Simulatie van een azijnzuuranhydrideproces (via thermisch kraken van aceton) met behulp van CHEMCADIII

.J,~t;,t·

FVO Nr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

Simulatie van een azijnzuuranhydrideproces (via

thermisch kraken van aceton) met behulp van

CHEMCADIII

Auteurs

J.B. Jacobs

J.C.P. van Rossen

Keywords

Telefoon

015-560274

015-147181

-,

Aceton, azijnzuur, azijnzuuranhydride, CHEMCAD lil,

keteen, thermisch kraken, processimulatie.

Datum opdracht

Datum verslag

9 december 1994

19 januari 1995

SAMENVATTING

Azijnzuuranhydride produktie via thermisch kraken van aceton is een van de meest beschreven processen in de literatuur. In dit verslag wordt de simulatie van dit proces met behulp van CHEMCAD 111 beschreven. Deze simulatie is gebaseerd op een uitgewerkt ontwerp uit 1959 en gaat uit van een anhydrideproduktie van ca. 20000 ton/jaar 99% w/w zuiver azijnzuuranhydride.

Bij het beschouwen van de economie van dit proces werd gevonden dat de fabriek een winst van 40 miljoen gulden per jaar maakt. De investeringkosten bedragen 51 milj oen gulden.

Het is gebleken dat, om het proces überhaupt te kunnen simuleren met CHEMCAD, veel aanpassingen in de flowsheetstructuur moeten worden aangebracht. Een beter resultaat zou bereikt kunnen worden met meer gedetailleerde flowsheeting simulators en door meer procesgegevens te verzamelen.

l

INHOUDSOPGA VE

1 INLEIDING ... 3

1.1 AzIJNZUURANHYDRlDE ... 3

1.2 PRODUKTIE VIA THERMISCH KRAKEN VAN ACETON, VOLGENS JEFFREYS ... 4

1.3 VERTALING BINNEN HET KADER VAN DE OPDRACHT ... 6

2 PROCESBESCHRIJVING ... 7

2.1 UITGANGSPUNTEN VAN HET ONTWERP ... 7

2.2 REACTIES EN PROCESCONDITIES ... 7

2.3 PROCESSCHEMA EN VERANTWOORDING UNIT OPERA TIONS/ APP ARA TUUR ... 8

3 SIMULATIE M.B.V. CHEMCAD 111. ... 9

3.1 LIJST VAN COMPONENTEN ... 9

3.2 KEUZE VOOR HET GLOBALE THERMODYNAMISCH MODEL ... 9

3.3 GEBRUIKTE UNITS INDE SIMULATIE ... 10

3.3.1 Fornuis ................................... 10 3.3.2 Quench unit ................................................ 11 3.3.3 Keteen reactor/condensor .................... ...... 11 3.3.4 Degassing ...... 12 3.3.5 Scheidingssectie ... 12 3.4 RESULTATEN ... 13 3.4.1 Massabalans ... 13 3.4.2 Energiebalans .................... ...... 14 3.5 DISCUSSIE ... 16 4 PROCESREGELING ... 17 5 ECONOMISCHE BESCHOUWING. ... 18 5.1 INVESTERINGSKOSTEN ... 18 5.2 PRODUKTIEKOSTEN EN -BATEN ... 20 6 CONCLUSIES EN AANBEVELINGEN ... 23 TLITERATUUROVERZICHT ... 24 BIJLAGEN ... 25 A·FIGUREN ... ; ... 25 B CHEMCAD REPORT ... 26

1 INLEIDING

Dit verslag beschrijft de simulatie van een azijnzuuranhydride proces hetgeen een aanvulling is op een eerder gedane ontwerp/onderzoeksopdracht binnen het kader van het Fabrieks-voorontwerp. Het doel van deze opdracht was om het azijnzuuranhydride-proces zodanig te simuleren met CHEMCAD lIl, dat de resultaten gebruikt konden worden als leidraad voor een 2e/3e_jaars CHEMCAD-prakticum.

Daarom is in de simulatie gebruik gemaakt van apparaten/simulatieunits, die zoveel mogelijk aansluiten bij de werkelijke situatie, maar waarbij sterk rekening is gehouden met het feit dat deze opdracht gebruikt wordt voor het prakticum. Hierdoor zijn sommige onderdelen uit andere ontwerpen niet gebruikt of gemodificeerd, aangezien met CHEMCAD deze niet op juiste wijze konden worden gesimuleerd. 1.1 Azijnzuuranhydride

Azijnzuuranhydride, (CH3COhO is een kleurloze vloeistof met scherpe geur. Dit anhydride is op commerciële schaal het meest geproduceerd van alle carboxylzuur-anhydrides [1]. Vanaf 1940 steeg de produktie vrij snel [2] totdat aan het einde van de 40-er jaren de groeisnelheid daalde en de prijs stabiliseerde. In de 70-er jaren daalde daarentegen de produktie terwijl tegenwoordig de hoeveelheid geproduceerd AC20 voornamelijk beheerst schijnt te worden door de koers van de dollar. In de Verenigde Staten, waar veruit de meeste AC20 fabrieken zijn gesitueerd, was de jaarlijkse produktie in 1991 meer dan 900000 ton. Andere belangrijke anhydride producerende landen zijn Duitsland en Italië.

De belangrijkste toepassing van AC20 wordt gevonden in acetylerings-processen, voornamelijk bij de vervaardiging van cellulose-acetaat, waarvoor ca. 75% van alle geproduceerde AC20 wordt gebruikt. Veel van de azijnzuuranhydride fabrieken zijn daarom geïntegreerd in cellulose-acetaat processen. Daarnaast wordt AC20 ook gebruikt als grondstof bij de produktie van aspirine, bij het bewerken van metalen (etsen, polijsten, metallografie) en in de halfgeleiderindustrie. In bepaalde toepassingen wordt het anhydride ook als oplosmiddel gebruikt.

In de loop der jaren heeft een aantal produktieprocessen zich ontwikkeld, van welke de belangrijkste hieronder kort worden besproken:

.. Voor de energiecrisis in the 70-er jaren, werd azijnzuuranhydride voornamelijk geproduceerd door middel van pyrolyse van azijnzuur bij lage druk (15-20 kPa [1]) en bij een temperatuur van 730-750°C:

CH3COOH~CH2 _=C=O+H20 1.1

De tweede stap in het proces is de vloeistoffasereactie van het gevormde keteen met azijnzuur tot azijnzuuranhydride:

CH2CO+CH3COOH~(CH3CO)2 1.2

Een aantal bijprodukten wordt gevormd zoals methaan, CO, C02 en etheen.

.. Vloeistoffase katalytische oxydatie (45-60°C, 1-3 atm) van aceetaldehyde via peroxyazijnzuur en aceetaldehyde monoperoxyacetaat tot azijnzuur en azijnzuuranhydride (plus water) is een van de al wat langer bestaande anhydride routes (sinds 1930).

• Een derde (nieuwere) route loopt via carbonylering van methyl acetaat. Methanol acetylering (160°C, 550 kPa) is de eerste stap in het proces, welke gevolgd wordt door reactie van methyl acetaat met CO onder hoge druk.(3450 kPa, 175°C) hetgeen anhydride opleverd. Dit proces is nog volop in ontwikkeling [1]

1.2 Produktie via thermisch kraken van aceton, volgens Jeffreys

Een van de oudere en meest beschreven processen is de produktie van AC20 via het thermisch kraken van aceton (tot keteen) gevolgd door reactie 1.2. Een volledig procesontwerp wordt beschreven door Jeffreys [3], die het ontwerp behandeld als een antwoord op een. examen van The Institution of Chemical Engineers (1959). Het ontwerp, zoals beschreven in [3] heeft mede gediend als basis voor de simulatie en wordt daarom hieronder kort samengevat.

Aceton« mak«:'up Anhydride still Acctic anhydrid • . Cooling water Stcam Sleam Cooling wahr

Figuur 1: Flow diagram zoals voorgesteld door Jeffreys [3].

In figuur 1 wordt het proces schematisch weergegeven. Het ontwerp gaat uit van de volgende punten:

• De fabriek moet een produktie halen van 20000 long tons/annum aan azijnzuuranhydride.

• Het produkt moet een zuiverheid hebben van 95% w/w azijnzuuranhydride in azIJnzUur.

• De fabriek heeft een on stream time van 8000 uur per jaar.

Om de gewenste specificaties te halen is voor het volgende systeem gekozen: Fornuis

In een fornuis wordt bij 650°C-800°C aceton gepyrolyseerd tot keteen waarbij de volgende reacties optreden:

(CH3)2CO~CH4 _+CH2

=

CO 1.3

2CH2 = _{CO----+C2H4 +2CO} 1.4

(CH3)2CO~3H2 +CO+2C 1.5

Reactie 1.3 is de gewenste reactie, terwijl door reacties 1.4 en 1.5 een gedeelte van de opbrengst verloren gaat via decompositie van resp. keteen en aceton. Hierbij worden de bijprodukten etheen, koolmonoxide, waterstof en cokes gevormd, (waarvan cokes een bedreiging kan vormen voor de efficiency van de reactor). Naast keteen wordt er in reactie 1.3 ook methaan gevormd. De conversie van aceton is 25 mol% en de selectiviteit voor keteen 70 mol%. De kraakinstallatie is een buizenfornuis dat gestookt wordt met procesgas en "town gas". De gemiddelde druk in de buizen wordt geschat op ca 1.6 atm. en de thermische efficientie van het fornuis is 75%.

Quench unit

De hete gassen verlaten het fornuis met een temperatuur van ca. 1400 OF (760°C).

Deze gassen moeten snel gekoeld worden tot onder 1000 OF (540°C) om decompositie van keteen (instabiel) te voorkomen. Vervolgens wordt de gasstroom verder gekoeld in een quench toren tot ca. 300 OF (150 °C) Dit gebeurt in de "Quench unit" die bestaat uit de volgende onderdelen:

• Allereerst wordt in de gasstroom een spray (95°F) van gelijke gewichtshoeveelheden (gerecycled) azijnzuur/azijnzuuranhydride geïnjecteerd om de temperatuur te verminderen tot 1000 OF.

• Het mengsel wordt dan gevoerd door een quench toren waarbij het gas in tegenstroom met wederom een 50/50 w/w mengsel azijnzuur/azijnzuuranhydride (95 OF) wordt gekoeld tot ca. 300 OF in een gepakte kolom.

• De quench vloeistof wordt in het systeem rondgepompt en aangevuld met extra azijnzuur, aangezien in de quench toren meer azijnzuur dan azijnzuuranhydride via de gasfase de toren verlaat. Na koeling wordt het mengsel vanuit een opslagvat naar de spray injector en quench toren gepompt.

Condensor unit

De gasstroom, bevattende o.a. een grote hoeveelheid aceton, azijnzuur, azijnzuuranhydride en keteen, naast de diverse bijprodukten, wordt dan geleid door twee condensors waarin reactie 1.2 optreedt. Van de hoeveelheid keteen reageert 90% w/w in deze condensors (in de vloeistoffase).

De uitgaande stromen van de condensors zijn:

.• een vloeistofstroom die zo'n 85% w/w van de hoeveelheid aceton bevat, een kleine hoeveelheid azijnzuur en alle door de reactie gevormde azijnzuuranhydride. Deze stroom wordt geleid naar een crude produkt storage tank (zie fig. 1) van waaruit de vloeistof naar de scheidingssectie wordt gepompt.

• een gasstroom (160 OF) die naar een absorber geleid wordt. Deze stroom bevat de permanente gassen (45% w/w) , aceton (41% w/w) , azijnzuur (6%), anhydride (3%) en niet-omgezet keteen (5%).

Absorber

In een absorptietoren wordt de bovengenoemde gasstroom in contact gebracht met azijnzuur (ca. 100 OF) waarbij 99% van de overgebleven keteenhoeveelheid reageert

tot anhydride, tegelijkertijd met de absorptie van vrijwel alle aceton in het mengsel. Deze platenkolom met koeling op diverse plaatsen (om de acetonabsorptiesnelheid te verhogen) bewerkstelligt dan een scheiding in:

• een vloeistofstroom (aceton, azijnzuur en anhydride) die naar de crude produkt storage tank wordt gevoerd en daar gemengd met het condensaat uit de condensors.

• een gasstroom met de permanente gassen, een kleine hoeveelheid azijnzuur en anhydride en een spoortje aceton, welke geleid worden naar een azijnzuur-concentrerings-fabriek (die niet verder in het ontwerp wordt meegenomen).

Scheidingssectie

Het mengsel van aceton, azijnzuur en anhydride wordt vervolgens gevoerd door 2 destillatiekolommen:

1. Aceton destillatie. Het destillaat is 99.98% w/w aceton en deze stroom wordt opgemengd met vers aceton en geleid naar de kraakreactor. Het bodemprodukt, een ca. 1/1 w/w mengsel van azijnzuur en anhydride (0.25% aceton) is de voeding voor de tweede kolom. Daarnaast wordt een gedeelte van deze stroom (30%) gerecycled naar de quench unit.

2. Anhydride kolom. Het bodemprodukt is het eindprodukt: 95% w/w azijnzuuranhydride in azijnzuur. Het afgedestilleerde azijnzuur (98% zuiver) wordt hergebruikt in de quench en absorptie units.

1.3 Vertaling binnen het kader van de opdracht

De oorspronkelijke doelstelling van deze opdracht was het simuleren van het proces zoals dat door Douglas [4] wordt genoemd. Echter, er zijn een aantal verschillen tussen b.V. de condities en specificaties vermeld in [4] en [3]. (resp. 99% zuiver anhydride en 95%) Afgezien daarvan is de hoeveelheid informatie in [4] niet genoeg voor het uitvoeren van de opdracht.

Ook bleek het niet mogelijk om alle in paragraaf 1.2 vermelde units te simuleren (met name de quench en absorptietorens). Om toch een zo volledig mogelijk proces te kunnen beschrijven cq. simuleren is in sommige gevallen afgeweken van de in de literatuur vermelde procesopbouw aangezien anders CHEMCAD-praktikanten wellicht voor problemen zouden kunnen komen te staan.

2 PROCESBESCHRIJVING

2.1 Uitgangspunten van het ontwerp

De externe specificaties zoals die gebruikt zijn in het ontwerp zijn zowel uit [3] als uit

[4] gehaald. De procesroute is zoveel mogelijk hetzelfde gehouden als beschreven door Jeffreys [3]. Samenvattend zijn de volgende punten als randvoorwaarden voor het ontwerp genomen:

• De capaciteit van de fabriek is 20000 long tons/annum aan azijnzuuranhydride, conform [3]. Dit komt overeen met 20320 ton/jaar. De fabriek heeft 8000 bedrijfsuren per jaar.

• Alle reactoren en het grootste gedeelte van de rest van het proces worden bedreven bij een druk van 1 atm. [4].

• De acetonconversie (reactie 1.3 en 1.5) is 25 mol% waarbij de keteenopbrengst 70 mol% is.

• Voedings- en produktstromen zijn op een temperatuur van 25

oe.

• Het produkt is 99% w/w zuiver azijnzuuranhydride.

2.2 Reacties en procescondities

De in de inleiding genoemde reacties worden hieronder uitgebreider besproken. In alle gevallen wordt evenwichtsligging niet beschouwd, aangezien de conversie-informatie uit [3] voldoende informatie biedt voor het uitrekenen van de diverse massastromen. Aangenomen wordt dat in de kraakreactor aceton isotherm (700°C) en isobaar (1 atm.) (zie Douglas [4], p. 112) reageert tot o.a. keteen. De relevante reacties zijn:

(CH3)2CO~CH4 _+CH2

=

CO 2CH2

=

CO~ _C2H4

+

2CO (CH3)2CO~3H2 +CO+2C 1.3 IA 1.5

Van reactie 1.3, een Ie-orde reactie, is bekend dat de reactiesnelheidsconstante beschreven kan worden door:

waarbij: k (s-l) Ink=34.34- 68000 RT R

=

gasconstante (cal/molIK) T

=

temperatuur (K) 2.1

De reactie is endotherm (81.0 kj/mol). Reactie 1.4 heeft een reactie-enthalpie van -63 kj/mol. Reactie 2.1 is een endotherme vloeistoffasereactie met een reactieenthalpie van 48 kj/mol. In [3] wordt een Ie-orde reactie met reactiesnelheidsconstante k =

0.075 s-1 aangenomen.

Zoals al eerder vermeld wordt de kraakinstallatie bedreven bij 700

oe

en 1 atm. Uit experimentele gegevens in [3] blijkt dat voor een acetonconversie van 25 mol% het volgende geldt:

• 70 mol% van alle omgezette aceton wordt omgezet naar keteen.

• 67.7 mol% van de gevormde produkten is methaan.

1.2

Reactie 1.2 vindt plaats bij 1 atm. en 80

oe.

90 mol% van het keteen reageert onder die omstandigheden (na absorbtie in de vloeistoffase) met azijnzuur tot anhydride. In [3] wordt vermeld dat van de overgebleven hoeveelheid keteen 99% reageert in de absorbtietoren. De totale conversie is dan 99.9 mol%.

Voor de overige gedeelten van het proces wordt voor de condities verwezen naar hoofdstuk 3.

2.3 Processchema en verantwoording unit operations/apparatuur

In figuur A.1 staat het processchema, zoals gebruikt voor de uitwerking van de simulatie, afgebeeld. De aceton voeding (25 Oe) wordt, na opmenging met een aceton recyclestroom gevoed in een buizenfornuis dat de stroom tot 700

oe

verwarmd en aceton kraakt tot keteen. Vanuit het fornuis wordt de gasstroom geleid naar de quench unit waarin het mengsel tot 80

oe

wordt gekoeld. De quench unit wordt in figuur A.I. weergegeven als een black box, aangezien het niet mogelijk bleek om de unit adequaat te simuleren, zoals later (hoofdstuk 3.3) wordt uitgelegd. In deze box bevinden zich de spray injector en quench toren zoals beschreven in paragraaf 1.2. De quench unit is in dit geval alleen gebruikt om de totale heat duty voor het quenchen van het mengsel uit te rekenen. Naar de quench unit wordt een stroom azijnzuur geleid die overeenkomt met de hoeveelheid die nodig is voor de reactie met keteen.

Na quenching wordt het afgekoelde gas door een condensor gevoerd waarbij 99.9% van het keteen reageert. Dit is dus gelijk aan de hoeveelheid die in de condensor en absorptieunit samen reageert. (De absorptietoren bleek evenals de quench toren niet te simuleren).

Om eenzelfde soort scheiding te bewerkstelligen als in [3] door middel van absorptie (in azijnzuur) wordt het mengsel gecomprimeerd tot een druk van 4 atm., gekoeld en vervolgens via een klep, waarbij de druk verlaagd wordt tot 1 atm., geleid naar een LIG afscheider (flashvat). De gasstroom (alle "inerte" gassen en wat aceton) worden in een inerts/aceton scheider gebracht, waarbij de inerts het proces verlaten en de aceton gerecycled wordt naar het fornuis.

De vloeistofstroom wordt opgewarmd tot 121

oe

en geleid naar een destillatiekolom (12 theoretische schotels). Het bodemprodukt van deze kolom is 99% zuiver azijnzuuranhydride, dat na koeling tot 25°e het proces verlaat. Het topprodukt, >99%

3 SIMULATIE M.B.V. CHEMCAD 111

Als recycle convergentiemethode is gekozen voor de (default) Direct Substitution methode. De nauwkeurigheid van de diverse waarden is ingesteld op I.Oe-4.

3.1 Lijst van componenten

In principe worden alle componenten die onstaan in het proces meegenomen in de componentenlijst. Echter, in [3] wordt vermeld, dat naast de eerder genoemde stoffen, ook een hoeveelheid C02 wordt gevormd. Dit is echter maar een zeer kleine fractie en is niet terug te voeren op reactievergelijkingen, zodat deze component weggelaten is. Ook de vorming van koolstof in de kraakreactor is niet meegenomen in de componentenlijst; aangenomen wordt dat deze vaste stof niet verder in het proces meegevoerd wordt. De componentenlijst is aldus:

I. Aceton 2. Keteen 3. Azijnzuur 4. Azijnzuuranhydride 5. Koolstofmonoxide 6. Azijnzuuranhydride 7. Methaan 8. Waterstof 9. Etheen

3.2 Keuze voor het globale thermodynamisch model

Voor een systeem dat aceton, azijnzuur en azijnzuuranhydride bevat kan men verwachten dat het sterk niet-ideaal thermodynamisch gedrag vertoond zowel in de vloeistoffase (polair, H-bruggen, dimerisatie van carbonzuur etc.) als in de dampfase waar veel interactie tussen de diverse componenten zal zijn.

Daarom lijkt het gewenst (zie ook [5] p.l1.23-11.24) voor dit systeem het NRTL-model te gebruiken. Echter, na controle van de aanwezige NRTL-interactiedata in CHEMCAD bleek dat slechts voor de interacties anhydride-azijnzuur en aceton-azijnzuur parameters bekend waren (niet voor aceton-anhydride).

Daarom is gekozen voor Unifac als K-waarden model, met correctie voor vapour phase association. Het beste daarbij behorende model voor enthalpieberekeningen is Late (Latent Heat). Voor de componenten etheen en keteen bleken geen Unifac-parameters bekend, maar het wordt aangenomen dat dit geen grote invloed heeft op de nauwkeurigheid van het model, aangezien. etheen slechts in lage concentraties voorkomt. Keteen komt niet voor in de vloeistoffase en in de gasfase slechts bij hoge temperaturen (fornuis, quench) waar de interacties sowieso minder zullen zUn dan bU lagere temperaturen.

3.3 Gebruikte units in de simulatie

Voor een volledig overzicht van de diverse opties die zijn gebruikt bij de simulatie wordt verwezen naar bijlage B. Hieronder wordt een overzicht gegeven van de keuzes en instelwaarden voor de diverse units van de simulatie.

3.3.1 Fornuis

Het opwarmen van de processtroom in het formuis wordt gesimuleerd door een "fired heater" die de temperatuur van de reactorvoeding (vers aceton en gerecycled aceton) verhoogt naar 700°C. Evenals vermeld in [3] wordt hier aangenomen dat de thermische efficientie gelijk is aan 0.75.

Na verhitting wordt de acetonstroom gekraakt (isotherm, 1 atm.) volgens reacties 1.3-1.5. Aangezien in dit geval 3 reacties simultaan optreden was het niet mogelijk deze in een "equilibrium reactor" te simuleren (keteen wordt gevormd in reactie 1.3 en reageert meteen weer gedeeltelijk door via reactie 1.4, terwijl conversiespecificaties in de "EREA"-unit uitgaan van de ingaande stroom (hier: concentratie keteen = 0)). Daarom is gekozen voor drie "kinetic reactors" (REAC) in serie waarin achtereenvolgens reacties 1.3, 1.5 en 1.4 optreden.

De volgende massabalans over de drie reactoren is gebruikt:

• De conversie van 1.3 en 1.5 samen is 25 mol % aceton (gebaseerd op de ingaande stroom).

• Per mol gekraakt aceton wordt netto 0.7 mol keteen gevormd.

• Per mol aceton in de voeding, wordt 0.362 mol gasvormig product geproduceerd. • Van het produkt is 67.7 mol% methaan.

Uitgaande van bv. een voedingsstroom van 1000 mol aceton/tijdseenheid betekent dit dat na de eerste REAC: Molmethaan

=

0.362·0.677·1000

=

245.07. Evenzoveel mol keteen wordt gevormd door 1.3. De conversie van aceton in deze REAC is dus 0.24507. Met een totale conversie van 0.25 houdt dit in dat in de tweede REAC (reactie 1.5) 4.926 mol aceton ontleedt naar waterstof, koolmonoxyde en koolstof. Aangezien na de 1 e REAC 754.926 mol aceton over is, is de conversie 0.006525. In de laatste REAC treedt reactie 1.4 op. Een netto opbrengst van 0.7 mol keteen/mol aceton houdt in: 0.7·250 :=: 175 mol keteen na 3 REACs. Dus reageert in de 3e REAC:

245.074-175 :=: 70.074 mol keteen, conversie: 0.28593. Het geheel wordt samengevat

in tabel 3.1.

Tabel 3.1 Molaire hoeveelheden kraakproducten gebaseerd op 1000 mol aceton Na reactie 1.3 Na reactie 1.5 Na reactie

(mol) (mol) 1.4 (mol)

Aceton 754.926 750 750 Keteen 245.074 245.074 175 CO 4.926 75 Methaan 245.074 245.074 245.074 Waterstof 14.788 14.788 Etheen 35.037 C 9.852 9.852

De bovenstaande waarden komen overeen met hetgeen in [3] wordt vermeld.

In de REAC modules is niet de standaard reactieenthalpie opgegeven aangezien deze uitgerekend werden door CHEMCAD (vormingsenthalpie database). Alle REACs zijn isotherm (700 °C) en de reacties vinden plaats bij 1 atm. De genoemde constructie van fornuis en reacties apart kan dus een duidelijk beeld geven van de diverse heat duty's die in het fornuis een rol spelen.

3.3.2 Quench unit

De quench-unit, zoals beschreven door Jeffreys ([3], pp.41-57) bleek om diverse redenen niet op dezelfde wijze met CHEMCAD te simuleren. Een venturibuis, de zogenaamde quench injector, zou gemakkelijk met een mixer kunnen worden gesimuleerd, waarbij de ingaande (koel)stromen groot genoeg moeten zijn om de juiste koelcapaciteit te krijgen. Het probleem treedt echter op bij het simuleren van de aansluitende koeltoren (quench tower). Dit is op diverse wijzen geprobeerd, te weten door middel van de TOWR en SCDS routines beschikbaar in CHEMCAD. Het probleem dat hierbij echter hardnekkig optrad was dat teveel aceton in de vloeistoffase terecht kwam, hetgeen nu juist vermeden diende te worden, aangezien het bodemprodukt van de koeltoren weer dient te worden gebruikt om te quenchen en dus ongeveer een 50/50 w/w mengsel azijnzuur/azijnzuuranhydride moest zijn. Dit probleem is getracht te omzeilen door de quench-unit te simuleren door eerst te mixen en dan te flashen, hierbij tradt bovengenoemd probleem echter ook op. Mogelijk komt dit doordat in genoemde simulatieroutines veel meer kontakt tussen gas- en vloeistoffase optreedt. Hierdoor wordt het mogelijk voor aceton om vanuit de gasfase naar de vloeistoffase te migreren. In Jeffreys' quench toren gaat het koelproces zo snel dat dit LIG-evenwicht (door absorptie) zich niet in kan stellen. Omdat als belangrijkste doel van de quench-unit het koelen van de procesgassen komende uit het fornuis moet worden gezien is voor de volgende oplossing gekozen. In de uiteindelijke CHEMCAD simulatie is de unit opgebouwd uit een mixer, waarin de stroom komende uit de laatste reactor van het fornuisblok wordt gemengd met een stroom zuiver azijnzuur. Dit gebeurt omdat normaliter in de quench het azijnzuur in het proces wordt gebracht. Hierbij wordt evenals in Jeffreys ([3], p.44) aangenomen dat de chemische reactie tussen azijnzuur en keteen pas optreedt in de condensors. De stroom uit de mixer wordt nu door een warmtewisselaar geleid waarbij deze wordt gekoeld tot een temperatuur van 80°C. Deze warmtewisselaar symboliseert dus de totale koeling die in het geval van Jeffreys door de quench-unit wordt geleverd. De uitgaande temperatuur dient 80°C te zijn, omdat de keteen reactie bij die temperatuur optreedt ([4], p.112).

3.3.3 Keteen reactor/condensor

Volgens Jeffreys treedt in de condensors gedeeltelijke reactie van keteen met azijnzuur onder vorming van anhydride (reactie 1.2) op. Simulatie van condensors waarin wordt gekoeld en simultaan een chemische reactie optreedt is met CHEMCAD niet realiseerbaar, omdat condensoren daar alleen kunnen koelen en er geen reactie in kan optreden. Het stroom uit de door CHEMCAD gesimuleerde quench-unit is reeds op 80°C en omdat de reactie isotherm bij deze temperatuur plaatsvindt ([4], p.112) hoeft niet verder gekoeld te worden. Waar in Jeffreys de reactie van keteen gedeeltelijk plaatsvindt in de na de condensoren komende absorptietoren wordt in deze simulatie aangenomen dat de reactie tussen keteen en azijnzuur alleen in de

condesorsectie plaatsvindt. Hierop wordt in de volgende paragraaf teruggekomen. De reactie werd gesimuleerd met behulp van de CHEMCAD REAC routine, waarin voor de volgende instellingen werd gekozen:

-Isotherme operatie bij 80°C. - Constante druk van 1 atm.

- Conversie van keteen van 99.9% (zie paragraaf 2.2).

Het feit dat de reactie alleen in de vloeistoffase optreedt is helaas niet met de REAC routine te simuleren, terwijl andere reactor simulatie eenheden ofwel te complex blijken te zijn voor deze reactie of er blijken te weinig kinetische en thermodynamische gegevens beschikbaar.

3.3.4 Degassing

De na de condensoren komende absorptie-unit dient de keteen af te scheiden van de rest van de gassen en tevens vindt er het laatste gedeelte van de reactie van keteen (reactie 1.2) plaats. In CHEMCAD is een absorptietoren waarin simultaan een reactie optreedt te simuleren met een zogehete SCDS routine. Wanneer deze routine echter wordt gebruikt blijkt dat niet alleen de inertsl de top van de toren verlaten, doch ook een substantiële hoeveelheid van het aceton, hetgeen nu juist vermeden diende te worden, omdat volgens Jeffreys het aceton door het azijnzuur wordt geabsorbeerd en zodoende als vloeistof en dus bodemprodukt de toren verlaat. Omdat er geen andere unit operations die zowel het absorberen, reageren en het koelen simuleren beschikbaar zijn in CHEMCAD werd besloten de reactie van keteen (1.2) volledig plaats te laten vinden in de in de vorige paragraaf besproken reactor behorende bij het condensorblok. Het verwijderen van de inerts wordt op de volgende wijze gesimuleerd. Allereerst wordt de stroom gecomprimeerd tot een druk van 4 atm. Daar deze compressie een temperatuurstijging tot gevolg heeft wordt de stroom eerst gekoeld tot 35

oe.

Vervolgens wordt via een V AL V routine een flash gesimuleerd waarbij de druk na de klep 1 atm. is. De V AL V scheidt de stroom in een vloeistof- en gasfase, waarbij de gasfase alle inerts bevat en een gedeelte van de acetonhoeveelheid. De vloeistoffase bevat azijnzuur, anhydride en aceton en wordt naar de scheidingssectie geleid. Om niet te veel aceton uit het proces te verliezen is een component separator toegevoegd die een processtap simuleert waarbij inerts en aceton gescheiden worden. Dit bleek niet op een andere wijze mogelijk. Het afgescheiden aceton wordt gerecycled naar het fornuis en de inerts gasstroom verlaat het proces.

3.3.5 Scheidingssectie

De stroom uit de degassing sectie zal moeten worden ontdaan van het aceton en het azijnzuur. Hiertoe zijn twee destillatietorens nodig allereerst een toren die het overtollige aceton afscheidt. Om het aceton op de juiste temperatuur voor de beste scheiding de toren in te brengen wordt de stroom in een warmtewisselaar tot een temperatuur van 121°C gebracht. Deze 121 °C bleek het beste overeen te komen met de temperatuur die heerst op de voedingsschotel van de toren. De destillatie is om het juiste aantal schotels en de juiste voedingsschotel te bepalen eerst gesimuleerd met behulp van de SHORTCUT routine die het aantal schotels N en de voedingsschotel Nf bepaalt bij een gegeven fractie light key en heavy key in het destillaat. De light key is in dit geval aceton en de heavy key is azijnzuur. Als de fractie aceton op 0.99 werd

-ingesteld en de fractie azijnzuur 0.01 bij een reflux rate van 1 (zie [3]), met partiële

condensatie2 _{werd het volgende berekend:}

- N

=

12

-Nf=6

- Reboiler duty

=

1400 MJIhr

Deze gegevens werden gebruikt voor een TOWR routine die werd gebruikt voor deze destillatie. Het theoretisch aantal schotels is dus 12. In de praktijk zal de schotelefficiëntie kleiner dan 1 zijn. (Jeffreys neemt een efficiëntie van 50% aan). Voor het afscheiden van azijnzuur zou in principe wederom een destillatietoren moeten worden gebruikt. Wanneer echter een bodemprodukt werd vereist met een gewichtspercentage van 99% azijnzuuranhydride werd door de SHOR een theoretisch aantal schotels van 300 berekend, hetgeen niet haalbaar lijkt. Dit getal is alleen omlaag te brengen tot een redelijker waarde van bijvoorbeeld 90 door de reflux rate te verhogen tot 60 (!) of de gewenste zuiverheid te verlagen tot 97%. Ook operatie van de destillatietoren bij hogere druk bleek geen redelijk aantal schotels op te leveren. Uit figuur A.3 blijkt al dat een groot aantal evenwichtstrappen nodig zal zijn voor de gewenste zuiverheid. Bij lagere drukken dan ca. 0.5 atm. treedt een azeotroop op. Dit blijken allen geen redelijke oplossingen waarna is besloten dat deze toren niet te simuleren is met CHEMCAD. Ook enig gestoei met de TOWR en SCDS routines bleek geen bevredigend resultaat te kunnen geven.

Om nu toch een produkt te verkrijgen met een zuiverheid van 99% is besloten deze zuiverheid te regelen met behulp van de azijnzuur voedingsstroom. Dit lijkt voor dit geval de beste oplossing, maar houdt geen stand wanneer men besluit deze fabriek werkelijk te gaan opereren. Wanneer bijvoorbeed de gevormde hoeveelheid ket een of de efficiency van de ket een reactor in het condensor veranderen kan men niet meer het gewenste produkt met een 99% zuiverheid produceren.

3.4 Resultaten

Alle resultaten van de simulatie zijn vermeld in bijlage B, waar de diverse apparaten en stromen met hun samenstelling en eigenschappen worden weergegeven. De produktstroom bedraagt 2789 kglhr, wat overeenkomt met 22.3 kiloton per jaar (overdesign: 10%). De zuiverheid van het produkt is 99.2 % w/w.

3.4.1 Massabalans

Een overzicht van de diverse massa en molaire stromen wordt gegeven in de overall massabalans in bijlage B. Wanneer wordt gekeken naar de totale massa die het proces binnen komt en die het proces verlaat blijkt er een massa deficiëntie van 3900 -3881.7 = 18.3 kglhr op te treden. Dit is te verklaren door middel van het feit dat in de tweede reactor die het fornuis simuleert koolstof wordt gevormd. (Dit speelt verder geen rol in het proces en voor de reactie-entalpie berekening maakt het geen verschil

of de koolstof wel of niet wordt meegenomen.) Volgens tabel 3.1 wordt per 1000 mol

aceton 9.852 mol koolstof gevormd. Volgens bijlage B komt er 154.9141 kmollhr

aceton in er wordt dus (154.9141/1000)*9.852 = 1.526 kmollhr koolstof gevormd. Dit

komt overeen met 1.526*MC = 1.526*12

=

18.3 kglhr koolstof, wat gelijk is aan het gevonden massabalans verschil.

Voor de overige massastromen wordt verwezen naar bijlage B.

3.4.2 Energiebalans

Aangezien een volledige analyse van de energiebalans buiten het kader van deze opdracht valt is ervoor gekozen om alleen de reactie enthalpiën van de diverse reacties berekend door CHEMCAD te vergelijken met die gegeven door Jeffreys [3]. Tevens kan de totale heat duty van de drie reactoren en het fornuis worden berekend en vergeleken met de duty van het fornuis van Jeffreys.

'Reactor 1: Aceton kraken (reactie 1.3)

De door CHEMCAD berekende heat duty: 3093 MJIhr

Deze reactie heeft volgens Jeffreys een reactie enthalpie van 81.0 kj/mol (bij 700°C)3 .

Er reageert 39.97 kmollhr hetgeen een duty levert van: 39970*81000 ~ 3076 MJIhr.

De door CHEMCAD en Jeffreys berekende waarden blijken dus redelijk overeen te komen.

'Reactor 2: Aceton decompositie (reactie 1.4)

Voor de reactie die optreedt in deze reactoren geven zowel Jeffreys [3] alsmede Douglas [4] geen waarden voor de reactie enthalpie. Daar echter de conversie van deze reactie zeer klein is (conversie van aceton

=

0.0065) wordt de invloed ervan op de warmte huishouding verder buiten beschouwing gelaten.

'Reactor 3: Keteen decompositie (reactie 1.5)

De door CHEMCAD berekende heat duty: 79.21 MJIhr

Volgens Jeffreys geldt er een reactie enthalpie van -63 kj/mol (bij 700°C).

Er reageert 10.86 kmollhr keteen wat betekent dat de duty voor deze reactie op de volgende waarde neerkomt: 1 0860*-63000 ~ -684 MJIhr. In dit geval blijken de waarden van Jeffreys en de waarde berekend door CHEMCAD dus niet in overeenstemming met elkaar.

'Reactor 4: Keteen reactor (reactie 1.2)

De door CHEMCAD berekende heat duty: -2711 MJIhr.

Volgens Jeffreys geldt een reactie enthalpie van -48 kj/mol (bij 80°C).

Er reageert 27.09 kmollhr keteen; dit geeft een duty van 27090*-48000 ~ -1300 MJIhr

.Ook bij deze reactie treedt er een verschil op tussen de door CHEMCAD en met Jeffreys gegenereerde waarden.

Opvallend is het feit dat in beide gevallen waarbij de key component keteen is een verschil tussen de Jeffreys en CHEMCAD waarden optreedt.

Om de totale duty van het fornuis te weten te komen moeten de duties van reactoren 1,

2 en 3 worden opgeteld tesamen met de duty geleverd door de "Fired Heater"

opgesteld voor reactor 1. De duty van deze HEATER is: 14399 MJIhr.

De totale duty van het fornuis bedraagt dus: 14399 + 3076 - 684 - 1300 =

15491MJIhr.

3 De waarden voor de reactie enthalpiën zoals gegeven door Jeffreys komen goed overeen met de

Volgens Jeffreys bedroeg deze 21029 MJ/hr. Het verschil kan worden verklaart uit het feit dat Jeffreys een andere manier gebruikt om de totale duty te berekenen.

3.5 Discussie

In het beschreven CHEMCAD model is met een aantal zaken geen rekening gehouden, veelal omdat ze niet of niet voldoende te modeleren bleken te zijn. Een aantal behoeven hier nog enige nadere toelichting.

In het gehele ontwerp is de warmte huishouding niet als een geïntegreerd geheel opgenomen. Zo kon het fornuis niet zo worden gesimuleerd dat de warmte vrijkomend in de convectie sectie van het fornuis wordt gebruikt om de voedingsstroom van de aceton destillatietoren op te warmen [3]. Ook zijn de spuistromen niet gebruikt als brandstof voor het fornuis, hetgeen gezien de samenstelling (55% methaan) wel mogelijk zou zijn.

In de simulatie zijn geen pompen opgenomen, omdat de aandacht is gericht op de belangrijkste unit operations.

Voor de druk in vrijwel het gehele proces is 1 atm. aangenomen. Zo ook in de kraakreactor, zie Douglas [4]. Echter volgens het PEP Yearbook [10] wordt de reactie bij 5 bar uitgevoerd en Jeffreys vermeld een gemiddelde reactordruk van 1.66 atm. Er is ook geen drukval over de aceton destillatie toren aangenomen hetgeen niet echt realistisch is.

Veel van dit soort problemen worden normaliter opgelost doordat apparaaontwerp en flowsheeting simultaan gebeuren. Het apparaatontwerp viel echter buiten het kader van deze opdracht.

4 PROCESREGELING

In deze sectie die de procesregeling van een der belangrijkste apparaten met betrekking tot het te vormen eindprodukt dient te beschrijven wordt de regeling van de procescondities in het fornuis gegeven. Hierbij wordt een fornuis waarin het verwarmen en reageren gelijktijdig optreden beschouwd.

Het is noodzakelijk om de temperatuur van deze unit te regelen aangezien deze grootheid een grote invloed op de uiteindelijke produktie heeft. De uitgangsternperatuur van het fornuis zal door middel van thermokoppels moeten worden gemeten. Waarschijnlijk de beste manier om de uitgangstemperatuur te regelen is door de verhouding van de brandstoftoevoer en voedingsstroom constant te houden. Deze vooruitkoppeling wordt aangevuld door een temperatuurregelloop die de verhoudingsinstelling kan corrigeren. De temperaturen zullen onder normale omstandigheden automatisch worden gecontroleerd, maar het moet ook mogelijk zijn deze manueel te beïnvloeden door middel van instelling van de brandstoftoevoer. Ook zullen drukmeters moeten worden geïnstalleerd om drukverhogingen ten gevolge van overmatige koolstofafzettingen te kunnen meten.

Uiteindelijk zal een veiligheidssyteem moeten worden ingebouwd dat bij meting van een abnormaal hoge uitgangstemperatuur van het reactiegas de toevoer van aceton stopt doordat een klep zich sluit, de branders worden afgesloten en tevens zullen stoominjectoren stoom in het fornuis injecteren.

5 ECONOMISCHE BESCHOUWING

5.1 Investeringskosten

De investeringskosten ([7], p. lIl-I) kunnen in 4 groepen ingedeeld worden: 1. IB De investeringen in de proceseenheden (inc1usiefindirecte bouwkosten). 2. IH De investeringen in hulpapparatuur en off-site investeringen.

3. IL De investeringen in niet tastbare zaken (licenties, know-how, startup etc.) 4. IW Het werkkapitaal, voorraden, cash etc.

Aangezien het karakter van deze beschouwing die van een eerste indicatie heeft, wordt gebruik gemaakt van de vuistregel dat voor "een" Nederlandse chemische fabriek, IB typisch 64% van de totale investeringskosten bedraagt ([7], p. IlI-2).

Voor het berekenen van IB wordt gebruik gemaakt van het modulair, exponentmodel van Taylor ([7], p. IIl.20) welke de investeringskosten schat door middel van:

IE = 45jPO.39·C/300,!= 'I(1 .. N)(1.3/i

waarin! = costliness index,

P = kapaciteit in kT/jaar,

Cl = index uit EPE (= 310 injuni 1978), Si = costliness score voor processtap i,

N = aantal processtappen.

5.1

I B geeft de investeringen in

kt:.

Voor $ moet de constante 45 vervangen worden door 93. Met deze methode berekent men voor elke processtap en voor de voeding, produkt en recyc1estromen een costliness score. In dit geval is het proces opgedeeld in 5 procsstappen waarbij uitgegaan is van de situatie zoals die in CHEMCAD gesimuleerd is. Dit betekent dat bijvoorbeeld in de quench unit de doorzet relatief klein is ten opzichte van de "werkelijke" situatie (zoals in [3]).

Doorzet

De verschillende sromen door het proces worden hieronder samengevat (zie ook fig. A.2 en appendix B)

Tabel 5.1 Doorzetscores

Stroom Doorzet Rel. doorzet Costliness

(kglhr) (kg/kgprod) score Aceton (feed) 2250 0.8 -0.5 Azijnzuur (feed) 1650 0.6 -1 Anhydride (prod.) 2789 1 0 Aceton (recycle) 6758 2.4 1.5 Proces Rl (fornuis) 9008 3.2 2 Quench 10640 3.8 2.5 R2 (keteen reactie) 10640 3.8 2.5 Degassing 10640 3.8 2.5 Aceton destillatie 8658 3.1 2

Materiaal

In alle proces stappen wordt gebruik gemaakt van roestvrij staal. Voor azijnzuuranhydride (de meest corrosieve component) wordt in de literatuur geadviseerd molybdeen roestvrijstaal te gebruiken bij de voor dit proces geldende omstandigheden. In het fornuis zijn de condities het zwaarst (hoge temperatuur, oxidatie); voor deze processtap wordt vewacht dat 25/20 nikkel/chroom staal de beste eigenschappen bezit.

Alle gebruikte materialen vallen binnen de categorie met een costliness score van 1.

Reactie/opslagtijd

Aangezien geen van de reacties veel tijd in beslag neemt (Jeffreys noemt 0.01-1 s voor de kraakreacties) en in de simulatie opslag van de voedings- en produktstromen niet in aanmerking is genomen is de score voor alle processtappen O.

Druk/temperatuur

Alle voedings-, produkt- en recyc1estromen hebben een temperatuur van ca. 25

oe

en een druk van 1 atm. (score: 0). De temperatuur in het formuis (shell-side) kan oplopen tot 2000

oe

(score 3.5). De maximale temperatuur in de quench unit is ca 700

oe

(score: 1.5). In de overige units is de maximale temperatuur niet hoger dan 150

oe

en de maximale druk 4 atm., zodat een score voor deze processtappen van 0.5 wordt aangenomen.

Verder zijn geen grote andere moeilijkheden (bv. toxiciteit etc.) te verwachten. De berekening van de costliness index is samengevat in tabel 5.2. Het blijkt datf= 22.80. De produktie Pis 2789 kglhr hetgeen overeenkomt met 22.3 kiloton per jaar.

Tabel 5.2 Berekening Costliness index, methode van Taylor.

Stroom Doorzet Materiaal Reactie-/ Druk, Totaal Costl. opslagtijd temp. score index

Aceton (feed) -0.5 1 0 0 0.5 1.14 Azijnzuur (feed) -1 1 0 0 0 1 Anhydride (prod.) 0 1 0 0 1 1.3 Aceton (recycle) 1.5 1 0 0 2.5 1.93 Proces Rl (fornuis) 2 1 0 3.5 6.5 5.50 Quench 2.5 1 0 1.5 5 3.71 R2(keteen reactie) 2.5 1 0 0.5 4 2.86 Degassing 2.5 1 0 0.5 4 2.86 Aceton destillatie 2 1 0 0.5 3.5 2.50 Totaal 22.80

Voor grondstof- en produktprijzen is gebruik gemaakt van [10] (1988) (recentere gegevens zijn niet bekend). In [7], p. III-49 wordt vermeldt dat de EPE index voor 1988 681 bedraagt. De koers van de dollar was ca. 2.02 gulden/dollar zodat voor IB geldt:

IB

=

2.02'93'22.8'22.3 0.39.681/300

=

32.63 miljoen gulden.

De totale investeringskosten kunnen dan geschat worden op 32.63/0.64

=

51 miljoen gulden. Overigens in hier geen rekening gehouden met lokatiefactoren.

5.2 Produktiekosten en -baten

Algemeen zijn de totale produktiekosten opgebouwd uit algemene kosten en fabrikagekosten, w.o. produktievolume-afhankelijke, investeringsafhankelijke en semi-variabele kosten (voornamelijk loon) en de plant overhead. Hier wordt gebruik gemaakt van een vereenvoudigd model, omdat in dit stadium nog geen gedetailleerde uitspraak gedaan kan worden over sommige kosten.

KT

=

l.13Kp +2.6L+0.13I 5.2

Hierin zijn KT de totale produktiekosten, Kp de produktievolume-afhankelijke kosent, L de loonkosten een I de investeringkosten. ([7], p. II -17). 1 is uitgerekend in de vorige paragraaf. Voor L wordt de relatie van Wessel gebruikt ([7], p. II-38):

waarm

L

=

totale loonsom (kil). N = aantal stappen. C

=

kapaciteit in kT/j

L=32·N·CO.32

5.3

Het aantal stappen is 5 (Rl, quench, R2, degassing en aceton destillatie) en de kapaciteit 22.3 kT/j, zodat de totale loonsom L

=

337 kil. (geldig voor een kontinu proces voor 1986).

Kp wordt hieronder berekend. Aangezien deze schatting zeer grof is, zijn (zonder korrectie voor prijsverschil tussen 1992, 1988 en 1986) de prijzen uit [8] (1992) gebruikt. In de kostenberekening worden de volgende waarden gebruikt:

Koelwater. Hierbij is de temperatuurstijging van het koelwater 10 °C, Cp 4.2 kJ/kg en de prijs 0.10 fl./l000 kg.

Aardgas. Prijs: 8.21 flJGJ

Electriciteit. Prijs: 0.13 fl./kWh (0.036 fl.lMJ)

Stoom. 10 bar, verdampingswarmte ca. 2000 kJ/kg, prijs: 35 fl./lOOO kg.

Opmerking: Voor de destillatie feed heater wordt aangenomen dat deze warmtewisselaar met aardgas gestookt wordt, omdat dit het best aansluit bij het ontwerp van Jeffreys (waarin de voeding van de destillatietoren wordt verwarmd in de convectiesectie van het fornuis).

De diverse energie stro men worden aangegeven in bijlage B en zijn hier (tabel 5.3) omgerekend naar GJ/jaar. Voor het fornuis is de warmtestroom aangenomen zoals uitgerekend in paragraaf 3.4.2. Niet in het proces opgenomen pompen e.d. worden in de kostenschatting met een extra electriciteitsbehoefte van 5000 GJ/jaar opgenomen. Tabel 5.3 Produktie-afhankelijke kosten

Apparaat Benodigde Geleverd Kosten (kfl.)

Warmte (GJ/jr) door

Fired heater voor fornuis 165237 Aardgas 1357 (thermische efficiency: 75%)

Quench koeler 90528 Koelwater 215

Koeler voor flash 48027 Koelwater 114

Beater voor destillatie 46163 Aardgas 379

Produkt koeler 5406 Koelwater 13

Condensor duty dest. toren 24093 Koelwater 572 Reboiler duty dest.toren 11199 Stoom 196

Compressor 8524 Electriciteit 307

Overige electrische compon. ca. 5000 Electriciteit 180

Totaal 3333

De voedingsstromen van het proces, te weten aceton en azijnzuur brengen de volgende kosten met zich mee:

Tabel 5.4 Grondstofkosten

Voedingsstroom Grootte (kglh) Kosten (fl/kg) Totale kosten

[10] (MflIj)

Aceton 2250 0.98 17.64

Azijnzuur 1650 1.04 13.73

1 umul 31.37

Hierdoor bedragen de totale produktieafhankelijke kosten 34.7 Mfl./jaar.

In het vereenvoudigde model is geen rekening gehouden met rente- en afschrijvingskosten. Om dit toch in de berekening te betrekken worden de investeringsgerelateerde kosten verhoogd met een zogenaan1de capital charge die de jaarlijkse kosten voor rente en afschrijving aangeeft. Uitgaande van een proceslooptijd van 15 jaar en een rente van 8% wordt een capital charge van 0.11683 gevonden ([7], p. IV -6). De totale kosten zijn aldus:

KT = 1.13·34.7

+

2.6·0.337

+

(0.13

+

0.11683) ·51 = 52. 7Mfl / jaar

De opbrengst door de hoeveelheid azijnzuuranhydride die per jaar wordt geproduceerd is als volgt berekend:

• de produktstroom 2789 kg azijnzuuranhydride per uur

=

22.3'106 kg/jaar. • de prijs van anhydride is 1.89 fl./kg.

• totale baten: 92.6 Mfl./jaar.

Het bovenstaande houdt in dat deze fabriek, zoals in CHEMCAD gesimuleerd een winst van 40 miljoen gulden per jaar zou maken. Hierbij moet echter worden opgemerkt dat de loonkosten erg laag lijken te zijn. Ook kan niet worden verwacht dat het vereenvoudigde model in combinatie met een vereenvoudigde simulatie en onnauwkeurige prijsschattingen een resultaat met grote betrouwbaarheid oplevert. (Wanneer deze winstschatting als reeel wordt beschouwd, kan een hevige concurrentie tegen bodemprijzen worden aangegaan!).

6 CONCLUSIES EN AANBEVELINGEN

Het ontwerp zoals gesimuleerd met behulp van CHEMCAD wijkt op allerlei punten af van het realistischer ontwerp zoals uitgevoerd door Jeffreys. De flowsheetstructuur en een aantal apparaten moesten drastisch worden gewijzigd om de simulatie werkend te krijgen. Al deze veranderingen hebben niet alleen invloed op de simulatie zelf, maar zeker ook op de economische beschouwing van het proces. Het resultaat van deze beschouwing was dat de gesimuleerde fabriek een winst van 40 miljoen gulden per jaar zou maken bij een produktie van ca. 20000 ton azijnzuuranhydride per jaar. De

nauwkeurigheid van de kostenschatting en de gedetailleerdheid van de

apparaatgegevens is inherent aan de doelstelling van deze opdracht. Voor meer detail in beide gevallen zullen de diverse apparaten daadwerkelijk ontworpen moeten

worden waardoor echter de opdracht het karakter van een kompleet

fabrieksvoorontwerp zal krij gen.

Om een betere simulatie te realiseren zouden de volgende punten in aanmerking

genomen moeten worden:

• Meer aandacht moet worden besteed aan fysische en chemische eigenschappen

van diverse (mengsels van) componenten en de operaties die ermee worden uitgevoerd.

• Het wordt sterk aanbevolen deze simulatie uit te voeren met behulp van een

uitgebreider pakket waarmee bijvoorbeeld quench en absorptietorens beter gedefinieerd kunnen worden.

7 LITERATUUROVERZICHT

1. Kirk, Othmer, Encyclopedia of Chemical Technology, 4th Ed., 1. Wiley & Sons, New York (1991), volume 1, pp. 143-154

2. Kirk, Othmer, Encyclopedia of Chemical Technology, 3rd Ed., J. Wiley & Sons, New York (1978), volume 1, pp. 151-161

3. G.V. Jeffreys, A problem in chemical engineering design, The Manufacture of Acetic Anhydride, The Institution of Chemical Engineers, London (1961).

4. 1.M. Douglas, Conceptual Design of Chemical Processes, McGraw-Hilll Co., Int. Ed., Singapore (1988), pp. 112, 134, 138, 140, 160

5. Chemstations Inc., Chemcad III Process Flowsheet Simulator User's Manual, Volume 1, Houston

6. Chemstations Inc., Chemcad III Process Flowsheet Simulator User's Manual, Volume 2, Houston

7. Montfoort, De chemische fabriek, Deel II, Cost-engineering en Economische aspekten, Faculteit der Scheikundige Technologie en der Materiaalkunde, Delft(1991 )

8. 1.Grievink, F.A. Meijer, A. van den Ham, Handleiding voor het maken van een fabrieksvoorontwerp, Intern rapport, Delft (1993).

9. S.Touber en 1. de Graauw, Pompen en compressoren, Vakgroep Proces en Energie, Delft (1993), p.49.

BIJLAGEN

'" ~ U 0 I-< 0-~ "t:I

.-

I-< "t:I i» ..cl

=

~ I-<

=

=

~ .-'

.-

_N ~ ~ "t:I I-< ~ ~

-

₌

8

.-

_'"

~ bJ)

...

~ ~ ..cl

'"

~ 0

-~ 'P'"'I

<

Aceton Fumace I Azijnzuur Quench unit Inerts Inerts/aceton scheider Aceton kolom

-<:

V ) N

~

....

-

CIS

-

=

₈

....

_~ w

~n~~U

'

Acetic Acid / Acetic Anhydride at 1.00 atm By UNIF

Y1 Weight Frac

1.0

Job Name: 17 JAN

01-17-95 17: 12 / /

/

)( )( )(

XY

Data

0.8

---~---_, .. ---~---- --- --- ---/~

:/

--- --- -- ----/ / / / / _ _ _ _ '-_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ . _ • • _ _ .J

0

.

6

----. ' -, --------------------------j. -, ----- -/ / / / /

o

.

4 1-

-

-

---

-

----

--

-

-

---

--

---

--

-

+

-

-

---

-

-

-

-

---

-/-

-

-

---

--

--

;,--

--

-

--

--

-

-

--

-

---

----

--

~

--

----

-

----

-

---

-

--

-~

-

--

-

-

-

---

-

---

-

-

-

-

-

---

~ / / / / / / , , , - - -..(: - ---- -- --- - -- --- -- -- t-0.2 _____ • _____ J / / / '/

s

... ~

"""'

. ....,

....

,.Q <l) '"l:l

....

_I-< '"l:l ;;.-, ...c:l

=

~ I-< ::s ::s ~ . ....,

....

_N ~ l:; ::s

='

N

=

.

_....

...., N ~ ... o "i5.. I

>-~ M

<

_I-< ::s ::s OJ) ~ u lJ") N

B Chemcad report

FLOWSHEET SUMMARY

Equipment Label Stream Numbers

1 REAC Aceton kraak 3 -4 2 REAC Aceton decom 4 -5 3 REAC Keteen decom 5 -6

4 HTXR Quench 8 -9

5 MIXE Zuur voeding 6 7 -8 6 REAC Keteen reac. 9 -10 7 VALV Flash 12 -13 -14 8 HTXR Koelvoorflas 11 -12 9 COMP Compressor 10 -11

10 TOWR Aceton still 15 -16 -17

11 HTXR Stil feedhea 14 -15

12 MIXE Aceton f+rec 20 16 1 -2 13 HTXR Prod. koeler 17 -18

14 FIRE Fornuis 2 -3

15 CSEP Acetjinerts 13 -19 -20 Stream Connections

Stream Equipment Stream Equipment

From To From To 1 12 8 5 4 2 12 14 9 4 6 3 14 1 10 6 9 4 1 2 11 9 8 5 2 3 12 8 7 6 3 5 13 7 15 7 5 14 7 11

Equipment Calculation Sequence

5 4 6 9 8 7 15 11 10 12 14 1 Equipment Recycle Sequence

5 4 6 9 8 7 15 11 10 12 14 1 Recycle Cut Streams

6

Recycle Convergence Method: Direct Substitution Max. loop iterations 40

Recycle Convergence Tolerance Flow rate 1.000E-004 Temperature Pressure Enthalpy Vapor frac. 1.000E-004 1.000E-004 1.000E-004 1.000E-004 Recycle calculation has converged. Run Time Error and Warning Messages:

*** Equip. 2 ***

* Reactor mass balance error COMPONENTS 1 2 ID# 140 240 Name Acetone Ketene Stream Equipment From To 15 11 10 16 10 12 17 10 13 18 13 19 15 20 15 12 2 3 13 2 3

3 4 5 6 7 8 130 48 447 2 1 22 THERMODYNAMICS K-value model Enthalpy model Liquid density Overall Mass Balance

Acetic Acid Carbon Monoxide Acetic Anhydride Methane Hydrogen Ethylene UNIFAC

Vapor Phase Association Latent Heat Library kmol/h Input Output kg/h Input Output Acetone 38.740 0.010 2250.000 0.574 Ketene Acetic Acid Carbon Monoxide Acetic Anhydride Methane Hydrogen Ethylene Total EQUIPMENT SUMMARIES 0.000 27.476 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 66.215 0.023 0.000 0.975 0.386 1650.000 23.187 11. 617 0.000 325.385 27.090 0.000 2765.579 37.969 0.000 609.140 2.280 0.000 4.597 5.428 0.000 152.288 84.804 3900.000 3881.726 Reactor Summary *** Equip. 2 ***

* Reactor mass balance error Equip. No.

Name

Specify thermal mode: C MJ/h Key Component Frac. Conversion Heat of Reaction (J/kmol)

Reactor Pressure atm Stoichiometrics: Acetone Ketene Acetic Acid . Carbon Monoxide . Acetic Anhydrid Methane Hydrogen Ethylene

Heat Exchanger Summary Equip. No. Name TOut Str 1 C Calc Ht Duty MJ/h Equip. No. Name 1 Aceton kraak 2 700.0000 3092.8164 1 0.2451 8.1214e+007 1.0000 -1.000 1.000 O.OOOE+OOO O.OOOE+OOO O.OOOE+OOO 1.000 O.OOOE+OOO O.OOOE+OOO 4 Quench 80.0000 -11316.0459 Mixer Summary 5 2 Aceton decom 2 700.0000 79.2094 1 0.0065 1.0662e+008 1.0000 -1.000 O.OOOE+OOO O.OOOE+OOO 1.000 O.OOOE+OOO O.OOOE+OOO 3.000 O.OOOE+OOO 8 Koelvoorflas 35.0000 -6005.3887 12 Zuur voeding Aceton f+rec

3 6

Keteen decom Keteen reac.

2 2 700.0000 80.0000 -275.9764 -2710.6384 2 2 0.2859 0.9990 -2.3302e+007 -8.0124e+007 1.0000 1.0000 O.OOOE+OOO O.OOOE+OOO -1.000 -1.000 O.OOOE+OOO -1.000 1.000 O.OOOE+OOO O.OOOE+OOO 1.000 O.OOOE+OOO O.OOOE+OOO O.OOOE+OOO O.OOOE+OOO 0.500 O.OOOE+OOO 11 13

Stil feedhea Prod. koeler 121.0000 25.0000 5770.3384 -675.7132

Equip. No.

Name Pressure out atm

Equip. No. Name

Type of Compressor: Pressure out atm Efficiency Actual power MJ/h Cp/Cv Ideal Cp/Cv Valve Summary 7 Flash 1. 0000 Compressor Summary 9 Compressor 1 4.0000 0.7500 1065.4425 1.1184 1.1251 Theoretical power (MJ/h) 799.0818 Equip. No.

Towr Rigorous Distillation Summary 10

Name

Select condenser type: No. of stages

lst feed stage

Select condenser mode: Condenser spec.

Select reboiler mode:

Aceton still 1 12 6 1 1.0000 2 Reboiler spec. 1400.0000

Est. dist. rate (kmol/h) 46.6000 Est. reflux rate (kmol/h) 35.0000

Est. stage 1 T C 56.1600

Est. bottom T C 137.6500

Calc cond duty MJ/h -3011.6584 Calc rebr duty MJ/h 1399.8833

Equip. No.

Fired Heater Summary 14 Name Temperature Out C Thermal Efficiency Heat Absorbed MJ/h Fuel Usage(SCF) Equip. No. Name Split Destination: Component No. 1 Component No. 3 Component No. 5 STREAM PROPERTIES Stream No. Name - - Overall Molar flow kmol/h Mass flow kg/h Temp C

Pres atm

Vapor mole fraction Vapor mass fraction Enth MJ/h Entropy MJ/C Fornuis 700.0000 0.7500 14399.3682 20219.1328

Component Separator Summary 15 Acet/inerts Aceton 1 1.0000 1.0000 1.0000 1 38.7397 2250.0000 25.0000 1.0000 0.0000 0.0000 -9628. -1. 544 2 Mixed aceton 155.0267 9008.2213 56.2020 1.0000 0.60305 0.60426 -3.516E+004 4.455 3 In Rl 155.0267 9008.2213 700.0000 1.0000 1.000 1.000 -2.076E+004 30.06 4 In R2 192.9960 9008.2240 700.0000 1.0000 1.000 1.000 -1.766E+004 31.77

Tc C 235.0500 235.0992 235.0992 177.1294 Pc atm 46.4002 46.4149 46.4149 73.4876 Std. sp gr wtr 1 0.796 0.796 0.796 0.697 Std. sp gr air 1 2.005 2.006 2.006 1.612 Degree API 46.3021 46.2491 46.2491 71. 5698 Heating values (60 F)

Gross J/kg 3.083E+007 3.081E+007 3.081E+007 3.122E+007

Net J/kg 2.853E+007 2.852E+007 2.852E+007 2.893E+007

Average mol wt 58.0800 58.1076 58.1076 46.6757 Actual dens kg/m3 784.2787 3.6548 0.7278 0.5845 Actual vol m3/h 2.8689 2464.7919 12377.1839 15412.0119 Std liq m3/h 2.8298 11.3262 11.3262 12.9396 Std vap 0 C m3/h 868.2973 3474.7131 3474.7131 4325.7430 - - Vapor only -

-Molar flow kmol/h 93.4888 155.0267 192.9960

Mass flow kg/h 5443.2903 9008.2213 9008.2240

Enth MJ/h -2.012E+004 -2.076E+004 -1.766E+004

Entropy MJ/C 6.112 30.06 31.77 Average mol wt 58.0810 58.1076 46.6757 Actual dens kg/m3 2.2127 0.7278 0.5845 Actual vol m3/h 2460.0223 12377.1839 15412.0119 Std liq m3/h 6.8459 11.3262 12.9396 Std vap 0 C m3/h 2100.5826 3474.7131 4325.7430 Cp J/kg-K 1373.9276 2778.1782 2753.3010 Cp/Cv 1.0989 1.0543 1.0690 Cp/Cv ideal 1.1164 1.0543 1.0692 Z factor 0.9714 1.0000 1.0002

Visc Pa-sec 8.356e-006 2.502e-005 2.644e-005

Th cond W/m-K 0.0136 0.1078 0.1073

- - Liquid only

Molar flow kmol/h 38.7397 61.5378

Mass flow kg/h 2250.0000 3564.9310 Enth MJ/h -9628. -1.503E+004 Entropy MJ/C -1.544 -1.656 Average mol wt 58.0800 58.1481 Actual dens kg/m3 784.2787 747.4224 Actual vol m3/h 2.8689 4.7696 Std liq m3/h 2.8298 4.4803 Std vap 0 C m3/h 868.2973 1374.1306 Cp J/kg-K 2175.1117 2285.3661

H latent J/kg 5.404E+005 5.129E+005

Z factor 0.0039 0.0037 Visc Pa-sec 0.00030685 0.00023554 Th cond W/m-K 0.1614 0.1521 Surf tens J/m2 0.0243 0.0200 STREAM PROPERTIES Stream No. 5 6 7 8

Name In R3 Ex kraakreac Azijnzuur In Quench

- - Overall

Molar flow kmol/h 195.2766 200.7050 27.4757 228.1807

Mass flow kg/h 8989.9616 8989.9651 1649.9999 10639.9570

Temp C 700.0000 700.0000 25.0000 599.7277

Pres atm 1.0000 1.0000 1.0000 1.0000

Vapor mole fraction 1.000 1.000 0.0000 1.000

Vapor mass fraction 1.000 1.000 0.0000 1.000

Enth MJ/h -1.759E+004 -1. 786E+004 -1.248E+004 -3.034E+004

Entropy MJ/C 31.95 32.50 -2.024 34.72

Tc C 174.3616 165.1508 319.5600 183.9352

Pc atm 75.5694 80.4300 57.1004 77.5052

Std. sp gr wtr 1 0.693 0.686 1.052 0.725

Degree API 72.5615 74.8011 3.0032 63.6671

Heating values (60 F)

Gross J/kg 3.123E+007 3.122E+007 1.508E+007 2.872E+007

Net J/kg 2.894E+007 2.893E+007 1.360E+007 2.655E+007

Average mol wt 46.0371 44.7919 60.0530 46.6295 Actual dens kg/m3 0.5765 0.5609 1041.4698 0.6511 Actual vol m3/h 15594.2927 16028.5280 1.5843 16340.4593 Std liq m3/h 12.9764 13 .1189 1.5698 14.6887 Std vap 0 C m3/h 4376.8602 4498.5319 615.8313 5114.3610 - - Vapor only -

-Molar flow kmol/h 195.2766 200.7050 228.1807

Mass flow kg/h 8989.9616 8989.9651 10639.9570

Enth MJ/h -1.759E+004 -1. 786E+004 -3.034E+004

Entropy MJ/C 31.95 32.50 34.72 Average mol wt 46.0371 44.7919 46.6295 Actual dens kg/m3 0.5765 0.5609 0.6511 Actual vol m3/h 15594.2927 16028.5280 16340.4593 std liq m3/h 12.9764 13.1189 14.6887 Std vap 0 C m3/h 4376.8602 4498.5319 5114.3610 Cp J/kg-K 2756.1478 2751.2880 2544.5293 Cp/Cv 1.0703 1.0725 1.0752 Cp/Cv ideal 1.0702 1.0724 1.0754 Z factor 1.0002 1.0002 1.0000

Visc Pa-sec 2.651e-005 2.67ge-005 2.53ge-005

Th cond W/m-K 0.1083 0.1098 0.0907

- - Liquid only -

-Molar flow kmol/h 27.4757

Mass flow kg/h 1649.9999 Enth MJ/h -1.248E+004 Entropy MJ/C -2.024 Average mol wt 60.0530 Actual dens kg/m3 1041.4698 Actual vol m3/h 1.5843 std liq m3/h 1.5698 Std vap 0 C m3/h 615.8313 Cp J/kg-K 2055.6407 H latent J/kg 3.644E+005 Z factor 0.0034 Visc Pa-sec 0.0011154 Th cond W/m-K 0.1580 Surf tens J/m2 0.0417 STREAM PROPERTIES Stream No. 9 10 11 12

Name Quenched Ex keteenrea Compressed Gekoeld

- - Overall

Molar flow kmol/h 228.1807 201.0913 201.0913 201.0913

Mass flow kg/h 10639.9570 10639.9623 10639.9623 10639.9623

Temp C 80.0000 80.0000 125.5539 35.0000

Pres atm 1.0000 1.0000 4.0000 4.0000

Vapor mole fraction 1.000 0.93778 0.97485 0.31633

Vapor mass fraction 1.000 0.89422 0.95875 0.13731

Enth MJ/h -4.165E+004 -4.444E+004 -4.337E+004 -4.938E+004

Entropy MJ/C 15.79 13.31 13.91 -3.120 Tc C 183.9352 199.5323 199.5323 199.5323 Pc atm 77.5052 83.5048 83.5048 83.5048 Std. sp gr wtr 1 0.725 0.760 0.760 0.760 Std. sp gr air 1 1.610 1.827 1.827 1.827 Degree API 63.6671 54.5706 54.5706 54.5706 Heating values (60 F)

Gross J/kg 2.872E+007 2.849E+007 2.849E+007 2.849E+007

Average mol wt 46.6295 52.9111 52.9111 52.9111 Actual dens kg/m3 1.7012 1. 9755 6.9280 26.0337 Actual vol m3/h 6254.4875 5385.9549 1535.7815 408.6995 Std liq m3/h 14.6887 14.0041 14.0041 14.0041 Std vap 0 C m3/h 5114.3610 4507.1889 4507.1889 4507.1889 - - Vapor only -

-Molar flow kmol/h 228.1807 188.5794 196.0338 63.6112

Mass flow kg/h 10639.9570 9514.4264 10201.0836 1460.9380

Enth MJ/h -4.165E+004 -3.805E+004 -4.097E+004 -5219.

Entropy MJ/C 15.79 13.71 13.94 2.165 Average mol wt 46.6295 50.4533 52.0372 22.9662 Actual dens kg/m3 1.7012 1.7669 6.6445 3.6725 Actual vol m3/h 6254.4875 5384.7559 1535.2669 397.8025 Std liq m3/h 14.6887 12.9038 13.5668 3.4031 Std vap 0 C m3/h 5114.3610 4226.7402 4393.8441 1425.7862 Cp J/kg-K 1438.6157 1441.1333 1546.6777 1723.0488 Cp/Cv 1.1352 1.1235 1.1011 1.2620 Cp/Cv ideal 1.1416 1.1292 1.1153 1.2662 Z factor 0.9864 0.9855 0.9577 0.9894

Visc Pa-sec 9.904e-006 9.991e-006 1.126e-005 1.183e-005

Th cond W/m-K 0.0196 0.0197 0.0241 0.0309

- - Liquid only

Molar flow kmol/h 12.5119 5.0574 137.4801

Mass flow kg/h 1125.5359 438.8787 9179.0243 Enth MJ/h -6386. -2399. -4.416E+004 Entropy MJ/C -0.40310 -0.028595 -5.285 Average mol wt 89.9535 86.7876 66.7668 Actual dens kg/m3 938.8032 852.7328 842.3476 Actual vol m3/h 1.1989 0.5147 10.8970 Std liq m3/h 1.1003 0.4373 10.6010 Std vap 0 C m3/h 280.4489 113.3443 3081.4027 Cp J/kg-K 2174.0760 2423.2202 2114.4821

H latent J/kg 4.456E+005 4.147E+005 5.101E+005

Z factor 0.0035 0.0133 0.0151 Visc Pa-sec 0.00036369 0.00024375 0.00034120 Th cond W/m-K 0.1502 0.1384 0.1592 Surf tens J/m2 0.0295 0.0203 0.0269 STREAM PROPERTIES Stream No. 13 14 15 16

Name Flash gas Flash vloeis In ac.still Top ac.still

- - Overall

Molar flow kmol/h 72.5487 128.5420 128.5420 101.0563

Mass flow kg/h 1981.5081 8658.4493 8658.4493 5869.1012

Temp C 21.3887 21.3887 121.0000 56.1583

'Pres atm 1.0000 1.0000 1.0000 1.0000

Vapor mole fraction 1.000 0.0000 1.000 1.000

,-Vapor mass fraction 1.000 0.0000 1.000 1.000

Enth MJ/h -7198. -4.218E+004 -3.641E+004 -2.170E+004

Entropy MJ/C 3.445 -5.803 11.54 6.588 Tc C 29.2267 251.7202 251.7202 235.0389 Pc atm 99.3071 48.9048 48.9048 46.4070 Std. sp gr wtr 1 0.489 0.871 0.871 0.796 Std. sp gr air 1 0.943 2.326 2.326 2.005 Degree API 157.9188 30.9187 30.9187 46.3065 Heating values (60 F)

Gross J/kg 3.671E+007 2.661E+007 2.661E+007 3.083E+007

Net J/kg 3.369E+007 2.463E+007 2.463E+007 2.853E+007

Average mol wt 27.3128 67.3589 67.3589 58.0775

Actual dens kg/m3 1.1364 863.3577 2.1239 2.2129

Actual vol m3/h 1743.7311 10.0288 4076.7512 2652.2439