De anaerobe vergisting van suikerbietenpulp: Een vergelijking tussen het tweetraps en het ééntrapsproces

o

o

o

0:

ö

0:

;'.

o

o

Laboratorium voor Chemische Technologie

Verslag behorende

bij het fabrieksvoorontwerp

van

)(

T. ...

Q.y.e.n~.Qt.e.L_eJL_Jl-J._!_

...

~e.il.er

_____

__ . ___ . ____ ...

.

onderwerp:

..

. p.e.._gD.geJQ.be.

..

y.ergJ.~.t.1.0g

...

y'gJJ

...

s.uJKer.b.1

etenpu

1

p

...

~~n

.

.Y~rg_~.U_1.Kto.g

..

.t!..J.~

.

$Jm

...

IJ~.t

.

.t.W~.~tJ9Ds

en het

~~ntrapsproces.

Nr:

2576

, "

O{ •

adres:

Piet Heinstraat 82

2518

C~ den Haag

2

D.n

070

'

-

456

933

fs~~(Jur

opdrachtdatum

:

1-9-1983

1

°

i

_I ;

r

I

1

°

. I

I

!

I

0

I

I

I

•

I

!

I

I

_I

I

:1

I 1 I

t!

1

I

I '.J

I

I INHOUDSOPGAVE. Hoofdstuk I. Hoofdstuk 2. Hoofdstuk 3. Hoofdstuk 4. Hoofdstuk 5. 5. I. Hoofdstuk 6. Hoofdstuk 7. 7. I. 7. I. I. 7.1.2. 7.2. 7.3. Flowsheet van het Hoofdstuk 8. 8. I • Hoofdstuk 9. 9.1. 9.2. 9.3. 9.4. 9.5. Hoofdstuk ID. - - - -

- - - " "

Samenvatting Conclusies en aanbevelingen Inleiding

Uitgangspunten voor het ontwerp

Eigenschappen van tussen- en eindprodukten Korrosie Energiestromen in de suikerfabriek Proceskondities Het tweetrapsproces De hydrolyse en verzuringsreactie De methaanvorrning BLZ. -1 2 3 5 6 7 8 9 9 11 Het ééntrapsproces 13 I

Berekening van de reactiewarmtes 13

tweetrapsproces IS

Beschrijving van de anaërobe suikerbietenpulp- 16 vergistingsinstallatie volgens het

tweetraps-proces.

De flexibiliteit van het proces

De berekening, keuze en motivatie van de apparaten van het tweetraps proces

De verzuringsreactor R9 De upflowreactor RIS De pompen P12, P14, PI9 en P20 17 18 18 19 20 De warmtewisselaar HI3 21 Diversen 22

De berekening van de massabalans en de warmte- 24 balans van het tweetraps .,proces

Massa- en warmtebalans van het tweetraps proces 27

Apparatenlijst voor reaktoren, kolommen en vaten; tweetraps proces 31 Apparatenlijst voor pompen, blowers, kompressoren: tweetraps proces 32 Appararenlijst voor warmtewisselaars, fornuizen : tweetraps proces 33

Apparatenlijst voor diversen : tweetraps proces 34

Flowsheet van het ééntraps proces 35

Hoofdstuk 11. Beschrijving van de anaërobe suikerbietenpulp- 36 vergistingsinstallatie volgens het

IJ I INHOUDSOPGAVE (VERVOLG). 11. 1. Hoofdstuk 12. 12. I • 12.2. 12.3. 12.4.

Opstarten van het proces en flexibiliteit De berekening, keuze en motivatie van de apparaten van het ééntrapsproces

De vergistingsreactoren RIl, RIS en RI9 De pompen PlO, P14 en PI8

De pomp P22 De warmtewisselaars H9, H13 en H17 BLZ. -38 39 39 40 41 42 12.5. Diversen 43

Hoofdstuk 13. De berekening van de massa- en warmtebalans van 44 het ééntrapsproces

De massa- en warmtebalans van het ééntraps proces

Apparatenlijst voor reaktoren, kolQmmen, vaten: ééntraps proces Apparatenlijst voor pompen, blowers, kompressoren: ééntraps proces Apparatenlijst voor warmtewisselaars, fornuizen

Apparatenlijst voor diversen Hoofdstuk 14.

Symbolenlij st Literatuur Bij lage 1. Bijlage 2.

Economische aspecten van het.ontwerp, kosten/baten- analyse

Model voor de verzuring van suikerbietenpulp De berekening van het warmteverlies van de reactoren van het ééntraps- en het tweetraps proces 47 SI 52 53 54 55 62 63 64 66

l

-o

o

IJ

'-..-'

- 1

-HOOFDSTUK 1. SAMENVATTING

In dit verslag zijn twee processen beschreven voor de anaerobe vergisting van suikerbietenpulp, wat tijdens de suikercampagne vrijkomt als bijprodukt,

_,

tot methaan. Dit zijn het zogenaamde ééntraps- en tweetrapsproces.

De installaties hebben een capaciteit die voldoende is om het pulp van een grote suikerfabriek (10.000 ton suikerbieten per dag) te verwerken.

In deze installaties wordt 70% van de maximaal verkrijgbare hoeveelheid methaan

. ---~

-geproduceerd. Dit komt neer op ongeveer 5700 m luur methaan. Dit methaan draagt voor ongeveer 30% bij aan de energièbehoefte van de suikerfabriek.

De investeringskosten van het ééntrapsproces en het tweetrapsproces blijken ongeveer even groot te zijn (voor béide installaties is de schatting

Hfl. 25.000.000). Uit de kosten/opbrengsten analyse blijkt dat de vergisting van pulp tot methaan op dit moment niet rendabel is. In het verslag is aangegeven onder welke omstandigheden deze vergisting wel rendabel kan worden.

HOOFDSTUK 2. KONKLUSIES EN AANBEVELINGEN

- Er is onderzoek nodig naar de optimale omstandigheden voor vergisting van vast materiaal indien een definitief ontwerp gemaakt moet worden (dit geldt zowel voor het ééntrapsproces als voor het tweetrapsproces).

Onderzoekspunten zijn: Wat is de optimale concentratie droge stof in de reactoren op grote schaal, wat is de optimale wijze van en vermogen voor menging van reactoren waarin zich vaste stof bevindt , '.:~. wat is een goed model voor de afbraak van het vaste materiaal en welke waardes hebben de belangrijkste parameters van dit model.

- Uit de berekeningen die gemaakt zijn voor de vergisting van suikerbietenpulp blijkt dat de investeringen en de kosten/opbrengsten van dezelfde orde

van grootte zijn voor beide processen. Het tweetrapsproces heeft de voorkeur omdat dit proces voordelen heeft op het gebied van stabiliteit, flexibiliteit en opstarten van de installatie.

- De vergisting van suikerbietenpulp blijkt onder normale omstandigheden niet rendabel te zijn. Dit komt omdat het proces slechts 3 maanden per jaar draait en omdat de grondstof een hoge waarde heeft. Indien afvalstoffen gebruikt worden, die geen of weinig waarde hebben en die het hele jaar beschikbaar zijn, is de vergisting van vaste stoffen wel rendabel. Het verdient aanbeveling om deze situaties diepgaander te bestuderen.

~.

,,-,'

2

-HOOFDSTUK 3. ·INLEIDING

In dit ontwerp worden processen beschreven, waarin suikerbietenpulp omgezet wordt naar methaan. Het ontwerp is gemaakt ten behoeve van de Suikerunie. In de vakgroep Bioprocestechnologie is er een vrij grote ervaring op het gebied van anaeroob vergisten van vaste organische materialen (énige tijd geleden is er zelfs iemand afgestudeerd op het anaeroob omzetten van bietenpulp totmethaan). Bovendien bestaat er een samenwerkingsverband tussen de Suikerunie en de vakgroep BPT, zodat het verzoek van de Suikerunie om een ontwerp verklaarbaar is.

Bietenpulp is het deel van de suikerbiet, dat overblijft na het uitlogen van het suiker. De Suikerunie kan in de campagne in zes fabrieken

40.000 - 45.000 tOn suikerbieten per dag verwerken. Dit levert een hoeveelheid geperst pulp op van 12.000 - 14.000 ton/dag (geperst pulp bevat ongeveer 20% droge stof en 80% water).

Momenteel wordt het geperste pulp gedroogd en in de vorm van pulpbrokjes verkocht als veevoer. De droogkosten zijn echter hoog en zullen

toenemen bij een stijgende energieprijs. De laatste tijd wordt het pulp meer en meer direkt als geperst pulp verkocht om deze droogkosten te vermijden.

Een andere mogelijkheid is om het pulp voor andere doeleinden te gebruiken. Door het pulp anaeroob te vergisten tot o.a. methaan

is er in plaats van een hoog energieverbruik een grote energieproduktie. Deze energie kan volledig in de suikerfabriek gebruikt worden.

In dit ontwerp zal aandacht gegeven worden aan verschillende

uitvoeringsvormen van dit proces en zullen de kosten hiervan geschat worden. Tenslotte wordt· er gekeken naar de vraag of het proces

\ J

~'

3

-HOOFDSTUK 4. UITGANGSPUNTEN VOOR HET ONTWERP

We gaan uit van een suikerfabriek, die 10.000 ton suikerbieten per dag verwerkt. Voor Nederlandse begrippen is dit een grote suikerfabriek. Het aantal campagnedagen is 95. In verband met opstartproblemen wordt het aantal effectieve campagnedagen op 90 geschat.

Suikerbieten leveren een hoeveelheid uitgeloogde pulp op van ·

0.063 ton droge stof per ton. Dit levert voor de hierboven beschreven suikerfabriek een hoeveelheid pulp op van 630 ton droge stof per dag. Al het pulp gaat het proces in. Het geproduceerde methaan kan volledig

in de suikerfabriek gebruikt worden.

Het pulp heeft een temperatuur van 60 ·C en bestaat voor 80% uit water. De totale massastroom pulp (80% watér en 20% droge stof) is 3150 ton/dag of 131 ton/uur.

- ,;Hieronder is de samenstelling van geperst pulp gegeven (1). Met behulp

1.:

\/" van omrekeningsfactoren kan berekend worden met hoeveel gram COD

\

..

I .... ~r~' (COD

=

Ch~ml.cal Oxygen Demand) één gram pulp overeenkomt. Deze omrekening

is nodig omdat alle berekeningen in het ontwerp uitgevoerd worden

met deze grootheid. Het COD getal geeft in dit ontwerp aan hoeveel gram zuurstof er nodig is om het anaeroob afbreekbare gedeelte van het pulp te oxyderen. Natuurlijk wordt er in het ontwerp juist gewerkt onder uitsluiting van zuurstof maar het COD getal is een goede maat voor het energiegehalte van de stof.

i.~..,

TABEL 1. Samenstelling'~an geperst suikerbietenpulp.

verbinding gehalte in % g COD/g verbinding g COD/g pulp hemi-cellulose 22.6 1. 19 0.223 cellulose 22.5 1. 21 0.273 sucrose 12.0 1. 12 0.134 pectine 29.1 1.02 0.297 lignine 3.8

-

-eiwit 3.0 1.90 0.057 as 7.0

-

-

+ 0.984

Lignine k~n niet anaeroob afgebroken worden. In navolging van de literatuur (2) is er aangenomen dat ligine een zelfde hoeveelheid

I 1

'-'

4

-cellulose afschermt, dat als gevolg hiervan ook niet afgebroken kan worden. Totaal is dan 14.6% van het pulp niet afbreekbaar (lignine/cellulose en as). Uit tabel 1 blijkt dat het afbreekbare gedeelte van pulp overeen komt

met 0.984 gram per gram pulp.

Op basis van de samenstelling van het geperste pulp is te berekenen dat het afbreekbare gedeelte van het pulp voorgesteld kan worden als

C6H9.40S.0(NO.066). Het molgewicht is 162.4 gram en het COD getal is 1.153 gram per gram. Aangenomen zal worden dat alle componenten uit het pulp even snel afgebroken worden en dat het pulp voldoende toegankelijk is voor micro-organismen, zodat een voorbehandeling van het pulp niet nodig is.

- Er is menging nodig van de reactoren waarin zich vaste stof bevindt om de vaste stof te suspenderen in de vloeistof, om gradienten en kortsluitstromen te verminderen en om de drijflaag die kan ontstaan te breken. Er zal hier aangenomen worden dat een vermogens toevoer van 20 W/m3 voldoende is

(schatting op basis van literatuurgegevens, (15)).

De reactoren in dit verslag zijn zodanig ontworpen, dat de concentratie vaste stof in de reactoren 50 kg/m3 is. Aangenomen is, dat dit de optimale concentratie is.

-I!I " '}

\

\,01,,'-'-f \. }' ~ \ -\' ' 'f '-- .-, f ~ '~.'" ,) '-,

o

I I

J

,

-' -....) ,-,I \ J ,-,' 5

-HOOFDSTUK 5. EIGENSCHAPPEN VAN TUSSEN- EN EINDPRODUKTEN

Op basis van de samenstelling van het pulp is een globale schatting te maken van de samenstelling van het geproduceerde biogas (3):

3.07 CO

2 + 2.93 CH4

Het biogas bestaat voor 49% uit methaan en voor 51% uit kooldioxyde. Met behulp van het eiwit gehalte van het pulp is te schatten dat het H

2S gehalte van het biogas maximaal 0.06% kan zijn (aangenomen is dan dat

al het zwavel uit het eiwit omgezet wordt naar zwavelwaterstof). Het biogas 3 is verzadigd met water. Bij 35 ·C is het watergehalte van biogas 0.04 kg/m • In tabel 2 zijn enige eigenschappen van de componenten van het biogas opgesomd.

TABEL 2. Enige chemische en fysische eigenschappen van biogascomponenten.

Property CH, CO2 H2S H2 Typical biogas

(60 % CH,/40 % CO2 )

% by volume 54-80 20-45 1/10 0·0-10 100

Energy value (kcal/litre) 9·0 2·9 5·4

Explosive range (% by vol. with air) 5-15 4-46 6--71 6--12 Density (g/titre) °C 760 mm 0·72 1·98 1·54 0·99 1·22 Specifk gravity (relative to air) 0·55 1·5 1·2 0·07 0·93 Critical temperature (0C) -82·5 +31·1 +100·4 -239·9

Critical pressure (Atm.) 45·8 73-0 88·9 12-8

Odour None None Rotten None

egg

De toxische eigenschappen van biogas Z1Jn 1n tabel 3 weergegeven.

TABEL 3. Toxische eigenschappen van biogas componenten.

Gas Concentration· component (ppm) (% Vol.) 500000 50 20000 2 30000 3 40000 4 60000 6 300000 30 100 200 500 1000 0·01 0·02 0·05 0·1 Exposureb period Physiological effectst Asphyxiant Headache, non-toxic Asphyxiant Safe Increased breathing Drowsiness, headaches 30 min Heavy, asphyxiating breathing 30 min Could he fatal

Hours 60min 30min

Poison lrritation of nose and eyes Headaches, dizziness

Nausea, excitement, insomnia Unconsciousness, death

uit de literatuur blijkt dat er waterstof gevormd kan worden bij anaerobe vergistingen. Bij het ontwerp van de installatie moet er rekening gehouden worden met het explosie gevaar van methaan en waterstof (zie tabel 2). Uit tabel 3 blijkt dat contact met biogas zoveel mogelijk voorkomen

,

' - '

6

-moet worden in verband met de mogelijk schadelijke effecten van H 2S. 5.1. Korrosie.

Het proces wordt volledig uitgevoerd in waterig milieu. Er komen concentraties van vetzuren voor van enkele grammen per liter. Dit zijn voornamelijk lagere vetzuren zoals azijnzuur, propionzuur, boterzuur etc. Er is geen zuurstof aanwezig. uit de literatuur (4) blijkt dat het milieu

toch korrosief is. Bijvoorbeeld: Gietijzer kan in een waterige omgeving met azijnzuur bij een temperatuur van 50

'e

meer als 1 mm per jaar

wegroesten. Een beschermende coating moet om deze reden toegepast worden als ijzer of gewoon staal gebruikt wordt. Een epoxy coating heeft tegen dit milieu zeer goede eigenschappen.

(j

Een -alternatief is om apparaten uit te voeren in Hastelloy staal.

'--1'-/

7

-HOOFDSTUK 6. ENERGIESTROMEN IN DE SUIKERFABRIEK

In dit hoofdstuk wordt ingegaan op energiestromen in een suikerfabriek om een indruk te geven van de energie die nodig is voor suikerproduktie en voor drogen van het pulp en om een indruk te geven van de mogelijke

energiep~oduktie.

Volgens Mouris (5) is er voor de verwerking van 1 ton suikerbieten een hoeveelheid energie nodig, die overeen komt met 0.030 - 0.035 ton

stookolie. Voor een fabriek van 10.000 ton/dag is er 300 - 350 ton stookolie nodig per dag. In de praktijk wordt er ook aardgas als brandstof gebruikt en in dit ontwerp natuurlijk ook biogas, zodat het beter is om de benodigde energie uit te drukken in Joules.

Het vermogen dat nodig is voor een suikerfabriek die 10.000 ton suikerbieten per dag verwerkt, is:

Vermogen

=

(300 - 350).41.8.10 9

8

24.60.60

=

(1.45 - 1.69)·10 Watt.

Het geproduceerde pulp wordt voornamelijk in gedroogde vorm verkocht. Voor het drogen van pulp is volgens Mouris een hoeveelheid energie nodig van

0.016 - 0.021 ton stookolie per ton bieten. Voor het drogen is er een vermogen nodig van (0.77 - 1.02).108 Watt.

Zoals in de inleiding vermeld 1S, wordt er in dit verslag een andere

toepassing van het pulp onderzocht; nl. als leverancier van een gedeelte van de energie, die in de suikerfabriek nodig is.

Het pulp kan op verschillende manieren als energieleverancier gebruikt worden:

\

J }" ;\., , - Drogen van het pulp en dit vervolgens verbranden.

1\~,l.\'S" _ ../... _/

-- Vergisten van het pulp tot methaan en kooldioxyde en dit biogas vervolgens in de suikerfabriek verbranden.

Methaan is als brandstof veel handelbaarder dan vast materiaal. Bovendien heeft verbranding van het pulp het nadeel dat er eerst veel energie

I ;

\, gebruikt moet worden bij het drogen. Er kan eenvoudig vastgesteld worden

\

\;1:-

'

V

e

/

_ met de reactievergelijking, die in het vorige hoofdstuk opgesteld 1S, en met

de hierboven~noemde hoeveelheid energie voor het drogen, dat vergisting van hel: pulp netto aanzienlijk meer energie opbrengt dan verbranding.

Om deze reden wordt in dit ontwerp alleen naar vergisting van pulp gekeken. Het maximale vermogen dat geproduceerd kan worden indien het afbreekbare

gedeelte van pulp volledig omgezet wordt, is 0.99.108 Watt; het geproduceerde biogas kan volledig in de suikerfabriek gebruikt worden.

~ I J I 1"--' ....J

I

v

,

I I

u

- .. u-=: 8 -HOOFDSTUK 7. PROCESKONDITIES

De omzetting van vast organisch materiaal naar biogas verloopt in drie fasen. De polymeren waaruit organisch materiaal bestaat, worden eerst

gehydrolyseerd, vervolgens worden de gevormde monomeren omgezet in organische zuren (voornamelijk azijnzuur, boterzuur, propionzuur etc.) en tenslotte worden deze zuren omgezet in methaan en kooldioxyde. In figuur 1 zijn deze drie fasen schematisch weergegeven.

76%

HIGHER

COMPLEX

~-~ORGANIC

ORGANICS

ACIDS

200/0

ACETIC

'---=::..=....:-=----~

AC I D

HYDROLYSIS

tCETOGE NES I S

72%

METHANOGENESIS

AND FERMENTAT ION

AND DEHYDROGENATION

STA

,

GE

STAGE 2

STAGE 3

Figuur 1. De drie fasen van de methaanvorming. De getallen geven aan hoeveel procent van de energie via een bepaalde route stroomt.

De anaerobe vergisting van organische materialen kan uitgevoerd worden in een ééntraps proces of in een tweetraps proces. In een ééntraps proces verlopen de drie fasen ~n één reactor. In een tweetraps proces worden de hydrolyse en verzuring uitgevoerd in een zogenaamde verzuringsreactor, de vorming van methaan uit de organische zuren vindt plaats in een

zogenaamde methaanreactor.

Als voordelen van een tweetraps proces worden genoemd (8,9):

- De condities in de twee reactoren zijn optimaal voor de optredende reacties, waardoor een hogere efficiëntie verkregen wordt.

- Het proces heeft een hogere stabiliteit en een hoger aanpassingsvermogen voor wisselende belastingen dan het ééntraps proces.

- Bij de slibverwijdering gaan geen relatief langzaam groeiende methaan-vormende bacteriën verloren omdat er alleen slibverwijdering uit de verzuringsreactor is.

Een nadeel is, dat de technologie uitgebreid wordt, waardoor sneller . /

bedrijfsstoringen optreden en waardoor de investering relatief hoog is. In de literatuur is men het niet altijd eens of een tweetraps proces voor vast materiaal voordelen heeft boven een ééntraps proces. Daarom wordt er in dit ontwerp gekeken naar beide processen.

9

-7.1 HET TWEETRAPS PROCES

7.1.1. DE HYDROLYSE EN DE VERZURINGSREACTIE

De optimale temperatuur voor de hydrolyse en de verzuring is 35 'C en de optimale pH is ongeveer S.

De hydrolys.e/verzuring vindt plaats in een reactor, die enigzins gemengd wordt. Deze is schematisch in figuur 2 weergegeven.

Mi Mf,i Q v - - _

=c

.

Mi ~---~ Mf,u ._.~--+Mx Qv

Figuur 2. Schematische weergave van de verzuringsreactor met alle ingaande en uitgaande stromen.

Er komt een massastroom pulp het proces binnen. Deze bestaat uit inert materiaal (Mi) en uit afbreekbaar pulp (Mf,i). Het inerte deel van het pulp en het niet omgezette gedeelte van het afbreekbare materiaal (Mf,u) verlaten de reactor. Er worden bacterien gevormd, die met de vaste stoffen verwijderd worden (Mx). Er komt een volumestroom Qv water de reactor binnen. Deze verlaat de reactor met een bepaalde concentratie vetzuren (P).

In bijlage I is een model opgesteld voor de verzuringsreactor. Er wordt 1n deze bijlage aangetoond, dat het reactorvolume op onderstaande wijze afhangt van de gewenste omzetting:

Vvz

2

Mf,i ( Ysx'a

Conc. DS' CK·-:d,...-a-+-K..,-h-,.,..;; "'-O-':'-a-:")"""'")-'-I-.'-=-S6 + _1.IS·Kh a (1+°.17)) I~a

Vvz is het benodigde verzuringsreactorvolume Cm3).

Conc.DS is de gekozen droge stof concentratie in de reactor (kg/m3). a is de gewenste omzetting in de reactor van het afbreekbare pulp.

Kh is de hydrolysesnelheidsconstante van pulp (aangenomen is dat de hydrolyse opgevat kan worden als een Ie orde proces, Kh is uitgedrukt in h-I).

Mf,i is de massastroom afbreekb.aar pulp die het proces ingaat (kg COD/h). Ysx en Kd zijn twee parameters die met de groei van de bacterien in de reactor te maken hebben (Ysx 1S de yield van bacterien in kg COD per kg afgebroken "pulp COD" , Kd is de afsterfsnelheid van de bacterien in h-I). Mf,i ligt vast. De gekozen concentratie droge stof in de reactor heeft een

zeer grote invloed op het reactorvolume. Zoals in hoofdstuk 4 gezegd is, zal er in dit ontwerp gerekend worden met een concentratié van SO kg/m3• Het 1S echter noodzakelijk dat deze en andere verzuringsparameters beter bekend z1Jn

-1

'-')

~)

i

Procent afbraak

---'

- 10

-alvorens een optimaal ontwerp van de reactor gemaakt kan worden.

De parameters Kd en Ysx blijken t.o.v. Kh niet erg belangrijk te zijn, zodat een globale schatting voldoet. Ysx is ongeveer 0.3 kg COD/kg COD en Kd is ongeveer

-I

0.018 h (8,10).

De hydrolysesnelheidsconstante Kh is sterk afhankelijk van het materiaal .

en van de vorm en structuur van de deeltjes. Rijkens ( 2) heeft een

afbraakcurve gegeven voor suikerbietenpulp. Dit is in figuur 3 weergegeven. Uit de figuur blijkt dat de afbraak tot ongeveer 70% goed verloopt, hierna gaat het proces aanzienlijk langzamer. De hydrolyseconstante is berekend uit het eerste stuk van de curve (tot ongeveer 70% afbraak) en heeft de waarde 0.02 h-I (zie figuur 3). 100 90 80 70 60 50 40 30 20 10 0 0 -0.2

1

-0.4 -0.6 -0.8 Natuurl ijke logarithme -1.0 \. "-van relatieve_ 1;2

,

"

afbraak .... -1.4 I "-1 2 3 4 5 6 7 Tijd ~ (dagen) -1.6

t

0

....

-1 2 3 -4 5 6 7 Tijd ~ (dagen)

Figuur 3. Afbraak als functie van de tijd van suikerbietenpulp. Dit is ook logarithmisch uitgezet om de snelheidsconstante te berekenen.

, ~J

J

11

-;:'," Met behulp van de hierboven gegeven vergelijking is te berekenen, dat het

, V"

( "L:' volume sterk moet toenemen als een hoge omzettingsgraad gewenst is (a groter

\~ \'

dan 0.8). Zoals gezegd verloopt de hydrolyse na ongeveer 70% afbraak aanzienlijk '

-langzamer als ervoor, zodat het benodigde volume bij een afbraak groter dan 70% aanzienlijk groter is dan het model voorspelt. Om deze redenen wordt in dit ontwerp (zowel voor het ééntrapsproces als het tweetrapsproces) een afbraak van 70% gekozen.

Het volume van de verzuringsreactor kan nu berekend worden en moet volgens de 3

afgeleide formule gelijk zijn aan 27260 m •

Over de verzuringsprodukten is nog niet gesproken. In de praktijk blijkt dat er o.a. azijnzuur, propionzuur, boterzuur, melkzuur, ethanol en valeriaanzuur gevormd worden. De eerste drie organische zuren zijn de meest geproduceerde. Bovendien ontstaat er een kleine hoeveelheid gas, namelijk H

2 en CO2. Het waterstofgas wordt meestal niet terug gevonden omdat het met kooldioxyde omgezet wordt tot methaan.

De biomassaproduktie in de verzuringsreactor is hoog; met behulp van het model in bijlage I kan er geschat worden dat er in stationaire toestand een

hoeveelheid bacterien van 0.33 C-mol per mol pulp geproduceerd wordt. Om een verzuringsreactie op te stellen wordt er aangenomen dat er als

verzuringsprodukten azijnzuur en propionzuur in gelijke hoeveelheid gevormd worden (Hierna zal blijken dat met deze reactie een aantal aspecten van de verzuring goed beschreven worden). In reactievergelijking wordt dit: " (2.1

\~ C6.0H9.405.0(NO.068) + 1.267 H20 ~ 0.33 CHI.800.5(NO.2) + 1.305(C02 + H2) +0.873(CH 3COOH + CH3CH2COOH) 1.305 H 2 + 0.32625 CO2 - - . . 0.32625 CH4 + 0.6525 H20 ++++ C6.0H9.405.0(NO.068) + 0.6145 H20 ---".0.33 _{CHI.800.5(NO.2) + 0.32625 CH4} + 0.97875 CO 2 + 0.873(CH3COOH + CH3CH2COOH) 7.1.2. DE METHAANVORMING

De vorming van methaan uit vetzuren verloopt optimaal bij een temperatuur van 35

'e

en een pH van 6.5-7.5. Een voor de hand liggende reactor is de

zogenaamde up-flow reactor (12). Dit is een reactor waarin door interne bezinking de concentratie bacterien hoog gehouden kan worden waardoor de produktiviteit t.O.V. een normale geroerde reactor hoog is. uit de literatuur

-I

---, '---,---,_J

12

-blijkt dat een normale belasting van een up-flow reactor 15-20 kg COD/(m3.dag) is. De omzetting is gemiddeld 85-95%.

Er is om verschillende redenen geen kinetiek- en stromingsmodel van de

methaanvorming opgesteld. In de eerste plaats is de omzettingsgraad 1n de reactor weinig van invloed op de efficiency van het totale proces (dit zal later

duidelijk gemaakt worden). Bovendien zijn er vele factoren van invloed op het functioneren van de reactor, die slecht beschreven kunnen worden of nauwelijks bekend zijn. Voorbeelden van dit laatste zijn: Grootte van kortsluitstromen, efficiency van de bezinker, groeisnelheden van de bacterien. Om deze reden zullen berekende resultaten sterk van de aannamen afhankelijk zijn.

Berekeningen aan de methaanreactor zijn hier uitgevoerd door een belasting en een omzettingsgraad te kiezen. De volgende reactievergelijking kan opgesteld worden: 0.873 CH 3CH2COOH + 1.746 H20 ~ 0.873 CH3COOH + 0.873 CO2 + 2.619 H2 1.746 CH 3COOH ~ 1.746 CH4 + 1.746 CO2 2.619 H 2 + 0.65475 CO2 ~ 0.65475 CH4 + 1.3095 H20 ++++

De bacterie-produktie bij methaanvorming uit vetzuren is zeer laag en deze is dan ook niet in de reactievergelijking opgenomen.

De totale reactie van het proces kan eveneens opgesteld worden:

C6.0H9.405.0(NO.068) + _{1.051 H20 ---. 0.33 CHI.800.5(NO.2)} + _{2.727 CH4} +

+ 2.943 CO 2

Volgens deze vergelijking bestaat het geproduceerde biogas voor 48.1% uit methaan en voor 51.9% uit kooldioxyde. Deze getallen komen goed overeen met de eerste schatting die gemaakt is (zie hoofdstuk 5). Volgens figuur 1 (zie hoofdstuk 7) ontstaat 72% van het methaan via azijnzuur en 28% via waterstof en CO

2•

Met de bovenstaande "modelreacties" kan berekend worden dat deze getallen hier respectievelijk 64% en 36% zijn.

Volgens de opgestelde reacties wordt 12% van de totale hoeveelheid methaan in de verzuringsreactor geproduceerd. Het gas uit de verzuringsreactor bestaat voor slechts 25% uit methaan. Ook deze getallen komen goed overeen met

literatuur gegevens ( 7.,10). Met behulp van de opgestelde reacties en met behulp van het opgestelde model kan het tweetraps proces voldoende

'

13

-7.2

HET EENTRAPSPROCES

De hydrolyse, verzuring en methaanvorming vinden bij het ééntrapsproces in dezelfde reactor plaats. De optimale temperatuur is weer gelijk aan 35 ·C. De methaanvorming blijkt het gevoeligste voor de pH te zijn; de optimale pH voor het proces is

6

à

7.

Er zal aangenomen worden dat dezelfde overall reactievergelijking geldt als in het tweetrapsproces:

Om verschillende redenen verloopt de afbraak van pulp in een ééntrapsproces langzamer dan in een tweetrapsproces:

- Zoals gezegd is de optimale pH voor het ééntrapsproces ongeveer 6 à 7. Dit is echter niet de optimale pH voor de hydrolyse/verzuring, zodat het proces overall langzamer verloopt.

; i.₁ , - De verzuring en de hierop volgende methaanvorming moeten op elkaar afgesteld

, \"1' 1_./

.1:-

I,,:

..

"

zijn. Bij een te hoge zuurproduktie daalt de pH en zal de methaanvorming

(.I .

-I ,r-.

J'"'.:

volledig stoppen. Om deze reden mag de belasting van het eentrapsproces

,,) / '

..

'

.

J

;

/,)

niet te hoog zijn en moet bij het ontwerp rekening gehouden worden met "( p,r' J--" ')1°0

'."': , ' " mogelijke schokbelastingen.

/'" ."'" ./.J' J " I

tJ

. j . . In het tweetrapsproces is de snelheidsbepalende reactie, de hydrolyse van

,.N'

.i' het pulp, beschreven als een eerste orde reactie. Om de pulpafbraak in het

ééntrapsproces te beschrijven wordt er eveneens eerste orde kinetiek aangenomen:

Rf

=

K·F K snelheidsconstante van afbraak

F

=

concentratie vaste stof in het proces Rf

=

afbraaksnelheid van pulp (kg COD/(m3'dag)) Deze eenvoudige vergelijking blijkt in de praktijk redelijk te voldoen.

Bovendien heeft het geen z~n om een ingewikkelder model op te stellen, aangezien er geen kennis is van de kinetische parameters.

-1

De snelheidsconstante K wordt geschat op 0.1 dag (13). Met de bovenstaande kinetische vergelijking en met een aangenomen omzettingsgraad en concentratie vaste stof in de reactor kan het ééntrapsproces doorgerekend worden.

7.3 BEREKENING VAN DE REAKTIEWARMTES

De reaktiewarmtes worden berekend met de verbrandingswarrnten van de reaktiekomponenten.

Verbrandingswarmte azijnzuur -876.7 kJ/mol

"

"

propionzuur -1537.4 kJ/mol

'--'-)

- 14

-De verbrandingswarmten van het pulp en van biomassa moeten geschat worden. De verbrandingswarmte van een stof is ongeveer evenredig met de hoeveelheid zuurstof, die voor de verbranding nodig is

(14).

Voor de verbranding van pulp 1S

IJ

5.85 mol zuurstof nodig per mol pulp, voor biomassa is 1.2 mol per C-mol nodig.

"

_{Per mol zuurstof komt er globaal een hoeveelheid warmte vrij van 570 kj.}

Hieruit volgen de verbrandingswarmten:

Verbrandingswarmte biomassa

=

-564 kj/mol

.--"

"

pulp =-2747 kj/mol

De reaktiewarmtes van de reakties kunnen nu berekend worden: Reaktiewarmte verzur1ng

"

"

methaanvorming

=

Reaktiewarmte totale proces

-162.7 kj/mol pulp

+ 31.6 kj/mol pulp

-131.1 kj/mol pulp

++

Het lijkt alsof de methaanvorming niet zal verlopen. Als echter de vrije enthalpie van de reaktie berekekend wordt, blijkt dat deze ongeveer -78 kj is zodat de reaktie wel verloopt

(11).

(

c.

suiker-bietenpulp

O--MrI)

c

(

r---I I I I I I I I I I

vs

M3 ( ) H2 () ( ( l ( ( ( Kl K2 K 3 K 4 V 5 K 6 K 7 K 8 spuiwater R 9 KlO Kll P12 H13 PI4 Rl5 Kl6 Kl7 R9 VIS P19 P20 P19 ) ~ uitgegiste pulp, veevoeder

ANAEROBE SUIKERBIETENPULP-VERGISTINGSINSTALLATIE

(~-P~l.

o

stroomnUrRller

[1]

temperatuur 1n oe

~

absolute druk 1n bar

FABRIEKSVOORONTWERP No. 2576

T. Overwater. J. Me1Jer

aug.

1984

( ( transportband transportband transportI adder voeder pulp-apslagtank schroefontlader transportI adder voeder verzuringsreactor schroefontlader grovelfllter recyclepOlW warmtewisselaar verzuringswaterpamp upflowreactor grove I fll ter schroefpers gashouder perswaterpOOll spuiwaterpomp \.J1

- - -- - - -

-I V

16

-Hoofdstuk 8. Beschrijving van de anaërobe suikerbietenpulp-ver~istin~s­ installatie volgens het tweetrapsproces.

Bij het tweetrapsproces vinden de hydrolyse en de verzuring in een verzurings-reactor plaats en de biogasvorming in een upflowverzurings-reactor plaats.

Het pulp komt met een droge stof gehalte van 20

%

en een temperatuur van 60 oe het proces binnen (stroom I, 2). De massastroom nat pulp is 131.25 ton.h-I

-I

wat overeen komt met 26.25 ton.h droge stof.

Het pulp wordt met de transportbanden MI en M2, transportladder M7 en voeder M8 bovenin de verzuringsreactor R9 gebracht.

Er is een buffervat V5 aanwezig voor het geval dat niet al het aangevoerde pulp verwerkt kan worden, het volume van V5 is 6300 m3.

In dit ontwerp is er gekozen voor twee parallelle reactorlijnen, het 3

berekende volume voor de verzuring was 27260 m , zodat het volume van ver-zuringsreactor R9 14000 m3 is.

In R9 wordt 70 % van het afbreekbare gedeelte van het pulp omgezet, het droge stof gehalte in de reactor 1S 50 g.l-I. De vetzuurconceritratie is 5.6 g.l-I d e temperatuur 1S ongeveer . 37 oe.

Met schroefontlader MlO wordt er uit de verzuringsreactoren een hoeveelheid droge stof verwijderd van 11.67 ton.h-I (stroom 5). De samenstelling van dit uitgeloogde pulp is (percentage droge stof= 100) : 74.7

%

niet afgebroken pulp, 15.7 % as en 9.6 % biomassa (bacteriën). De schroefontlader MlO heeft

3 -I een capaciteit van 120 m.h .

Het uitgegiste pulp wordt geperst tot 30 % droge stof (stroom 12), het pers-water wordt terug gevoerd naar de verzuringsreactor (stroom 14, 15).

In dit ontwerp wordt er van uit gegaan dat de uitgeperst pulp als veevoeder kan worden verkocht. Het tot 30 % droge stof geperste pulp wordt hiertoe eerst gedroogd tot 90 % droge stof. Een drooginstallatie voor het drogen van pulp is in iedere suikerfabriek aanwezig.

In de verzuringsreactoren wordt 706 m3.h-1 methaan en 2118 m3.h-1 kooldioxide (de volumina zijn uitgedrukt in normaal-volumina) geproduceerd. Bovendien

O 04 - 3 1 . . 0 h- I

bevat het gas . kg.m water, het waterver 1es 1S .11 ton. •

De reactorinhoud van R9 met de verzuringsproducten wordt na koeling 1n de warmtewisselaar HI3 naar de upflowreactor RIS gepompt (stroom 8, 9, 11)

De vaste stof in de reactor R9 wordt door filters in de reactor tegen gehouden.

-3

De concentratie vetzuren in de stroom komt overeen met 7.35 kg eOD.m

De temperatuur van de vloeistofstroom na de warmtewisselaar HI3 1S ongeveer 35 oe. In de warmtewisselaar wordt 2.91 MW warmte afgevoerd.

, v ₁₇

-over V1er eenheden van 3500 m3. Na iedere verzuringsreactor bevinden zich dus twee eenheden.

De temperatuur van de upflowreactor 1S 35.0 oe, de vloeistofverblijftijd 1n de upflowreactor is 5 uur. In de vloeistof die upflowreactor verlaat bevindt zich nog 1.47 kg COD.m-3 aan vetzuren (stroom 13). Een deel van het effluent van de upflowreactor wordt na nabeluchting gespuid (stroom 17), deze

3 -1

stroom is 75.5 m.h . Het grootste deel van het effluent wordt terug naar de verzuringsreactor gepompt,met pomp P12 (stroom 10,6). De pomp zorgt ook voor menging van de verzuringsreactor en levert hiertoe een nuttig vermogen

van 545 kW.

In de upflowreactor wordt 8978 m3.h-I biogas geproduceerd, 55 % hiervan 1S methaan. Het biogas dat zich boven de vloeistof 1n de verzuringsreactor en de upflowreactor bevindt heeft een overdruk van 50 mbar. Het gas stroomt via zogenaamde gravelfilters MIl en MI6 (een grof filter dat ook als beveiliging tegen explosies dient) naar gashouder VI8 met een inhoud van 5000 m3, waar menging optreedt van de twee gasstromen.

De verblijf tijd van gas is klein, de gashouder dient alleen als buffervat. Het geproduceerde biogas wordt direct als brandstof gebruikt in de suiker-fabriek.

Hiervoor kunnen aangepaste aardgasbranders gebruikt worden. De energie-productie van de installatie is theoretisch 56.1 MW wanneer alle biogas met

100 % rendement zou worden verstookt.

8.1. De flexibiliteit van het proces.

De verzuringsfase van het proces is flexibel en de inbedrijfsstelling van de verzuringsreactor zal weinig problemen geven omdat de groeisnelheid van de zuurvormende bacteriën hoog is, waardoor een hoge aanpassingssnelheid aanwezig is.

On dezelfde redenen is de verzuringsreactor vrij ongevoelig voor schok-belastingen. Het effluent van de upflowreactoren, dat terug gevoerd naar de verzuringsreactoren heeft bufferende eigenschappen wat een te lage pH bij de verzuring voorkomt. Het verdient echter aanbeveling om de pH in de reactoren te meten en zonodig in te grijpen bij een te lage pH.

Een goede werking van de bezinkers en goede slibeigenschappen zijn essentieel voor een goed functioneren van de upflowreactoren. Wanneer aan deze voorwaarden voldaan wordt is de stabiliteit goed, ook bij wisselende belastingen.

De gemiddelde belasting van de upflowreactor in dit ontwerp is vrij hoog,

-3 -I

30 kg eOD.m .dag . Een hogere belasting moet voorkomen worden.

Ook hier is het mogelijk om de pH als controle voor de verloop van het proces te gebruiken.

Bij de beschrijving van het éénfase proces (zie hierna) wordt uitgebreider op de flexibiliteit van dit soort processen ingegaan.

u

'u

18

-Hoofdstuk 9. De berekening, keuze en motivatie van de apparaten van het tweetrapsproces.

Er is in dit ontwerp gekozen voor twee parallelle productielijnen om de volgende redenen:

- De flexibiliteit van het proces wordt groter door twee lijnen te gebruiken, bovendien wordt de betrouwbaarheid groter.

- De afmetingen van de reactoren, pompen etc. zijn dan niet al te groot waardoor de investeringskosten relatief gunstig zijn.

Bijvoorbeeld : Er is ongeveer 28000 m3 aan verzuringsvolume 3

Een reactor van ongeveer 28000 m heeft een hogere

nodig. 3

pr~Js per m reactorvolume dan twee reactoren van 14000 m3. Bovendien zijn er minder problemen te

verwachten met betrekking tot menging, kortsluitstromen in de reactor etc.

Alle apparaten die in het proces in contact staan met pulp of vloeistof moeten beschermd worden tegen corrosie ( bijvoorbeeld met epoxycoating) of ze moeten gemaakt zijn uit Hastelloy ~).

Er moet bovendien aandacht gegeven worden aan explosiegevaar. Na de reactoren zijn 'gravel filters' in de gasleidingen aangebracht die explosies moeten voorkomen.

Verder zijn er ~n de leidingen naast terugslagkleppen zogenaamde 'flame traps' aanwezig die dienen om eventuele vlammen die anders verder door de leidingen kunnen gaan te doven.

9. 1. De yerzuringsreactor R9.

Op blz. 11 is met het opgestelde model uitgerekend dat er een totaal

verzur~ngs-3 3

volume van 27260 m nodig is. Er is dus een reactor van 14000 m per reactor-lijn nodig.

De dimensies van verzuringsreactor R9 diameter: 34.2 m.

inhoud 14000 m , 3 hoogte 15.2 m,

Constructiemateriaal : ketelplaat met een gemiddelde dikte van 13 mm met een zuurbestendige epoxylaag.

De reactor staat op 30 cm beton dat in contact met het grondwater is, de reactor ~s van het verticale type met een vast dak. De bodem loopt onder een kleine hoek naar het midden toe af. De reactor is niet geisoleerd.

Met transportschroeven wordt onder uit de reactoren het uitgeloogde pulp ver-wijderd. Met de reactievergelijkingen van blz. 11 wordt berekend dat de

gas-3 -1

productie in de verzuringsreactoren totaal 2824 m.h is, het gas bestaat voor 25 % uit methaan. De warmteproductie door de reactie is 4.37 MW.

u

v

19

-9.2. De upflowreactor RIS.

Het reactorvolume is berekend door de hoeveelheid aangevoerde vetzuren te delen door een gekozen volumetrische belasting (beide uitgedrukt in kg COD per dag).

-3 -I

De gekozen volumetrische belasting is 30 kg COD.m .dag de hoeveelheid

aangevoerde COD uit de verzuringsreactoren ~s 24

*

2400 ~ 7.3

5 . -I

4.2

*

10 kg COD. dag •

Hier uit volgt dat het benodigde reactorvolume 14000 m3 is.

Het is onverstandig om upflowreactoren met dergelijke grote volumina toe te passen i.v.m opstartproblemen en de flexibiliteit/stabiliteit van het

3

proces. Eenheden met een volume van ongeveer 3000 m worden daarentegen veel toegepast. In dit ontwerp is daarom gekozen voor 4 upflowreactoren

3

van 3500 m ,achter elke verzuringsreactor bevinden zich dus twee eenheden

3

van 3500 m .

Er zijn twee types upflowreactoren op de markt.

I. Rechthoekige betonnen reactoren die tegen elkaar te plaatsen zijn.

2. Cylindervormige reactoren van geëmailleerde staalplat.en.

-3

-I

De gekozen volumetrische belasting is vrij hoog : 30 kg COD.m .dag uit

de literatuur blijkt dat de toegepaste belastingen van de upflowreactoren

-3 -I

in het algemeen 15 - 20 kg COD.m .dag is.

Dit is toegestaan omdat de efficiency van de upflowreactoren bij dit ontwerp

niet erg belangrijk is, 97 % van het effluent van de upflowreactor wordt

gerecirculeerd. Om deze reden is de uiteindelijke efficiency van de upflow-reactoren normale omstandigheden altijd hoog.

Hier zal aangenomen worden dat 80 % van de vetzuren van het influent omgezet

worden. Berekend wordt met behulp van een massabalans dat de concentratie

vetzuren in het influent dan 7.35 kg COD.m-3 is. De concentratie in het

-3

effluent ~s 1.47 kg COD.m ,97 % van het effluent wordt gerecirculeerd

en 3 % verlaat het proces als spuiwater.

De ,uiteindelijke omzetting van de vetzuren ~s dan 99.2 %.

De gasproductie in de upflowreactoren is:

4.94

*

103 m3.h-1 methaan en 4.04

*

103 m3.h-1 kooldioxide.

3

Dimensies upflowreactor : inhoud: 14000 m verdeeld in 4 eenheden van

3

3500 m , lengte, breedte : 48 m, hoogte : 6 m.

Constructiemateriaal : beton met een dikte van 30 cm.

De stroom van de verzuringsreactor wordt door leidingennet gelijkmatig over

de eenheden van de upflowreactor verdeeld, er is per 10 m2 een

v

1°

I ~' I

u

20 -9.3. De pompen P12. P14. PI9 en P20.

De pomp P12 zorgt voor het transport van vloeistof van de upflowreactoren

3 -I

naar de verzuringsreactor (stroom 10,6), de volumestroom is 1162 m.h . De pomp zorgt bovendien voor de menging van de verzuringsreactor.

De motivatie van deze methode van menging is :

In principe zijn er drie manieren om het gewenste mengvermogen toe te voeren: I. Door recirculatie van het biogas.

2. Door mechanische menging.

3. Door recirculatie van vloeistof.

De eerste methode heeft de hoogste investeringskosten omdat er een dure een dure compressor nodig is. Bovendien is er alsnog

een

pomp nodig om'

water van de upflowreactor naar de verzuringsreactor te pompen.

Deze methode brengt ook gevaren met zich mee omdat grote hoeveelheden van een brandbaar gas op druk moeten worden gebracht.

De tweede methode heeft ook het nadeel van grote investeringskosten, ook bij deze methode is nog een pomp nodig.

Om deze redenen is methode 3 gekozen, de pomp zorgt voor zowel menging als transport.

Voor menging wordt een vermogen van 273 kW door de pomp aan de vloeistof 3 toegevoerd. Dit komt overeen met een vermogensinput van 20 W per m reactorvolume.

De diameter van de leidingen is 0.50 m, de snelheid van de vloeistof in

-1

de leidingen is 2 m.s • De statische opvoerhoogte van de vloeistof is gelijk aan het verschil van de hoogte van de verzuringsreactor en de

4 -2

upflowreactor

=

15.2 - 6

=

9.2 m. Dit komt overeen met 9.2

*

la

N.m . De druk die nodig is om een extra vermogen van 273 kW aan de vloeistofstroom

5 -2

toe te voegen is 8.45

*

10 N.m .

Hiermee wordt het benodigde vermogen van PI2 berekend: Pe

=

~V

*

6p waarin: P

=

effectieve vermogen ~n W e . 3 - ] ~V

=

volumestroom ~n m .s . -2 ~p

=

p - p .- l.n N.m pers zu~g

Hieruit volgt dat P

=

302 kW, het practische vermogen is, als een overall e

rendement van 0.70 wordt aangenomen, gelijk aan 432 kW.

De vloeistofstroom wordt v~a een aantal zich langzaam vernauwende leidingen onder in de reactor gepompt. Men kan een goede menging verkrijgen wanneer er

2

één uitstroomopening is per 50 - 100 m reactorbodem (IS). Om 273 kW mengver-mogen te leveren zou men de vloeistof door 12 pijpen met een uitstroomdiameter van 4 cm kunnen laten uitstromen.

Voor PI4 kan men het beste een centrifugaalpomp geconstrueerd uit Hastelloy gebruiken.

'v

I I ' J .J u 21

-Pomp P14 zorgt voor het transport van de vloeistof van de verzurings-3 -1

reactor naar de upflowreactor. De volumestroom van 1200 m.h verlaat de verzuringsreactor aan de top via een grof filter. Vervolgens stroomt deze door de warmtewisselaar H13 en wordt door de pomp P14 naar de upflowreactoren gepompt.

Omdat de hoogte van de verzuringsreactor (15.2 m) groter is dan die van de upflowreactoren (6 m) zou een pomp niet noodzakelijk zijn, de vloeistof kan zonder pomp ook naar de upflowreactoren stromen. Daar echter een

constante flow gewenst is en het optreden van verstoppingen erg waarschijn-lijk is, werd gekozen voor het installeren van een pomp.

Het effectieve vermogen van P14 werd geschat op 13.3 kW, het practische vermogen op 19 kW. Het beste kan men voor P14 een centrifugaalpomp kiezen.

Pomp P19 dient om perswater te recirculeren naar de verzuringsreactoren, het effectieve vermogen is 8.9 kW, het practische vermogen is 12.7 kW.

Pomp P20 dient om spuiwater naar de nabeluchting te pompen, het effectieve vermogen is 0.8 kW, het practische vermogen 1.2 kW.

Zowel voor PI9 als P20 kan men het beste centrifugaalpompen kiezen.

9.4. De warmtewisselaar H13.

De vloeistofstroom die van de verzuringsreactor naar de upflowreactor gaat wordt gekoeld door koeler H13.

3 -I Het af te voeren vermogen is 2.91 HW, de te koelen stroom ~s 1200 m.h •

o

De temperatuur van de ingaande stroom ~s 37.52 e, de temperatuur van de uitgaande stroom is 35.43 oe.

Het beste kan men een koeler gebruiken die niet gevoelig is voor vervuiling met vaste stof. Net als bij het éénfaseproces moet men een koeler gebruiken waarbij het te koelen medium door een vat of tank stroomt waarin zich zgn. pijpenslangen bevinden waardoor het koelwater stroomt (16).

Aangenomen wordt dat de totale warmteoverdrachtscoëfficient U van de koeler 500 W.m-2.oe-1

~s.

De temperatuur van het ingaande koelwater is 20 oe, de uitgaande temperatuur is 30 oe. Het gemiddelde temperatuursverschil is 36.48 - 25 = 11.48 oe. Nu kan men het warmtewisselend oppervlak bepalen:

A U

*

l1T _gem waarin: warmtewisselend oppervlak in m2 6 af te voeren vermogen: 2.91 ~ 10 W .. . . 500 -2 0 -I totale warmteoverdrachtscoeff~c~ent : W.m. e gemiddeld temperatuursverschil : 11.48 oe

IU

22

-Hier uit volgt dat A gelijk is aan 500 m2.

3 -I

De volumestroom koelwater is 250 m.h , de drukval ~n de warmtewisselaar

wordt geschat op 0.3 bar.

Het benodigde vermogen voor de pompen voor het koelwater wordt geschat op 12 kW.

9.5. Diversen.

V5 is een opslagtank voor suikerbietenpulp. De tank heeft een inhoud van

6300 m3, een diameter van 24.4 m en een hoogte van 13.3 m.

Het constructiemateriaal is ketelplaat met een gemiddelde dikte van 10 mm. Opslagtank V5 kan de pulp productie van twee volle dagen bevatten.

VI8 is een gashouder die dient voor de tussentijdse opslag van het biogas

voordat het naar de branders gaat. De inhoud is 5000 m3, de diameter

~s

22.2 m, de hoogte is 12.5 m. In de gashouder heerst een overdruk van 50 mbar.

De samenstelling van het biogas ~n de gashouder is 47.8

%

methaan en 52.2

%

3 kooldioxide. Het gas is verzadigd met water (0.04 kg water per m gas) en kan maximaal 0.06 % H

2S bevatten (zie blz. 5).

In de leidingen naar de gashouder moeten enige condenspotten aanwezig zijn.

MI en M2 zijn transportbanden die dienen voor de aanvoer van

suikerbieten-pulp naar de verzuringsreactoren. De banden hebben een capaciteit van -I

131 ton.h , de lengte is 100 m, de breedte is 0.80 m, de snelheid van de

-I

banden is I m.s . Het geschatte vermogen. ~s 12 kW.

-I

M6 ~s een transportladder met een capaciteit van 131 ton.h , de hoogte ~s

13 m, het geschatte vermogen is 9 kW.

M4 is een voeder die samen met M3 dient om pulp-opslagtank V5 met pulp te

vullen indien dit nodig is. De capaciteit is 131 ton.h-I, de lengte van de

voeder is 2 m, de diameter is 0.40 m en de vulling is 40 %.

Het geschatte vermogen is 6 kW.

M6 is een schroefontlader die dient om V5 te kunnen legen. De capaciteit is

-I

131 ton.h ,de lengte is 2 m, de diameter is 0.40 m, de vulling is 40 %.

Het geschatte vermogen ~s 6 kW.

-1

M7 is een transportladder met een capaciteit van 66 ton.h , de hoogte ~s

15.2 m, het geschatte vermogen ~s 4.5 kW.

M8 is een voeder die samen met M7 dient om de suikerbietenpulp naar de verzuringsreactor te transporteren. Deze voeder moet gasdicht zijn om de

I

I I ....J '-..) I ' .J I I I

I

I

I

"--../' " ) I'" I 'J :J ~". _.~ --_._"~ -=-;-- 23 :....

anaërobe condities in de verzurjngsreactor te kunnen handhaven. De -I

capaciteit van

MB

is 66 ton.h , de lengte 1S 2 m, de diameter is 0.40 m, de vulling is 40

%.

Het geschatte vermogen is 3 kW

MlO is een schroefontlader voor het verwijderen van uitgegist pulp onderuit -I

de verzuringsreactor. De capaciteit is 117 ton.h , de lengte is 2 m, de diameter is 0.40 m , de vulling is 40

%.

Het geschatte vermogen 1S 5 kW.

MIl en MI6 zijn gravelfilters. Deze filters dienen om waterdruppels en fijne deeltjes die door de gasstroom wordem meegevoerd tegen te houden. Bovendien dienen ze om explosiegevaar tegen te gaan.

MI7 is een schroefpers met een capaciteit van 233 ton.h-I. Het uitgegiste pulp dat uit de verzuringsreactoren komt wordt met deze pers tot 30

%

droge stof geperst. Het perswater (195 m3.h-l) wordt teruggepompt naar de verzuringsreactoren. De diameter

vermogen is 150 kW ( 4).

van de schroefpers is 1 m , het geschatte

Drooginstallatie voor uitgegist pulp.

Het geperste pulp gaat naar een drooginstallatie die in iedere suikerfabriek aanwezig 1S. Voor het drogen van het pulp is een hoeveelheid energie nodig van 10 - 14 GJ per ton droge stof (zie blz. 7 ). Het benodigde vermogen voor het drogen van dit pulp dat met een hoeveelheid van 11.7 ton droge stof per uur wordt geproduceerd is:

10 Ilo 7 1.2

*

10

*

-3600 Branders.

39 MW.

Het biogas kan zonder voorbehandeling m.b.v. aangepaste aardgasbranders verbrand worden.

De branders moeten aangepast zijn aan de lage vlamsnelheid en aan de lage -1 lucht/brandstof-verhouding van het biogas (respectievelijk 14 cm.s en 6/1). De gasdruk in de branders is ongeveer 6 mbar (3 ).

' J

, 0

,'-'

24

-Hoofdstuk 10.De berekening van de massabalans en de warmtebalans van het tweetrapsDroces.

Er komt 131.25 ton.h-I suikerbietenpulp met een droge

~tof

percentage van

20 % de verzuringsreactoren R9 binnen. Dit suikerbietenpulp levert dus

-I

26.25 ton.h droge stof.

Met behulp van het opgestelde model (bijlage 1.) wordt berekend dat de totale

massastroom uitgegiste pulp die de reactoren verlaat 11.67 ton.h-I droge stof

bevat bestaande uit 6.72 ton.h-I niet afgebroken pulp, 3.83 ton.h-I inert

-I

materiaal (as + lignine + afgeschermde cellulose) en 1.12 ton.h biomassa.

Met de opgestelde verzuringsreactie wordt berekend dat de gasproductie in

de verzuringsreactoren 706 m3.h-1 methaan en 2118 m3.h-1 kooldioxide is.

De rest van het afgebroken pulp wordt omgezet, in verzuringsproducten.

Er is aangenomen dat azijnzuur en propionzuur in equimolaire hoeveelheden ontstaan als verzuringsproducten, zodat de exacte massastromen te berekenen zijn.

Er is aangenomen dat in de upflowreactoren 80 % van het influent wordt

om-gezet. Hieruit kunnen zowel de influent- als de effluent concentratie van de upflowreactoren berekend worden.

Het verschil wordt omgezet in methaan en kooldioxide. De methaan productie van

de upflowreactoren is 4938 m3.h-l, kooldioxide productie is 4040 m3.h-l .

Het gas uit de reactoren is verzadigd met water, het verlies aan water in

-I -I

de verzuringsreactor is 113 kg.h en in de upflowreactor 359 kg.h .

Tenslotte is met de opgestelde reactievergelijkingen (zie blz. 11) te berekenen

-I

dat er in de verzuringsreactor door reactie 1069 kg.h water wordt omgezet,

~n de upflowreactor ~s dit 721 kg.h -1

De massabalans ziet er schematisch als volgt uit waarbij de stromen zijn

uit-gedrukt in ton.h-I, I ton.h-I

=

0.i778 kg.s-I

CH 4 : 0.504 CH4 : 3.527 CO 2 : 4.161 CO2 : 7.935 water : 0.113 water : 0.359

~l

water : 2400

+

vetzuren : 13.427

---...

droge stof : 26.25

-

I

_VZR

_I~

-J

_UFR

-

I

Iwater : 105.00 ~ater : 2323.420

n

vetzuren : 2.601

"

VZR

=

verzuringsreactoren droge stof : 11.675 water : 75.497

UFR

=

upflowreactoren water : 27.240 vetzuren

.

.

0.085

vetzuren : 0 152

Op blz. 27 ~s de volledige massabalans van het tweetrapsproces weergegeven.

1°

I I I

I

IJ

I

25

-De berekening van de warmtebalans werd uitgevoerd door aparte wamtebalansen over de verzuringsreactor en de upflowreactor op te stellen.

Verzuringsreactor:

Reactiewarmte + ingaande warmtestroom van vers pulp (20 % DS) + ingaande

warmtestroom van effluent van de upflowreactor

uitgaande warmtestroom van het uitgegiste pulp (30 % DS) + uitgaande

warmte-stroom van de vloeistof naar de upflowreactor + verdampingswarmte van water +

warmteverlies van de verzuringsreactoren.

- De reactiewarmte is berekend met behulp van de reactievergelijkingen en

bedraagt - 162.7 kj per mol omgezet pulp. De totale warmteproductie door de

reactie is 4370.0 kW.

- De temperatuur van het ingaande pulp 1S 60 oe, de c van water is

- ) 0 - ) p -) 0 - )

4.2 kJ.kg . C ,de c van pulp wordt geschat op 1.3 kJ.kg . C .

P 0

De warmtestroom t.o.v. 25 C is dan:

{ ( 4.2"* 105000)

(/) =

W 3600 + ( ).3

*

26250 )}

- - - * (

60 - 25 ) = 4598.9. kW 3600 o .

De temperatuur van het effluent van de upflowreactor is 35 C en de

volume-stroom is 2323.4 m3.h-1 (/) = W - Het

(/) =

_W - Het

(/) =

_W ( 4.2

*

2323400 ) 3600 warmteverlies door

r

1.3

"*

11675 ) 3600 warmteverlies door ( _4.2

*

_2400000 ) 3600

* (

35 - 25 ) 26979.5 kW.

het uitgegiste pulp is

( 4.2 ~ 27240 )

1

* (

T

+

verzuringsreactor 3600

het effluent van de verzuringsreactor 1S :

*

( T . _{verzur1ngsreactor} - 25 ) kW.

- Het warmteverlies door productie van biogas

- 25 ) (/) = (/) , CH4~c (CH₄) ~ ( T . - 25) + (/)M' CO₂*c p(C02)

*

W M P verzur1ngsreactor ( T . - 25). verzur1ngsreactor kW. -) -I

- Er verdampt 113 kg.h water, de verdampingswarmte van water 1S 2400 kJ.kg

Het warmteverlies 0

W

=

75.3 kW.

- Het warmteverlies van de verzuringsreactor is 42.2*(T - T . ) kW.

reactor omgev1ng

Met de opgesomde warmtestromen kan men de temperatuur van "de

verzurings-reactoren uitrekenen. Het blijkt dat de temperatuur (theoretisch) 37.522

°c

1S.

Op dezelfde manier kan een warmtebalans over de upflowreactoren worden opgesteld: Upflowreactor:

---

- - - . - - ---<~~--

---

---

-

-' , . /

26

-Warmtestroom door influent

=

warmtestroom effluent + warmtestroom van. het

biogas + warmtestroom door verdamping van water + warmtestroom door

reactie + warmtestroom naar de omgeving.

o

De temperatuur van het effluent en van de upflowreactor is op 35.0 e gesteld.

- De warmtestroom door het iöfluent :

f/J

=

W 2400000

*

4.2 3600

"* (

T. - 25 ) ~n - De warmtestroom van het effluent

2398920

"*

4.2

kW

f/J =

W

* (

35 - 25 )

=

27854.1 kW

3600

- De warmtestroom van het biogas :

f/J

W

= (

2.219

*

0.98 + 0.822

*

2.204 )

* (

35 - 25 )

- De warmtestroom door verdamping van water.

f/J

=

W

2400

*

359

3600

239.4 kW

- De warmtestroom door reactie.

39.9 kW.

Op blz 14is berekend dat er voor de omzetting van 1 mol aZ~Jnzuur en

propionzuur 36.2 kJ nodig is. In de upflowreactor wordt 22.267 mol.s-1

azijnzuur en propionzuur omgezet zodat het warmteverlies door reactie 806 kW is.

- De warmtestroom naar de omgeving.

Het warmteverlies van de upflowreactor is 13.7

* (

35 - 25 )

=

137 kW.

Uit bovenstaande balans volgt dat de temperatuur van het influent T. ~n theoretisch 35.434 oe is.

Op blz. 27 is met deze berekende temperaturen de volledige warmtebalans van het tweetraps proces berekend en weergegeven. De warmtewisselaars

3 -I 0 0

koelen een stroom van 2400 m.~ af van 37.522 e tot 35.434 e.

De warmteafvoer is 5818.4 kW voor de hele installatie, dat is 2909.2 kW per reactorlijn.

'--

Voor-IN

waarts

M

Q

M

'--Q

36.458 4598.9 545.2 '-4370.0 , 65.201 3277.8 '--680.094 34894.6 '- '--139.167 0.0 '- 680.094 29076.2 680.094 29076.2 \. -806.0 I I

-667.111 27856.1 - 27

-Massa -en

Warmtebalans

TWEETRAPS-PROCES NAT PULP I-reactiewarmte warmteverlie aan ömgevi"ïtg

---.--

R9 1 - - _ ... 7

..:

__ _ 2_"

14

...

8 M17

..

.. ~ koelwater

..

koelwater .. H13

•

P14 11=9

-_

...

-_

.

--'I-..

verdamp.

-"Wàter+

f reactiewarmte

--

--.-

_wêrJJlt~v~..!'. _omgeving

_-+

R15

..

16-7 ... 13 - - - - -

---

-Retour

UIT

M

M

Q

Q

75.3 1056.9 t--- 1.327 15.8 54.351 2829.0 , 10.850 448.8 139.167 5818.4 239.4 137.0 3.284 39.9 646.116 26979.5

- 28 -667.111 _ _ _ __

L3 __

~~ _~ __ 646.116 26979.5 27856.1

..

• P12 10-_ _ _--. ... 17 20.995 876.6 0~---+---+---~ 0r---+---T---~ 0r---+--~--T---~ " 175.625 8708.1

...

-c.--

Totaal-~~~

175.625 8708.1

M àssa in kg/s

Warmte in kW

Fabri eks vooront werp

/

I

_f

i

.

(

.

,

.... .:...-

>

-

--C"

A pparaa tsTroom

, Componenten

afbreekbaar pulp inert materiaal . biomassa water kooldioxyde methaan azijnzuur propionzuur

Totaal:

...

Apparaatstroom

• Componenten

afbreekbaar pulp inert materiaal biomassa water kooldioxyde methaan azijnzuur propionzuur

Totaal:

M in kg/s

" ; '" I" \AI ( 1

=

2

M

Q

6.227 331.8 1.064 29.167 4267.1 36.458 4598.9 9

=

11

M

U

hhh.h67 2g076 2 6.012 7.415 680.094 29076.2 ( TWkE-TRAPS

P

~

OCES

(, (, 5 6

=

10 7

M

0.

M

Q.

M

0.

1.868 1.064 52.8 0.310 61. 615 3225.0 645.394 26979.5 0.031 1.156 _11.9 0.140 3.9 0.154 0.323 0.190 0.399 65.201 3277.8 646.116 26979.5 1.327 15.8 - - L . . . . _L...- -_L-. 12 13 14= 15

M

a.

M

Q

_M

a.

1.868 1.064 52.8 " 0.310 7.567 396.1 666.365 27856.1 54.049 2829.0 0.019 0.334 0.135 0.023 0.412 0.167 10.850 . 448.8 667.ll1 27856.1 54.351 2829.0

Stroom /Componenten staat

( ( 8

M

Q

. 666.667 43894.6

-6.012 7.415 680.094 34894.6 16 - 7

M

a.

0.100 2.204 18.1 0.980 21.7 3.284 39.9 . I i ( I N 1.0

1

I

.

j

- '( ,'" -"::".r--:--~

c

A

pparaatsT'roo~

, Compo

'

nenten

afbreekbaar pulp inert materiaal . biomassa water kooldioxyde methaan azijnzuur propionzuur

Tótaal:

A DParaatstroom

f

C

0

m pon e

'

n

ten

afbreekbaar pulp inert materiaal biomassa water kooldioxyde methaan azijnzuur propionzuur

I

Totaal:

M

in

kg/s

n

in

kW

c

( 16

M

a

,. : 0.131 3.360 30.0 1.120 25.6 4~611 · 55.6

M

a.

c

l '--17

M

Cl.

M

Cl

' . , ' . ' ,. 20 g71 R7fi.fi O.Oll ... 0:013 . 20~995 .' 1376 .. 6

M

a.

M

Q

: . , .

Stroom/Componenten staat

M

Cl.

M

-'.

M

a.

M

,

.

Q

..

a.

I I (

'"

w o

1 , . .,...J I' , 1 1 1'-../

d

11

I

;

1\ "

_i

; \ t· '-' I. I! ': " n 1. - 31

-ANAEROBE SUIKERBIETENPULP-VERGISTINGSINSTALLATIE TWEETRAPSPROCES

Apparaat No:

_V5

R9

_R15

_V1B

-.

Benaming, _ pulp-opslag- . verzurings- upflowreactor gashouder

tank reactor

type _{vert. type, vert. type,}

cone roof cone roof

Abs. of eff.* _{abs. abs.}

abs. _abs. druk in bar 1 1 1 1.05

.

temp. in oe 25 37.5 35 ₂₅ Inhoud in 3 _{6300 14000 14000} 5000 m Diam. in m _24.4 34.2 1

=

b

₌

48 22.2 1 of h in m _13.3 15.2 6 12.5

. *

Vulh.ng: schotels, aantal

_-

_-

_-

-vaste pakking katalysator type -. -katalysatorvorm

· ...

· ...

.

· ...

· ...

Speciaal te _ge- ketelplaat ketelplaat _{beton met}

met zuur- _{met zuur- zuurbestendige}

-bruiken _{materiaal bestendige}

bestendige coating

coating _coating

1 per _{4 eenheden van}

SERIE/PARALLEL ₁

reactorlijn _{3500 m} 3 1

•