Produktie van Methyl Ethyl Keton via heterogene Wacker-oxydatie van 1-buteen over een hereopolyzuur katalysator

T

U

Delft

Technische Universiteit Delft

3~

J'-j3?

u~

.:Jb/Ct>L

FVO Nr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp:

Productie van Methyl Ethyl Keton via heterogene Wacker-oxydatie van l-buteen

over een heteropolyzuur katalysator

Auteurs

Datum opdracht

Datum verslag

J.D. Geurtz

P. Westerman

24 januari 1994

26 april 1994

U) /

-;~ 'j ") './ ' v ) " ; ' / " ". S~_

-- . . I _ -'

_(!?L

---ERRATUM

BIJ

FVO 3075

In het proces schema (zie flowsheet) dienen koeler H20 en smoorklep K25 van positie te worden verwisseld. In de onveran-derde situatie is het drukverschil over de pijpen in koeler H20 7.5 bar terwijl na genoemde verandering dit slechts 1.5 bar bedraagt. Het behoeft geen betoog dat genoemde verandering een kostenbesparing betekend.

f _•

Verantwoordelijke auteur(s):

In onderstaande indeling is voor elk hoofdstuk (incl. bijlagen) aangegeven wie de verantwoordelijke auteur is. Hoofdstuk 1 2 3 4 5 6 7.1 7.2 7.3

7.4

7.5 7.6 7.7 8 9 10 11 12 13 auteur(s) beide beide J.D. Geurtz P. Westerman beide P. Westerman P. Westerman P. Westerman J.D. Geurtz beide P. Westerman J.D. Geurtz J.D. Geurtz P. Westerman J.D. Geurtz J.D. Geurtz beide beide beide

NB .1. Er is afgeweken van de regel, dat de kostenberekening onder beider verantwoordelijkheid dient te vallen, omdat er extra aandacht is besteed aan warmteïntegratie (m.b.v. Advent

-simulatiepakket) . Door de taken op bovenstaande wijze te verdelen konden beide aspekten (kosten en warmteïntegratie) worden belicht zonder onevenredige belasting van één der auteurs.

NB.2. De massa- en warmtebalans bijlagen vallen weliswaar onder hoofdstuk 4 doch zijn door beide auteurs gemaakt.

reactor

cc)I---~

R2 FLUIDE BED REACTOR

R7 FLUIDE BED TUSSENKOELER R9 REGENERA TOR

V12 VLOEISTOF-GAS SCHEIDER T13 HOGE DRUK DISTILLATIEKOLOM K16 SMOORKLEP

V21 DECANTER K22 SMOORKLEP K23 SMOORKLEP

T24 LAGE DRUK DISnLLAnEKOLOM K25 SMOORKLEP koelbed regenerator 10.~H.39K2~ multi-effect distillatie K16 WAm tr.IEltiYLEniVLKETON K25

HETEROGENE WACKER-OXYDAnE VAN l-BUTEEN VOOR PRODUCTIE VAN METHYLETHYLKETON

J.D. Geurtz

P. Westermon

o

Stroomnummer

c=::J

Temperatuur in K

FVO Nr.: 3075 April 1994

o

Eft. druk in bar

-•

tV

c>.-:.

~

H

Productie van Methyl Ethyl Keton via heterogene Wacker-oxydatie van l-buteen

over een heteropolyzuur katalysator

Fabrieksvoorontwerp voor de vakgroep Industriële Katalyse

in opdracht van Dr. M. Makkee

d.d. : Auteurs:

08-04-1994 J.D. Geurtz P. Westerman

Samenvatting Samenvatting

In opdracht van de vakgroep Industriële Katalyse van de TU Delft wordt een fabrieksvoorontwerp gemaakt betreffende een heterogene Wacker oxydatie van 1-buteen. De doelstelling van dit ontwerp is de productie van Methylethylketon (MEK) uit 1-buteen met als katalysator een _palladiumzout van een hetero-polvzuur. Dit ontwerp wordt vergeleken met een eerder ui

tge-voer~ ontwerp op basis van technische en economische criterla. Bij dit eerder uitgevoerde ontwerp werd als katalysator vana-diumoxyde geïmpregneerd met palladiumsulfaat gebruikt. ~

~

-Bij het onderhavige ontwerp wordt de katalysator met een boqe selectivi~eit bedreven op z'n hoge initiële activiteit, waar-door deze ëontinu~~eresenereerd moet worden. D1t 1n tegenstel-ling tot net andere ontwerp waarbij de katalysator met een la~~ s&~~it op een la ere stead -state activiteit werd

b~?"ê'ven .

Na vergelijking van beide ontwerpen ontstaat een l~chte voor-keur voor het onderhavige ontwerp. De belangrijkste reden hiervoor ligt in het f-eit, dat de selectivá:.teit naar MEK veel groter is dan bij het and~re ontwerp. Hierdoor 1S veel minder 1-buteen nodig voor de gewenste productie, wat een aanzienlij-ke kostenbesparing beteaanzienlij-kent. Hierbij moet worden opgemerkt, dat de route van 1-buteen naar MEK door ~§;, ___ ..Quidige kleine prijsverschil tussen 1-buteen en MEK ~ n', , .. - dàb~ _is. Dit p:oces,is daarom, met een capaciteit va 31 kto~ MEl\.~er jaar

n1et w1nstgevend. ~

'1

tdh

!.~/~

~~/~+

p&l

2

Inhoudsopgave Inhoudsopgave

Samenvatting 1. Inleiding

1.1. Achtergrond van het ontwerp 1.2. Vergeleken procesontwerpen 1.3. Grondstofsituatie

1.4. Producteigenschappen en toepassingen 1.5. Marktverdeling en capaciteit

2. Uitgangspunten van het ontwerp

2.1. Externe specificaties en randvoorwaarden 2.2. Reactievergelijkingen

3. Ontwerp van een V20s/PdS04 katalysator op een titania drager

4. Processtructuur

4.1. Keuze reactortype

4.2. Procescondities en dimensies reactor, regenerator en koelbed

4.3. Keuze m.b.t. reactorvoeding

4.4. Procescondities vloeistof-gas scheider 4.5. Procescondities decanter

4.6. Keuze en procescondities multi-effect distillatie

4.7. Nabehandeling van de afvalstromen 4.8. Inbedrijfstelling van de fabriek

4.9. Kanttekeningen bij de processtructuur 5. Fysisch/chemische informatie van grondstoffen

en producten 5.1. Utilities 5.2. Reactiewarmten 6. Warmteïntegratie 3 pagina 2 6 6 6 6 6 7 8 8 8 9 11 11 12 13 13 14 14 15 15 15 17 17 17 18

Inhoudsopgave

7. Apparaatberekeningen

7.1. Reactor R2, koelbed R7 en regenerator R9 7.2. Koeler H3 7.3. Compressor C4 7.4. Gas-vloeistofscheider V12 7.5. De distillatiekolommen 7.6. Decanter V21 7.7. Pomp P29 8. Procesregeling 9. Procesveiligheid 10. Kosten

10.1. Berekening van de kosten die afhankelijk

pagina 19 19 19 19 19 19 19 20 21 22 24

zijn van het productievolume 24

10.2. Berekening van de kosten van de katalysator 25

10.3. Arbeidskosten berekening 25

10.4. Investeringskosten berekening 25

10.5. Zevnik-Buchanan methode 26

10.6. Taylor methode 27

10.7. Opbrengst van MEK 28

10.8. Return of investment 29

10.8.1. Berekening winst/verlies op basis van

de huidige prijzen 29

10.8.1.1. Taylor Methode 29

10.8.1.2. Zevnik-Buchanan methode 29

10.8.2. Berekening winst/verlies op basis van

R.O.I.=10% 30

10.8.2.1. Taylor's methode 30

10.8.2.2. Zevnik-Buchanan methode 31

10.9. Evaluatie kosten 31

10.10.Vergelijking kosten tussen beide ontwerpen 31

11. Conclusies 33

12. Aanbevelingen 34

13. Symbolenlijst 35

Literatuurlijst 40

BIJLAGEN

IVoorbeeldberekening reactorsectie V20s/PdS04

katalysator op titania drager 11 Flowsheet

111 Massa- en warmte balans IV Berekening reactiewarmten

V Heating curve Hll VI Compositie curven

VII Stroomkoppelingen m.b.v. Pinch-technologie VIII Apparaatspecificatiebladen

IX Ontwerpberekeningen fluïde bed reactor R2 X Ontwerpberekeningen koelbed R7

XI Ontwerpberekening regenerator R9

XIIOntwerpberekeningen warmtewisselaar H3 XIII Berekening compressor C4

XIV Ontwerpberekeningen distillatiekolom T24 XV Ontmengcurve MEK/water

XVI Vrijheidsgraden-analyse procesregeling voor T13, T24, V12

XVII HAZOP-studie

XVIII Fire and Explosion index

XIX Berekening afschrijving fixed kapitaal

·XX Specificatiebladen kolompakking 5 Inhoudsopgave pagina 43 46 47 61 63 64 65 66 73 78 80 82 86 87 92 93 94 96 97 98

111

~~Uv.-

~

vI

)

~

'f~

!

Inl'€tding

1. Inleiding /

1.1. Achtergrond van het ontwerp /

Aanleiding voor dit voorontwerp is een recent Ûitgevoerd

o~zoek naar de eigenschappen van een nieuw kat~{ysatortYPe

voor de ~er oxydatie van 1-buteen naar met~lethylketon

[I it. 1]. In di t vooron twerp is gebruik gemaakt van de

resul-taten van deze studie. Dit ontwerp is een va'riant op een

eerder voorontwerp, ' dat eveneens gebaseerd was p een

hetero-gene Wacker oxydatie vl:m' 1-b.uteen ten einde ME te produceren.

Daarbij werd echter een ahder type katalysato gebruikt. Het

doel van dit ontwerp is beide katalysatoren en de processtruc-tuur die zij dicteren te _ vergelij ken m. b. t. hun economische

bestaansrecht. .

1.2. Verge ken pro

Bij vorige I katalysator v,ê;nadiumo~Qe

eïm re nerd me op een ~ drager

gebruikt. werd op ~sEea y-s a e activiteit bedreven~Wää:r­

bij de katalysator niet continu wetd geregenereerd. Hierdoor

was het mogelijk een multi-tube· fixed bed reactor te

gebrui-ken. Voor verdere detäl.ls Zl.J verwezen naar het betreffende

ontwerp [lit.2]. Dit 'ontwerp werd ' opnieuw doorgerekend met

recenter kinet' data [lit.1] en een andere drager (zie

hoofdstuk le) .

pntwerp werd een ijlladi.umzout van een

katalysator op e rt eil~c~~r

ge-op een hoge initiële activiteit- wera oeareven.

da t de ka talysa tor voortdurend geregenereerd

gekozen werd voor een fluïde bed reactor

Alo.J

(.

~

_

?

/

/

~~~"l.

1.3. Grondstofsituatie ~

Bij dit ontwerp werd zuiver 1-buteen gebruikt als voeding i .t . t . het vo~ige ontwerp waar een kraakfractie buteen/butaan werd gebruikt. De grondstofprij s van 1-buteen op de

wereld-markt was in 1993 1.088 gld/kg. Hierbij moet als kantt~kening

worden gepl~atst, dat deze prij~ veel lager kan zi~n indien 1-buteen on site wordt geproduceerd.

1.4. Producteigenschappen en toepassingen

De belangrijkste eigenschappen van MEK zijn ·te vinden op de

Chemiekaart [lit.3]. MEK heeft een lagere viscositeit en

dichtheid dan water, is redelijk vluchtig en kan met lucht een explosief mengsel vormen. '

Het gewenste product, MEK, vindt toepassing als oplosmiddel

voor lakken, kunststoffen en kleefmiddelen. Tevens is MEK één

van de belangrijkste agenti~·in ae verw13dering van paraffinen uit brandstoffen. MEK vindt nog andere toepassingen in de cosmetische- en farmaceutische industrie [lit.2].

Inleiding

1.5. Marktverdeling en capaciteit

De totale productiecapaciteit van MEK in West-Europa bedroeg in 1991 335.000 ton. De onderverdeling over landen en bedrij-ven is af te lezen uit tabel 1 [lit.4].

Tabel 1. Marktverdeling en capaciteit van MEK ln W-Europa.

bedrijf locatie

capaci-teit kton/y Atochem SA La Charnbre (F) 50

She11 Chimie S.A. Berre-1'Etang (F) 45.

V'

RWE-DEA AG Moers (BRD) 60

She1l Nederland Chemie B.V. Rotterdam (NL) 60 ~ Exxon Chemical Ltd. Fawley (UK) 100

Shell Chemicals UK Ltd. Ellesmere Port (UK) _{/ 2~}

Totaal West-Europa

V~

5

)

~

Cr~-~

Uitgangspunten v( :

2. Uitgangspunten van het ontwerp

2.1. Externe specificaties en randvoorwaarden

\

\

het ontwerp

Uit het eerder genoemde onderzoek [lit.1] en de wen en uit de

vakgroep volgden een aantal randvoorwaarden en r,'chtlijnen

voor het ontwerp, tè weten:

*

gebr ' als kat~lysator Pd1.3H3.4PV2.9Mo9.1040 '21H20, ~

*

rijf katalysator op 'z'n ~nj~le activiteit van ca.

0.155 l/h, --;. ~«-s~1

Lf(

SG/

.

_

0-'

*

timale eactietemperatuur 343 K,

~

~

~

.

*

de se ectivite~e katalysator naar MEK bedraagt 0.98,

*

bijproduct is (l~

*

eèn monolaag water op de k~talysator is essentieel voor de reactie (zie reactievergelijkingen),

*

regenereer de katalysator ais time on stre~ (TOS) is 1/2 h,

*

regeneratietemperatuur 525 K bij ,een verblij ftijd van ' 2 'h,

*

voorkom dat de voeding i n êöntactkomt met hete katalysator

-deeltjes uit de regenerator i .v .m. gevaar voor polymerisatie van 1-buteen, m.a.w. de katalysator moet tussen regenerator

en reactor gekoeld worden. . .. -"

- ... . . . . _ ... wA • . . . , .

2.2. Reactievergelijkingen

Reactie ~~

Pd ) f>A + C4

I:I

s

r

-->

~

+ C4H

s

O,

Regeneratie

~

I)TT""

f)

.

J.

Mfl

i-

~?

.

4~fty

.

P

~

+ 1/2 0, --->

Pd~

~

'

fo/4>.9'

Nevenreactie -

~

7

/'

';)

~

C4Hs'+ 1/2 O2 --->X:Utanal ) --- -.,) r) ~ ___ • La Q

Y.

~

[)

~;f..

.

j

f)

~

(kc{ct~

.

(" ~

_Jr;z"'C

I'J)

_'2

~

.

t.L~

~=

t<l,

NL

-H

.

l.

I1Jrt(

D

:=.C-

c-c

·

<:::

8

Ontwerp van een V2Qs/PdS04 katalysater ep een titania drager

3. Ontwerp van een V20s!PdSO, katalysator op een titania drager

Een van de gesteaoelen veer dit veeren~p is het verge-lijken van het uidi e entwerp met een v rJ_g entwerp (met nieuwe data) em e ee te krijgen welke deze twee ent-werpen het meest rendabel is.

In een

~

entwerp

[lit.2] werd de heteregene Wacker

exyda-tie

van~een

-

naar MEK enderzecht ever een met

palladium-..§ulfaélt geïmo:r;~fle.§rde v5u~aQiumQ2$Yde katU~~atg ... ep een

alumi-na drager. Deze katalysater werd ep z' n steady state ~ teit bedreven met als veerdeel, dat centinue regeneratie niet

nedig was. Nadelen van dit steady state b . 'f zijn de lagere activiteit en selectiviteit. De lager activ1 eit heeft tet gevelg dat de cenversie niet hoger da 25% was Hierdeer was in tegenstelling tet ditentwerp een ec cl nedig. Tevens heeft de lage s~IeCclvtte1t tet gevelg veel bijpredu; -ten entstaan, d1e eek van het gewenste preduct mee-ten werden

gescheiL..LJ:a

~--dit entwerp verder entwik-[lit.1] werd~n betere 'kinetische' data verkregen. Tevens bleek uit het enderzeek, dat het ge-bruik van een SÀ.,~~~r een gunstige invleed ep acti-viteit, stabilite1t en

Se

ectiviteit had. Op basis van de

'kinetische gegevens werd de massabalans ever de reacter sectie epnieuw deergerekend (zie bijlag~

I

)

.

-

f '

, .u

Bij de berekening dienen wel enige kanttekeningen geplaatst te werden. Allereerst is de veedingssamenstelling veranderd. Bij het verige entwerp werd uitgegaan van een veeding bestaande uit een kraakfraç~ie ~tanen/butenen en zuurstef. Daar er

meer nadelen dan v~de~en aan et gebruik van de kraakfractie ~ zitten, werd besl, ên deze te v vangen deer een veeding van

J

_IL

l

uive 1- e z ' z urstef ~ ~ter...:. Het veernaamste tlUA ~-veerdeel van het gebrui van e aa~a~ is de grendstef)

prij s. De nadelen "n echte e nadelige invleed ep de se-

A',,

_ /}

("')

lectiviteit, veel last1ger scheiding van MEK uit reacteruit- ~ /

laat en verwerking van de reststreem butaan. ~

1

Er weri

gekeZ

~

Veer

een veeding waarbij 1-buteen in endermaat 1S

om

1ftus e ~mitatie te veerk en en een ze velledig mege-lijke 0. ing an -b een te Krijgen. De endergrens veer

het vel% teen in de veeding werd gedicteerd doer zijn be-vengrens het explesie gebied (lQ % in lucht). Tevens werd hierveer reacter

geïnertiseerd'~

~

behulp

van een stikstef

blanket. . /

~?

~

lP-

~LJt't

~

7

~ ~

/

•

~

otS-)( ~ - tr'-VU-t.

/

~

Ontwerp van een V20s/PdS04 katalysator op een titania drager

Doordat het reactorconcept en de reacties veranderden, was het niet mogelijk om het vorige ontwerp door te rekenen met de nieuwe gegevens tenzij er een nieuw ontwerp gemaakt werd. Daar di t echter te ver voerde, werd dit in dit verslag bui ten beschouwing gelaten. Het vorige ontwerp werd alleen nog kwali-tatief vergeleken met dit ontwerp. Op basis van de scheidings-sectie van het vorige ontwerp kan worden geschat dat er ca. ~~jf distillatietorens en een extractor nodig zullen zijn voor

scheiding van MEK, water, aceetaldehyde en aziinzuur. Daar-bij opgeteld de ( reactor en de scrubber in de reactorsectie

Q..

maakt, dat het aantal apparaten op acht komt.

---~----/1'(

°2

~-&t~

4'~­

(:

I7~K

1

:Jfh~

- __ _ .-I

I

~

{.. tLf..:-,j

,

---'

10

Processtructuur

4.

De sheet van dit ontwerp is opgenomen in

/

~

De

mas a- en warmte balans is opgenomen in

bijlag

~

pa­

ci tei t van de fabriek bedraagt

;

1

,

J kton methylethylketon per jaar. Bij de berekening wordt uJ.tgegaan van...a...Q.O.Q bedrijfsuren per jaar. Het uiteindelijke product bevat 1"""ffiO"!% water, 0.75

mol% butanal en 98.25 mol% MEK. - S'~ ~

4.1. Keuze reactortype

De reactorkeuze werd gedicteerd door een aantal randvoorwaar-den, die de gewenste procesvoerin~-;=-=-:=::=~~~~~=..-:;;;.;;,w

zich mee brachten. Allereerst kan

on twerp sI ech t s dan concurreren m

~~

e

:;:::;

t

~

J.

~

t

~

a

~

n

~

J.

~

a

Oiid

g

~

e

~

r

~

a

~

·

g

':':'

e

:-

r.f~

ka ta-lysator uit eerder gènoemde ontw

rt5

(dJ.e

in

een

îttul1fi-tube fixed bed reactor op steady-state activiteit werd bedreven)

als g~ik gemaakt werd ~van z'n hoge initiële activiteit of

TOF (=Turn Over Frequency). Dit betekende dat de HPA-katalysa-tor snel moest worden geregenereerd. Ten tweede moest er een uIlifolm en vlak temperatuurprotJ.el in de reactor worden

be-wer s elligd, omdat de ~ van de katalxsator ~rg

temperatuur-gevoelig is, omdat deEo~rptie van krista2water moet ·worden

voorkomen en tensJotte -Omoater g.evaar voor polym~satie van

1-buteen bestaat bij te hoge temperaturen.

Vanwege het feit dat de katalysator snel moet worden geregene-reerd ('tkat::::O • 5 h) valt een fixed bed 'reactor al direct af. Gedacht kan worden aan een moving- of fluïde bed reactor. Nu heeft een moving Aed reactor het voordeel, dat zowel de kata-lysator als de reactanten bij benadering in plug flow door de

reactor gaan en er dus niet of nauwelijks ' back-mixing van

beiden plaatsvindt. Zij heeft echter' als zwaarwegend nadeel,

dat de reactiewarmte moeilijk af te voerem is en isotherme

bedrijfsvoering nagenoeg onmogelijk is, gezien de vereiste

afmetingen van de reactor. Verder is de deeltjesgro van de

katalysator (hier 0.3 mm)

0

_

'

met et drukval

over de re~ctor en dus aan een minimum gebonden.

Een fluïde bed reactor kan nagenoeg isotherm worden bedreven en is J.deaal voor systemen waarin vaste stoffen moeten worden

getransporteerd. Warmte- en stof transport zJ.]n zeer goed

echter van het h drod amisch gedrag is ekent (gedacht

wordt, a et een c aotJ.sch systeem J.S Er is een

bovengrens aan de deeltjesgrootte (:::: 300 pro) i.V.m. fluïdisa-tie. Het grootste bezwaar, dat een fluïde bed reactor heeft is

het gevaar voor bypassing van re ~tanten. Dit gevaar kan

echter door een goed reactor-ontw rp worden teruggebracht tot aanvaardbare proporties [lit.6].

Processtructuur N.a .v. de bovenstaande opsomming van en nadelen van de twee meest voor de hand liggende react rtypen is gekozen voor een fluïde bed reactor in combinatie me~ dito regenerator. Met het coog op katalysator transport en armte-overdracht werd

voor de kgeling van de katalysatordeelt 'es uit de regenerator eveneens gekozen voor een fluïde bMd.

4.2. Procescondities en dimensies koelbed

en De reactortemperatuur werd bepaald door de ran dat de katalysator bij een temperatuur van 343

opbrengst geeft. De werd gedicteerd

!~~:::t1ifEG

~

~

nen drukval over et ka alysatorbed. De katalsator in de eactor werd bepaald

curve van de kat ysato (zie bij lage I p. Het volume werd bepaa oor reiste hoeveelheid katalysator v r de _

gewenste jaarproductie. De vereiste superficiële snelheid' (om

de katalysatordeeltjes te fluïdiseren) bepaalde tenslotte <ie _~_

hoogte/diameter verhouding H/D.

_{_}

_{______}

~ ~ .

~

1'

"

Uit het genoemde onderzoek

volgd~,

---da-t-ci

~~

e eratortempera-

~

~

~~

Ii

tuur 525 K moest zijn bij een verblijf tij van de katalysator

~

.

van

7:'

h (aanname, experimente blijk cat nog een langere '

tij d nodig is). Ook hier werd he volume bepaald door de hoeveelheid katalysator die in de regenerator moest komen. Bij de berekende circulatiesnelheid van de - katalysator moest de verblij ftij dimmers 2 h bedragen. De benodigde superficiële snelheid bepaalde we~

at

verhouding H/D. De druk werd gekozen op 10 bar, waarbij werd aangenomen dat deze voldoende hoog was om ~et kristalwater en deels ook de monolaag water op de kata-lysator te houden (afgedampt kristalwater weer toevoegen na de regenerator m.b.v. een waterdamp-rijke gasstroom is niet mogelijk; er zou ca. 1.4 kg/s water moeten worden toegevoerd.

In het koelbed werden de katalysatordeeltjes afgekoeld tot de

~aCL.OrLe!tlPef'atu1Jr; 2p-a.~~: reaet""oÏ:' aIlëên de gepr,::.,duceer e react lewarmte moest worden afëfevoer e u wera-wë"ër

ge lcteerd door het te overWlnnen ru v over het bed. De afmetingen werden bepaald door de warmte, ie via de mantel en de pijpen (internals), moest worden afgevo rd enerzijds en de hydraulische diameter van het bed met inte als anderzijds. De

laatste moet nl. ongeveer 0.7 m bedragen ervoor te zorgen, dat de luchtbellen niet te groot kunnen w rden. Dit zou nl. de warmte-overdracht negatief beïnvloeden.

Processtructuur 4.3. Keuze m.b.t. reactorvoeding

Daar in een fluïde bed reactor een conversie bleek (zie bijlage IX), was een recycle voor 1-buteen overbodig. Hiertoe dient 1-butee

ondermaa t aanwe z i g te z 1 J n . Geko z:-:e::n=--:w:-:e:::::r:±~~!!!"!'!'-'!I"'!"'~-k'~~:

~oedingssamenstelling: 11.5 mol% 1-buteen, . water,

81.7 mol% lucht. Voor ~eze samenstelling is gekozèn omdat de expiOsiegrenzen van 1-buteen in lucht 1.6-10 vol% zijn. Er wordt liever niet met onde aat zuurstof gewerkt, omdat dan een extra schel lng na de reactor alsmede een ~ nodig zijn en ornaat ovèrmaat zuurstof een zo volle 19 mogelijke

omzetting van l-buteen geeft. Als kritische noot zij hier opgemerkt, dat een iets ruimere marge tussen deze samenstel-ling en een kritische ' samenstelling wenselijk is. Randvoor-waarde hierbij is wel, dat èen toenemende 1-but~a~tiaal­ spanning uitgewezen heeft ' [lit.1] de kata"'"i'YSatOractiviFeit

(uitgedrukt in Y_{MEK )} negati.ef te Qeïnvloeden. Er is verder gerekend met de gegeve~stelling.

De afwezigheid van een recycle heeft twee grote voordelen. Ten eerste hoeft na de reactor het ni ere a eerde 1-buteen

te won;1.~ gescheiden van de gevormde producten. Ten twee e hoeft de grote gasstroom niet te worden rondgepompd, waardoor energie bespaard wordt. Om te voorkomen dat enorme gasstromen nodig zijn om de gewenste jaarproductie te halen werd boven de bovenste explosiegrens van 1-buteen in lucht gewerkt. Zou onder de onderste explosiegrens worden gewerkt dan stroomt er voornamelijk lucht door de fabriek en krijgen de apparaten veel grotere dimensies.

4.4. Procescondities vloeistof-gas scheider

Om de overmaat zuurstof en de stikstof uit het reactoruitlaat-gas te verwijderen en te ~c~i~n van het gasvormige MEK, werd de gasstroom ~comprimeero 35' bar. Hierbij condenseerden MEK, water en ~tanal (bijproduct), terwijl de veel vluchtiger zuurstof en stikstof gasvormig bleven. Dit diende direct na de reactor te gebeuren, omdat zo een hanteerbare vloestofstroom overbleef (waardoor de benodigde afmetingen van buizen en apparatuur kleiner konden worden) '. De druk in de vloeistof-gas scheider werd bepaald door het fasenevenwlcht tussen

de

compo-nenteh bij een temperatuur van

i.

'

.

Dit is de minimale temperatuur, die kon worden berei t ·me het, beschikbare

koel-water. .

fiod

Processtructuur 4.5. Procescondities decanter

De stroom uit de vloeistof-gas scheider bestond uit twee vloeistoffasen, een organische fase en een waterige fase, welke voor 92% uit water bestond. Door te decanteren werd een eerste eenvoudige scheiding tot stand gebracht, zodat de distillatiekolommen iets kleiner konden worden. De temperatuur in de decanter moest in de buurt van de 303 K liggen, omdat hier het ontmenggebied voor een MEK/water ~sel het grootst is [lit.7]. Daar de temperatuur van de stroom uit de vloei-stof-gas scheider 300 K was, werd deze temperatuur gehand-haafd. De druk van de stroom uit de vloeistof-gas scheider werd eerst over een klep verlaagd tot 10.5 bar. Deze druk werd voor de decanter gekozen, omdat de achtergeschakelde hoge druk distillatiekolom bij deze druk werd bedreven en het faseneven-wicht (ontmenggebied) geacht werd nagenoeg drukonafhankelijk te zijn.

4.6. Keuze en procescondities multi-effect distillatie

Om het azeotropische mengsel MEK/water te scheiden werd geko-zen voor een zgn. multi-effect distillatie. Hierbij wordt gebruik gemaakt van het feit, dat de ligging van het azeotro-pisch punt afhankelijk is van de druk. Er werd daarom gebruik gemaakt van een hoge druk en een lage druk distillatiekolom. Bij komend voordeÉÜ van - deze methode 1.S, - dat de ' afgevoerde warmte uit de condensor van de hoge druk kolom, kan worden toegevoerd aan de reboiler van de lage druk kolom, mits de drukken goed worden gekozen. Hierdoor is alleen in de hoge druk kolom reboiler stoom nodig en is alleen in de lage druk kolom condensor koelwater nodig.

De lage druk kolom werd atmosferisch bedreven. De hoge druk kolom moest hierdoor op een dusdanige druk worden bedreven, dat de capaciteiten van de hoge druk kolom condensor en de lage druk kolom reboiler nagenoeg gelijk waren. Daarnaast moest het drukverschil tussen beide.'kolommen groot genoeg zijn om de azeotroop 'uit elkaar te trèk~~n'. Tenslotte is er nog een econom1.scne cri terium m.b.t. de operatiedruk van de hoge druk kolom. Hoe hoger de druk, hoe duurder de kolom zal wor-den. De operatiedruk van de hoge druk kolom werd na een korte

'trial and error'-procedure in Chemcad gekozen op 10 bar.

De tem era tuur van de voedingsstromen van beide kolommen werd zo gekozen at: e voed1. g nag n~g ~ z'~ kookpunt was. Er werden totale condensOrs---geEruï' t të'rw~:5ëIa:e' reboilerstro-men werden gedicteerd door het a de bodemproducten opgelegde

zuiverheidscriterium van 99%.

o

Processtructuur 4.7. Nabehandeling van de afvalstromen

Van de flowsheet kan worden afgelezen, dat er vier spuistromen zijn. Allereerst de uitgaande gasstroom van de regenerator

(2361.6 kmol/h). Deze bevat lucht en wat waterdamp afkomstig van de monolaag water op de katalysator. Deze stroom hoeft dus niet nabehandeld te worden. De uitgaande gasstroom van het tussenkoel fluïde bed (309.84 kmol/h) bestaat uitsluitend uit lucht en hoeft dus ook niet nabehandeld te worden. De uitgaan-de gasstroom van uitgaan-de hoge druk separator (374 kmol/h) bestaat voor 0.5 mol% uit MEK en 99.5 mol% uit verzadigde lucht bij een druk van 35 bar. Deze 0.5 mol% MEK (1.87 kmol/h) dient te worden verwijderd in een nabehandeling. Hoe de nabehandeling gerealiseerd wordt valt buiten de strekking van dit ontwerp. Ten slotte de uitgaande bodemstroom van de lage druk distilla-tiekolom (32.4 kmol/h) welke voor 99% uit water bestaat. Het

overige is voornamelijk MEK. ~'-____ ~~~ ~ ~

4.8. Inbedrijfstelling van de fabriek

..

-

-

-De katalysatordeel tj es in de reactor dienen te worden opge-warmd voordat het reactiemengsel erover geleid kan worden. Dit

kan gebeuren door de katalysatordeeltjes in de -regenerator te

verwarmen tot 343 K met hoge druk stoom en ze" door de fluïde bedden (regenerator, koelbed en reactor) te laten circuleren. Hierna wordt de stoomtoevoer van de regenerator verhoogd om de

katalysatordeeltjes in de regenerator te verwarmen tot 525 K

en wordt de koelwaterstroom van het koelbed opgestart. Tijdens het opwarmen zullen de fluïde bedden worden gefluïdiseerd met

een luchtstroom. Vlak voordat de voedingsstroom wordt

toege-voerd, wordt de reactor gefluïdiseerd met stikstof i.p.v.

lucht. De voedingsstroom wordt nu langzaam opgevoerd tot het

gewenste debiet terwij I tegelijkertijd de stikstofstroom " af-neemt.

Doordat bij de opstart van de fabriek de processtromen nog niet op de gewenste temperatuur Z1Jn, is het noodzakelijk dat er extra externe verwarming is. De warmteïntegratie van het proces werkt namelijk alleen als de fabriek op steady-state werkt.

De inbedrijfstelling van de overige proces eenheden wordt

verder buiten beschouwing gelaten.

4.9. Kanttekeningen bij de processtructuur

Bij dit ontwerp werd aangenomen dat er geen grondstoffen en producten op de katQlysator ~chterblijven.-Dit is in prakt1Jk

échter niet het geval. De katalysatorstroom die de reactor

verlaat zal daarom in werkelijkheid eer§=tsJestript dienen te

worden alvorens zij naar de regenerator

or

df

geleid. Daar

geen gegevens bekend Z1Jn omtrent de ad- en desorptie van

reactanten en producten aan de katalysator werd de stripper hier buiten beschouwing gelaten.

Processtructuur Aangenomen werd dat de reactorvoeding uit zuiver 1-buteen

bestond. In praktijk zal de voeding echter uit tecnnlsch

zuiver 1-buteen bestaan, m.a.w. er zullen nog verontreinigin-gen in zitten. Daar over de aard van de verontreiniginverontreinigin-gen niets bekend is, werd dit hier verder buiten beschouwing gelaten.

Fysisch/chemische informatie van grondstoffen en producten 5. Fysisch/chemische informatie van grondstoffen en producten Zowel voor de fysisch/chemische gegevens van de grondstof

1-buteen als voor de producten MEK en butanal Zl.J verwezen

naar de databank van Chemcad en de literatuurbronnen lit.8, lit.9, lit.10 en de desbetreffende chemiekaarten [lit.3].

Er werd proces lucht gebruikt met een temperatuur van 25°C en een relatieve vochtigheid RV=70%.

5.1. Util.ities

Er werd koelwater gebruik met een inlaat temperatuur van 20°C, een maximum uitlaattemperatuur van 40°C en een druk op maaiveld van 3 bar. Voor de verwarming van de regenerator werd verza-digde stoom gebruikt met een temperatuur van 535 K en een druk

van 48 bar. Deze hoge druk stoom heeft een

verdampings-enthalpie ~vH=1650.4 kJ/kg [lit.11]. In de warmtebehoefte van

de reboiler van distillatiekolom T13 werd voorzien door verza-digde stoom met een temperatuur van 460 K, een druk van 12 bar

en een verdampingsenthalpie ~vH=1987.8 kJ/kg. [lit.11]

5.2. Reactiewarmten

De reactiewarmten voor de omzetting van 1-buteen

~rH(343 K)=-238.4 kJ/mol en voor de omzetting van

naar het bijproduct butanal ~rH(343K)=-216.1 kJ/mol.

kening van deze waarden is opgenomen in bijlage IV.

naar MEK 1-buteen De

bere-De reactiewarmte voor de regeneratie van de katalysator

~rH=-285.2 kJ/mol HPA=-61.6 kJ/kg katalysator. Ook de

bereke-ning van deze waarde is opgenomen in bijlage IV.

Warmteïntegratie 6. Warmteïntegratie

Door gebruik te maken van de 'pinch-methode' [lit.12] is het mogelijk om een optimaal ontwerp te maken m.b.t. warmtehuis-houding van de totale plant. Hierbij wordt een optimum gezocht tussen het minimale aantal warmtewisselaars en het minimum aan benodigde utilities. Bij de warmteïntegratie van dit ontwerp is gebruik gemaakt van 'Advent', een 'pinch-programma ' van Aspen. Hieronder volgt een korte beschrijving van de methode. Allereerst werden de warmtecurves van alle op te warmen en af te koelen stromen bekeken (zie bijlage V). Hieruit kon het product M*Cp worden bepaald en waar nodig (bij kromme curves waar M*Cp niet constant is) werden de stromen gesplitst en gelineariseerd. Vervolgens werden alle warmtecurves van de warme (af te koelen) en koude (op te warmen) stromen bij elkaar opgeteld en werden de compositiecurves (zie bijlage VI) verkregen. Door verschuiven van de koude t.o.v. de warme compositiecurve tot op de 'minimum approach temperatuur' kan uit deze figuur de pinch-temperatuur worden afgelezen alsook de minimaal benodigde koude en warme utility.

De minimum approach temperatuur, of ~Tmin' is temperatuurverschil dat de drijvende kracht vormt overdracht en is het optimum tussen het benodigde lend oppervlak en benodigde utilities. Het voert optimalisatie voor dit voorontwerp uit te voeren, kend is met een aangenomen ~Tmin van 20 K.

het minimale voor warmte- warmtewisse-te ver deze

zodat

gere-Vervolgens werd een zgn. cascade-diagram gemaakt waarbij de koude van de warme stromen zijn te onderscheiden en een schei-ding is aangebracht tussen stromen boven en onder de pinch-temperatuur. Door nu M*Cp waarden van warme en koude stromen te vergelijken kunnen deze op een handige manier worden gekop-peld, zodat de warme stromen de koude opwarmen en tegelijker-tijd de koude stromen de warme afkoelen.

Bij het verstandig koppelen van stromen biedt een aantal vuistregels uitkomst:

i) voer boven de pinch-temperatuur alleen warmte toe en eronder alleen warmte af of, anders gezegd, voer geen warmte over de pinch,

ii) zorg dat aan de minimum temperatuur approach voldaan is, iii) voeg warmte toe bij de laagst mogelijke temperatuur

t.o.v. de pinch-temperatuur en voer warmte af op een zo hoog mogelijke temperatuur t.o.v. de pinch-temperatuur, iv) zorg dat (M*CP)warm ~ (M*Cp)koud voor koppelingen boven de pinch-temperatuur en dat (M*Cp) warm ~ (M*Cp) koud onder de pinch-temperatuur.

In dit ontwerp werd met name tegen de eerste regel enige malen gezondigd om zo het aantal benodigde warmtewisselaars terug te dringen. Dit ging natuurlij k wel ten koste van de benodigde utilities, d.w.z. daar was nu meer van nodig. Voor de gemaakte koppelingen verwezen naar de flowsheet en bijlage VII.

Apparaatberekeningen 7. Apparaatberekeningen

De specificatiebladen van de verschillende apparaten zijn opgenomen in bijlage VIII.

7.1. Reactor R2, koelbed R7 en regenerator R9

Zowel de reactor als het koelbed en de regenerator ZlJn fluïde bedden. Hiervan zijn de berekeningen van de dimensies, inter-nals en warmtehuishouding opgenomen in de bijlagen IX, X en XI voor resp. bed R2, R7 en R9.

7.2. Koeler H3

Dit ontwerp bevat een aantal koelers, warmtewisselaars en een heater. Eén hiervan is in detail doorgerekend, te weten koeler H3. De berekeningen zijn opgenomen in bijlage XII.

7.3. Compressor C4

Di t ontwerp bevat een aantal compressoren. De meeste zijn doorgerekend met behulp van Chemcad. Compressor C4 is in detail doorgerekend in bijlage XIII.

7.4. Gas-vloeistofscheider V12

Het ontwerp bevat een gas-vloeistofscheider om de overmaat lucht uit de reactor te scheiden van het gewenste reactiepro-duct , MEK. Van deze scheider werden geen detailberekeningen gemaakt, omdat hier vijf componenten (zuurstof, stikstof, wa-ter, MEK en butanal) van elkaar worden gescheiden en het te ver voert een multicomponent flash-berekening op de hand uit

te voeren.

7.5. De distillatiekolommen

De distillatiekolommen T13 en T24 werden doorgerekend met het 'rigorous Simultaneous Correction Distillation Summary' -model (SCDS), omdat dit kolommodel het best geschikt is voor zeer niet-ideale systemen als MEK/water (min. temperatuur azeo-troop). Van kolom T24 is een gedetailleerde berekening uitge-voerd welke is opg~men in bijlage XIV. Ter vergelijking is

in deze bij lage ook het McCabe-Thiele diagram opgenomen van kolom T13.

z:::::

7.6. Decanter V21

Om een eerste scheiding tussen water en MEK te bewerkstelli-gen, wordt gebruik gemaakt van de eigenschap, dat er ontmen-ging in twee fasen plaats vindt bij een lage temperatuur. In de decanter worden de waterige en organische fase van elkaar gescheiden. Bij een temperatuur van 300 K wordt het grootste ontmenggebied gevonden. In bijlage XV bevindt zich de ontmeng-curve voor MEK en water. Met behulp van de hefboom regel zijn samenstelling en hoeveelheid van beide fasen te bepalen. Bij de berekening wordt butanal gelumpd met MEK.

Apparaatberekeningen De voeding bevat 32.63 kmol/h water en 54.10 kmol/h MEK.

Voedingsstroom F en voedingssamenstelling X_F zijn dus

respec-tievelijk 86.73 en 0.62. Uit de ontmengfiguur blijkt dat de molfractie MEK in organische fase _{X L1} en in de waterige fase _{X L2}

respectievelijk 0.66 en 0.08 bedragen. Met behulp van de

hefboom regel kunnen nu de organische massastroom L1 en de waterige massastroom L2 worden berekend uit:

L2 7.7. Pomp P29 = 0.62-0.08*86.73 = 80.75 0.66-0.08 = 0.66 -

~:~~

*86.73 = 0.66 - 5.98

Het ontwerp bevat een pomp om de top stroom van de lage druk kolom op hoge druk te brengen. Deze stroom wordt vervolgens gerecycled naar de hoge druk distillatie kolom. De benodigde arbeid, die de pomp dient te leveren, is te bepalen met behulp van onderstaande vergelijking [lit.13]. Door nu het vloeistof-debiet van de ingaande stroom (=4.04 m3_{/s) en het druk verschil}

ÓP (=9.507e5 Pa) in te vullen wordt bij een rendement van 0.8 een benodigde arbeid van 4.8 kW berekend.

Proces regeling

8. Procesregeling

De regeling van het proces is hoofdzakelijk gericht op het halen van de gewenste productie en het beheersen van de pro-ductkwaliteit. Tevens is regeling van belang voor de proces-veiligheid. Daar boven de explosiegrens van 1-buteen in lucht wordt gewerkt, wordt de verhouding 1-buteen / lucht via een verhoudingsregeling ('flowratio controller') geregeld. De extra stoomtoevoer aan het voedingsgas wordt geregeld met de katalysatorstroom, om ervoor te zorgen dat er een monolaag water op de katalysator kan komen opdat deze optimaal functio-neert.

Door warmteïntegratie is de fabriek erg gevoelig voor debiet-schommelingen. Om toch de temperatuur van alle, al dan niet geïntegreerde, stromen in de hand te houden moeten de warmte-wisselaars worden voorzien van bypass-leidingen. Hiermee kan de temperatuur met behulp van het debiet geregeld worden analoog aan de samenstellingsregeling in warmtewisselaar H14 (zie flowsheet) . Omwille van overzichtelijkheid Z1Jn deze regelingen (m.u.v. bovengenoemde) in de flowsheet achterwege gelaten.

In bijlage XVI is voor distillatiekolommen T13 en T24 alsmede voor de vloeistof-gas scheider V12 een korte beschouwing gege-ven van regeloverwegingen op basis van vrijheidsgraden

[lit.14]. De keuze voor uitwerking van de vloeistof-gas schei-der is volkomen willekeurig. De regeling van de distillatieko-lommen verdient echter speciale aandacht, omdat dit de moei-lijkst te regelen apparaten in dit ontwerp zijn. Niet in de laatste plaats vanwege de recycle en de warmteïntegratie, met name de koppeling van 'condensor-duty' van de hoge druk kolom aan de 'reboiler-duty' van de lage druk kolom (multi-effect distillatie [lit.12]).

Procesveiligheid 9. Procesveiligheid

Bij de veiligheidsstudie van dit proces werd een fire and ex-plosion index berekend en een kleine 'Hazard and Operability' study (HAZOP) [lit.8] gedaan (zie bijlage XVII). De berekening van de fire and explosion index werd gedaan, omdat het explo-siegedrag van MEK en 1-buteen de belangrijkste gevaren zijn. Van de twee wordt buteen gekozen voor een berekening van de Dow fire en explosion index, omdat de gebruikte voedingssamen-stelling van 1-buteen en lucht zich net boven de explosie-grens bevindt. Dit in tegenstelling tot de productstroom waarbij MEK en zuurstof normaliter geen explosief mengsel zal vormen, vanwege de grote stikstofstroom (inert). Tevens dient vermeld te worden dat de verbrandingsreactie van 1-buteen een grotere verbrandingsenthalpie oplevert dan MEK. Aangezien dit in de materiaalfactor, die gebruikt wordt voor de berekening van de index, sterk tot uitdrukking komt zal de index van

1-buteen hoger uitvallen dan die van MEK.

De materiaal factor van de Dow fire en explosion index wordt berekend aan de hand van de verbrandingsenthalpie en het mol-gewicht. Het molgewicht van 1-buteen bedraagt 56.1 g/mol. De verbrandingsenthalpie is 2529.87 kJ/mol. De factor 4.3E-4 dient er alleen maar voor om SI eenheden om te zetten in engelse eenheden. De materiaal factor die vervolgens met onderstaande vergelijking kan worden berekend is 19.468.

-lili;*4.

3 *10-4

M = - - - -

_{f MW}

De fire and explosion index, die vervolgens berekend kan worden, bedraagt 83.2. Voor de berekening wordt verwezen naar bijlage XVIII. De index van 83.2 geeft een "degree of hazard" van "heavy" aan. Dit is de op een na hoogste graad. Dit heeft

tot gevolg, dat er aantal voorzorgsmaatregelen dienen te worden genomen. Noodzakelijk zijn: brandvrije en ontstekings-vrij e omgeving, sprinkler installatie, speciaal instrumenta-rium voor temperatuur en stromen, interne explosie beveili-ging, extra persoonlijke bescherming en opstelling achter een wand. Aanbevolen wordt verder speciaal instrumentarium voor de druk en intern brandalarm en brandbestrijdingsmiddelen.

Procesveiligheid Wat betreft het explosiegebied van I-buteen in lucht zij opgemerkt, dat zowel de druk- als de temperatuurafhankelij k verwaarloosd is bij de reactorcondities. Genoemde aanname is gebaseerd op onderstaande formule m. b. t. temperatuurafhanke-lijkheid [lit.IS, p.III-3S]:

Et=[l- t-20] *E 20 =0 96*E20

o 1300 0 • 0

Et=[l+ t-20 ]*E2o=1 04*E20

b 1300 b • b

De aanname m.b.t. de drukafhankelijkheid is gebaseerd op fig. 1II-25 uit lit.15.

Tenslotte zij opgemerkt, dat MEK vermoedelijk peroxyden kan vormen [lit.3]. Daarom is het nodig de gasstroom die de reac-tor verlaat te controleren op peroxyden, alvorens deze de scheidingssectie in gaat, i . v. m. het gevaar voor explosieve reacties van het peroxyde. Ditzelfde gevaar treedt op in de opslagtanks van MEK. Deze moeten daarom onder een stikstof-blanket worden opgeslagen.

Kosten

10. Kosten

Aan de hand van vergelijkingen uit lit.16 wordt van het ont-werp een kostenschatting gemaakt.

De totale kosten ~ bestaan uit een aantal bijdragen: Ka=algemene kosten,

Kf=fabricage kosten, Ko=plant overhead~

K'i=kosten, die van de investeringen afhangen, K'l=semivariabele kosten.

Omdat alleen de kosten over het proces worden berekend, kunnen de kosten ook verdeeld worden volgens:

~=kosten afhankelijk van het productie volume,

Ki=investeringskosten, K1=arbeidskosten.

Door aan de verschillende kosten factoren a, d en f toe te

kennen worden de werkelijke kosten berekend. De factor f hangt af van afschrijving en onderhoud terwijl d en a multiplicatie factoren zijn. In dit ontwerp werden voor a,d en f de respec-tievelijke waarden 1.0, 2.6 en 0.10 gekozen [lit.16]. L is de

loonsom en I stelt de investeringskosten voor. De totale

kosten worden nu berekend uit:

~ = ~+Ki+Kl = a*~+f*I+d*L.

10.1. Berekening van de kosten die afhankelijk zijn van het productievolume

In deze paragraaf wordt de invloed van de grond- en hulpstof

kosten berekend. Met behulp van de volgende set vergelijkingen

en gegeve~t deze inv erekend in de vorm van een

waarde vo~

Als eerste een verg van ~ voor elke

grond- of hulpstof K"i = Vi *Qi _ (~=2::~i) .

, rin stelt Q dejho veelheid gron9- of ulpstof voo~ en. Vi de

rij s er hoeveelpei gr_ond~ en hulpst per ton product. In

tabel 2 's de bereken in uitgevoerd e gegevens' zijh ' verkre-gen uit e massa- en warmte a ans en uit lit.16 en lit.17.

@

0./6

.L

:=

r

'8

of-

:eH

~

~

1c.,t.t1lJ

'--.-

./

--=-f/.t-l~

.

Kosten

~el

~

.

Invloed grond- en hulpstof op de kostenberekening. .

,

-"

grond- of hulp- Vi Qi KPi

stof A gld/A A Mgld 1-buteen ton 1.088~:3 . 2.52,e4 27.41, .. proceswater m3 _{2.5 4.77e3}

-

1.1ge-2

koelwater ton 0.1 5.46e6 0.55

hoge druk stoom ton 35 1.45e3 5.06e-2

midden druk stoom ton 32.5 5.66e4 1. 84

elektriciteit jWh 0.13 7.01e7 9.12

Totaal

1Iyt/

,r

~

9.0

)

~

10.2. Berekening van de kosten van de katalysator

De prij s van de katalysator is geschat op 5_ gulden l(e:r: kg .. I?e

reactor, tussenbed en rator bevatten respect1evel1Jk

, 25.6, 15.0 en 103 ton k s a t . De totale hoeveelheid

kata-ysator 1S a geron op 50 , ton. De investering zal dus· 0.75 Mgld bedragen. Indien di 'bedr in tien jaah wordt afgeschre-ven bedragen de kosten per Jaar 0.075 Mgl-d. In vergelijking met de andere kosten is deze bijdrage gering.

10.3. Arbeidskosten berekeni

Y1

'

De arbeidskosten kunnen t best aa de hand van de Wessel

relatie worden berekend: L = 32*N*PO,24. ~

Hierin stelt L de loons aantal stappen en P de ,....

capaciteit van de fabriek y). Het aantal 'stappen N is .

gelijk aan het aantal grote apparaten. De fabriek bestaat uit

7 apparaten, te weten een reactor, regenerator, tussenbed,

gas/vloeistof separator, decanter en twee distillatiekolommen

(N=7) , De capaciteit van de fabriek P is 31.1 kton/y. De

waarde die voor Luitgerekend kamrden is dus 5.11e5 gld.

Door L nu met zijn wegingsfactor d te vermenigvuldigen/

ont-staat de tweede bijdrage in de kos ~n 1.33 Mgld. (

10.4. Investeringskosten berekening

1

~.

b

Ib

S-

/

1CJCJ~--De investeringskosten bestaan uit vier bijdragen: ~

I b= de investering in de proceseenheden, Ih= \de investering in' de hulp apparatuur,

11-'= de investering iri niet tastbare zaken (bijv licenties, vergunningen) ,

Iw= het werkkapitaal, voorraden en terreinen,

Ib en Ih kunnen worden samen genomen als fixed kapitaal If' Ii zal in deze berekening niet meegenomen worden. Voor de waarde van het werkkapitaal Iw wordt 1/4 van de het fixed kapitaal gekozen. Voor de bereken1ng van If zijn verschi'llende methoden. Voor dit ontwerp werd gebruikt gemaakt van de Zevnik-Buchanan

methode en de Taylor methode. /

/

Kosten 10.5. Zevnik-Buchanan methode

Deze methode is gebaseerd op het feit, dat investeringen een functie van procescapaciteit en procescomplexiteit zijn. Voor de berekeningen zijn een aantal basisgegevens nodig: procesca-paciteit P, aantal functionele eenheden N, SRmplexiteitsfactor

C Fi en de plant cost index C l ' Bij de berekening werd van n et

principe uitgegaan, dat de fabriek op te delen is in func-tionele eenheden. Een funcfunc-tionele eenheid is een apparaat met

bijbehoren (bijvoorbeeld ee~ distillatiekolom met pompen,

pijpen en instrumentatie) . Dit ontwerp bev~t 7 eenheden, zoals

al eerder werd genoemd. «

Bij de Zevnik-Buchanan methode wordt ervan uitgegaan, dat alle apparaten even duur zijn. Dit is hier echter niet het geval.

Di t zou verbeterd kunnen worden door extra weegfactoren te

gebruiken. Daar dit te ver zou voeren, is dit buiten deze

berekening

O.§J..a.t

.

e.n..:.

Met behulp van onderstaande vergelijking

~~i:nvestering ~roceseenheden worden berekend.

Ib~

1. hO.l

*CI,,~,

(cF1

*p,m

0

In deze verg J lng stelt Cl de C E plant cost index voor en m

de degressie-exponent. De waarde van Cl en m zijn hier re sp .

357 .6 en 0.6 gekozen. De factor 1.9 stelt de omrekening van

Amerikaanse dollars naar Nederlandse guldens voor. De

com-plexiteit factor CFi dient om te corrigeren voor de druk,

temperatuur en gebruikte materiaal. Deze worden als volgt in resp. de factoren Fp, Ft en Fm verdisconteerd:

CF'

=

2

*

1 0 (Ft+Fp+Fm). De f tor Ft kan worden berekend ui t :

Ft~l

. 8e-4

*

(T-

~

)

et T I r .

Met ehulp v n' fig .III-17 uit lit.1 bepa ld. Omd t gewerkt erd met

het con . materiaal

iaal factor

..!&:

wordt daardoo

nu de capaciteiten van

end zijn kan de investering in ekend. Voor de gegevens wordt verwez

26

de waarden voor

...KP...

oge drukken worat

taal gekozen. De

schillende apparaten roceseenheden worden naar tabel 3.

Kosten

Tabel 3. Berekening van de investering van de proceseen~den. ~

Apparaat Ft Fp CFi Capaci-

/p

,

rn*~

~

teit pi ( 1 Fi kton/y R2 9.54e-3 0.05 2.89 122.2 51.658 R7 9.54e-3 0.05 2.89 122.2 51.658 R9 0.043 0.1 3.50 540.3 152.6 V12 1.8e-3 0.17 3.74 122.2 66.85 V21 1.8e-3 0.1 3.18 35.93 27 .27 T13 0.024 0.1 3.35 88.476 49.428 T24 0.013 0.02 2.72 58.51 31. 254

Door nu de waarden uit bovenstaande tabel in de eerder genoem-de vergelijking te substitueren werd een waargenoem-de voor '_{I b}

bere-kend van 29.26 Mgld. Er 'werd aan n dat de kosten voor

utili ties en algemene kosten derde v de kosten van de

proceseenheden bedragen. Het, fixed kapi ta I dat vervolgêns te

berekend is met behulp van d 1f=1.33*1 bl is 39.01

Mgld.

-10~6. Taylor methode

Een tweede methode voor de berekening van het fixed kapitaal is de Taylor methode. Deze methode gaat uit van de capaciteit en de complexiteit van de fabriek. Bij de Taylor methode wordt gerekend met proces eenheden. Aan van hand van enkele criteria uit l i t .16 wordt aan elk van deze proceseenheden een score

toegekend. Deze scores worden gesommeerd in een complexiteits-factor F. De berekening van F is weergegeven in tabel 4. De waarden zijn bepaald volgens de criteria in tabel 111-22 uit

lit.16.

Indien de reactietij d in een proceseenheid kleiner is dan 3 uur krijgt deze eenheid de score nul. Eenheden met een score '0' zijn in de tabel weggelaten. De score voor hoge druk geldt alleen voor vloeistoffase reacties en werd hier dus ook wegge-laten. Vervolgens kunnen de investeringskosten voor de proces eenheden worden berekend uit: 1b = 255. 87*F*pO,93*C_I/300. Hierin is Cl de index uit Engineering en process economy en stelt P de capaciteit voor. Cl heeft een waarde van 790 en de capaciteit is 31.1 ton/y. De factor 1.9 is een factor voor de omzetting van Amerikaanse Dollars naar Nederlandse guldens.

Kosten Tabel 4. Berekening complexiteitsfactor F voor de investering in proceseenheden.

apparaat relatieve Tmax mate- andere totaal Fi

doorzetal riaal bl redenen score

R2 2.5 0 1 1cl +1dl 5.5 4.23 R7 2.5 0 1 1 dl 4.5 3.256 R9 5.33 0.5 1 1dl 7.83 7.8076 V12 2.5 0 1 0 3.5 2.5 V21 0 0 1 0 1 1.3 T13 1.8 0.25 1 0 3.05 2.22 T24 1 0 1 0 2 1. 69

a) score gebaseerd op aantal ton doorzet per

.-ton product,~

.

.

b) O=mild steel, l=roestvrl]staal,

iA

2.

S

.

0

c) kans op explosief mengsel in de reactor,

d) correctie fluïde W e .

De factor F {=L:FJ : s 2}. 00. De investering in proceseenheden Ib' kon weer worden 1:J uit: Ib = 255. 87*F*pO.93*

40.89 Mgld. Dè investering in het fixed kapltaal I

,

1.33~

~

54.52 Mgld.

Uit de waarde van het fixed kapitaal blijkt, dat berekening met de Taylor methode hoger ui tval t

Zevnik-Buchanan methode. Dit is het gevolg van de ext

redenen, die bij de Taylor methode wel en bij de Zevnik-Bu-chanan methode niet meegenomen worden. Deze redenen zijn de

correctie op fluïde bedden en mogelijk optreden van een

explosief mengsel. Indien deze factoren bij de Taylor methode niet meegenomen worden bedragen de investeringen in

proces-eenheden 33.3 Mgld. Deze waarde ligt zeer dicht in de buurt ~

van de waarde berekend met de Zevnik-Buchanan methode. De

meest nauwkeurige methode is daarom de Taylor methode. 10.7. Opbrengst van MEK

De prijs van MEK op de wereldmarkt ligt op dit moment op 26.5

$/lb [lit.18]. Omgerekend is dit 1.109 gld/kg. Op grond van

een eerste analyse is vast te stellen dat het prij sverschil tussen 1-buteen en MEK te klein is, waardoor het proces bij deze prij zen niet winstgevend kan zijn. In dit ontwerp wordt gekeken bij welke grondstof- dan wel productprijs dit proces rendabel wordt. Gebleken is, dat de prijs van MEK sterk fluc-tueert. Om een indicatie te geven: de prijs van MEK was enkele jaren terug twee maal zo hoog als op dit moment. Het is dus zeer lastig om een geschikte prij s voor MEK voor de komend jaren af te schatten. De huidige inkomsten door de verkoop MEK zijn, bij een produktie van 31.1 kton/y, 34.49 Mgld/y.

Kosten Verder is de 1-buteen prlJS afhankelijk van de vraag of het on site geproduceerd wordt, dan wel gekocht dient te worden. In het eerste geval zal de prijs zakken van 1.088 gld/kg [lit.18] naar ca. 0.65 gld/kg [lit.2].

10.8. Return of investment

10.8.1. Berekening winst/verlies op basis van de huidige prijzen

Als eerste wordt een winst/verlies berekening gedaan op basis van de huidige prij zen van de grondstoffen en de producten. Deze wordt zowel gedaan met de gegevens van de Taylor methode als met de gegevens uit de Zevnik-Buchanan methode. De bereke-ning van de afschrijving van fixed kapitaal voor beide metho-den is opgenomen in bijlage XIX.

10.8.1.1. Taylor Methode

Investeringen in miljoenen guldens: fixed kapitaal

werk kapitaal

54.52 13.63

---+

_{totaal geïnvesteerd vermogen}

afschrijving

rente (8% genormeerd over 10 jaar) loonkosten

kosten katalysator

productiekosten (exclusief 1-buteen)

68.17 5.542 2.3988 1. 3285 0.075 11.5635

---+

_{totale kosten (exclusief buteen) 21.0862}

totale kosten (exclusief buteen) buteen kosten (1.088 gld/kg)

21.0862 27.41

----~--~---~~~~---~+

Totale kosten (Mgld/y) 48.4978

Opbrengst verkoop MEK (Mgld/y) Verlies (Mgld/y)

10.8.1.2. Zevnik-Buchanan methode Investeringen in miljoenen guldens: fixed kapitaal

Werk kapitaal

totaal geïnvesteerd vermogen afschrijving

rente (8% genormeerd over 10 jaar) kosten katalysator

loonkosten

productiekosten(exclusief 1-buteen) totale kosten (exclusief buteen)

29 34.49 14.0078 39.01 19.75 + 48.76 3.901 1.716 0.075 1. 3285 11.5635 + 18.420

Kosten

totale kosten (exclusief buteen) 18.42

buteen kosten (1.088 gld/kg) 27.41

+

Totale kosten (Mgld/y) 45.83

Opbrengst verkoop MEK (Mgld/y) 34.49

Verlies (Mgld/y) 11. 31

Uit de bovenstaande berekening blijkt, dat het proces op basis van de berekening van het f ixed kapi taal met behulp van de Taylor methode een verlies van 14 milj oen gulden per jaar geeft. Het proces geeft een verlies van 11 miljoen gulden per jaar op basis van de berekening van het fixed kapitaal met de Zevnik-Buchanan methode.

10.8.2. Berekening winst/verlies op basis van R.O.I.=10%

Om nu toch een idee te krijgen bij welke grondstof- en

pro-ductprijs het ontwerp winstgevend kan worden, wordt de volgen-de berekening gemaakt, uitgaanvolgen-de van een return of investment van 10%.

10.8.2.1. Taylor's methode

Een R.O.I. van 10% geeft bij een fixed kapitaal van 54.52 Mgld een netto inkomen van 5.55 Mgld/y. Bij een belasting van 50% zal het belastbare inkomen 10.90 Mgld/y bedragen.

Investeringen in miljoenen guldens: fixed kapitaal

werk kapitaal

54.52 13.63

---~--+

totaal geïnvesteerd vermogen 68.17

afschrijving

rente (8% genormeerd over 10 jaar) loonkosten

kosten katalysator

productiekosten (exclusief 1-buteen) netto belastbaar inkomen

5.542 2.3988 1.3285 0.075 11.5635 10.904

---~---+ _{totale kosten (exclusief buteen) 31.9918}

totale kosten (exclusief buteen) buteen kosten (1.088 gld/kg)

31.9918 27.41

---+

_{Totale kosten (Mgld/y) 59.4018}

Opbrengst door verkoop van MEK moet nu gelijk zijn aan de totale kosten. Bij een productie van 31.1 ton zal de prijs van MEK 1.91 gld/kg moeten bedragen. Indien 1-buteen on-site wordt

geproduceerd, wordt de prij s van 1-buteen 0.65 gld/kg. De

kosten voor 1-buteen bedragen dan 16.3853 Mgld/y. De totale kosten bedragen nu 48.3771 Mgld/y. De prijs van MEK zal nu 1.556 gld/kg moeten bedragen.

Kosten 10.8.2.2. Zevnik-Buchanan methode

Een R.O.I. van 10% geeft bij een fixed kapitaal van 39.01 Mg1d een netto inkomen van 3.90 Mgld/y. Bij een belasting van 50% zal het belastbare inkomen 7.80 Mgld/y bedragen.

Investeringen in miljoenen guldens: fixed kapitaal

werk kapitaal

39.01 19.75

---~---+ _{totaal geïnvesteerd vermogen 48.76}

afschrijving

rente (8% genormeerd over 10 jaar) kosten katalysator

loonkosten

produktiekosten(exclusief 1-buteen) netto belastbaar inkomen

3.901 1. 716 0.075 1. 3285 11.5635 7.802

---+

_{totale kosten (exclusief buteen)}

totale kosten (exclusief buteen) buteen kosten (1.088 gld/kg)

26.3825 26.3825 27.41

---+

_{Totale kosten (Mgld/y) 53.7925}

Opbrengst door verkoop van MEK moet ook nu weer gelijk ZlJn aan de totale kosten. Bij een productie van 31.1 ton/y zal de prijs van MEK 1.73 gld/kg moeten bedragen.

Indien 1-buteen on-site wordt geproduceerd, wordt de prijs van 1-buteen 0.65 gld/kg. De kosten voor 1-buteen bedragen dan 16.3853 Mgld/y. De totale kosten bedragen nu 42.7678 Mgld/y. De prijs van MEK zal nu 1.375 gld/kg moeten bedragen.

10.9. Evaluatie kosten

Uit het voorafgaande is gebleken, dat de route voor de produc-tie van MEK uit 1-buteen verliesgevend is. De voornaamste oorzaak is de lage MEK-prijs op de wereldmarkt. Zelfs bij een lage 1-buteen prijs (doordat dit on site voor handen is) wordt geen van de onderzochte ontwerpen winstgevend. Bij de huidige MEK-prijs is het dus niet aan te bevelen om deze route te

kie-zen.

10.10. Vergelijking kosten tussen beide ontwerpen

Een eerste indicatie voor de kosten is de hoeveelheid kataly-sator die bij beide systemen nodig is. Bij het vorige ontwerp was de activiteit van de katalysator een factor 3 lager dan dit ontwerp. Tevens was hierbij de conversie maar 25% en de selectiviteit 0.8. Hieruit volgde dat er 90 ton katalysator nodig was bij deze omzetting van 1-buteen naar MEK. Deze hoe-veelheid is dus 60% van de hoehoe-veelheid bij dit ontwerp (150

ton HPA katalysator). Het kostenverschil bedraagt echter door de lage prij s van 5 gld/kg maar 0.3 Mgld (op de totale af-schrijvingsduur van de fabriek van 10 jaar).

Kosten Een ander criterium waarbij tussen beide ontwerpen valt te

discrimineren is de gebruikte apparatuur. Uit hoofdstuk 3

blijkt dat de scheidingssectie van dit ontwerp kleiner wordt maar de reactorsectie groter wordt.

De reactorsectie bestaat nu uit een reactor-, koel- en

regenerator fluïde bed in tegenstelling tot een multitube fixed -bed reactor bij het vorige ontwerp. Hierbij dient echter wel opgemerkt te worden dat de reactor van het vorig ontwerp een 3 maal zo groot volume heeft als de reactor in dit ontwerp.

De scheidingssectie van het vorig ontwerp, aangepast aan nieu-we en juiste kinetische gegevens [lit.l] (zie hoofdstuk 3), zal grofweg moeten bestaan uit een scrubber, extractor en vijf distillatie torens. De scrubber dient voor de scheiding van MEK/water/aceetaldehyde/azijnzuur en stikstof/zuurstof/buteen. De capaciteit van deze scrubber is zeer groot en zal dus een grotere kostenpost zijn dan de vloeistof-gas scheider, die ge-bruikt werd in dit ontwerp. De extractor en de vijf distilla-tie torens zijn nodig voor de scheiding van MEK/water/aceetal-dehyde/azijnzuur. Voor verdere details wordt verwezen naar lit.2. De overall investering in het fixed kapitaal (reactoren en scheidingssectie) zal voor beide ontwerpen waarschijnlijk in dezelfde orde van grootte liggen.

De laatste belangrijke kostenpost is die van de grond- en

hulpstoffen. Allereerst is er bij dit ontwerp minder grondstof (1-buteen) nodig voor de productie van 31 kton/y MEK dan bij

het vorige ontwerp, waardoor de balans doorslaat naar dit

ontwerp. Voor de andere hulpstoffen (stoom, koelwater en

elektriciteit) ligt het wat gecompliceerder. Om een goed idee te krijgen van de kostenverschillen zal er een ontwerp gemaakt moeten worden van de scheidingssectie van het vorige ontwerp op basis van de nieuwe kinetische data.

De capaciteiten, van de voedingsstromen van het vorige ontwerp (doorgerekend met de nieuwe gegevens), bedragen voor 1-buteen en zuurstof respectievelijk 30.6 kton/y en 13 kton/y. Dit heeft tot gevolg dat de grondstofkosten voor respectievelijk 1-buteen en zuurstof 33.3 Mgld en 0.93 Mgld zullen bedragen. De 1-buteen kosten van het huidige proces bedragen echter maar 27.8 Mgld. Op deze kostenpost is er dus een verschil van 6.4 Mgld. De andere kosten houden elkaar waarschijnlijk in even-wicht. Er is dus een lichte voorkeur voor dit ontwerp boven het vorige ontwerp.

Conclusies

11. Conclusies

De route van l-buteen naar MEK is bij de huidige prijzen niet rendabel.

Het ontwerp is technisch haalbaar onder de aanname dat het kristalwater bij de regeneratiecondities (T=525 K en P=10 bar) op de katalysator blijft.

Het verlies van het ontwerp bedraagt 14 miljoen gulden per jaar. De grootste kostenpost is l-buteen à 27.8 miljoen gulden per jaar. De grootste kostenpost bij de proceseenheden is de regenerator, voornamelijk door Z1Jn grote capaciteit. De belangrijkste kostenpost bij de utilities is de elektriciteit à 9 milj oeD alÜden per jaar. Dit werd vnl. veroorzaakt door

het hoge energleverbruik van de compressor voor de luchtstroom

van de regerierator.

Als gevolg van de hogere selectiviteit van de katalysator is er bij dit ontwerp (met als katalysator een palladiumzout van een heteropolyzuur) minder l-buteen nodig dan bij het vorige ontwerp. De 1-buteen kosten van 33.3 milj oen gulden zijn bij het vorige ontwerp, gebaseerd op de met palladiumsulfaat geïmpregneerde vanadiumoxyde katalysator, de grootste kosten-post. Aangenomen dat de investeringskosten vergelijkbaar zullen zijn met dit ontwerp (dit is hier verder niet berekend) geeft deze kostenpost de doorslag bij het discrimineren tussen beide ontwerpen. De aanname is gebaseerd op het feit, dat dit ontwerp een grotere reactorsectie heeft, maar een kleinere scheidingssectie dan het vorige ontwerp. Het huidige ontwerp verdient dan een lichte voorkeur boven het vorige ontwerp.