen kunnen over vier posten worden uitgesmeerd:

I B , de investering in proceseenheden. Ia , de investering in hulpapparatuur.

IL , de investering in niet-tastbare zaken, zoals

licen-ties en know-how. Iw , het werkkapitaal.

De som van I B + Ia wordt ook vaak aangeduid met de term fixed-capita I , IF • Figuur 6.1. laat de investeringsopbouw van "een" Nederlandse chemische fabriek zien.

Als uitgangspunt voor de ekonomische berekeningen is er een on-stream factor van 0,91 genomen. Dit betekent 8000 bedrijfs-uren per jaar.

6.1.1. De Zevnik-Buchanan-methode

Deze methode, zoals beschreven in Chemische Fabriek [17] heeft als uitgangspunt dat investeringen een funktie van twee

variabelen zijn :

1. proceskapaciteit

2. proceskomplexiteit

Voor grotere nauwkeurigheid worden de investeringen niet over het geheel uitgerekend, maar over de afzonderlijke eenheden gesommeerd (Jansen). In tabel 6.2. zijn de benodigde gegevens opgenomen om te komen tot berekening van IB. I B is 22 Mfl, en daarmee kunnen, op basis van de bekende investeringsopbouw, de totale investeringskosten worden bepaald. De totale

I

storagej handling v. stromen Raff.-I Raff.-II Isobuteen Recycle 1 Recycle 2 proces-stappen { I } {II} {lIl} { IV} figuur 6.4.:

Idoor-

mat. tijd druk/ div

tot.

I

fi

I

temp. zet score, l,S

°

1 0,7

°

3,2 2,3 0,4

°

1 0,5

°

1,9 1,6

° °

1 0,7

°

1,7 1,6 0,7

° °

0,8

°

l,S l,S stroom is te verwaarlozen. 2,4

°

_°

1,6

° °

0,7

° °

processtap is 'Opsplitsing stappen als Taylor. ' te > Raff.-2 { I } 0,8

°

3,2 2,3 0,9

°

2,5 1,9 0,7

°

0,7 1,2 verwaarlozen. I I

~

f i 1l.!:::::1 =12=,=4 ===:!JII

van het proces

basis voor de in verschillende berekeningsmethode {lIl} .---, isobuteen f---> > T3+V1 MeOH > .---...1....----, {II} Raff.-l - > R1+T1 f - - - > R2+T2 . - - - > > '---' Recycle 1 Recycle 2 { IV}

I

proces-volgens L, (~

J

Ter verduidelijking van tabel 6.2.:

Het aantal funktionele eenheden is 10: Rl, Tl, Cl, R2, T2, T3, T4 en drie extra opslagplaatsen voor

respektieve-lijk Raff.-I, Raff.-II en isobuteen.

Voor de Plant Cost Index (Cl) is die van 1989 aangehouden

[18]. Cr is 355,4.

De uitvoer van ChemCad [zie bijlage] levert de gegevens omtrent de proceskondities van de afzonderlijke proces-eenheden, zoals temperatuur, druk en doorzet.

Is wordt berekend m.b.v. de formules en grafische methodes uit het diktaat, de chemische fabriek (deel 2) [17].

6.1.2. De Taylor-methode

De Taylor-methode gaat, in tegenstelling tot de Zevnik-Bucha-nan-methode, niet uit van funktionele eenheden, maar van processtappen. Voor een nadere toelichting van deze methode wordt verwezen naar het diktaat, de Chemische Fabriek (deel 2)

[17] .

In tabel 6.3. is de uitwerking van de Taylor-methode weergege-ven. Figuur 6.4. is een grafische weergave van de fabriek, op-gedeeld in de verschillende processtappen. Taylor gebruikt de volgende relatie om Is te berekenen:

Cr = index uit EPE {tabel 1II-53 uit [17]}.

Dit indexcijfer moet gecorrigeerd worden voor 1989. Cr (1989) = 363

*

(150/100)

*

(135/100) = 735.

f is de costliness-index (=12.4; zie tabel 6.2).

fi

=

(1,3)"S1-P is de kapaciteit in kton per jaar (=80 kton/jaar). De investering Is wordt berekend in kfl.

Met behulp van bovenstaande gegevens wordt berekend dat Is 31,2 Mfl. bedraagt. De totale investering volgens Taylor is dan 49 Mfl. Het fixed capital, IF' is 39 Mfl.

De Taylor-stap-methode wordt aangewezen als de meest

nauw-keurige van de twee behandelde methodes. Daarom is er besloten om deze methode als uitgangspunt voor verdere ekonomische

Fabrikage Kosten KF Totale Kosten Direkte Produktiekosten KO "Produktie r - - - > volume afh." Semi-variabele >Kosten KL "Investerings of ~ Loon >Kosten Klo Onderhoud >~ Royalties >Kr > afh." of KI ----r->Afschrijving Kafschr. >Verzekering Ky Plant ~--->Overhead Ko KT Algemene ~--->Kosten Ka figuur 6.5.: 'Kostenopbouw van een chemisch produkt

I ,

,

l...1 1

I

\....,1 I l..,1 1

c

6.2. De kosten

Om een duidelijk beeld te krijgen welke lading het begrip kosten dekt is er in figuur 6.5. de kostenopbouw van een chemisch produkt weergegeven. Aan de hand van deze kostenop-bouw kan de isobutyleen fabriek worden doorgerekend.

De loonkosten, K10 : Wessel [17] heeft een betrekking

ontwikkeld, waarmee de loonkosten berekend kunnen worden. Bij deze berekening zijn de volgende gegevens noodzakelijk:

kapaciteit

=

220 ton/dag

produktie

₌

220 ton/dag (124 ton Raff.-II en 96

ton isobutyleen)

k (1986) = 1,7 (kontinu proces)

k (1990)

₌

1,3 (gecorrigeerd voor 6

tiviteitsstijging per Voor de beschouwde fabriek geeft deze relatie:

0,15 manuren/ton produkt

=

33,2 manuren/dag

=

1,4 funktieplaatsen.

(1 funktieplaats kost 0,35 Mfl./jaar).

K10 = 1,4

*

0,35 = 0,5 Mfl/jaar

%

produk-jaar) .

De maintenance kosten,

Ka:

Een vaak gebruikte schatting voor

deze kostenpost is 4 % van IF , dus

K.

=

0,04

*

39

=

1,6 Mfl/jaar

De royalties, ~: Bij een betaling ineens liggen de royalties

tussen de 7 en 21 % van IT (aanname: 14 %). Deze kosten zijn eenmalig en zullen over een periode van tien jaar worden afgeschreven. Bij een rentevoet van 8 % is de annuïteit 14,9 %.

~

=

0,14

*

0,149

*

49

=

1,0 Mfl/jaar De afschrijving, KafBcbr . : De totale investering wordt

afgeschreven over tien jaar. Bij een rentevoet van 8 % is de annuïteit 14,9 %.

K~~.

=

0,149

*

49

=

7,3 Mfl/jaar

De verzekering/licenties,

Kv:

Een goede benadering voor deze

Apparaat _4> Kosten Apparaat 4> [~~7§] [Mfljj r] _[~~7§] HS 0.9 0.6 Rl 26 H7 0.6 0.4 H3 37 R2 0.7 0.5 H9 5 H17 0.9 0.6 Hll 5 H19 0.1 0.1 H12 37 H25 0.1 0.1 HlS 49 H20 14 H23 7

Totale kosten: 2.3 Totale kosten:

Kosten [Mfljj r] 0.04 0.05 0.01 0.01 0.05 0.07 0.01 0.01 0.3 I l."

L

j

v I C ' I

I

i

Omzet

=

omzet isobutyleen + omzet raff.-II

=

35 ktonjjaar

*

1060 fljton [19] +

45 ktonjjaar

*

608 fljton

= 64,5 Mfljjaar

Kv

=

0,01

*

64,5

=

0,6 Mfljjaar

N.B. de prijs van Raff.-II kon in de literatuur niet worden gevonden en is daarom gelijkgesteld aan de prijs van Raff.-I [20]

De algemene kosten,

K.:

(marketing, R&O, administratie) Een

goede benadering voor deze kostenpost is 5% van de omzet.

Ka

=

0,05 * 64,5 = 3,2 Mfl/jaar

De plant overhead, Ko: (o.a. erfpacht, brandweer,

laboratorium)

Deze wordt berekend volgens de methode van Hackney:

Ko = 2,5%

*

IF + 45%

*

K1o •

Ka 0,025*39 + 0,45*0,5

=

1,2 Mfl/jaar

De produktievolume afhankelijke kosten, ~: ~ is opgebouwd uit

de volgende kosten: grondstofprijs Raff.-I [20]

grondstofprijs Methanol [20]

stoomkosten [9]

koelwaterkosten [9]

elektriciteitskosten [9]

katalysatorkosten [21]

Raff.-I Bij een doorzet van 80 ktonjjaar en een

grondstofprijs van 608 fljton zijn de

kosten 48,6 Mfl/jaar

Methanol Bij een doorzet van 0,6 ktonjjaar en

een grondstofprijs van 112 fljton

zijn de kosten 0,1 Mfl/jaar

stoom Er wordt gebruik gemaakt van

middendruk stoom (10 bar, 220

oe,

kondensatie bij 180

oe,

24 fIjton).

In tabel 6.6. is het totale stoomverbruik

af te lezen. Kosten: 2,3 Mfl/jaar

Koelwater Er wordt gebruik gemaakt van koelwater met

een temperatuur van 20

oe.

De uitgaande

Elektri-citeit Kataly-sator 30 °C. Koelwater kost 0,05 fl/m3 • In tabel

6.6. is het totale koelwaterverbruik af te lezen. Kosten: 0,3 Mfl/jaar

De twee compressoren hebben samen een ver-mogen van 0,46 MW. Elektriciteit kost 0,10 fl/kWh. Kosten: 0,4 Mfl/jaar Omdat er geen gegevens over de in dit pro-ces gebruikte katalysatoren konden worden gevonden, is er een analogie getrokken naar Amberlite IR.120. Dit is ook een zure katalysator. De prijs ligt rond de 20

fl/kg. De katalysator heeft een stortge-wicht van 400 kg/m3

en een levensduur van ongeveer twee jaar. Deze gegevens zijn ontleend aan FVO 2743 [21]. Het totale gepakt-bed-reaktor-volume is 12 m3

•

Kosten: 0,1 Mfl/jaar

--- + 51,8 Mfl/jaar

uit bovenstaande deelkosten kunnen nu de totale kosten worden berekend.

TOTALE KOSTEN 67,2 Mfl/jaar

6.3. Ekonomische criteria

Als men de jaarlijkse omzet afzet tegen de kosten, dan leert een simpel rekensommetje dat dit proces, zoals hier ontworpen, niet rendabel is.

Omzet Kosten

64,5 Mfl/jaar 67,2 Mfl/jaar -2,7 Mfl/jaar

Het hanteren van ekonomische criteria heeft dan ook geen nut. Dit wil niet zeggen dat deze fabriek niet rendabel zou kunnen draaien. In de praktijk zal een dergelijke isobutyleen fabriek worden gebouwd op een lokatie, waar door de aanwezigheid van een nafta stoom kraker een Raff.-I stroom beschikbaar is tegen aanzienlijk lagere grondstofkosten dan

in dit ontwerp is aangenomen.

~' Gebruikte symbolen <I> heat <I> .. ass Cp L\T ~l\n L\T .. ax L\T_llin Au

ku

F du di au ai À .. Ri Ru Àf d Nu z r L\T 'T Veff <I>Yol V € PI U dp Tl L1p L A,;eac <I>Y01,1 LHSV <I>Y01,y lP Ug,a U1, 8 Pg PI Ya,ma>< Uq,s,lIlax Warmtestroom . . . . . [W] Massastroom . . . . . . . [kgjs ] Warmtecapaciteit . . . . . [JjkgK]

Verschil temperatuur in/uitgaande stroom . . . [K]

Gemiddeld logaritmisch temparatuur verschil [K]

max. temperatuurverschil koude en warme stroom. [K]

min. temperatuurverschil koude en warme stroom. [K]

Verwarmend opperv 1 ak . . . . . [m2

]

Totale warmteoverdrachts coëfficiënt . . . . [Wjm2_KJ

Correctie factor . . . [-] Uitwendige buisdiameter . . . Cm] Inwendige buisdiameter . . . . . . . . Cm] Uitwendige warmteoverdrachtscoëfficiënt . [Wjm2 K] Inwendige warmteoverdrachtscoëfficiënt . . . [Wjm2_K] Warmtegeleidingscoëfficiënt materiaal . . . . [WjmK] Inwendige vuilweerstand . . . . . [m2_K/W] uitwendige vuilweerstand . . . [m2_K/W]

Warmtegeleidingscoëfficiënt van fluïdum . [W/mK]

Inw. diameter buis of equiv diameter shell Cm]

Getal van Nusselt . . . . [-]

Aantal buizen . . . . . . . . . [-]

Condensatie warmte . . . [J/Kg]

Verschil gemiddelde wand- en condensatie-temp. [K]

Verblijf tijd . . . . . [hl Effectief volume . . . . . . [m3 ] Volumestroom . . . . . . . . [m3 jh] Volume reaktor . . . [m3 ]

Porositeit van gepakte reaktor . . . . . [-]

Dichtheid van reaktor voeding . . . [kg/m3

]

Superficiële vloeistofsnelheid . . . . . [mis]

Diameter katalysatordeeltjes . . . Cm]

viscositeit . . . . . . . . [Nsjm2

]

Drukval over reaktor . . . . . . . . [Njm2

]

Lengte reaktor . . . . . . Cm]

Oppervlak reaktor ingang . . . [m2

]

Volumestroom van vloeistoffase . . . [m3

/h]

Liquid hourly space velocity . . . [h-1

]

Volumestroom van dampfase in reaktor [m3

jh]

flowparameter . . . . . [-]

Dampsnelheid betrokken op hele schoteloppvl. [mis]

Vloeistofsnelh betrokken op hele schoteloppvl [mis]

Dichtheid van dampfase . . . [kg/m3

]

Dichtheid van vloeistoffase . . . [kgjm3

]

Belastingfactor . . . [mjs]

lJg,p hl g €~ Ia IH I L Iw IF IT N Cf CI Cr f p K~ k ~ Kr KafaChr. V Kv K. Ko Kp

Dampsnelheid in perforaties . . . [mis]

Heldere vloeistof hoogte, Holdup . . . . . Cm]

Zwaartekracht versnelling . . . . [m/s2

]

Fractie vloeistof in dispersie . . . . . [-]

De investering in proces eenheden . . . . [Mfl]

De investering in hulpapparatuur . . . . . . [Mfl]

De investering in licenties. . . . [Mfl]

Het werkkapitaal . . . [Mfl]

Fixed capital . . . . . [Mfl]

Totale investering . . . [Mfl]

Aantal proceseenh bij zevnik-Buchanan (Z-B) [-]

Complexity factor (Z-B) . . . . . [-]

Plant cost index (Z-B) . . . . . . [-]

Plant constr. cost index (Taylor) . . . . [-]

Costliness-index (Taylor) . . . . . [-]

Kapaciteit (Taylor) . . . . . . . . [kton/jaar]

Loonkosten . . . [Mfl/jaar]

Konstante (Wessel relatie) . . . . . . . [-]

Maintenance kosten . . . [Mfl/jaar]

Royalties . . . . . . . . [Mfl/jaar]

Afschrijvingskosten . . . . . [Mfl/jaar]

Omzet . . . . . . . . . [Mfl/jaar]

Verzekerings/licentie kosten . . . . [Mfl/jaar]

Algemene kosten . . . . . . . . . [Mfl/jaar]

Plant overhead . . . . . . . . . [Mfl/jaar]

Produktieafhankelijke kosten . . . . [Mfl/jaar]

'-..)

\. ... /

Literatuur

1. Ullmann, Engelse versie, vol. A 4, 1984, 483-494

2. M. Miranda, Hydrocarbon Processing, August 1987, 51-52 3. Keyworth et al., US Patent no. 4 570 026, Feb. 11, 1986 4. H. Kröper, Hydrocarbon Processing, Sept 1969, 195-198 5. Chemische Werke Hüls, Chemical Engineering, December

1983, 60

6. Union Carbide, Hydrocarbon Processing, September 1976, 226

7. V. Fattore, Hydrocarbon Processing, August 1981, 101-106 8. Diktaat Apparaten voor de Procesindustrie, deel IV, st42

apparaten voor warmteoverdracht, TU Delft 9. Diktaat Handleiding voor het maken van een

Fabrieksvoorontwerp, 1987, TU Delft

10. R.C. Weast, CRC Handbook of Chemistry and Physics, 66th ed, 1985

11. J.M. Smith, H.C. v. Ness, Introduction to chemical engineering thermodynamics, fourth edition, 1987

12. Obenaus et al., US Patent no. 4 219 678, Aug 26, 1980 13. Diktaat Fysische Scheidingsmethoden, deel 1, st72, Maart

1987, TU Delft

14. Diktaat Fysische Scheidingsmethoden, deel 2, st72, Febr. 1988, TU Delft

15. Diktaat Apparaten voor de Procesindustrie, deel 111, apparaten voor vloeistof en gastransport, November 1987, TU Delft

16. Perry's chemical engineers' handbook, sixth edition, 1984 17. Diktaat de Chemische Fabriek, deel 11, Cost Engineering

en Economische aspekten, st44, 1989, TU Delft 18. Chemica1 Engineering, Mei 1990

19. Chemical Prices, Week Ending Dec 14, 1990

20. A.M. AI-Jarallah, A.K.K. Lee, Hydrocarbon Processing,

July 1988, 51-53

21. M.T. Oudkerk, H.J. Sjollema, FVO 2743, juni 1988,

TU Delft

22. Chemiekaarten, vierde editie, 1988

23. N. Irving, Dangerous properties of industrial materiaIs,

fifth edition, 1979, 439

24. Handleiding ChemCAD 11, version 2.4, 1990

M M M Q Q Q M Q

I

met~tlVl(")l

M 1.752 0.035 -7.9 ₁ r" I

3

125.0 I

raf.

I X 2.792 449.0 _~ E R

-4

- ---4.579

-

-

_Ir 566.1

I koeL

\,J.

koeLw.

13.0 0 _Rl 13.0 1101.4 4.579

,--

--

-.::> 909.5

_r

~

....

T2

~

I

kool

w.

k,

((>P.l , \.) I 37.0 0 _H3

..

37.0 1559.9 ~.

Ro.r

1

3.012 V4

6

..

1.568 279.6 932.5 \ \ \

\

7

"

,

•

~ 85 0.9 1862.2 StoO'M ... Covd.ell\s.

_•

0.9 0 ~ .---S P U

MTBE

..,.

I 0.060

9

18.7 2.951

_---8

913.9 65.8

..

C6 2.951

--

-

- -/0 848.0

-,

StOOM

0.6 1259.9 87 c.QV\d<?,v'\ S. _{0.6 0} 2.951

-

- - Ij

--2107.9

•

RB 1573.5 S~OC)VV\ ....,. (:CMdp ,,<; .. ₀ 2.951 2281.1

- - - - -

12-.1. -I

kneL),

5.3 0 H9 ~oe.lw _{5.3 172.8}

238.0

..

Cl0 2.951 - ----l~ 2094.0 ~

k02.Lw.

k<J~(w. -'" _Hll 5.0 252.3 5.0 0

_ - -17

2.951

_-

-2094.0 t C13 212.1 o.~Q.~~--", 2.951

---- -16

2306.1 ~

koe.lw

... H12

.&lW.

37.0 1325.6 37.0 0 _15 2.951

_-

-

-

-980.4

r

...

r-T14 1.696 ~ 138.6 ?J)

-StOOM

H17

cO

V'lcAeV\s

0.9 0 0.9 1958.3

1

1