Produktie van ammoniak-synthesegas met oude en nieuwe HTS-katalysator

(1)

./ Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp

•

• van

Beekman en Jaap van den Born

\ onderwerp:

PRODUKTIE VAN AMMONIAK-SYNTHESEGAS OUDE EN NIEUWE HTS-KATALYSATOR

adres: van Hasseltlaan 444 2625 Je Delft

Poptahof-Zuid 614 2624 SM Delft

opdrachtdatum: juni 1990

(2)

Fabrieksvoorontwerp no. 2I3fj7

Inhoudsopgave

Samenvatting

. . .

. . . .

. .

.

. . .

. .

I Inleiding 0

lol Context

I.2 Bereiding synthesegas

1.3 ontwikkeling van nieuwe katalysatoren

1.4 Voor- en nadelen van lagere stoom-koolstofver-houding

I.S Probleemstelling

11 uitgangspunten van dit fabrieksvoorontwerp II.1 Het vergelijk

11.2 produktiecapaciteit

II.3 Jaarproduktie en jaarverbruik II.4 stofconstanten

11.5 corrosie-aspecten II.6 Veiligheidsaspecten

III Vergelijkend flowsheet voorontwerp

IV Beschrijving 'unit operations' IV.1 Reformersectie

IV.2 De CO-shiftreactor IV.3 De shift-katalysatoren

v Motivatie van de keuze van procescondities en procesap-1 3 4 4 4 5 6 7 8 8 8 8 11 12 13 15 17 17 19 20 l?él~ël1:\l\l~ • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • 22 Vol Reformersectie 22 V.1.1 Reformer I 22 V.1.2 Reformer II 22 V02 cO-shiftreactor V.3 Warmtewisselaar V.4 Compressor VI Massa- en warmtebalansen

VII Specificaties van apparaten

VIII Economische beschouwingen

VI.1 De directe produktiekosten

23 23 24 25 31 39 39

(3)

. .J

Fabrieksvoorontwerp no. 12Jj7

VI.2 De totale produktiekosten Conclusies en discussie . . . .

Symbolenlijst

.

. .

.

. . .

.

. . .

Literatuur

.

. . .

.

. .

_·

_{· · · ·}

BIJLAGE 1: Berekening van het warmtewisselend oppervlak

van reformer I

.

. .

.

. . . · · ·

BIJLAGE 2: De verwarming van reformer I

_·

_{· · ·}

_·

BIJLAGE 3 : Berekening van de reformersektie

_{· · · ·}

_·

BIJLAGE 4: Berekening aan de shift reactor

_·

_{· · · ·}

BIJLAGE 5: Berekening aan een compressor

_·

BIJLAGE 6: Berekening aan een warmtewisselaar

_{· · · ·}

BIJLAGE 7: Berekeningen van investeringen , proceskosten,

arbeidskosten, produktiekosten, opbrengsten en

2 40 42 43 45 47 49 50 55 58 60 rentabiliteiten . . • . . • . . • • . . • . . 67

BIJLAGE 8: Pascal listing behoeve van het F.V.O.

van flowsheetprogramma ten 79 BIJLAGE 9: uitvoer van het flowsheeting programma . . 106

(4)

Fabrieksvoorontwerp no. 2867 3 Samenvatting

In dit fabrieksvoorontwerp is, naar aanleiding van een artikel over nieuwe op koper gebaseerde 'Hoge Temperatuur Shift' (HTS) katalysator, een vergelijk gemaakt tussen een fabriek met een klassieke op ijzer gebaseerde HTS katalysator en de nieuwe katalysator.

Hiertoe is een fabriek ontworpen voor de produktie van ruw synthese gas met een capaciteit van 1 kton per dag. Grond-stoffen voor deze fabriek zijn water, aardgas en lucht.

De fabriek bestaat uit een tweetal reformers, waarin het ruwe synthesegas geproduceerd wordt. Dit ruwe synthesegas wordt vervolgens gereinigt van koolmonoxide in een HTS en een LTS

(Lage Temperatuur Shift-) reactor. Het produktgas bevat een laag methaan en kooldioxide gehalte.

De procesdruk is gesteld op 32,4 bar. Deze druk is aangenomen om aantesluiten bij het al eerder genoemde artikel van Carstensen. Teneinde deze fabriek door te kunnen rekenen is een pascal programma geschreven voor de drie afzonderlijke

'unit-operation'.

Doordat essentiële data omtrent de nevenreactie katalysator niet te achterhalen is (niet literatuur) is het waterstofverlies kwantitatief

in de HTS officiële (achteraf) verdisconteerd op basis van de gegevens in het artikel van Carstensen. Deze geeft aan dat het verlies aan waterstof in operationele plants 7 ton per dag is voor een plant met een produktie van 1000 ton per dag.

De totale investeringen voor deze fabriek worden geraamd op 182,4 miljoen gulden, welke bepaald is met de gemodificeerde Devnik-Buchanan methode. De totale produktiekosten worden geraamd op 59,5 miljoen gulden bij gebruik van een op ijzer gebaseerde katalysator en 65,7 miljoen gulden bij gebruik van een op koper gebaseerde katalysator.

De geschatte opbrengst zijn 567,4 en 575,8 miljoen gulden voor respectievelijk de klassieke en nieuwe situatie, zodat de geschatte meeropbrengst voor de fabriek met de nieuwe katalsator 3.8 miljoen gulden is op jaarbasis.

(5)

Fabrieksvoorontwerp no.1i367 4

I Inleiding

1.1 context

Ammoniak is een verbinding van waterstof en stikstof met de samenstelling NH3 • De naam stamt af van het zout uit een oase in Libië, waar een tempel van de god Ammon staat. Ammoniak is voor de chemische industrie een belangrijke grondstof o.a. bij de kunstmest bereiding. Ook de oplossing van ammoniak in water, het zgn. ammonia, vindt veel technische toepassing. Ammoniak is een kleurloos, prikkelend gas, dat tengevolge van een betrekkelijk groot dipoolmoment gemakkelijk vloeibaar gemaakt kan worden en bijzonder goed oplost in water. Vloeibaar ammoniak wordt in de organische en in de anor-ganische synthese toegepast als oplosmiddel. Vloeibaar ammoniak dat in cilinders is te verkrijgen, wordt gebruikt bij koelsystemen.

1.2 Bereidinq syntheseqas

De belangrijkste technische bereidingsmethode is die van Haber-Bosch, direct uit de elementen stikstof en waterstof. Om stikstof en waterstof te laten reageren moet eerst het

zogenaamde synthesegas gemaakt worden. Dit synthesegas wordt overigens niet allen voor de ammoniak synthese gebruikt maar ook voor de synthese van: methanol, formaldehyde en ureum

[1] •

Het synthese gas wordt geproduceert in een reformersectie. Hier laat men de voeding (bijvoorbeeld methaan) reageren met overhitte stoom. Hierbij ontstaat het benodigde waterstof. stikstof wordt toegevoerd door middel van lucht. Het in de lucht aanwezige zuurstof wordt gebruikt voor gedeeltelijke oxydatie van het gas. In dit ruwe synthesegas bevinden zich nog een aantal ongewenste stoffen. Deze worden in een aantal zuiveringstappen verwijderd.

De eerste stap is de verwijdering van het aanwezige kool-monoxyde door de omzetting van koolkool-monoxyde in kooldioxide.

Dit gebeurt in een High Temperature Shift (HTS) en in een Low Temperature Shift (LTS). In beide shiftreactoren worden katalysatoren gebruikt. De meest gebruikte HTS katalysator is

(6)

-'

Fabrieksvoorontwerp no. ']l!,67 5

een Fe2031cr2o3 katalysator. Verder volgen dan nog een

kooldioxide en water absorptie, een methanatie en een

cryogene zuiveringstap.

1.3 ontwikkeling van nieuwe katalysatoren

De aandacht in dit F.V.O. zal met name gericht zijn op de katalysator in de HTS reactor. In een recent verschenen artikel van Carstensen e.a. [2] beschrijven zij een alter-natieve HTS katalysator. Zij beschrijven in dit artikel dat

onder bepaalde omstandigheden, namelijk bij een

stoom-koolstofverhouding (S/C) lager dan 3.5, bijprodukten ontstaan in de HTS reactor die de stikstof-waterstofverhouding (NIH) ongunstig beïnvloedt. Bij deze procescondities modificeert de ijzeroxyde katalysator in de HTS reactor tot een ijzercarbide katalysator. De reactievergelijking hiervan is:

(1.1)

Deze katalysator katalysateert Fischer-Tropsch reacties als de waarde (KPJKe)1/32 kleiner is dan 0.95 à 1.

Deze waarde is een maat voor de thermodynamische affiniteit van de katalysator om de actieve ijzercarbide fase te vormen. De schrijvers hebben hierbij de macht 1/32 voor het gemak ingevoerd1 . Deze waarde wordt beïnvloedt door de instelling van de stoom-carbon ratio, de gascompositie, de grootte van de stoom toevoer naar de tweede reformer , de ui tlaattem-peratuur van deze, de overmaat zuurstof, de gemiddelde HTS temperatuur en werkdruk. Voor een specifiek geval geeft Carstensen een voorbeeld. (zie figuur 1)

1 Alle artikelen waarin deze thermodynamische affiniteit wordt beschreven wordt verwezen naar een niet te achterhalen

literatuurbron, nl.

H0jlund-Nielsen, P.E. en B0gild-Hansen, J., "Catalysts and processes for the water gas shift reaction", Communicacao ao Cológuio Nacional de Catalise Industrial, Lissabon (1981)

Wel zijn waarden van ~e als functie van de temperatuur

(7)

Fabrieksvoorootwerp DO. '1J!Jj7 18~---~ " ::. 12 .,; • !iZ 10 c

g

8 '8 6 à: 4 2 0 0.5 I1 2.4 0.8 0.7 2.8 2.8 0.8 0.9 1.0 (KplKe)·/32 1 3.0 3.2 3.4 3.8 3.8 SIC tatio

Figuur 1 Produktie verlies van een 1000 tpd ammonia fabriek. (alleen tengevolge van Fischer-Tropsch en niet tengevolge van spuien)

I.4 Voor- en nadelen van laqere stoom-koolstofverhoudinq 6

Het verlagen van de stoom-koolstofverhouding heeft, volgens B0gild-Hansen [3] de volgende voordelen:

besparing op de stoomconsumptie verlaging van de drukval

verlaging van de warmteconsumptie in het fornuis en rookgaskanaal

verlaging van de kosten voor het herwinnen van het procescondensaat.

De nadelen zijn echter:

een kritische reformer operatie met betrekking tot carbondepositie op de katalysator.

verschillende temperatuurgradiënten in de reformerbuizen en daardoor kortere levensduur.

(8)

~.

Fabrieksvoorontwerp no. 2i367 7

Deze problemen kunnen omzeild worden door de beschikbaarheid van nieuwe reactormaterialen en een nieuwe actievere (tweede) generatie reformer katalysatoren.

I.S Probleemstelling

In dit F.V.O. zal, zoals al genoemd, vooral aandacht besteed worden aan de (nieuwe) koperkatalysator, zoals die beschreven

is door Carstensen.

Er zal daarbij gepoogd worden aan de hand van simulaties de effectiviteit van de katalysator ten opzichte van de klas-sieke ijzerkatalysator te bepalen. Het F.V.O. behandeld daarom de produktie van ruw synthesegas tot en met de eerste zuiveringstappen: de HT- en LT-shiftreactor. Om het ontwerp niet los te zien is van de applicatie van synthese gas in de industrie is gekozen voor gebruik in een ammoniakfabriek met een produktie van 1000 ton ammoniak per dag. Deze applicatie is ook de opzet in het voornoemde artikel.

(9)

, '~

Fabrieksvoorontwerp no. '21367 8

11 Uitgangspunten van dit fabrieksvoorontwerp

II.1 Bet vergelijk

In dit fabrieksvoorontwerp wordt in principe een vergelijk gemaakt tussen twee katalysatoren: een Fe203/Cr2o3

HTS-katalysator en een ij zervrij e koperHTS-katalysator . Indien de SIC-verhouding verlaagt wordt van 3.5 naar 3.1 dan kost dit enerzijds minder energie, maar anderzijds neemt in het geval van de ij zerbevattende katalysator de katalytische aktiviteit af, iets wat volgens Carstensen [2] bij de koperkatalysator niet het geval is. De vraag is nu of dit verschil significant is.

II.2 produktiecapaciteit

Er wordt uitgegaan van een nettoproduktie van 1 kton ammoniak per dag. Uitgaande van 8000 bedrijfsuren per jaar komt men, volgens Montfoort [6], op een totaal van 333 dagen dat de fabriek in bedrijf is. De overige 32 zijn nodig voor onder-houd, storingen en (her)opstarten. Dit betekent een produktie van 333.3 kton ammoniak per jaar. Dit komt overeen met een produktie van 4901.96 krool (zuiver) synthesegas per uur.

II.3 Jaarproduktie en jaarverbruik

In tabel l i s een overzicht gegeven van de benodigde proces-stromen, hulpstromen en 'utilities' en van de uitgaande processtromen.

(10)

Fabrieksvoorontwerp no. 21367 9

Tabel 1: Processtromen

klasse naam specificatie hoeveelheid

hulpstof HTS Fe203/Cr2o3 55 kg ~) _katalysator _ijzervrij zwavelbed ZnO koelwater 1 bar, 20°C 26.43 kg/s LTS CuO/ZnO 59 kg katalysator

utility electrisch tbv compres- 4500 kW

vermogen sor

grondstof aardgas 32,4 bar, 7.22 kg/s

20°C

67.6% CH4 , 31.3% C2H6 ,

1.1% CO 2+N2

proces stromen uitgang ongecorr. 22.5 kg/s reformer I _{41.36 molt H2} 40.01 molt H20 5.86 molt CO 5.94 molt CO 2 6.82 molt CH4 uitgang ongecorr. 34.95 kgjs reformer I I _{37.81 molt H2} 32.93 molt H20 9.05 molt CO 4.70 molt CO 2 0.20 molt CH4 15.12 molt N2

(11)

Fabrieksvoorontwerp no. 2B67 10 uitgang HTS ongecorr. 34.95 kg/s 44.54 molt H2 26.20 molt J H2 0 2.31 molt CO 11.44 molt CO 2 0.21 molt CH4 15.12 molt N2 uitgang LTS ongecorr. 34.95 kgjs 46.63 molt H2 24.11 molt H20 0.23 molt CO 13.52 molt CO 2 0.20 molt CH4 15.12 molt N2

(12)

Fabrieksvoorontwerp no. lB67 11

II.4 stofconstanten

In de tabellen 2 en 3 wordt een opsomming gegeven van de gebruikte fysische- en chemische stofconstanten. Deze stofconstanten zijn afkomstig uit smith & van Ness [7J, Handbook of chemistry and physics [8] en Ferry [9].

Tabel 2 _{stofconstanten van CO, CO2 , H20, H2 •}

stofconstante CO _{CO 2} H₂0 H₂ M [kg/mol] 28.011 44.010 18.015 2.016 Tc [K] 132.9 304.1 647.3 33.2 Pc [bar] 35.0 73.8 221.2 13.0 Vc [cm3/mol] 93.2 93.9 57.1 65.1 Zc [-J 0.295 0.274 0.235 0.306 Cl) [-] 0.066 _0.239 0.344 -0.218 -l1Ho [kJ/mol] 242.795

-

242.1732 c Tzo [KJ

-

878.15

-

743.15 Eg1ucht [volt] 2-75

-

4-76 M.A.C. [mg/m3 ] 55.0 9000

-

(13)

-. ....)

Tabel 3 : stofconstanten van N2 , CH4 en 02.

stofconstante _N2 CH₄ _°2 M [kg/mol] 28.013 16.043 31.999 Tc [K] 126.2 190.4 154.6 Pc [bar] 33.9 46.0 50.4 Vc [Cm3/mol] 89.8 99.2 73.4 Zc [-] 0.290 0.288 0.288 Cc) [-] 0.039 0.011 0.025 -AHo _[kJ/mol]

-

_803.470

-Tzo [K]

-

813.15

-E9lucht [vol%]

-

5-15

-M.A.C. [mg/m3 ]

_-

-11.5 corrosie-aspecten

In die delen van het proces waar water aanwezig is (vloeibaar of gasvormig), is kans op corrosievorming. Dit kan dus in het gehele proces plaats vinden. De zuurstofconcentratie in het water en de relatieve snelheid van de corrosieve chemicalie ten opzichte van de pijp- of reactorwand is bepalend voor corrosiviteit. Corrosie gevoelige onderdelen moeten goed toegankelijk zijn, zodat onderhoud en inspectie snel uit-gevoerd kunnen worden. Het gebruik van verschillende metalen die in contact staan met elkaar moet zoveel mogelijk vermeden worden, met name als deze metalen ver van elkaar verwijdert zijn in de galvanische reeks.

(14)

J

... '

Fabrieksvoorontwerp no. 2B67 13

II.6 veiliqheidsaspecten

In tabel 2 en 3 staan enkele stofconstanten vermeld van de componenten die in de processtromen voorkomen. Voor wat betreft de toxiciteit is de M.A. C. waarde vermeld en wat betreft de veiligheid zijn de zelfontbrandingstemperatuur en de explosiegrens aangegeven.

De M.A.C. waarde voor koolmonoxyde is laag en dat betekent dat koolmonoxyde giftig is bij kleine concentraties in de lucht. Aangezien koolmonoxyde een reukloos gas is en dus door de mens niet is te detecteren, is het raadzaam om detectie-en/of alarmapparatuur op verscheidene plaatsen in het proces te plaatsen waar koolmonoxyde in het proces kan vrijkomen. Daar waar brandstof (H2 ,CH4 , COx), oxydant (02' COx) en een ontstekingsbron (warmte/hitte, vonken) samen aanwezig zijn, kan brand en/of explosie optreden.

(15)

( (

LUCHT

~~---~--~

Rookgas

naar schoorsteen

5

AARDGAS

Hl ROOKGASW ... RMTEYtlSSELAAR VOOR GENEREREN PROCEssroow R~ REFORWER 1 RB REFORI.4ER 2 R4 C5 DRIETRAPSCOIo4PRESSOR (3 PARAlLEL)

RB HTS REACTOR WET ZW"'IIELW"'AKBED RI 0 lTS REACTOR ( Stoom l l RB SYNTHESEGAS

PROCESSCHEMA van PRODUCTIE SYNTHESE GAS

C. a ... kmon J. van den Bom

c:> Stroomnummsr

Foor. Voorontwerp No. 2887 ..uni 1991

o

remp. In 'e

0

Ab •. druk In bar

(16)

' . /

m

Vergelijkend flowsheet voorontwerp

De procesomstandigheden die zijn gebruikt komen overeen met de procesomstandigheden zoals die in het artikel van Carsten-sen [2] ook worden gebruikt. Dit alles in het kader van de vergelijking tussen de klassieke HTS-katalysator en de vernieuwde zoals door hen beschreven is. De plant is berekent op een produktie van 1000 ton ammoniak per dag. Het proces vindt plaats bij een druk van 32.4 bar.

Als grondstof voor het proces wordt gebruik gemaakt van diep ontzwaveld Gronings aardgas met de volgende samenstelling:

81% methaan, 2.5% C2H6 , 1.1 C3+, _{15.4% CO 2} + _{N2 bij een}

druk van 32.4 bar.

De processtromen 1 (water) en 10 (aardgas) worden in een

voorverwarmings'trein' (Hl, H2, H3) op de vereiste

in-gangstemperatuur van reformer I (400°C) gebracht. De volgorde van deze 'trein' is zo gekozen dat het rookgas steeds een voldoende warmteïnhoud heeft om voor de benodigde warmte-stroom in iedere warmtewisselaar te zorgen. Het rookgas komt na deze 'trein', die in werkelijkheid in de schoorsteen van het fornuis wordt ingebouwd, met een temperatuur van 125°C in de atmosfeer. Hierbij dient aangemerkt te worden dat Hl en de stoomdrum daarboven één apparaat is (kettle-reboiler). stroom 3 (stoom) treedt alleen in werking indien er te weinig stoom geproduceerd wordt (bijvoorbeeld bij opstarten). Dit met het oogmerk om ongewenste reakties in R4 niet te laten plaatsvin-den en waardoor de katalysator van R4 (reformer I) niet gedeactiveerd wordt door carbondepositie.

De ingangstempera tuur van R4 is 400 ° C, de uitgangstemperatuur is 798°C. De warmte in R4 wordt geleverd door de verbranding van aardgas (stroom 23) met behulp van lucht (stroom 24). Het rookgas verlaat R4 met een temperatuur van l036°C. Reaktor R4

wordt gevolgd door reaktor R6 (reformer 11). De

in-gangstemperatuur hiervan is 798°C wat betreft stroom 13 en 200°C wat betreft stroom 15 (lucht). Deze stroom is in compressor CS gecomprimeerd tot de procesdruk. CS bestaat uit drie parallelgeschakelde drietrapscompressoren.

adiabatisch werkende vastbedreaktor met

gangstemperatuur van 990°C.

R6 is een

(17)

uit-1 ..."

Fabrieksvoorontwerp no. 11!Ll7 16

Om stroom 16 (ruw synthesegas) op de procestemperatuur van

Ra

(HTS, 360·C) te brengen moet deze gekoeld worden. Dit gebeurt door ketelwater te verdampen bij een druk van 3 bar. Een groot gedeelte van het CO wordt in de Ra en R10 omgezet tot CO2 • De omzetting vindt adiabatisch plaats-. Omdat de ak-tiviteit van de LTS-katalysator hoog is bij een lagere temperatuur dan de uitgangstemperatuur van Ra (434°C) moet stroom 25 gekoeld worden. Ook dit gebeurt door ketelwater te verdampen in H9 bij 3 bar. Ter bescherming van de LTS-katalysator in het klassieke geval, is direkt na het HTS-bed een ZnO-waakbed geplaatst. stroom 22 is het produktgas dat de volgende specifikaties heeft:

47% H2 , 24% H20, 14% CO2 , 15% N2

bij een temperatuur van 32.4 bar en 233°C.

De drukvallen over de verschillende eenheden zijn buiten beschouwing gelaten.

(18)

Fabrieksvoorontwerp no. 12,67 17

IV Beschrijving 'unit operations'

IV.1 Reformersectie

Aardgas, welke diep ontzwaveld is, wordt op druk gebracht en met een overmaat stoom (S/C Z 3.1) in de reactor gebracht. De

overmaat stoom dient ter voorkoming van carbondepositie op de katalysatoren. Ook heeft de SIC verhouding invloed op de koolmonoxyde concentratie. Een verhoging van de SIC ver-houding veroorzaakt een afname van de koolmonoxyde con-centratie en een toename van de kooldioxide concon-centratie. De ingangstemperatuur van de reactanten bedraagt 400°C, de druk is 3.24 MPa. In de reformer wordt het aardgas omgezet in water, waterstof, koolmonoxyde en kooldioxide. De hierbij optredende reactievergelijkingen zijn:

(4.1)

met:

AHor,s= 165.5 kJ/mol

en er stellen zich de volgende evenwichten in:

(4.2)

AHor,s= -41.1 kJ/mol

(4.3)

AHor,s= 206.6 kJ/mol

Reacties die vermeden moeten worden zijn:

CH4 <==> C + _{2 H2 (methaankraking)} (4.4) 2 CO <==> C _{+ CO 2 (Boudouard-evenwicht)} (4.5) De volgende evenwichtsvoorwaarden gelden:

(19)

-;

'-'"

(4.6)

Methaanevenwichtsvoorwaarde

Km

= exp(12.99 - 1.15/T) = [CO] [H2 ]3p2/[CH4 ] [H20] [Lmol]2

(4.7)

De reformersectie is bestaat uit twee units. In de eerste unit laat men de voeding reageren met stoom bij drukken tot circa 50 atmosfeer en een temperatuur tussen 700 - 900°C (in dit F.V.O. bij 3.24 MPa en 798°C). De temperatuur mag niet te hoog worden in verband met de levensduur van de buizen. In de tweede unit wordt aan het reactiemengsel lucht toege-voerd om enerzijds de benodigde stikstof toe te voeren en anderzijds om een gedeelte van het CH4 te oxyderen. Volgens van de Berg [16] heeft de luchttemperatuur de volgende

invloed op de uitgangstemperatuur van reformer I:

Bij gelijkblijvende uitgangstemperatuur van reformer II kan men bij een verhoging van 100 ° C van de lucht-temperatuur, de uitgangstemperatuur van reformer I met ongeveer SOC verlagen.

Deze verlaging is gewenst in verband met het belang dat men heeft bij de levensduur van reactorbuizen in de eerste reformer. De uitgangstemperatuur van de eerste reformer is daarom de meest kritische procesvariabele.

Het CH4 wordt geoxideerd, waardoor het gehalte aan ongewenste gassen in het synthesegas wordt verlaagd. Dit heeft twee voordelen, namelijk:

verlaging van de hoeveelheid spuigas (kostbaar) verlaging van de compressiekosten

Uit de methaanevenwichtsvoorwaarde (verg. 4.7) blijkt dat zowel een verlaging van de druk als een verhoging van de temperatuur leidt tot een lager methaangehalte.

(20)

. J

IV.2 De CO-shiftreactor

Het ruwe synthesegas komt, na gekoeld te zijn, in de Co-shiftreactor • In de watergas-shiftreactie wordt CO omgezet in CO2 volgens:

(4.2)

met:

dHo_{r ,s=-41.1 kJ/mol}

Nevenreacties zijn te verwaarlozen. De ligging van het chemisch evenwicht wordt niet beïnvloed door de druk (even-veel reagerende als gevormde moleculen), mi ts geopereerd wordt beneden 50 bar en de drukval over de CO-convertor niet te groot is. Deze reactie wordt vanouds gekatalyseerd door 2 typen katalysatoren:

- 'H(igh) T(emperature) S(hift) '-katalysator - 'L(ow) T(emperature) SChift) '-katalysator.

Er zijn 4 procesconfiguraties in gebruik: LTS / koeling / co 2-verwijdering

HTS / koeling / HTS / koeling / cO 2-verwijdering

HTS / koeling / cO2-verwijdering /verhitting / HTS / koeling / co2-verwijdering

HTS / koeling / LTS / koeling / co 2-verwijdering.

Volgens Slack [10] wordt de laatste mogelijkheid het meest toegepast.

De HTS-katalysator in het eerste bed wordt gebruikt voor de bulkconversie van CO tot concentraties beneden de 2-3%. De hoge reactietemperatuur van 350-450°C (van den Berg [1]) geeft een door de kinetiek bepaalde conversie. De HTS-katalysator is pas voldoende actief bij temperaturen boven de 300°C. Dit HTS-bed wordt gevolgd door koeling van de gas-stroom met behulp van een warmtewisselaar. De conversie in het LTS-bed wordt bepaald door de ligging van het chemisch evenwicht bij de lagere reactietemperatuur.

De stijging van de temperatuur in de CO-convertor is lO-15°C voor elk molt CO (op 'natte' basis) dat omgezet wordt. De toegestane inlaattemperatuur van het HTS-bed wordt berekent uit de adiabatische temperatuurstijging over de CO-convertor.

(21)

I ~, , -.-' ~---Fabrieksvoorontwerp no. ')2,67 20

Hierbij wordt verondersteld dat het chemisch evenwicht is bereikt in het uitlaatgas van het LTS-bed. Deze stijging is maximaal 200·C voor het HTS-bed en 50·C voor het LTS-bed (Slack [10]). Bij de initiële reductie van de katalysator van de eerste reformer (Borgars [11]) en van de HTS-katalysator (van den Berg [1]) en door storingen bij de voorzuivering van het aardgas en de lucht, kunnen S-verbindingen (vooral H2S) doorstromen naar de CO-convertor. Om de LTS-katalysator daartegen te beschermen wordt er tussen de twee katalysator-bedden een ZnO-waakbed geplaatst. Direct na het HTS-bed wordt het H2S volledig afgevangen door de aflopende reactie:

ZnO(s) + _H2S(g) --> ZnS(s) + _H20(g) (4.8)

met:

IV.3 De shift-katalysatoren

Voor de HTS is tot voor kort altijd Fe 203 met stabilisator cr203 als katalysator gebruikt. Recentelijk is er echter melding gemaakt (door B0gild-Hansen e.a.[2-5]) van bijreac-ties die het proces minder efficiënt maken. Zij beschrijven hoe onder bepaalde condities (SjC <3.5) de ijzerkatalysator een verandering ondergaat. De volgende reactie vindt namelijk plaats:

(1.1)

En Fe SC2 blijkt een actieve Fischer-Tropsch katalysator te zijn. Deze katalysator katalyseert de formatie van kool-waterstoffen en kleine alcoholen. Dit veroorzaakt een verlies van waterstof en enige deactivatie van de LTS-katalysator. Voor een fabriek2 die 1000 ton NH3 per dag produceert is het verlies, ten gevolge van een verlaging van de SjC-verhouding van 3.5 (hier treedt geen modificatie van de katalysator op) naar 3.1, 6.4 ton per dag in de HTS-shiftreactor en 7 ton per dag in de LTS-shiftreactor. Het door de eerder genoemde

2Dit voorbeeld wordt door Carstensen aangehaald in zijn artikelen. Zie ook "probleemstelling" (hoofdstuk I)

(22)

Fabrieksvoorontwcrp no. 2i!J67 21

onderzoekers aangeleverde alternatief is het gebruik van een koperkatalysator. Deze katalysator heeft een hoge activiteit tijdens de shiftreactie en wordt ook bij lagere SIC-ver-houdingen niet omgezet in een Fischer-Tropsch katalysator. Deze katalysator is gevoelig voor zwavelvergiftiging, maar volgens B0gild-Hansen e. a. blij ft de vergiftiging beperkt tot de bovenste regionen van het katalysatorbed. Zelfs bij zware vervuiling blij ft de nieuwe koperkatalysator redelijk actief. Ook is deze katalysator ongevoelig voor de aanwezigheid van ammoniak in het voedingsgas. Dit in tegenstelling tot op kopergebaseerde katalysatoren.

De mechanische eigenschappen van de nieuwe katalysator zijn beter dan de gebruikelijke ijzeroxydekatalysator. Dit wil zeggen dat de nieuwe katalysator minder gevoelig is voor slijtage dan de ijzeroxydekatalysator.

De LTS-shiftkatalysator bestaat uit een CuO/ZnO _{op een Al}

203-drager. Bij gebruik van de nieuwe koper-katalysator is het gebruik van een waakbed niet nodig, omdat het koperbed als een waakbed voor de LTS-shiftreactor werkt. Hierdoor wordt de consumptie van LTS-katalysator verwaarloosbaar en is er alleen maar katalysator verbruik ten gevolge van sintering van de katalysator.

(23)

V Motivatie van de keuze van procescondities en procesapparatuur

V.l Reformersectie

V.l.l Reformer J:

Methaan-stoomreforming is een endotherm proces, welke bij zeer hoge temperatuur uitgevoerd wordt. Daarom is het noodzakelijk dat de reactor voldoende oppervlak voor warmte-overdracht ter beschikking heeft. Er worden een aantal buisreactoren parallel geplaatst in een oven. Bij het plaatsen van de buizen moet rekening gehouden worden met expansie van de buis ten gevolge van de warmte. De buizen moeten dien tengevolge 'zwevend' geplaatst worden. De buizen moeten gemaakt zijn van centrifugaal gegoten 25/20 CR/Ni-stalen buizen. De kosten van deze buizen zijn hoog, vandaar dat de levensduur van de buizen een bepalend kostenaspect is. De branders in de oven moeten zo geplaatst worden dat een zo uniform mogelijk temperatuurprofiel ontstaat. De hoogste lokale temperatuur is namelijk bepalend voor de levensduur van de buis.

De druk in reformer I is 32.4 bar en de ingangstemperatuur is

400°C. De gebruikte sIC-verhouding is 3.1, dit omdat er een vergelijk plaats moet vinden tussen een proces waarin een nieuwe HTS-katalysator wordt gebruikt en een 'klassiek' proces waarbij de tot nu toe gebruikte HTS-katalysator wordt gebruikt. Bij het proces, waarbij de nieuwe katalysator werd gebruikt, werkt men met een SIC-verhouding van 3.1.

De katalysator is aangebracht aan de binnenzijde van de buis. De gebruikte katalysator is Ni/Al 20_{3 .}

V.l.2 Reformer J:J:

De tweede reformer is een adiabatisch werkende vast-bed reactor. De warmte die ontstaat bij de oxydatie van methaan blijft in de reactor. Het is daarom noodzakelijk dat deze reactor bekleed is met vuurvaste steen. De hoeveelheid lucht die hier ingevoerd wordt is bepalend voor de waterstof/-stikstof-verhouding (H/N). Vanwege het vergelijk en vanwege het feit dat uiteindelijk NH3 gemaakt moet worden werd voor een verhouding van 3.1 gekozen. De uitgangscondities van reformer I I zijn uiteindelijk bepalend voor de

(24)

procescon-Fabrieksvoorontwerp no. ']J!,67 23 dities van reformer I. Vanwege deze onlosmakelijke samenhang wordt er over het algemeen gebruik gemaakt van de term

'reformersectie'.

V.2 CO-shiftreactor

Er is uitgegaan van twee configuraties:

- voor het klassieke ontwerp HTS/koeling/waakbed/LTS/koeling - voor het nieuwe ontwerp HTS/koeling/LTS/koeling.

Dit omdat in het nieuwe geval de HTS-katalysator tevens als waakbed fungeert voor de LTS-katalysator.

Als ingangscondities worden genomen: - temperatuur : 340 - 380·C

- druk : 32.4 bar

voor de HT shiftreactor. Deze condities z~Jn overgenomen naar aanleiding van het artikel van Carstensen [2].

Voor de LT shift reactor: - temperatuur 200 - 220°C - druk : 32.4 bar

V.3 warmtewisselaar

De warmtewisselaars bevinden zich in de procestroom als voorverwarmingsunit en als koelunit.

De procescondities van de eerste verwarmingsuni ts worden bepaalt door ingangstemperatuur en de werkdruk van de eerste reformer. Deze conditie is voor de druk 32.4 bar. Hierbij is de volgorde zo gekozen dat het rookgas voldoende warmte overhoudt voor de volgende warmtewisselaar.

De druk van het rookgas is atmosferisch.

Deze warmtewisselaars eenheid zal geïntegreerd zijn in het rookgas kanaal van de reformerfornuis.

De koelunits worden aan proceszijde door de procescondities bepaalt.

Aan de koelzijde wordt stoom geproduceerd bij een druk van 3 bar en een temperatuur van 133.7°C (kooktemperatuur bij deze druk). Voor deze druk is gekozen stoom bij lage druk binnen een fabriek verder toepassing kan vinden (bv. schoonmaak-doeleinden, energieopwekking) of geëxporteerd kan worden naar buiten de fabriek (bv. stadsverwarming).

(25)

~I

Fabrieksvoorontwerp no. 22Jj7 24

V.4 compressor

De compressor is van het centrifugaal type. Dit type wordt op veel plaatsen in de chemische industrie gebruikt. Dit vanwege de hoge betrouwbaarheid van dit type compressor, de lage bedrijfskosten bij hoge capaciteit en het geringe geluids-niveau.

De compressor dient ervoor om lucht van omgevingsdruk op te voeren naar de procesdruk. Hierbij zijn de eindcondities:

- temperatuur 200

oe

(26)

(27)

VOOR-RE TOUR UIT 26

IN _WAARTS

~tz\SSA- E:-I :lAR.:·!TEBALA.i.'JS

\ M M 2 ~ () ~1 '1 0 ,

-

(5) .. 34,8 -7637 92028

.

17,5 -367,5

<D

Hl I 17 5 - ~® 39125,6

-

G)

-0 0

-

®

17,5 _- _- _- _- - ~-39125,6 H3

~

45157 34,8 17,5 - - ~-4660~,b

-

- -~ 34 8 _{- (j,} ~

!

-

- I 37680

~-

--~-

I I

I

LL,Ö:1

-

-52366,8 I _, 1,83 -20,4 @ R4 I ! @

~

, 32,99 -836,3 I !

::r

I

l

1

, _, ! , _I i

hY

....J _, 5..L 39 5764,2 l@. H2 5,39 -60,1

©

34₃₁₈,8 ₅₆ ~ 0

I

~ ~ ; , 22,5

_I

r----1 98380,8

@\

~ ! 4500

-

_C5 453 (Ii1) 11,77 59,3 _, ~~-- _- - _- 11,77 : - -Ir' 3988,3 ..J ~

...

v R6 34,95 I ,@ 102369,1

T

J

(28)

19,6 --..) v 6,83 . ...) U 95,91 Q _Mlo_. --411,1 (Îl) 5413,2 _• ~

..

-143,3 --y 1650,1 101693,...; ~

Massa in kg/s

Warmte in kW

r

q .\>1 _Q 27 34,95 102369,1 -M) H7 , 19,6 46174,9 L.-~ 34,95 55783,1 RB

~

34,95 ~ 61196,3 ..(2i) H9 p 6,83 16084,2

~

34,95 _44968,8

,...

RIO @ 34,95 46618,9

Totaal

..

96,18 101694,0

Fabrieksvoorontwerp

No:

2867

(29)

(

c

~

eparaatsTroom

+

Componenten - . - . . . -_. ._-- -...

_

---_. -Totaal:

~ Q~ataatsTroom

~

Componenten - _ .. -_. - -.-- -.-- -'._ -Totaal:

M in

kg/s

n

h, t, w 1

M

a

-17,5 -367,5 6

M

Q 34,8 31856 l 2 3

M

n

M

Q

M

- - - -_ ._--- -- - -- -- _. -17,5 39125,6

-

17,5 7 8

M

a

M

Q

M

-

-- ---- -- .... - --- - - -- ---_._- _{- - - -} _ ._- - - ---_ .. -- ---.-. .- _-_{- - -}_- -34,8 37680 34,8 45157 17,5

Stroom/Componenten

staat

4 Q

M

- -39125,6 34,8 9 Q

M

-- -- -- -- _ . - -- -46602,6 5,39 l 5

a

_ . -7637 10

U

--- --60,1 -l lIJ en

(30)

l

c

( _l

7 eparaa tsTr

~~)Qm

11 12 13 14 15

+

Componenten

M

a

M Cl

M

U

M

Q

M

a

- - - -- "- . -- -_ .--- - - ---~--- -- -- - -- --"--- -- -- -_. -- - --

-Totaal:

5,39 5764,2 22,89 52366,8 22,5 98380,8 11,77 -59,3 11,77 3988,3

~J~~ataatsrroom

16 17 18 19 20

f

Componenten

M

Q

M

a

M

Q

M

Q

M

U - - - -

-- - ---- -- - _ ....

_-_ .---- - -- -- - -- - ---

- - - -

- -- -- ---- . --- - - -- - -- -- ---- -- - -- -- -

-Totaal:

34,95 102369,1 19,6 -411,1 19,6 46174,9 34,95 55783,1 6,83 -143,3 M

in

kg/s

n

l i l I,

w

Stroom/Componenten staat

(31)

(

~

eparaatsTroom

21

t

Componenten

_M

a

. - .-. --.. _--_._ - ----_. --- - --_.-.. - _ . - .

-Totaal:

6,83 16084,2

~ ~~araatstroom

26

f

Componenten

M

U -- .. - - _. -

-Totaal:

34,95 44968,8

M

in

kg/s

n

h, I, W

c

( 22 23 M Cl

M

0

M

- --- - - -- -- ---_.- _- ._--- -_ ._---- -_ ·_·0 -- - - -34,95 _46618,9 1,83 -20,4 32,99

M

Cl

M

Q

_M

- -- -- - -.

_

._-_

.. _---- _---

- - - -

_ .- -_. _- -._ ... -- --- - --- --

-Stroom/Componenten

staat

l 24 Q -- --836,3 Q -l 25

M

a

- -34,95 61196,3

M

0

-- --- -- -w o l

(32)

(33)

,.J

:~chnische Gniversiteit Delft

",3.kgroeu Chemische Procestechnologie

Apparaatnummer : H.1

_{· ·}

32

Fabrieksvoorontwerp No: 48~7

Datum: . . . . . .

Ontworpen door :ae~kIIJaI'\ &. v.an. d~nB'

orn Aantal : .1

.

~~lQi~~* ALGEl·1ENE EIGENSCHAPPEN : (jfunktie

. .

_{· · . ·}

_·

: Type

. .

. ·

_·

. · · ·

: ji~üiii~Üä* ~ i~mc v _Verdamper Uitvoering : ,

...

' :J:A .n,· • .1 *

· · . · · ·

I ~Jbeedt I i _haarspeld ..J ~ 't ?ositie

.

_{· . ·}

_·

.

: horizontaal~*.

I

Kapaciteit

· . · · .

·

· · · ·

_·

: .39.49.3 ,J

. . .

.kW (berekend) 2

~ Warmtewisselena oppervlak

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

: .11 .. 8,.8

.

. . . .

m (berekend) Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt

_{· · ·}

: .171J .(water/g)W/m K(globaal) 2 Logaritmisch temperatuurverschil (Urm) : .284,4. . . . . 3000 (stoom/g) 0 e

Aantal passages pijpzijde

_{· · · ·}

_·

_{· ·}

_·

: 2.

.

1

Aantal passages mantelzijde

_{· ·}

· · ·

: .1

. .

Korrektiefaktor U1TD (min. 0,75).

_·

_{· ·}

: 0,99.

I

Gekorrigeeràe C'lTD.

.

_·

: 283,,6

_·

.

oe

I

BEDRIJFSKONDITIES :

I..."

Mantelzijde Pijpzijde Soort fluidum

_·

_{· .}

_{· ·}

_·

_{· · ·}

_{· ·}

_{· .}

.

. wq.t~rl.stoqm . · :r:oqkg:as.

_{· ·}

1'1as sas troom

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· · ·}

. kg/s .17,5

_{· ·}

_·

_{· ·}

14,.8 •

.

_·

... _{Massastroom te}verdampen/~

· · · ·

· _·

.kg/s .17,5

_{· ·}

_·

_{· ·}

.

_·

~~JtjthijQ{~~ .de.lta .H •

_·

.kJ/kgKX~ 0 .462,6.

_·

_{· · · · . ·}

_·

Verdampingswarmte

_·

_{· ·}

_{· · ·}

_·

_{· ·}

kJ/kg .1774,2

_·

_{· ·}

_·

Temperatuur IN

_{· ·}

_·

.

_{· · · ·}

_·

_{· · · · ·}

.oe .2Q,Q

_{· ·}

_·

_{· ·}

8)8., O.

.

_·

v

_{Temperatuur UIT}

.

_{· ·}

_·

_{· · · ·}

.oe _.238,0.

_·

_{· ·}

125.,5.

_·

Druk

.

_·

_{· ·}

_·

_{· · · ·}

bar .32,4

_·

_{· ·}

~1ateriaal .

_·

_{· ·}

_·

_{· · ·}

. .

'9..ys

.

_{· ·}

· · ·

R;vs.

·

*Doorstrepen wat niet van toepassing is

(34)

~~chnische Gniversiteit Delft

":ak.groe? Chemische Procestechnolo~ie

Apparaatnummer : H2

_{· ·}

ALGEHENE EIGENSCHAPPEN Funktie

.

_·

.

_·

_{· ·}

: warmtewisselaar Type

. . .

_{· .}

_·

_{· ·}

: Warmtewisselaar* ~ ~ ~ Uitvoering

.

_·

_{· · ·}

_·

: ~~* ~ haarspeld ~ ~~U2 Positie

.

_{· ·}

_·

: horizontaal/xK%2iloud*_ Kapaciteit

_·

: 5824 ~3 • Warmtewisselend oppervlak

_·

_{· ·}

_{· · ·}

_·

: 3,0

_·

Overallwarmceoverdrachtscoëfficiënt

_·

: 30QO.

_·

Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD)

_·

: 665,0

_·

_{· ·}

_·

_{· · · ·}

: :2

. ·

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

: l

.

_·

Korrektiefaktor LHTD (min. 0,75).

_·

_{· ·}

_·

: Q,~8 • Gekorrigeerde U-lTD.

_·

: 641.,9.

_·

BEDRIJFSKONDITIES : Soort fluidum

_·

_{· · ·}

_·

_{· ·}

_·

:

·

· .

Fabrieksvoorontwerp No: ~8q7 . Datum : . • . . . . 33

Ontworpen door :~e~k~an ~ v.an qen

Born Aantal : • 1 • ~~JMéê~è..~*

· ·

.kW (berekend) 2

·

m (berekend) 2

·

.W/m K(globaal)

·

oe

·

oe Mantelzijde Pijpzijde

·

aard,!a~

_{· ·}

_·

.rookgas.

_·

Massastroom

. ·

_·

_{· ·}

_{· · ·}

_{· ·}

_·

_{· ·}

. kg/s 5,39.

_{· ·}

_·

.34,8

_{· ·}

Massastroom te ~~~HK*kEHÈWE~~~~

_·

Gemiddelde soortelijke warmte

_{· · ·}

_·

_{· · · ·}

Verdampingswarmte

_·

_{· ·}

_·

_{· · ·}

_·

·

Temperatuur I~

_·

_{· ·}

_·

·

· _·

Temperatuur UIT

_·

_{· ·}

_·

_{· · ·}

_{· ·}

_·

Druk _·

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

:-1ateri3al

_·

_{· ·}

· _·

.kg/s

.

_·

°

.kJ/kg· C 2,84J

· ·

kJ/kg

.

_·

·

.oe 20.0.

· ·

·

.oC ~OO,O

_·

·

bar 32.4.

_·

· _·

. ·

~V~

.

·

· .

.

· _·

_·

· · ·

.2 ,.Ok8 •

_·

·

· .

.

· ·

_·

· ·

.93.2,.7 •

_·

· ·

.83.8,.0 • -

. ·

· · ·

.Ry'S •

·

*Doorstrepen wat niet

(35)

-'

34

~èchnische üniversiteit Delft

';akgroep Chemische Procestechnologie

Fabrieksvoorontwerp No: 286:7 . Datum: . . . . . . Ontworpen door SeeJcman. &. van. den.

-1 ' -.J ,-) ..J ~, -...J '-' Born

Apparaatnwmner : H.3.

_·

Aantal :.1. a~"d~~~*

ALG EI·1E NE EIGENSCHAPPEN :

Funktie

.

. ·

_{· ·}

. . . ·

_·

: Warmtewisselaar* ~ ~ ~ Uitvoering

.

_{· ·}

_{· · ·}

: XDeQc~~* ~Jbeadc haarspeld ~ Positie

. . .

_·

_{· · ·}

_·

: horizontaal/~~aai*, Kapaciteit

_·

_{· · · ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

: 7477,0.

_·

Warmtewisselend oppervlak

_·

_{· · · · ·}

_·

: 200,0

_·

Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt

_·

: 56,8.

_{· · ·}

Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD)

_·

: 664,9

_·

_{· ·}

_{· · · ·}

_·

: 2

.

_·

_{· ·}

_·

_{· · ·}

_·

: 1

. ·

_{· · · ·}

: 9, ~9. Gekorrigeeràe LHTD.

_·

_{· · ·}

_{· ·}

_·

: 656,3

_{· ·}

BEDRIJFSKONDITIES : Soort fluiàum

_·

_{· · . · · · · · · · · · ·}

_{· · . ·}

Massastroom

.

_·

_{· · · . · · ·}

_{· · ·}

_{· ·}

_·

.kg/s Massastroom te~~~~ä~~~~

_{· · · ·}

_·

.kg/s

_·

_{· ·}

_·

.kJ/kg·oe ~ t.oe i:e.voeretl W'armte.

_·

kJ/kg

Temperatuur I~

_{· ·}

_·

_{· · · ·}

.oe Temperatuur UIT

_{· · ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

.oe

Druk

_·

_{· ·}

_·

_{· · ·}

_·

_{· ·}

_·

bar >1ateriaal

_{· ·}

_{· · ·}

_·

_{· ·}

_·

.

_·

·

.kW (berekend) 2

·

m (berekend) 2 · Wim K(globaal)

·

oe

·

oe Mantelzijde Pijpzijde .\va.te.r

_{· ·}

.1 7.,5.

_·

.

_{. ·}

_·

.2 ,.15.4

_·

.42E,2

_·

.238,0

_·

AOO,O

_·

32.,4.

·

;{VS

.

_{· ·}

·

.rookC}3s.

· ·

.34,13

_·

· ·

_·

. . · · ·

· ·

· 2~078 ~

_·

· · ·

· _·

· ·

.lQ3~,Q

_·

· ·

.9J2,7.

_{· ·}

.

_·

· ·

.7..VS.

_{· ·}

*noorstrepen wat niet

(36)

35

Apparatenlijst voor reaktoren. kolommen. vaten

--~---Apparaat No: R4 R6 R8 R10

reformer I reformer I I H.T.S. L.T.S.

Benaming,

fornuis fornuis CO-shift CO-shift

type Abs.of eff. 3( 32,4 32,4 32,4 32,4 druk in bar temp. in oe 1036 990 434,1 233 Inhoud in m3 200 100 60 65 Diam. in m 1 Ol: h in m Vulling: ;{

Ni/A1 203 _{Ni/A1 203} _Fe203/Cr203 _{CuO/ZnO/A1 2}Q

schotels-aant.

ge,?akte bedde In tJeryakte klassiek gel?akte bedden

vaste pakking bedden

Cu nieu\>l katalysator- ge~akte type bedden

-

, ,

_-

vorm

· ...

.

...

· ....

.

...

-' ~ .

,

te ge-vpec~aa_ RVS 'WS RVS ?{VS b::."u':'ken -"," ••• !;,;;.

v.

aantal ₁ ₁ ₁ ₁ ser':'eh:arallel

(37)

36 , -' Apparaat No: C5 Benaming, kom?ressor tYJle te verpompen lucht medium Capaciteit in

t#

of kg/sl( 3,92 Dichtheid kg/m3 1,205 in ZUig-/persdruk ₁ in bar(absoof effoK) 32,4 temp. in oe 20 in / uit 200 .J Vermogen in kW 1500 theor./ prakt. 1349 Speciaal te ge bruiken mat aantal serie/parallel 3

(38)

37

Fabrieksvoorontwerp No: 28.67. Datum: . . . . =èchnische üniversiteit Delft

·."akgroen Chemiscne Procestechnoio~ie

Ontworpen door Seekman &. van. den. Barn ApparaatnUlllIIler : H. 7.

_·

Aantal : .1 • ~* ALGE·1ENE EIGENSCHAPPEN : --J Funktie

.

. .

· · . .

· .

: warmtewisselaar

I

'-'"

I

, ) ..) ) '-'

v

---i Type

.

. .

_·

_{· . . · .}

: ~armtewisselaar* ~Ic ~ ~ Uitvoering : .. _1 _*

· · . · ·

·

~~ haarspeld ~~ ~~~udzxx Positie

. · .

.

_·

.

_·

: horizontaal/x~~*. Kapaciteit

. .

_{· . ·}

_{· · . · · ·}

_{· ·}

: ₄₆₅₈₆

.

.kW (berekend) Warmcewisselend oppervlak

_·

_{· · ·}

_{· ·}

: 69,6.

.

m (berekend) 2 Overallwarmceoverdrachtscoëfficiënt

_·

: _{~70Ówa~e~/jas~/m}2 _K(globaal)

Logaritmisch temperatuurverschil (UITD) 225 (stoom gas)

0

·

: ~8D,2 & 454,4 . e Aantal passages pijpzijde

_·

_{· .}

_·

_{· · ·}

_·

: 2

. ·

_·

_{· ·}

_·

: 1

.

_·

_{· ·}

_·

: 0,99.

Gekorrigeerde U1TD.

_{· · · · ·}

: 876,3

_·

.

. .

oe BEDRIJFSKONDITIES :

Mantelzijde Pijpzijde Soort fluidum

_{· . ·}

_·

_{· ·}

_{· .}

.

l:e~or.me.rg.as.

_·

i'lateJ'/:;tÇ)oJ:l

_·

Massastroom

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· · ·}

_·

.kg/s 35,.0.

_·

.19",6.

_·

_{· ·}

_·

Massastroom te verdampen bMm';SilSiJ uu..~

_·

_{· ·}

_·

.kg/s

. · ·

_·

.19",6.

_{· · ·}

_· Gemiddelde soortelijke warmte

. ·

_·

.kJ/kg· e

°

2,1.10

_{· ·}

_·

.

_{· ·}

_·

_{· · ·}

Verdampingswarmte

_{· ·}

_·

_{· · . · ·}

_·

_{· ·}

_·

kj/kg

. .

_·

_{· · · · . ·}

_·

Temperatuur IK

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

.oe gQO

_·

· ·

·

20 ...

_·

Temperatuur UIT

_{· · · ·}

_{· · ·}

_·

_{· ·}

_·

.oC 360

_·

_{· ·}

1~3,}

_·

Druk

.

. .

. ·

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

bar 32,·4 •

_·

· ..

J

· _·

· · ·

!'lateriaal

_{· · ·}

_·

_{· ·}

_· ~Vq RVS

·

.

_·

_{· ·}

_·

(39)

J

~èchnische üniversiteit Delft

-:akgroep Chemische Procestechnologie

Apparaatnummer : Hg

_·

38

Fabrieksvoorontwerp No: ~867' . Datum : . . . . Ontworpen door ~~e~m~n.&.v~n.d~n.

30rn Aantal :.1 · XSIDt%Kiq!axaiirl * ALGEHENE EIGENSCHAPPEN : Funktie

.

_{· · · · · ·}

. .

_{· ·}

_{· · ·}

·

: Warmtewisselaar* ~ jflQllldltllSKll[K ~1II.1t1t Uitvoering

_·

_{· · ·}

_{· ·}

: ~~~* ~~ haarspeld ~ -,. _.ol. Posit.ie

. .

.

_{· · .}

·

: horizontaal~* Kapacitei t

.

_·

.

_·

_{· · · ·}

_·

_{· ·}

: ~6227 , ij

. .

·

.kW (berekend)

Wanntewisselend oppervlak

_{· · ·}

_·

_{· · · ·}

: 66,8.

.

. ·

.

m (berekend) 2 Overallwarmteoverdrachtscoëfficiënt

_·

_{· ·}

: ~1~ö~ate~/1) .W/m K(globaal) 2 Logaritmisch temperatuurverschil (LMTD)

stoom <J) 0

·

: 34!i,i. & 156,9 • C

_·

_{· · · ·}

: 2

. ·

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

: ₁

. ·

_{· · · ·}

: 0,99.

Gekorrigeercie L~1TD.

_·

_{· · · ·}

: 241,~

· . ·

.

oe

BEDRIJFSKONDITIES :

Mantelzijde Pijpzijde

Soort fluiàum

_{· · ·}

_·

_{· · ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· · ·}

.

.re.fo..rmercras

_·

.wàt2rJstOQm. Massastroom

_·

_{· · ·}

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

. kg/s 35,0,

_·

_{· ·}

.6,8~

_{· ·}

_·

Massastroom te verdampen/k~àKKXHXKH~ _·

_·

_{· ·}

_·

.kg/s

.

. · · ·

_·

.6,83

_·

.

_·

_{· ·}

.kJ/kg· C

°

.2 ,.110

_·

_{· ·}

_{· .}

_·

_{· .}

Verdampingswarmte

_{· · · ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· · ·}

kJ/kg

.

_{· ·}

_{· · ·}

_·

.

_·

Temperatuur I~

_{· ·}

_·

_{· ·}

· · · ·

.oc A3A,.1

_·

_{· ·}

.20,0

_·

Temperatuur UIT

_{· · · ·}

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

.oc _.21.0_,D

· · ·

·

· 133,7.

_·

Druk

.

_·

_{· ·}

_·

_{· ·}

_·

bar . 32.,4.

_{· ·}

.3 .

_·

·

Nateriaal

_{· · ·}

_·

_{· · ·}

_·

.

!J..VS

_{· · ·}

.'"{VS.

_·

(40)

Fabrieksvoorontwerp no. '}2,(j7 39

vm

Economische beschouwingen

Er zijn economische berekeningen gemaakt voor de ontworpen fabriek met gebruik van de oude katalysator en met gebruik van de nieuwe katalysator. De schattingsberekeningen zijn gedaan voor Nederland in 1989. Aangenomen is dat de fabriek op de ontwerpcapaciteit 'draait'.

Geschat zijn:

- de investeringen ('on/off-site' + niet-tastbare zaken +

werkkapitaal). De 'on-site'-investering is geschat met de stapmethode van Zevnik-Buchanan (DuPont 1963), gemodificeerd door Jansen (1967). De ontworpen fabriek is hiertoe opgedeeld in 9 functionele proces-eenheden waarvan de 'battery limits ,-investeringen zijn bepaald, afhankelijk van temperatuur/druk-niveau, constructiemateriaal en verwerkingscapaciteit. Met behulp van de koopkrachtkoers is de ' on-si te' - investering door een Noord-Amerikaans bedrijf in Nederland in 1989 bepaald. De uitkomst hiervan is Hfl 116.7*10 6 (1989).

Met een typische investeringopbouw van Nederlandse chemische fabrieken in 1989 zijn de overige investeringen bepaald: lH

=

29.2 miljoen gulden

l L

=

26.3 miljoen gulden IW

=

10.9 miljoen gulden

Hieruit blijkt dat de totale investering 182.4 miljoen gulden is waarbij aangenomen is dat l B en lF respectievelijk 64% en 80% van ltot zijn. De 8% bouwloonsom hierin is geschat op 14.59 miljoen gulden.

VI.l De directe produktiekosten (proceskosten en arbeidskosten)

De jaarlijkse proceskosten zijn de kosten voor grondstoffen en 'utilities'. Met de bekende massadebieten en de zo recent mogelijke bulkprij zen voor Nederland bedraagt dit 38.87 miljoen gulden in het klassieke en 43.54 miljoen gulden in het nieuwe geval.

De initiële proceskosten lw zijn de kosten aan startladingen van katalysatoren: deze maken deel uit van het werkkapitaal IW. Dit aandeel kan pas geschat worden met bekende literatuur-simulatie-waarden van de hoeveelheden (te schatten via de debiet/'space velocity'-verhoudingen) en met recente

(41)

Fabrieksvoorontwcrp no. ']2,67 40 bulkprijzen.

De arbeidskosten z~Jn geschat met de Wessel-relatie voor de arbeids-intensiviteit. Hiertoe is de ontworpen fabriek opgedeeld in 3 proces stappen die elk 2,3 of 4 proceseenheden omvatten. De berekende arbeidsproduktiviteit - een functie van het aantal processtappen en de produktiecapaciteit - is gecorrigeerd voor de 12% hogere waarde in de USA ten opzichte van Nederland. Onder Nederlandse werkomstandigheden (vol-continu/ploegendienst, bezetting en kosten van fuctieplaat-sen) zijn de bruto loonkosten van de directe produktiearbeid geschat op 350 duizend gulden per jaar voor 5 werknemers op één functieplaats. Dit is slechts 1% van de directe produk-tiekosten.

VI.2 De totale produktiekosten

(alqemeen + fabricaqe/exploitatie + afschrijvinq)

~ is vereenvoudigd genomen als de som van productievolume-, investerings- en loon-afhankelijke kosten. De kostenfunctie van Isard is gekozen. De uitkomsten zijn in het klassieke geval:

Kip

=

38.87 miljoen gulden per jaar

Kir

=

KIL = 675 duizend gulden per jaar en in het nieuwe geval:

Kip

=

Kir

=

KIL

=

675 duizend gulden per jaar

De totale produktiekosten komen hiermee voor de beide gevallen op:

klassiek: 59.5 miljoen gulden per jaar nieuw: 65.7 miljoen gulden per jaar

- de opbrengsten: zie bijlage 8 - de rentabiliteiten: zie bijlage 8

Omdat het in het gevaL van dit FVO gaat om een vergelijk tussen twee katalysatoren en derhalve de fabriek is doorge-rekent tot en met de CO-shift reaktoren is niet exact te zeggen of de fabriek in de huidige configuratie rendabel zou zijn. Wat echter wel naar voren komt is dat in het geval van gebruik van de vernieuwde katalysator de totale

(42)

produktiekos-Fabrie~rOD~rpno.2867 41

ten 0.6% groter zijn ten opzichte van de totale opbrengst. Absoluut genomen levert de fabriek die in het bezit is van de vernieuwde katalysator 3.8 miljoen gulden extra per jaar op. Dit getal is echter meer een indicatie van een trend dan een verdedigbaar absoluut getal.