De dehydrogenering van propaan in een packed bed membrane reactor

FVO Nr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

De dehydrogenering van propaan in

een packed bed membrane reactor

I

l

Auteurs

S.E.H. Bakker

A.M.W. Vleeshouwers

D. Verkoeijen

Keywords

Telefoon

015-622244

015-618567

015-147290

dehydrogenering, packed bed membrane reactor, propaan, propeen

FVO 3116 De dehydrosenerinC nn propaan in oen pocked bed ","",InDe _

Samenvatting

Naar aanleiding van een artikel in de Chementator, werd een propaandehydrogenerings-proces on worpen op basis van een Packed Bed Membrane Reactor (PBMR). Doordat het waterstof selectief van het reactiemengsel werd onttrokken, lag het propaan-propeen evenwicht meer naar de produktzijde, waardoor een hogere conversie gehaald werd.

Na de reactor werden het retentaat en het permeaat ontdaan van hun waterstof en

samengevoegd. Een deel van het waterstof werd gerecycled, de rest werd verkocht. In een de-ethanizer werden de lichte bijprodukten (methaan, ethaan en etheen) van het propaan-propeenmengsel gescheiden. In een depropanizer werd het niet omgezette propaan als bodemprodukt afgescheiden en teruggevoerd.

Het ontworpen proces produceerde een meer dan 99,5% zuivere propeenstroom van 152.000 ton per jaar. De overall selectiviteit bedroeg 0.898.

De kostprijs van het via dit proces geproduceerde propeen bedroeg f526,84 per ton. Wanneer dit werd verkocht tegen de huidige marktprijs van f619,01, werd een ROl gevonden van 4,38% en een IRR van 4,0%.

Het proces bleek dus winstgevend, maar de lage ROl en IRR geven aan dat er weinig ruimte is voor investeringen en het opbouwen van een eigen vermogen.

FVO 3116 De dchydrocenerinc van propun in een pack.ed bed membnne _ 1. Inhoudsopgave 1. Inhoudsopgave ... . 2. Inleiding ... . 2.1 Het proces ... . 2.2 De afzetmarkt ... . 2.3 De koelmiddelen ... . 3. De uitgangspunten ... . 4. Globale procesbeschrijving ... . 4.1 Verwerking topstroom de-ethanizer ... . 4.2 Waterstofproductie ... . 5. De beschrijving en de berekening van de apparaten ... . 5.1 De reactor ... . 5.1.2 De warmtehuishouding van de reactor ... . 5.2 De koel- en verwarmingssystemen ... ..

5.2.1 De reboiler van de de-ethanizer ... .. 5.2.2 De condenser van de de-ethanizer ... .. 5.2.3 Het koelen van de gas-vloeistof scheiders ... . 5.2.3.1 Het koelen van het permeaat ... .. 5.2.3.2 Het koelen van het retentaat ... .. 5.2.4 De geïntegreerde reboiler en condensor van

de depropanizer ... . 5.3 De gas-vloeistofscheiders ... .. 5.3.1 De horizontale gas-vloeistof scheider ... . 5.3.2 De verticale gas-vloeistof scheider ... . 5.4 De warmtewisselaars ... . 5.5 De destillatiekolommen ... . 5.5.1 De de-ethanizer ... . 5.5.2 De depropanizer ... . 5.5.3 De ontwerpcriteria ... . 5.5.4 De efficiency ... . 5.5.5 De resultaten van ontworpen kolommen ... . 5.6 De compressoren ... . 6. De massa- en warmtebalans ... .. 7. Het overzicht en de specificatie van de apparatuur ... . 8. De procesbeheersing ... . 9. De procesveiligheid ... . 10. De economie ... . 10.1 De investeringen volgens Taylor ... ..

1 3

t

+\/e

3 3 3 5

Ve

6 6 6

~

'( V{

.

8

j

8 8 8 9 9 9

_Ve

10 10 10 11 12 -

Bi-

Ve

15 16 16

\j

)

16 17 17

VI

;~

~

_

V

~

;(

'Sû-)

~(j4.~L

21

-~

22

1.

R

23

j

.

24

\1\

24

FVO 3116 D. dehydro,enerin, van propaan in oen packed bed membrane reactor 10.4.1 Kosten ... . 10.4.1.1 Vaste kosten ... . 10.4.1.2 Semi-variabele kosten ... . 10.4.1.3 Variabele kosten ... . 10.4.1.4 Indirecte kosten ... . 10.4.2 Inkomsten ... : ... ~ .. 10.5 Kostprijs propeen ... . 10.6 Economische criteria ... . 10.6.1 Return on investment ... -.: .... : ... .. 10.6.2 Intemal rate of return ... : ... .

11. De conclusies ... ~ ... . 12. De aanbevelingen ... . 13. De symbolenlijst ... . 14. De literatuurlijst ... . Bijlagen 28 28

29

29

30 30 30 -30 . . 30 .

~;

~.

33 34 36

Bijlage 1 : Chemiekaarten van propaan, propeen, ethaan, etheen, methaan en waterstof Bijlage 2 : Massa- en wanntebalans

Bijlage 3 : Specificatiebladen van de apparaten Bijlage 4. : Blokschema van Taylor-berekening Bijlage 5 : Winst-verliesrekening

Bijlage 6 : Variabele kosten Bijlage 7 : Inkomsten

Bijlage 8 : De berekeningsmethode van de IRR Bijlage 9 : Chementator

Bijlage 10 : Stroomspecificatiebladen

Tabel 5.1

De

relatieve 'Ozone Depletion Potential' en 'Global Warming Potential' van enkele

gehalógeneerde verbindingen en hun gemiddelde verblijf tijd in de atmosfeer

verbinding formule Ozone Global - levens

Depletion Warming duur

-Potential- Potential-- (jaar)

CFK-11 CCl::;F = 1.0 :: _{1.0 60} CFK-12 CCl:::F:o: 0.92

-LO

2.8 -3.4 120 CFK-113 CCl:::-CClF::: 0.82 -0.89 1.4 90 CFK-114 CC 1 F::::-CC 1 F::: 0.63 -0.79 3.7 -4.1 200 CFK-115 CCIF:o:-CF::; 0.36 -0.45 7.5 -7.6 400 HCFK-22 CHCIF::: 0.042-0.057 0.34 -0.37 15.3 HCFK-123 CHCI:::-CF::; 0.013-0.019 . 0.017-0.020 1.6 HCFK-124 CHCIF-CF::; 0.016-0.021 0.09 -0.10 6.6 HCFK-141b CH::;-CCl:=!F O.066~0.092 0.087-0.097 7.8 -HCFK-142b CH::;-CCIF:::: 0.053-0.059 0.34 -0.39 19.1 ~. HFK~125 CHF:::-CF::; Ö 0.51 -0.65 28.1 HFK-134a CH:::F-CF::; 0 0.25 -0.29 15.5 BFK-143a CH::;-CF::: 0 0.72 -0.76 41.0 HFK-152a CH:::;-CHF::z 0 0.026-0.033 1.7 tetra CCL~ 1.1 -1.16 0.34 -0.35 50 methyl-chloro- CH:::-CCl::; 0.09 -0.14 0.022-0,026 6.3 form

-..

- De resultaten Yin verschillende onderzoeKsgrcepen Zijn iangegev~n

FVO 3116 De dehydro,enerin, Vin propun in een packed bed manbrane _

2. Inleiding 2.1 Het proces

Het overgrote deel van het in de wereld geproduceerde propeen is een bijproduct van de productie van etheen in kraakprocessen. Het hierbij geproduceerde propeen wordt opge-werkt tot polymeer-grade en wordt verkocht.

Aangezien de dehydrogenering van propaan naar propeen in een conventionele reactor een

. erg lage conversie en selectiviteit heeft, zijn er weinig draaiende processen die zich richten op het rechtstreeks produceren van propeen.

Naar aanleiding van een artikel in de Chementator (bijlage 9) over nieuwe ontwikkelingen op het gebied van de membraan-reactor technologie wordt onderzocht of het mogelijk is een proces te ontwerpen dat op rendabele wijze propaan dehydrogeneert tot propeen.

Door het gebruik van een waterstofselectief membraan wordt het evenwicht van de

dehydrogenering naar rechts verschoven zodat een hogere conversie behaald wordt, waarbij de kosten van de scheiding acceptabel zijn.

2.2 De afzetmarkt

Er zijn in de wereld ruim 20 bedrijven die meer dan 310.000 ton per jaar aan propeen produceren. Propeen is een van drie belangrijkste chemische tussenproducten dat wordt gebruikt in de petrochemische industrie. Het in de wereld geproduceerde propeen wordt voor bijna de helft omgezet in polypropeen voor het maken van bijv. touw, sterke folie of kunstgras. Verder wordt 16% van de totale propeenproductie gebruikt voor acrylonitril en 9% voor propyleenoxide producten [16J.

Aangezien de vraag naar polypropeen op de wereldmarkt de laatste vijf jaar met ruim 8 procent is toegenomen en in de toekomst een zelfde toename verwacht kan worden [18J,

~

-zal de verkoop van het te produceren propeen geen problemen opleveren. 2.3 De koelmiddelen

Op verschillende plaatsen in het proces is het nodig te koelen, waarbij water als koelmid-del niet voldoet. De koelmidkoelmid-delen die in dit geval goed kunnen functioneren zijn freon13 en freon 13b: ze hebben een hoge warmtecapaciteit en zijn bruikbaar over het benodigde temperatuur traject. Het probleem hierbij is, dat dit koelmiddelen zijn met een aantal negatieve milieu-aspecten [12J: ze tasten de ozonlaag aan, ze leveren een bijdrage aan het broeikas effect en hebben tevens een lange levensduur in de atmosfeer. Met veranderende en vooral strenger wordende milieu-eisen zal het in de nabije toekomst niet meer zijn toegestaan deze koelmiddelen te gebruiken in een chemische fabriek.

Er is besloten hierop in te gaan en er is gekozen voor twee andere koelmiddelen:

methylfluoride (HCFK41) en trifluoromethaan (HCF23). Uit figuur 2.1 blijkt dat HCFK's in het algemeen een kortere levensduur in de atmosfeer hebben en tevens een substantiëel lagere bijdrage leveren aan zowel het broeikaseffect als de depletie van de ozonlaag.

De gekozen koelmiddelen hebben als voordeel dat ze ook bruikbaar zijn over het

gewenste temperatuurtraject. Het nadeel ten opzichte van de hierboven genoemde freonen is dat

FVO 3116 De dchydrogencrinC van propaan in een JlI"ked bed membnne reactor

de warmtecapaciteit lager is waardoor bij een gelijkblijvend koel vermogen meer koelmid-del nodig is. Hierdoor is het noodzakelijk apparaten te vergroten en neemt dus de prijs van de fabriek als geheel toe.

Proces units:

1. Voorbewerking : opwarming en compressie feedstroom

2. PBMR : vorming van H2,C3H6,C2H6,C2H4,CH4

3. Flash : scheiding rest van H₂ 4. FlaSh : scheiding H₂ van rest

5. Destillatie: scheiding C₃ van C_2•

6. Destillatie: scheiding CH₄ uit C_2• stroom

7. Destillatie : scheiding C₃H₆ van C₃Hg

8. De·stillatie : scheiding _C2H6 van _CH/C2H4

watcf5:of rccyc~c

I

J

I I

I

i

I

'---->-; I i ,----:~

6

I

1,---;-8

- - 1

I

L>o

FVO 3116 De dehydroa""ering .;on propaan in een poc:lted bed membnne taCt«

3. De uitgangspunten

Het te ontwerpen proces moet een opbrengst hebben van 150.000 ton polymeer-grade propeen per jaar. Polymeer-grade wil zeggen met een zuiverheid van tenminste 99,5 massaprocent.

- Na een literatuuronderzoek is er voor een procesblokschema gekozen zoals in figuur 3.1. De hoofdreacties die plaatsvindt in de reactor is als volgt:

Naast de hoofdreactie vinden er ook een tweetal bijreacties plaats waarin etheen, ethaan en methaan gemaakt worden volgens de reacties:

Het blijkt [1,6] dat de reactor, om een goede middenweg te vinden tussen een acceptabele

conversie en degeneratie van het katalysatormateriaal, bij ongeveer 833,15 K bedreven -,- \

\c <:y'VI. .

moet worden . Uit dezelfde literatuur worden dan de bijhorende conversie (T) =0,5) en selectiviteit (S=0,9) gevonden. Hierdoor krijgen we de volgende overall reactie: "

Het waterstof wordt via het membraan afgevoerd. Er wordt van uitgegaan dat 90% waterstof door het membraan gaat, terwijl er van de overige componenten 13 % doorheen gaat. Het retentaat moet dus ontdaan worden van waterstof en het permeaat van overige componenten.

'E

I)

6J

f

ropee

"'-r-

")

Een deel van het geproduceerde waterstof wordt gerecycled en wordt aan de

voedings-stroom toegevoe~d .om coking in de reactor tegen te gaan. Een verhouding waterstof: . ' ..

\

7

propaan van 0,2 IS Ideaal [1,6]. .- _ _ ( tl/ \.; ('

Ik,

c. .

j

Het propaan komt van een distributienet en wordt geleverd op 295 Ken 15 bar. Het ' \ koelwater heeft een druk van 3 bar en een temperatuur van 293,15 K en kan 20 graden

lt

t,' [

.

worden opgewarmd. De stoom die wordt gebruikt is lage-druk stoom op 3 bar met een

temperatuur van 463.15 K.

((uel

\.M.r'dcL:-!Ch..

~

Ge~L.,i·ec...

_

7 De fabriek staat dus op een plaats waar een propaandistributienet is. Er moet genoeg c {-Y LW t . koelwater aanwezig zijn (liefst aan een rivier of kanaal). Verder is het makkelijk als er een

proces in de buurt is dat een waterstofstroom kan gebruiken. ----,

Huf-i-

Hz (<>\.l... ... \!.n\~·k ,,-,c..l(\ .. tf~

Voor de dehydrogenering wordt gebruik gemaakt van een Ptjy-AI203 katalysator. Deze katalysator moet om het half jaar geregenereerd worden, 'waardoor de fabriek twee keer per jaar wordt stopgezet. Daarnaast zal er af en toe wat onderhoud gepleegd moeten worden.

Daarom wordt aangenomen dat de fabriek 8000 uur per jaar draait.

C

0 ~ i 111. LA ~

F

Ja...

w+-In het blokschema is te zien dat uit de topstroom van de de-ethanizer geprobeerd wordt zuiver en verkoopbaar etheen te produceren. Er wordt gekeken in hoeverre het rendabel is dit uit te voeren i.p.v. het verbranden van de topstroom als energievoorziening voor de

"T1

1·

VI ~ ?' '0' ~ () ::0;", ~ . Cl. 0" ~ I 0..1 ;3 '~.

g.

§

~ :'"1 ~ ~ ~

g

?" 0-~

~

0-8

~

~ 0-~ (JQ'

.g

~ ~ ~

$

ëiï

vo

e

ding

.

j' I

retentaat

REACTOR

833,15 K

2,5 bar

833,15

K

1,22 bar

=

1500

permeaat

833,15 K

1,0 bar

~

\1 \)

e

h

~

ck

weet

~

e"t-

ik')

_

Wruvt),l~~

L

~

-

ex"",ecuJ

7

Dwarsdoorsnede

van één buis

membraan

supportlaag

katalysator

materiaal

5. De beschrijving en de berekening van de apparaten

5.1 De reactor

5.1.1 Het ontwerp

De gemodelleerde reàctor, te zien in figuur 5.1, is een gepakt bed membraan reactor en is gebaseerd op data uit onderzoek

[1J.

De conversie en de selectiviteit werd gemeten in een_

gepakte membraanreactor van 7 mm interne diameter en -25 cm lengte en een verblijftijd van 2 s. De conversie in het gepakte bed is afhankelijk van actief oppervlak (ffi2 per ne),

-de snelheidsconstante, de verblijftijd en de reactantconcentraties. Aangezien snel-heidsconstante en hoeveelheid actief oppervlak gelijk blijven geeft opschalen van deze

reactor geeft voor eenzelfde verblijftijd gelijke conversies, als verschillen in stromingsge-

i

drag (bv. wandeffecten) en overdrachtsverschijnselen verwaarloosd kunnen

'rf

rden. r ,,0 c y-"'>

\-<J \

L-h'

De gasflow door het membraan wordt weergegeven door: \ ~, () Y "lM-u.À .e

/'r]

=

O.S-_ P'A'Ap (5.1) L

cf>v,g-

d

'

S

::

~

0

-

j

T

-

~

-

b

Oe

Omde limiterende diffusie van gas door de membraanwand gelijkte_houclen

m

~

et

bi _

~

._

.. ) . 0

gelijke membraandikte (5 '10-4 m) ook de membraanoppetvlak reactorvolume verhouding

L

-= -

2.

S

gelijk blijven.

-Deze criteria leiden tot een reactor met het yolgende ontwe .

'I

V ... "" =

73~2

m'. ,

2 -

VJM

~

r-

ol

~

6Vt.t

we

t

p

sprc

s .

A,o"membraan - 3,66 10 m 1 . , . . .

J

_

l A . . = 8'10.2 Cu _C\/r À~ (: (JVv( UJ~y

P

-"'i,bUIS

I '

Q L,o"bed

~ ,

~

5

'104 m i\..(

h

Lv ..

P

(Á r CÁ Vv.

d-

e

~

S nbuizen - 1450 - . '1

I

Ij

Lreac,or = 10 m lA.,

-=

!

Y'f\ e IM.

bt

Q U. \Ilo"- Cl

EP

( r v (,l

~

\r 0

I

U,vd?

Dreac,or

=

4,5 m

d-

.

M

v!'h ~c ~

'0

Membraan materiaal: y-alumina - . \ ~.

cdvh

(.t

Katalysatormateriaal: 14 mesh commercial 5% Pt/y-AI_{20 3 katalysatordeeltjes}

r

ecd

0 '

geïmpregneerd met Mg(N03)-6H₂0 in NH40H-oplossing I (J

-Ö 5 10-4 .... ..:J

pS (

l....ûX : V-c:./I'I

membraan

=.

m y ;

Ö keramisch,suppon = 1'10-3 m (. y-,

t

e '( I l-l

w-Membraan porie diameters (3 lagen) : 40A, 2oooA, 8000A Poriediameter van de supportlaag : 15'10-6 m

Treaclie = 833,15 K A P membraan = 0,22 'lOs Pa

44

~SI

)

,

C

otA,\;~Y\

trop

H.23

_{• '1.}

_·.

_r

_{" .}

_..

53

(2.2.3)

C25

(

~2J)

r---

~~6)

~

55

••

__

/~

~s

~J

r

I

I

16

J

Ij

H26

(Ql<j?

)

56

60

,

~-~

C27

~6o

.

?

I 61

....

L - - j

.

({

b

aJ)

3

.

'

o·r~

62

...

H29

l1

t

V)7)

64

3/3

~

. 66

- .•• _1 __ -~ . ~. ~ Ut N

i

~

CIl ~ ~

cöb~VV-j

-[

w~

~

67

o g ~ o

g

r

_g

<:

§

0-~ ~ _I

,

3

3

I

~

₃

'9

_I

~

<s/,;;

M28

30:5'

.

'

:29

3

'

S.

ë.

~ ;t

.-FVO 3116 De dehydro,enerin, van propaan in een packed bed membnne reactor Het katalysatonnateriaal verliest aan activiteit gedurende het proces (tlife =0,1 tot 0,5 jaar

[9)). De gebruikte ldnetische data zijn hiervoor niet gecorrigeerd.

Regeneratie wordt gedaan door het katalysatonnateriaal 12 uur met synthetische lucht (4500

C) en vervolgens 24 uur met waterstof (5500

C) te behandelen.

Over een gepakt bed is er sprake van een aanzienlijke drukval. De drukval over het membraan zal niet overal gelijk zijn. Er is tevens sprake van een hogere superficiële gassnelheid waardoor stromingsgedrag en overdrachtsverschijnselen verschillen. 5.1.2 De warmtehuishouding van de reactor

De dehydrogeneringsreactie van propaan is een endothenne reactie met ~~tie =

1,1346'IOS Jmol-1_{• De stroom propaan door de reactor bedraagt 278,0 mob,-l. Dit betekent}

dat er een warmtestroom van 39,43'106 W nodig is om de reactor op de juiste temperatuur te houden. Deze warmtestroom wordt opgewekt door de topstroom uit de de-ethanizer en ongeveer 20% van de na recyclen overgebleven waterstofstroom te verbrand·en. Bij de verbranding wordt uitgegaan van een overdrachts- en verbrandingsrendement Tl =0,8. S.2 De koel- en verwarmingssystemen

5.2.1 De reboiler van de de-ethanizer

De reboiler van de de-ethanizer wordt verwarmd met lage-druk stoom. Deze stoom wordt verkregen bij de aandrijving van de compressoren met hoge-druk stoom. De reboilerstroom (49) bedraagt 8,2734 kg-s-1 en wordt in H22 volledig verdampt. Hiervoor wordt een

stroom lage-drukstoom (50) van 450,375 kg-s-1 _{en 463,15 K gecondenseerd en gekoeld tot}

313,15 K.

5.2.2 De condensor van de de-ethanizer

Voor de koeling van de condensor van de de-ethanizer wordt een in figuur 5.2

weergegeven tweetraps koelsysteem gebruikt. De gebruikte koelmiddelen zijn HCFK23 en HCFK41 (respectievelijk trifluoromethaan en methylfluoride). Het koelsysteem koelt de topstroom van de kolom (44) van 251,83 K naar 223,81 K. Hiervoor wordt eerst

wanntegewisseld met HCFK41 in H23. De stroom methylfluoride (56) van 11,3443 kg-s-1

wordt hierbij opgewannd van 193,8 K tot 223,8 K. Hierna wordt het methylfluoride (55) gecompresseerd in C25 van 3,7 tot 25 bar. De gecompresseerde stroom (59) is 280,45 K geworden en wordt gewanntewisseld in H26 met HCFK23. De methylfluoride stroom (60) koelt af tot 193,81 en wordt met een smoorklep weer teruggebracht naar de juiste druk. De trifluoromethaan stroom (62) van 136,1383 kg-s-1 _{wordt hierbij opgewarmd van 191,81 K}

5.2.3 Het koelen van de gas-vloeistofs

Voor het goed functioneren van d gas-vloeistofscheiders die het waterstof scheiden uit zowel het permeaat als het retent~ t is het van belang dat de stromen de scheiders bij de juiste druk en temperatuur ingaaIl, het permeaat met 150 K en 8 bar, het retentaat met 120 K en 4 bar. Aangezien de stromen de reactor verlaten met een temperatuur van 833.15 K is koelen noodzakelijk.

5.2.3.1 Het koelen van het permea

~ato~~lJi1 e stroom uit de reactor (10) wordt eerst gecompresseerd in C4 tot 30 bar

e 1522,2 K e stroom (11) wordt in H5 tot 294,3 K gekoeld met een waterstroom (17) van 150,8756 kg'S·l die hierbij wordt opgewarmd van 293,15 K naar 313,15 K. Hierna wordt de stroom (16) in H8 gekoeld tot 218,0 K met een gasvormige stroom CHF₃ (21) van 38,8967 kg'S·l, die hierbij wordt opgewarmd van 215 K naar 282,2 K. Vervolgens wordt de stroom (22) in H12 gekoeld tot 199,8 K met de vloeistof stroom uit de gas-vloeistofscheider V17 (29) van 1,5322 kg'S·l, die hierbij wordt opgewarmd van 150,0 K tot 215,0 K. Hierna wordt gekoeld in H16 tot 176,8 K met de gasstroom uit de gas-vloeistofscheider (36) vàn 0,3655 kg'S·l, die hierbij wordt 0 ewarmd van 150,0 K tot

197,8 K. De waterstofrijke stroom (35) gaat nu over ee smoor e van 25 bar ~aar 8.bar I \

waarbij de temperatuur daalt tot de gewenste 150,0 K. A

H

-c:. 0 \

d

~

GU

~

M . , 6. I ,-0 •

Het gebruikte koelmiddel CHF₃ wordt gerycled door het eerst te compresseren in C6 naar 12 bar waarbij de temperatuur toeneemt tot 441,1 K. De stroom (20) wordt vervolgens gekoeld in H7 tot 294,6 K met een stroom koelwater (19) van 34,9791 kg'S·l, die hierbij wordt opgewarmd van 293,15 K naar 313,15 K. Het koelmiddel wordt daarna

geëxpandeerd in MIl tot 1,3 bar waarbij de temperatuur daalt tot 215,0 K. Hierna kan

weer worden warmtegewisseld en de koelcycle is rond. 5.2.3.2 Het koelen van het retentaat

Bij het koelen van de waterstofarme stroom uit de reactor (9) tot 120 K en 8 bar wordt niet gebruik gemaakt van een koelcycle. Er is gekozen het retentaat te warmtewisselen met de nog niet opgewarmde voedingsstroom die de reactor ingaat (5). Hiervoor wordt:...; _ _ _

retentaat eerst gecompresseerd in C3 tot 12 bar waarbij de temperatuur stijgt na 988,5 K.

Vervolgens wordt warmtegewisseld in Hl met de ingaande stroom die hierdoor wo O't-_ _

-opgewarmd van 254,1 K naar 833,15 K, de temperatuur die nodig is in de reactor. Het retentaat (6) dat nu een temperatuur heeft van 328,7 K wordt vervolgens gekoeld tot 121,3 K met de vloeistofstroom uit de gas-vloeistofscheider V13 (25) van 10,4815 kg'S·l in H9. Deze wordt hierbij opgewarmd van 120,0 K tot 258,6 K. Hierna wordt het retentaat (26) geëxpandeerd over een smoorklep van 11,1 naar 4 bar, waarbij de temperatuur daalt naar de gewenste 120,0 K.

Een bijkomstigheid van deze koelmethode is dat er geen fornuis nodig is om de stroom die de reactor ingaat op de juiste temperatuur te brengen. Bij het opstarten van het proces, moet er wel een mogelijkheid aanwezig zijn de processtroom op te warmen. (bijv. een fornuis)

9

0.1>

.

"

I O.%. -Ooi

c~8

J.

...• 1

I

~"'f

-I

'.l

FVO 3116 De dehydrogenering VIJl prop""" in een p;w:ked bed membrane _

5.2.4 De geïntegreerde reboiler en condensor van de depropanizer

De topstroom van de kolom (69) wordt vermengd met het gasstroom (74) van 11,4858 kg-s-1 _{uit gas-vloeistofscheider V32. Deze stroom (77) van 114,2319 kg-s-}1 _{wordt in C40} gecompresseerd van 11 naar 23 bar waardoor de temperatuur stijgt van 296,4 naar 337,9 K. Vervolgens wordt deze stroom (75) warmtegewisseld in H31 met de reboilerstroom (72) van 5,2928 kg-s-1• De reboilerstroom wordt verdampt van 307 naar 315,33 K en gaat terug naar de kolom. De topstroom (75) wordt afgekoeld van 337,9 naar 324,4 K. Deze stroom (76) wordt daarna met een koelwaterstroom (81) van 90,0750 kg-s-1 afgekoeld naar 310 K. Dan wordt de stroom (80) verdeeld in de productstroom (83) van 5,2928 kg-s-1

en de refluxstroom (82) van 108,9391 kg-s-1

, die als gevolg van een smoorklep van 21,15 naar 11,5 bar gaat. De temperatuur gaat daarom van 310 K naar 297.3 K. Deze stroom (78) wordt dan naar de gas-vloeistof scheider V32 gestuurd. De vloeistofstroom van V32 (70) van 97,4533 kg-s-1 gaat terug de kolom in.

5.3 De gas-vloeistofscheiders

Bij het ontwerpen van gas-vloeistof scheiders kunnen twee configuraties aangenomen worden: een verticale en een horizontale, beide met verschillende ontwerpvergelijkingen.

~

5.3.1 De horizontale gas-vloeisto~f:~sc~h~e~· """oL---~ O--ct

r

û ""'- ,

van het waterstof uit het permeaat wordt gebruik gemaakt van een

~_ ... al~e gas-vloeistofscheider. Voor de dimensionering moet eerst de scheidingsfactor F_s erekend worden:

(5.2)

Uit figuur 5.3 kan dan de bijbehorende Kv bepaald worden. Hieruit volgt een KH = _1,25·Kv

Met deze KH kan de maximale relatieve gassnelheid in de scheider uitgerekend worden:

C' V'

,-I

e

y " U

~

(5.3)

Nu kan het minimaal vereiste gasoppervlak berekend worden:

.<i •

=

c/>v,

V

or..." mtn U

v, max

(5.4)

F

_{FVO 3116 De dehydro,enerin, van propaan in een packed}

bed memlnne reactor

Hiennee kan de minimale diameter van een vat berekend worden:

(5.5)

Met hierin:

..d _ ~,min

l"'tot ,min -

°

,

2 (5.6)

De diameter wordt afgerond op de dichtbijzijndste 0,15 m.

Het Full Liquid Volume van het vat is:

1

RLv="",/

~

~

<:

Hiennee is de lengte van het vat te berekenen:

L= FLV 7r .J:j 4 (5.7) ~ (5.8)

aMwtrp

1

c

til

er;

ulA/t .

Wanneer nu de verhouding LfD niet ligt tussen 3 en 5 wordt de diameter verkleind in stappen van 0,15 m.

5.3.2 De verticale gas-vloeistofscheider

Het scheiden van het waterstof uit het retentaat gebeurt met ee verticale as-vloeistof scheider. De dimensionering begint weer met het berekenen van de sc eidingsfactor, waarna weer in figuur 5.3 de bijbehorende Kv bepaald moet worden. Bereken hiennee de maximale gassnelheid in het vat:

FVO 3116 De dehydr0lenerinl van propaan in een p.c1,.d bed membnne ~ Hiermee is het minimaal vereiste gasoppervlak te berekenen:

Av,

min

=

cPv, v

uv, max

(5.10)

De minimaal vereiste diameter van het vat wordt dan:

Dmin =

~

_4_' Ay-7r'--' mm_' (5.11)

De diameter wordt afgerond op de dichtbijzijndste 0,15 ID.

Het benodigde vloeistofvolume is te berekenen volgens

~--­

V=4>v,

0

(5.12)

Bereken hiermee de vereiste hoogte van het vloeistof gedeelte van het vat:

(5.13)

Met Hl is dan de vereiste hoogte van het gas gedeelte van het vat te berekenen:

14=3

'D-Hj

Er wordt vanuit gegaan

áf

LfD = 3

-De totale lengte van het vat wordt dan L = Hl +

Rv

5.4 Warmtewisselaars

De algemene vergelijking voor warmtetransport door een oppervlak wordt gegeven door:

(5.15)

Bij het ontwerpen van een warmtewisselaar is de warmteoverdrachtscoëfficiënt van groot belang: als deze bekend is kan met behulp van bekende temperatuurverschillen het

benodigde oppervlak van de warmtewisselaar worden berekend. De algehele warmteoverdrachtscoëfficiënt wordt gegeven door:

FVO 3116 De dehydrogenering van propaan in een pac:1ced bed memlnne reactor

do 1 do

+ _ . _ +

-d_I - ka ₁ d-₁

(5.16)

In ons geva1 wordt de U geschat, omdat de waarden waarmee U berekend wordt afhankelijk zijn van het oppervlak. Degeschatte waarden-komen uit tabt?15.L

Tabel 5.1 : schattingen van warmteoverdrachtscoëfficiënt [7J

warme stroom koude stroom U [Wm-2_K-1 ]

warmtewisselaars

organisch oplosmiddelen organische oplosmiddelen 100-300

gassen gassen 10-50

koelers

organische oplosiniddelen water 250-750

gassen water 20-300

verwarmer

stoom organische oplosmiddelen 500-1000 verdamper

organische gassen water 700-1000

Voor de warmtewisselaars in de geïntegreerde reboiler en condensor van de de-propanizer wordt gebruik gemaakt van de waarden uit [2

J.

Voor het bereken van het oppervlak moet ook het gemiddeld temperatuurverschil worden berekend. Hiervoor wordt eerst het logaritmisch temperatuurverschil berekend uit de temperaturen van de in- en uitgaande stromen:

100 90 I E E Pull- thrt>lJ9h 1100\lnQ l>eOd ~

..

80 E .2 '0

..

;; 70 c ~ D ~ 60 t E " i; . Ol 50 -.., ~ i 1/1 ₄₀

I

L.--..

+

-l---

~

.

.---1 -

Split -r '119 flOO\ln; heOd

I

---

v-V-

I

I

.

-30 20

I

·O.r..side

I

poCl<ed neod

I I

I

I --10 F ixed

r

nd u-

ttbe

I

12 Bundie dlometer. m Flc. 12.10. Shell-bundle clearance

FVO 3116 De dehydroCenerin, .... propaan in een pacl,.d bed membnne ....:ter

(5.18)

De correctiefactor is een functie van de temperaturen van de in- en uitgaande stromen en

kan als volgt berekend worden:

~.In (1-S) F = (l-R·S) t ( R-1) .In 2 -S( R+ 1 -,; R2 + 1) 2 -S( R+ 1

+';

R2

+

1 ) Met hierin: (5.19) (5.20)

Bij het ontwerpen van de wanntewisselaars is gekozen voor een driehoekig patroon van pijpen, aangezien hierbij een groter wanntewisselend vennogen wordt bereikt en er gewerkt wordt met zwak tot niet vervuilende aken niet noodzakeli ·k is. r wor m e mstantie gekozen voor buizen met een buitendiameter van 25 mm een wanddikte van 4 mm en een len e an 4,88 m. et het bere en e oppervlak en de gekozen grootheden kan nu het aantal buizen e e totale bundeldiameter worden berekend:

(5.21) (5.22)

Hierin zijn K l en n_l constanten die volgen uit het gekozen buizenpatroon en het aantal passages.

de pijpen en in de mantel worden.

De snelheid in de pijp wordt gegeven door:

waarbij:

u

= cP

m

I I

P/'Ar

.d

=

N;

.

7T 'd.2 ~'t

n

4 1 P

De snelheid in de mantel wordt gegeven door:

waarbij:

P -d

A

=

I

o·n

.1

;S PI s b

FVO 3116 De dehydrogenerin, van propaan in een pocked bed membnne fUClcr

(5.24)

(5.25)

(5.26)

(5.27)

Voor gas- en vloeistofstromen is er een maximum aanvaardbare snelheid. Bij vloeistof geldt dat de snelheden in de pijpen 1 tot 4 m "S.1 en in de mantel 0,3 tot 1 m "S-1 mag zijn.

Bij gassen mag de snelheid bij hoge druk 5 tot 10 m "S-1 en bij atmosferische druk 10 tot 30

m "S.1 bedragen. .

Wanneer de snelheid te hoog is kan de ruimte tussen de bafftes of de diameter van de buizen veranderd worden. Ook kan de hoeveelheid vrije ruimte worden vergroot (zie figuur 5.4).

De warmtewisselaars kunnen van staal gemaakt worden behalve als de processtroom veel waterstof bevat en de temperatuur ligt boven 500·C ligt. Als zo'n warme waterstofrijke stroom door de pijpen gaat hoeven alleen de pijpen van een alliage van staal (roestvast staal) gebruikt worden. In ons geval is dit koeler H5. Gaat deze stroom door de mantel dan moeten zowel de pijpen als~tel va: roestvast staal gemaakt worden. Dit is bij

ons het geval in warmtewissela Hl.

6

T

~

\lV\.e

.

i

~

.

<.

p~t

~

V\

~

- a ( m

~J{C""

5.5 De destillatiekolommen

-Z

,

<?

S

p'- .

-'Q

In het proces komen twee destillatiekolommen voor: de de-ethanizer en de depropanizer. De kolommen werden gesimuleerd in chemcad 3.1 om de optimale bedrijfscondities te bepalen.

FVO 3116 De dehYdrr erinC van propoan in een pocked bed membnne ructor

avJ"N

~

r

~C5

,

5.5.1 De de-ethanizer

De de-ethanizer werd in chemcad 3.1 gesimuleerd met de functie_ TOWR. De druk waarbij de destillatie werd gesimuleerd werd gebaseerd op op de dewpoint druk van de gewenste topstroom bij een met de gebruikte koelmiddelen te bereiken temperatuur. Voor de

bodemtemperatuur werd de T bp van de gewenste bodemstroom genomen, als

toptemperatuur de T dp van de gewenste topstroom.

De minimale reflûxverhoudmg werd geoptimaliseerd, om de kosten te beperken, -op basis van het benodigde aantal trappen en de vereiste energiehoeveelheid. Zo werd voor

RlRmin

1,015

gevonden.

-~ V(lV-lc.vh

·

~ V~

e.N<eY<-jlt

be--l()e~

'

\

-

-?

--5.5.2 De depropanizer -

crvJ:

WeK

P

"i"p-eC

J '

_

-Bij het ontwerp van de depropanizer werd gebruik gemaakt van een geoptimaliseerd ontwerp uit de literatuur [2]. De vereiste toren heeft, vanwege de moeilijke propaan-propeen scheiding., een groot aantal trappen nodig. Een toren van dergelijke lengte kon niet gesimuleerd worden met de TOWR functie en is als short-cut in het ontwerp

opgenomen. De vereiste gegevens (aantal trappen, P, T, R, RlRmin) werden uit de literatuur overgenomen VOO! het economisc!I ge~ien meest optimale geval.

-5.5.3 De

on~werpcriteria

\J

-I!) \J

r

-

.s

v~

0

~

elfl

Bij de gekozen condities werd met behulp van de onderstaande criteria een schotelontwerp gemaakt en de vereiste kolomgrootte bepaald. Het ontwerp is afhankelijk van de grootte van de gas- en vloeistostromen en dichtheden in top en bodemsectie, en wordt door trial en error verkregen. ~ ().S> )

Ö

L-.

n

r

f

r

De maximale gassnelheid door de kolom wordt bepaald opb o%},an de flooding-velocity. De flooding velocity wordt bepaald volgens

Uf=IÇ·~

~~

(5.28)

Waarin KI afhankelijk is van de Fiv, tray spacing en de viscositeit [7].

"

+

LlGmm l I

D

_plaat

+

I I:Gmm I

-FVO 3116 De dehydrogcnering VIJl propun in een packed bed membnnc reactor

De minimum gassnelheid door de gaten wordt gekozen op een dusdanige waarde dat het lekken van vloeistof door de gaten wordt voorkomen. Op basis hiervan wordt het

gezamenlijke oppervlak van de gaten gekozen. Geeft dit grote problemen dan wordt er gekozen voor valve-platen. De gatdiameter wordt zo gekozen dat entrairunent beperkt wordt zodat de plaat-efficiëntie hoog blijft.

Er wordt een downcomer-ontwerp gemaakt op basis van correlaties uit de literatuur [7J. Dit ontwerp moet voldoen aan een. aantal criteria. De vloeistofhoogte in de downcorner mag niet groter zijn dan de helft van de afstand tussen de platen om overstroming van de downcorner te voorkomen. De verblijftijd in de downcomer moet groter zijn dan 3 s zodat gas- en vloeistoffase de tijd heben om te ontmengen. Op basis van deze criteria wordt een plaat-ontwerp gekozen zoals in figuur 5.5.

De hoogte van de kolom wordt berekend volgens [10J:

heol

=N;

·St + 1, 5 + 2, 5 + 2 (5.30)

De constanten vertegenwoordigen de vereiste lengte [m] voor gas-vloeistof in- en uitlaat en de constructie.

5.5.4 De efficiency

Van de ontworpen platen wordt de Zuiderweg-efficiency [10J berekend om het werkelijk benodigde aantal platen te bereken. Eerst wordt de point-efficiency berekend, waarna, afhankelijk van plaatafmeting en scheidingsfactor de plaatefficiency wordt bepaald. De gemiddelde plaat efficiency bepaalt de kolomefficiency. De point-efficiency is afhankelijk de mate van gas-vloeistofcontact op de plaat.

-Kaoa

fT )

~t =1-exp (_..::....:....~

ua

(5.31)

KGO is de overall gasoverdrachtscoëfficiënt die afhankelijk is van scheidingsfactor,

dichtheden en viscositeit.

Met het mixing pool model [10

J

wordt de zo verkregen puntefficiency omgerekend naar de Murphee plaatefficiency volgens:

FVO 3116 De dehydrogenering van propaan in een pac:ked bed membrane reactor

De zo verkregen kolomontwerpen zijn vermeld in tabel 5.2 en 5.3. Voor verdere kolomgegevens zie bijlage 3.

Tabel 5.2 : resultaten van de de-ethanizer

top bodem

aantal trappen (theoretisch) 13 32

Zuiderweg-efficiency 0,96 0,85

aantal trappen (praktisch) 14 38 Refluxverhouding 11

stromingsregime double pass double pass

type schotel valve valve

aantal valves 316 250

hoogte kolom [m] 10,04 27,68

diameter plaat (DplaaJ 1,7 1,7 lengte weir (Lweir) 1,16 1,28

Tabel 5.3 : resultaten van de depropanizer

top bodem

aantal trappen (theoretisch) 77 73

Zuiderweg-efficiency 0,88 1,1

aantal trappen (praktisch)

(

8

V

66 Refluxverhouding / 18,41

RlRmin

/

1,102

stromingsregime

/

double pass double pass

type schotel

/

Sleve sieve

diameter gat (mm)

1

/

4 4 aantal gaten

_/

126.810 126.810 hoogte kolom [m]

/

~

-J:f;6-S diameter plaat

/

6,43 6,43 lengte weir

/

4,4 4,4

/

o

\ )

l

FVO 3116 Oe dehydrogenering van propaan in een pocked bed membnne rextor

5.6 De compressoren

Voor de compressie van de gasstromen wordt gebruik gemaakt van zuigercompressoren. De maximale capaciteit is normaal 85.000 m3_{h-!. Grotere volumestromen kunnen}

gecompresseerd worden door pompen parallel te schakelen. De maximale pressure ratio is 3,5. Door de zuigercompressoren serie te schakelen kan elke gewenste

aruk

eenvoudlg

r bereikt worden. De vereiste energie wordt geleverd door hoge druk stoom (40 bar en 410

°C) om te zetten naar lage druk stoom (3 bar en 220°C). De enthalpie verandering hierbij bedraagt 522.4 kJ·kg-!. Voor de efficiency van het aandrijfwsteem is 0,85 gekozen. Dit heeft tot gevolg dat voor het leveren van 1 KWh 2,954·1áfkg hoge druk stoom moet worden omgezet naar lage druk stoom. De lage druk stoom wordt gebruikt voor de verwarming van de reboiler van de de-ethanizer. Het overige deel wordt verkocht.

(

10 (

FVO 3116 Oe dehydrogenering van propun in een pocked bed manbrane _

6. De massa- en warmtebalans

In bijlage 2 zijn de massa- en de warmtebalans gecontroleerd. De totale massa die het

proces in gaat blijkt 857,5578 kg-s-1 te zijn, evenals de totale massa die het proces verlaat.

Ook de warmtebalans is kloppend: zowel de ingaande als de uitgaande warmtestroom bedragen -13.461.201,13 kW.

I

()

~

.

VtACi

51

0.-

hol

CL-t.-t..'J,

®

\

2.'-1~

V

--

---

---C3.(J

QH)'cl

Tluw

_s

8

1=

lovJ

I

-Ye'f~fJLJ

-

-R~J-Qcvt

T

RövJ

10

II

bw

lj

20

---~~"-t

I

<J<-J

_s

8+

T/

(l

~

l{l

T/uUJ,

..

..

•

. ~ 0

o

.

I

8

-

~ 10. S 3> '/L-l

FVO 3116 De debydrogenerinC VOD propaan in een poclced bed membrane reoc:Ior

7. Het overzicht en de specificatie van de apparatuur

In bijlage 3 is een overzicht van alle voorkomende apparatuur te vinden.

FVO 3116 De dehydrogenering van propam in een pocked bed membnne lUdor

8. De procesbeheersing

In het proces hebben alle compressoren en expanders drukregelaars, waardoor de uitgangsdruk vast ligt. Alle drukken na een smoorklep worden ook geregeld door een drukregelaar.

Alle koelwaterstromen en de stoomtoevoer in H22 worden gecontroleerd met een klep die geregeld wordt door een temperatuurregelaar. Deze regelaar houdt de uitgaande

temperatuur van de te koelen of verwarmen processtroom op de juiste waarde. Alle vaten hebben een hoogteregelaar, om zowel droogvallen als overstromen te voorkomen.

De reactor wordt op drukverschil en temperatuur geregeld. Het drukverschil moet geregeld worden om het membraan niet te beschadigen. Dit wordt gedaan door het retentaat en het permeaat te vergelijken. Via een DPC (Differential Pressure Controller) wordt het

drukverschil tussen beide stromen constant gehouden door een regelklep in het permeaat verder open of dicht te doen. De temperatuur wordt constant op 833,15 K gehouden met een temperatuurregelaar. Deze zorgt er voor dat er meer of minder fuelgas wordt verbrand.

De waterstof recycle wordt geregeld doordat er maar een deel waterstof teruggestuurd hoeft te worden. De recycle wordt gemeten en een flowrate-controller regelt de uitgaande waterstofstroom met een klep.

De hoeveelheid ingevoerd propaan hangt af van de propaanrecycle. Wanneer dez~rec

groter is, hoeft er minder propaan to d te worden. Daarom wordt de recycl gemeten

y-en de toevoer geregeld met ee flowrate-contro.

'P -

C t)

tvf

rol

De destilatiekolommen hebben een ra 10 Ie de verhouding tussen ingangs- en

bodemstroom gelijk houdt zodat de vloeistofspiegel onderin gelijk blijft. De controller regelt een klep in de bodemstroom. Verder hebben ze een temperatuurregelaar om met de goede refluxtemperatuur in de kolom terug te komen.

FVO 3116 De dehydro&enering van propaan in een packed bed membnne reactor

9. De procesveiligheid

Uit de chemiekaarten van bijlage 1 blijkt dat propeen bij 1 atm de laagste

zelfontbrandingstemperatuur heeft van 470 ·C. Aangezien er tijdens het in bedrijf zijn van de fabriek geen zuurstof of lucht in het systeem aanwezig is zal er in de reactor (2-1 bar, 560 'C) geen zelfontbranding kunnen plaatsvinden. In de rest van het proces zijn druk en temperatuur dusdanig dat zelfontbranding niet kan voorkomen.

De componenten die in het proces aanwezig zijn, zijn met lucht zeer explosief. Er moet dus goed opgepast worden dat er geen lucht in het systeem komt. Wanneer dit wel het geval is, bijvoorbeeld bij de regeneratie van het katalysatormateriaal, moet er op toe gezien worden dat alle stoffen die een explosief mengsel kunnen vormen verwijderd zijn. Verder mag er in geen geval in en rond het proces een ontstekingsbron (bijv. metaalvonk of sigaret) aanwezig zijn.

De reactie van propaan naar propeen is endotherm. Er moet dus energie aan de reactor toegevoegd worden, om deze op 833,15 K te houden. Deze temperatuur wordt constant gehouden met een temperatuurregelaar. Wanneer er dus geen propaan in de reactor zit, wordt er niet verwannd. Er kan dus geen gevaarlijke situatie ontstaan als gevolg van een exorbitant hoge reactor temperatuur.

Het drukverschil tussen het retentaat en het permeaat van de reactor wordt constant

gehouden door een drukverschilregelaar (DPC). Wanneer dit verschil te hoog wordt, zal het membraan niet meer adequaat functioneren, waardoor er teveel waterstof in het retentaat komt. Als in een processtroom met een temperatuur hoger 500'C waterstof aanwezig is kan er geen gewoon staal meer gebruikt worden, maar corrosiebestendig staal. Dit is het geval na het compresseren van het retentaat. Wanneer het membraan niet meer voldoende functioneert zal de kwaliteit van het geproduceerde propeen dusdanig afnemen dat het repareren van het membraan met als consequentie het stopzetten van het proces, noodzakelijk zal zijn.

Als er teveel of te weinig gekoeld wordt, zal er in de gas-vloeistof scheiders geen goede scheiding ontstaan tussen waterstof en de rest van de processtroom. Hierdoor komt er waterstof in het proces. Dit heeft weinig invloed op de corrosie van de materialen

aangezien de scheidingen worden uitgevoerd onder de 500·C. De kans bestaat wel dat er in de destillatiekolommen een terugreactie van propeen naar propaan plaatsvindt. Tevens komt het overgebleven waterstof terecht in het product. De opbrengst en de zuiverheid van het product zullen hierdoor afnemen.

Hetzelfde geldt wanneer de hoge-druk stoom naar de compressoren weg valt. De druk in de gas-voeistof scheiders zal te laag zijn waardoor er ook geen goede scheiding volgt.

Natuurlijk moet er streng gelet worden op onderhoud van de verschillende

FVO 3116 De dehydtogenering van propaan in een packed bed membnne reactor

10. De economie

10.1 De investeringen volgens Taylor

Het gehele proces wordt opgedeeld in processstappen volgens het schema in bijlage 4. Per processtap en per stroom naar de processtap worden punten toegekend, afhankelijk van doorzet, materiaal, temperatuur- en drukextremen. Met het totaal toegekende aantal punten (Si) wordt de costliness-index van het proces berekend.

De costliness-index (f) is gedefmeerd volgens:

(l0.1)

Met de costliness-index worden de investerings kosten afhankelijk van de productie berekend:

I B = 45·f .pO. 39. Cf

300

I_B = Investering in proceseenheden [leE] P = productie [kton per jaar]

Cl = jaarindex

(10.2)

Tabel 10.1 : procesmodelering volgens de methode van TayIor

doorzet materiaal P{f Totaal

Stromen A 0 0 1 1 B 0 0 1 1 SI 0 1 0 1 S2 -3 1 0 -2 S3 -3 0 1 -2 Processtappen A 2 2 1% 5% B -2 0 4 2 C 1% 0 4 51/2 D 1% 0 1% 3 E 1% 0 2 3% index 1,3 1,3 1,3 0,6 0,6 4,23 1,7 4,23 2,2 2,5

FVO 3116 De dehydrogenering van propun in een poc:ked bed membn.ne ruc:tor Uit de modellering volgens tabel 10.1 volgt

Lf

= 19,98.

Met een productiecapaciteit van 1,52·1 Q2 kton per jaar levert dit voor Is

=

18.485 kr (UK

1994) = 50.475 kf (NL 1994) voor de totale investeringskosten~ u.

I

10.2 De investeringskosten volgens Lang

Met behulp van de factor-methode van Lang worden de totale investeringskosten berekend. De investeringskosten van de kale apparaten worden vermenigvuldigd met de Lang-factor, om de extra kosten voor leidingen, installatie, fundering, engineering enz. mee te nemen.

met hierin:

Cf = Investeringskosten (flxed capital) f_L

=

Lang-factor

Ce = Kosten kale apparaten

(10.3)

Er is gekozen voor een Lang-factor die per apparaattype verschilt, gebaseerd op standaardwaarden uit de procesindustrie [15J.

De kale apparaatkosten [El worden met empirische correlaties berekend of uit figuren afgelezen, afhankelijk van materiaal, vermogen of dimensies [7J. De gebruikte correlaties dateren uit 1979. Met behulp van een kosten-index wordt omgerekend naar de huidige kosten. Als index is 160 gebruikt. Deze kosten-index is gebaseerd op de in Webci [17J

gepubliceerde waarde voor 1991 en verder gecorrigeerd voor de laatste 3 jaar inflatie in Nederland.

10.2.1 De kolommen

De kosten van de kolom zijn opgebouwd uit de kosten van een verticaal vat (normaal staal) en de totale kosten van de platen. De kosten van de kolom worden afgelezen [7J. De kosten van het vat worden beïnvloed door de diameter en hoogte van de kolom. De

plaatkosten worden afgelezen afhankelijk van plaattype en plaatdiameter, en vermenigvuldigd met het plaataantal.

10.2.2 De gas-vloeistofscheiders

FVO 3116 De dehydrOCenerin, van propaan in een pocud bed membnne reactor 10.2.4 De compressoren

De kosten van de compressoren worden berekend met de volgende correlatie [7J:

C

=

700 . po. 8 met hierin: C = investeringskosten [E] P = vermogen [kW] 10.2.5 De expanders (10.4)

Voor het berekenen van de investeringskosten van de expanders wordt gebruik gemaakt van de sixth-tenth rule [15J.

met hierin:

I

=

investeringskosten

Ia

=

investeringskosten bekende apparaat C

=

Capaciteit

Co = capaciteit van bekende apparaat

m = 0.6

(10.5)

Er wordt uitgegaan van een expander met bekende capaciteit en kosten te weten een van 0,9 MW kostend 473kE [5J.

De berekende waarden per apparaat, en de gebruikte Lang-factor zijn weergegeven in tabel 10.2. Voor het berekenen van de reactor kosten was geen correlatie aanwezig. De totale reactorkosten inclusief Lang-factor zijn geschat op

FVO 3116 De dehydrogenering van propaan in een pacl,,,d bed membnne reactor

Tabel 10.2 : kale apparaat kosten en Lang-factoren van alle apparaten.

Apparaatnummer

kosten

kf

Lang-factor

warmtewisselaar Hl

2825

3,5

H5

320

3,5

H7

131

3,5

H8

1200

3,5

H9

117

3,5

HlO

15

3,5

H12

30

3,5

H14

43

3,5

H16

187

3,5

H20

117

3,5

H22

42

3,5

H23

150

3,5

H26

2667

3,5

H29

204

3,5

H31

59

3,5

H33

373

3,5

Pompen

C3

2202

2,5

C4

6065

2,5

C6

2546

2,5

C15

51

2,5

C18

558

2,5

C19

606

2,5

FVO 3 116 De dehydroCenerinc van propaan in een poel,.d bed membnne ruc:tor

Apparaat kosten (kt) Lang-factor

De-ethanizer T27 111 4,0 Depropanizer T36 1504 4,0 Expanders Mll 1123 2,5 M28 3559 2,5 Reactor R2 7000 1 TOTAAL 50883 1, .1~ang

(

'(7;.

~. f 1.28e8,-( h j IJ

J

cl

0

e '"

!

I,

10.3 Fixed en work capital

--

₁₂₈

nf

Door de kosten van de individuele apparaten inclusief Lang-factor te berekenen, wordt voor de factor-methode een fIXed capital gevonden van f128.000.000,-. Het berekende fIXed capital bij de methode van Taylor bedroeg f50.475.oo0,-. Aangezien de factor-methode van Lang gedetailleerder is, en betrekking heeft op de werkelijk ontworpen proces-configuratie, wordt voor de verdere berekeningen gebruik gemaakt van een fIXed capital van f128.000.000,-. Het fIXed capital is opgebouwd uit proceseenheden, rand-apparatuur, engineering, arbeidskosten en de off-site investering. Het fIXed capital is 80% van de totale investering. De investeringen in niet tastbare zaken (licenties, know how en opstart kosten) bedragen 14 % van het totaal te investeren bedrag. Om de fabriek

operationeel te maken moet geïnvesteerd worden in terreinen, voorraden en cash % van

investeringskosten). De totale investeringskosten worden zo f160.000.000,-. /.. .

w

0

~

Ic ; v,

cl (

ex

,p ()

.

10.4 De winst-verlies rekening

IJ

De winst verlies rekening is opgebouwd uit de onderstaande posten en is te vinden in bijlage 5.

10.4.1 Kosten

10.4.1.1 Vaste kosten

De vaste kosten zijn opgebouwd uit de rente die over het investeringsbedrag betaald moet worden, de afschrijving van de apparatuur en verzekeringsgeld. De verhouding tussen rente en afschrijvingskosten, en de verdeling van deze kosten over het aantal jaren waarin de fabriek wordt afgeschreven zijn afhankelijk van de gekozen afschrijvingsmethode. Er is gekozen voor afschrijving volgens de Sinking Fund methode over een periode van 10 jaar.

Bij de Sinking Fund methode wordt jaarlijks een vast bedrag aan apparaten afgeschreven en jaarlijks een vast bedrag aan rente betaald. De afschrijving wordt niet gebruikt om de lening af te betalen, zodat de rente over de investering gelijk blijft. Het afgeschreven geld wordt separaat gehouden en de rente hierover komt ten goede aan het 'afschrijvingsfonds'.

FVO 3116 De dehydrogencring van propun in een packed bed memlnne _

De uiteindelijke restwaarde van de fabriek is dus niet gelijk aan nul. De totale hoeveelheid geld die jaarlijks ten koste van de winst-verliesrekening komt, valt te berekenen met een annuïteits-factor die rekening houdt met de relatieve waardevermindering van geld in de tijd en is gedefInieerd volgens:

An

=

met hierin: An = annuïteit i = rentestand n = afschrijvingsjaren i 1 1 -( 1 +i) n (10.6)

Met een rentestand van 8% en een afschrijvingsduur van 10 jaar wordt ee L ___ --=_

annuïteitsfactor gevonden van 0,149. De totale jaarlijkse vaste kosten zijn f25.400.000 . Er wordt jaarlijks f12.800.000,- aan rente betaald en 11.100.000,- afgeschreven. e restwaarde van de fabriek (inclusief work capital) na tien jaar is f40.000.000,-.

Aan verzekering wordt 1 % van het fIXed capital betaald, fl.510.000,-. 10.4.1.2 Semi-variabele kosten

De semi-variabele kosten zijn opgebouwd uit de onderhouds- en de arbeidskosten. Voor de onderhoudskosten is 3% van het fIXed capita I gerekend: f4.530.000,-.

De arbeidskosten worden berekend met behulp van de volgende relatie [15J:

h N

p=k' rY,76

met hierin:

k = 1,036 (continue proces)

h = aantal manuren

N = aantal productiestappen (ongeveer 8) C = capaciteit per dag

(10.7)

De k-waarde is gebaseerd op een constante waarde uit 1986, gecorrigeerd voor 1994 met een productiviteitsstijging van 6% per jaar. Vemenigvuldigen met het aantal te produceren

FVO 3 116 De clehydro,encrin, van propun in een packed bed manlnne lUCIor

Tabel 10.3 : grond- en hulpstofprijzen

stof pnJs

propaan f265,10 Iton

koelwater- fO,10/m 3

Hoge druk stopm - f35,671 ton

lage druk stoom f30,571 ton

electriciteit fO,14jK Wh

ebci [17J en met behulp van index De gebruikt prijzen zijn gebaseerd op waaiden uit W

cijfers gecorrigeerd. De totale variabele kosten zijn f1 53.660.000,- . Zie hiervoor bijlage 6.

10.4.1.4 Indirecte kosten

errein gemaakt worden en niet De indirecte kosten zijn de kosten die op het fabriekst

direct toè ~e schrijven zijn aan èen v-an de eerder genoe door 1,5 % van de investeringen en 45 % van de loonk gebaseerd op ervaring in de procesindustrie [15J. De in

mde posten. Ze worden berekend osten te nemen. Deze waarden zijn

directe kosten zijn f2.480.000,-. 10.4.2 Inkomsten

H₂ (als brandstof), electriciteit De inkomsten worden gevormd door de verkoop van

opgewekt in de expanders en verkoop van lage druk st inkomsten zijn 108.200.000,-. Zie hiervoor bijlage 7.

oom uit de compressoren. De

10.5 Kostprijs propeen

en fBO.185.000,- per jaar. Met een De netto kosten van de productie van propeen bedrag

propeenproductie van 1,52· HP ton per jaar levert dit e en propeenkostprijs van f526,84 per ton.

10.6 Economische criteria

Het berekenen van economische criteria, wordt gedaan maken tussen alternatieve projecten, op basis van winst

om eenvoudig een vergelijking te en investeringskosten.

-.

10.6.1 Return on investment (ROn .. . .

e waarbij de netto winst (na Hierbij wordt geen rekening De ROl-methode is een eenvoudige ingenieursmethod

belasting) wordt gedeeld door de totale investeringen.

gehouden met de lagere belasting in de aanloopperiod e van~ de fabriek. -30 - . .

-"IS.

~

, .

s-I

o~.

l

i

I'

ROl tegen de propeenprijs

20~---~ 1~

... .

10

~ ~ ... . ... .

cf!.

""--'

o

ex:

... .

-10 .

-15+---~---~----~---~---~---~

300

400

500

600

700

800

900

Propeenprijs [f per ton]

W

ROI= ·100 % I p+I w . met hierin: W = Winst na belasting I_f

=

fIxed capital Iw = work capital

FVO 3116 De dehydrogenering VUl propun in ""n p"cI,ed bed membnne reactor

(10.8)

Bij de huidige marktprijs van propeen (f619,0l) is de ROl voor deze fabriek 4,38%. In

fIguur 10.1 is de ROl uitgezet als functie van de propeenprijs.

10.6.2 Intemal rate of return (IRR)

Met de IRR-methode wordt het return percentage berekend waarbij de som van de verdisconteerde cash-flows over de looptijd van het project gelijk is aan nuL Dit

percentage is terug te vinden in de toename van het eigen vermogen van het bedrijt -Het geld is beschikbaar om geïnvesteerd te worden in nieuwe projecten. Er is gekozen voor een looptijd van de fabriek van 10 jaar en een tijd van 1 jaar (jaar 0) om de fabriek te bouwen, . waarin geïnvesteerd wordt. De belasting is gesteld op 50%, en wordt betaald over de winst

verminderd met de afschrijving. Na ontmantelen van de fabriek komen het werkkapitaal en de nog niet afgeschreven restwaarde van de fabriek weer vrij. De berekeningsmethode is terug te vinden in bijlage 8. Bij een aantal propeenprijzen is de IRR uitgerekend en

weergegeven in fIguur 10.2. Bij een marktprijs van f619,00 per ton is de IRR 4,0%.

-

.

0 0 0 ~

·

·

0

·

-·

LO 0)

·

. ,

·

·

.

-

..

en

-

.

0

-~ 0

--

0) ~

0.

₀

...

en

LO

CO

0

~

" . ... - - , . ; . " ~

,...,

o .:;::

0

...

C

COC

a)

CD

(])

0-CD

0 LO

e

0-0.

t"'-

en

:=='

0

"-

0.9-~

_oen

0.

t"'-~

C

₀

CD

LO

CD

-

0>

CD

0

...

0 ~

CD

~

--

₀ ~ LO

·

LO

·

-·

·

,

FVO 3116 De dehydrogenering van propaan in een packed bed mcmbnne noactor

11. De conclusies

De hoeveelheid te produceren propeen voldoet aan de vooraf gestelde doelstelling. Ook de zuiverheid is voldoende hoog om het propeen als polymeer-grade te kunnen verkopen.

Ondanks het feit dat de conversie en de selectiviteit bij lagere temperaturen niet zo hoog blijken te zijn als toegezegd in de Chementator, is het toch mogelijk bij deze temperaturen een rendabel proces te ontwerpen.

Bij het verkopen van het geproduceerde propeen tegen de huidige marktprijs (f619,01) wordt weliswaar winst gemaakt, maar zowel de IR.R en de ROl zijn klein (respectievelijk 4,0% en 4,38%) zodat er weinig ruimte is voor investeringen en opbouw van een eigen vermogen.

Er kan geconcludeerd worden dat, gelet op de ontwikkelingen op het gebied van de keramische membranen, het zeker mogelijk moet zijn een concurrerend proces te realiseren.

-

Lv~\

v

cy:

V

o-J,'

cl

k.-ct

CcJV'-pve)

ç o~'Q.·

FVO 3116 De dehydrocenerinc van propaan in een pa<ked bed membnne reKtor 12. De aanbevelingen

Bend Research Inc., een bedrijf uit Oregon, VS, beweert een nieuw membraan te hebben ontwikkeld dat oneindig selectief voor waterstof is [4]. Doordat er meer waterstof aan de reactie wordt onttrokken zal deze verder naar rechts verschuiven en zal het mogelijk zijn een hogere conversie te bereiken. Tevens kan het proces met een beter membraan veel goedkoper aangezien het niet meer nodig is waterstof te scheiden uit het permeaat en het retentaat. Er kan gekeken worden in hoeverre de beweringen van Bend juist zijn en wat de invloed hiervan is op het proces.

Het gebruikte thermodynamisch model (SRK) voldoet onvoldoende voor de destiUatieve scheiding van propaan en propeen [3J. Er kan gekeken worden in hoeverre deze scheiding veranderd wanneer gebruik wordt gemaakt van het correcte thermodynamische model.

Er kan gekeken worden in hoeverre er een afzetmarkt is voor het geproduceerde waterstof. Wanneer dit verkocht kan worden voor een procestechnologische toepassing zal het

waarschijnlijk meer opleveren dan wanneer het, zoals in dit proces, verkocht wordt als fue1-gas.

Er kan een beter en hierdoor goedkoper koelsysteem worden ontworpen voor de

condensor van de de-ethanizer. Het door ons ontworpen systeem is, kijkend naar de functie

13. Symbolenlijst

Symbolen Beschrijving Eenheid

A oppervlakte m2

A. cross-flow m2

~ pijpoppervlak m2

~ot,membrun totale oppervlakte van het membraan m2

Atot,mïn minimale totale vatoppervlak m2

Av,mïn minimale gasoppervlak m2

llu oppervlakte tussen gas- en vloeistof fase m 2

Db bundeldiameter m

Dmin minimale vatdiameter m

D,eactor diameter van de ractor m

D. manteldiameter m

DS.vrij vrije ruimte tussen mantel en pijp m

d diameter m

~ binnendiameter van een buis m

di.buis interne diameter van de reactorbuizen m

do buitendiameter van een buis m

Emv murphee plaat-efficiency EI" pointefficiency

F~v vloeistof-gas flowfactor

Fs scheidingsfactor

Ft correctiefactor

FLV fun liquid volume m3

Hl vloeistofhoogte in een vat m

AH.eactie reactie-enthalpie J 'mol-I

~ gashoogte in een vat m

heol kolomhoogte m

KH gassnelheidsfactor voor horizontaal vat m 'S-I Kv gassnelheidsfactor voor vertikaal vat m 'S-I Koo totale gasoverdrachtscoëfficiënt m 'S-I

L,eactor lengte van de reactor m

Lrot.bed totale lengte van het bed m

Lw vloeistofstroom Pa

lb ruimte tussen baffles m

Nt aantal buizen in warmtewisselaar Nt aantal platen in kolom

n aantal mixingpools

nbuiun aantal buizen in reactor

I1> aantal passages in warmtewisselaar

P permeabiliteit m2 'S-I 'Pa-I

APbed drukval over reactorbed Pa

APmembrun drukval over membraan Pa

Ap drukval over membraan Pa

Pt afstand tussen pijpencentra m

Q capaciteit W

S scheidingsfactor

St afstand tussen platen m

TI ingangstemperatuur mantelzijde K

T2 uitgangstemperatuur mantelzijde K

Tbp bubblepointtemperatuur K

Tdp dewpointtemperatuur K

ATIm logaritmisch temperatuurverschil K

!l.Tm gecorrigeerde log. temp. verschil K

T'eactie temperatuur van de reactie K

ti ingangstemperatuur pijpzijde K

tz uitgangstemperatuur pijpzijde K

trUI vultijd s

U totale warmteoverdrachtscoëfficiënt W'm-2 _'K-I u( floodingsnelheid m 'S-I

u, gassnelheid m's-I

u. stroomsnelheid in de mantel m 'S-I

U. stroomsnelheid in de pijpen m 'S-I

lly,max maximale gassnelheid m 'S-I

V volume m3

VIOI•bed totale volume van het gepakte bed m3

V_w gasstroom kg 'S-I

Ö kenmisc:h,suppor! dikte van keramische laag m

ömembrun dikte van het membraan m

e porositeit reactorbed TJ rendement

PI dichtheid van de vloeistof kg 'm-3 P. gemiddelde dichtheid in de mantel kg 'm-3 PI gemiddelde dichtheid in de pijpen kg 'm-3 P. dichtheid van het gas kg 'm-3

<Pm,J massa flowrate van de vloeistof kg 'S-I

<Pm,s massa flowrate in de mantel kg 'S-I

<Pm,1 massa flowrate in de pijpen kg 'S-I

<Pm,. massa flowrate van het gas kg 'S-I

<P'.I gasflow door membraan m3 'S-I