Koolmonoxideproductie uit kooldioxide en waterstof

,!P,}f;,

T

U

Delft

FVO

Nr.

;

0

1

f1

~

- ':>

JJ~

!

I

:5<5

tLv-

5k,

~

1

₃₉₉₉

1

/h..~ ~(Hr

~~rf'cJt

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

tJJefry~

4~/4-~~

.

tU/~ ~L/~~

~/II'tfAt

.

koolmonoxideproductie uit kooldioxide en

waterstof

Auteurs

J .R.J Goslinga

E.

WRoeterdink

Keywords

Telefoon

015-123383

070-3469695

koolmonoxide met hoge zuiverheid , reformer reactor ,

F257 H/D 0,2

%

Pt katalysator, COsorb proces

Datum opdracht :

15 juli 1994

Samenvatting

In dit fabrieksvoorontwerp is een ontwerp gemaakt voor de produktie van

koolmonoxide uit kooldioxide en waterstof De belangrijkste reaktie

in

dit proces is de

omgekeerde water-gas-shift. De achterliggende gedachten zijn dat er

in

de industrie

een overschot aan waterstof is en dat reaktie enthalpie van de omgekeerde

water-gas-shift een faktor vijflager is dan van steamrefonning van methaan. Steam

reforming van methaan is op dit moment de meest gebruikelijke manier om

koolmonoxide te maken.

Het doel van dit rapport is om een ontwerp te maken van een fabriek voor de

produktie van 2000 Nm3 koolmonoxide per uur uit kooldioxide en waterstof Verder

moeten de benodigde zuiveringstrappen worden ontworpen om het produkt de vereiste zuiverheid, van 99,8 vol%, te geven. Deze zuiverheid is vereist voor de produktie van fosgeen dat weer als grondstof dient voor de produktie van plastics.

Er is gekozen voor de volgende procesroute. De voeding, bestaande uit CO2 en H2

worden in een refonner bij een temperatuur van 675 C met behulp van een katalysator

omgezet in CO en water. Aan de refonner, die wordt gestookt met waterstof, wordt

een convectie sectie gekoppeld waarin de voeding gedeeltelijk kan worden opgewarmd

en de rest van de warmte gebruikt wordt om middendruk stoom te produceren. De

warme produktstroom wordt ook gebruikt om de voeding op te warmen. Daarna

wordt in een droogsectie al het water uit de produktstroom gehaald omdat dit een

vereiste is voor het gebruikte CO zuiveringsproces. Dit is het Cosorb proces. Het

Cosorb proces bestaat uit een absorbtie regeneratie cyclus. Het daarbij gebruikte

absorbtie middel absorbeerd door chemische reaktie

co.

Kooldioxide en waterstof

worden nauwelijks geabsorbeerd in de absorber en kunnen dus direct worden

gerecycled en weer bij de voeding gemengd worden. Met het Cosorb proces kan een CO zuiverheid van 99,8 vol% goed worden gehaald. Het Cosorb proces heeft

verschillende voordelen boven crygene zuiverings methoden.

Bij een temperatuur van 675 C is de opbrengst van

co

redelijk. Een belangrijke

nevenreaktie in de reaktor die zou kunnen optreden is de Boudouatd reaktie. Deze

reaktie heeft koolstofvorming tot gevolg en moet worden voorkomen. Daarom is het

nodig om de voedingsverhouding van CO2 en H2 aan te passen om bij een druk van 9

bar

in

de reaktor de shift-reaktie te laten verlopen zonder koolstofvorming. De

opbrengst van

co

wordt hierdoor echter lager.

De conclusies van dit rapport zijn dat met de gekozen procesroute koolmonoxide via de omgekeerde water-gas-shift te maken is. Literatuur onderzoek heeft aangetoond dat de gewenste zuiverheid van CO gehaald kan worden, maar omdat er te weinig

gegevens over het in de Cosorb gebruikte absorbtiemiddel was het niet mogelijk om dit

met goede berekeningen aan te tonen. Een benadering van de preflash toonde aan dat

de gewenste zuiverheid gehaald kan worden. Verder kan koolstofvonning in de

reaktor worden voorkomen door de voedingsverhouding aan te passen, maar dit heeft

wel een wat lagere CO opbrenst tot gevolg. Wij bevelen dan ook aan om verder

onderzoek te doen naar koolstofvonning. Dit zou kunnen leiden tot een gunstigere

voedingsverhouding.

Verder is het aan te bevelen om te onderzoeken wat de gevolgen van methaan in de voeding voor de CO opbrengst zijn. Ten slotte bevelen wij aan om eens te bekijken om de reformer met methaan te stoken in plaats van waterstof Hierdoor kan deze fabriek

zichzelf van CO2 voorzien. CO2 kan dan met een .MEA absorbtie proces uit de

rookgasstroom worden gehaald.

oktober 1994,

J.RJ.

Goslinga E.W. Roeterdink

Inhoudsopgave bladzijde Samenvatting ... 1 Inhoudsopgave ... 3 Hoofdstuk

1

Inleiding ...

5

Hoofdstuk 2 Uitgangspunten... 6 2.1 Keuze procesroute ... 6 2.1.1 reaktor keuze...

6

2.1.2 CO purificatie... 6 2.1.3 procesroute. ... ... 7 2.2 reaktie vergelijking... 8 2.3 neven reaktie ... 8 2.4 produkt ... 9 2.5 grondstoffen ... 9

2.6 invloed van verontreinigingen ... 10

2.7 utilities ... 10

2.8 voorkomende stoffen ... 10

2.9 hulpstoffen ... 11

Hoofdstuk 3 Processtructuur en Proces Flowsheet ... 12

3. 1 thermodynamica en procescondities ... 12

3.1.1 omgekeerd water-gas-shift ... 12

3.1.2 koolstofvorming ... 14

3.1.3 metal dusting ... 15

3.1A procescondities reaktor .... 15

3.2 verantwoording apparaten ... 16

3.2.1 reaktor. ... 16

3.2.2 droogsectie ... 16

3,2.3 Cosorb ... 17

3.3 procesflowschema. ... 18

Hoofdstuk 4 Proces Flowsheet- en Apparatuurberekeningen ... 21

4.1 reaktor berekeningen ... 21

4.1.1 reaktie warmte ... 21

4.1.2 aantal pijpen in de reaktor.. ... 22

4.1.3 radiatie berekeningen ... 22

4.2 berekeningen droogsectie ... 25

4.2.1 condensor ... 25

4.2.2 verticale flashdrum ... 25

4.2.3 TEG-urnt ... 26

4.2.4 adsorbtie drogen aan alumina ... 26

4.3 Cosorb ... 27

4.3.1 absorber. ... 27

4.3.3 pre-flash ... 30

4.4 recycle compressor ... 31

4.5 verticale stoomdrum ... 3 1 4.6 coils in convectiesectie ... 32

Hoofdstuk 5 Economische beschouwingen ... 33

5.1 investering ... 33 5.1.1 omzetmethode ... 33 5.l.2 Zevnik-Buchanan methode ... 33 5.2 kosten ... 34 5.2.1 variabele kosten ... 34 5.2.2 semi-variabele kosten ... 35 5.3 vaste kosten ... 35 5.3.1 onderhoudskosten ... 35 5.3.2 loonkosten ... 35

5.3.3 overige vaste kosten ... 36

5.3.4 overige kosten... 36

5.3.5 opbrengst ... 36

5.4 overzicht. ... 36

5.5 afschrijvingen ... 37

5.6 return on investment.. ... 38

Hoofdstuk 6 Conclusies en aanbevelingen ... 39

6.1 conclusies ... 39 6.2 aanbevelingen ... 40 Bijlage 1 Bijlage 2 Bijlage 3 Bijlage 4 Bijlage 5 Massa- en warmte balans ... 41

Specificatie bladen ... 49

Apparatuur berekeningen ... 56

Grafieken, tabellen en figuren ... 67

Hoofdstuk 1 Inleiding

Voor de produktie van plastics wordt vaak koolmonoxide als grondstof gebruikt. Van CO en chloor wordt dan fosgeen gemaakt. Dit stelt hoge eisen aan de zuiverheid van koolmonoxide (>99,8 %).

In dit rapport is een ontwerp gemaakt voor de produktie van koolmonoxide uit kooldioxide en waterstof via de omgekeerde water-gas-shift. Dit is een nieuw proces. De meeste koolmonoxide die nu wordt gemaakt, ontstaat door stearn reforming van methaan. Hierbij worden CO en waterstof gevormd. Vaak wordt ook CO2 toegevoegd

om de opbrengst van CO te verhogen.

De achterliggende gedachten voor dit ontwerp zijn dat er in de industrie een overschot aan waterstof is en dat de reaktie energie van de omgekeerde water-gas-shift een factor vijf lager is dan die van stearn reforrning van methaan.

Het idee voor het gebruik maken van kooldioxide en waterstof voor de produktie van CO is afkomstig van het ingenieursbureau Tebodin. Op zich is dit idee niet nieuw, maar voorzover wij weten bestaat er nog geen fabriek die op deze manier CO

produceert. Door Degussa zijn er voor dit proces proeven gedaan met een bestaande katalysator. Deze katalysator bleek voor dit proces goed te functioneren.

Het doel van dit rapport is om een ontwerp te maken van een plant voor de produktie van 2000 Nm3 koolmonoxide per uur uit kooldioxide en waterstof Verder moeten de benodigde zuiveringstrappen worden ontworpen om het produkt de vereiste

zuiverheid, van 99,8 vol%, te geven. Dit is gebeurt in drie stappen. Ten eerste is de procesroute voor dit proces bepaald. Hierna is de omgekeerde water-gas-shift, met betrekking tot conversies en het voorkomen van koolstofvorrning in de reaktor, onderzocht. Als laatste zijn de processtromen en apparaten van de gekozen procesroute doorgerekend.

De mogelijkheden voor de procesroute zijn aan de hand van een literatuurstudie bekeken, waarna al snel een keuze is gemaakt voor de uitvoering van het proces. Deze keuze bestaat uit twee hoofdbestanddelen namelijk; de keuze van het soort reaktor en de keuze voor een bepaalde scheidingstrein. De uiteindelijke keuze is zowel kwalitatief als kwantitatief uitgewerkt.

Verschillende manieren om het doel te bereiken zijn alleen kwalitatief vergeleken waarna een keuze gemaakt is voor de uitvoering.

In hoofdstuk twee komen de uitgangspunten aan bod waarvan de keuze van de procesroute de belangrijkste is. Vervolgens wordt in hoofdstuk drie ingegaan op de thermodynamica en de procescondities voor de gekozen reaktor. Tevens komt het voorkomen van koolstofafzetting aan de orde en verder wordt hier ingegaan op de keuze van de apparaten. Het hoofdstuk eindigt met de beschrijving van het proces aan de hand van het procesflow schema. Hoofdstuk vier bevat de berekeningsmethoden voor de verschillende apparaten. Vervolgens

zal

in hoofdstuk vijf worden ingegaan op de economische aspecten van dit ontwerp. Ten slotte volgen in hoofdstuk zes de conclusies en aanbevelingen.

Hoofdstuk 2 Uitgangspunten

2.1 Proces route

De keuze voor de procesroute valt in twee delen uiteen. De eerste is de keuze van het soort reaktor en de tweede is de keuze van de recovery en de purification. Voor beiden is er een literatuur onderzoek gedaan. De mogelijkheden zijn kwalitatief vergeleken.

2.1.1 Reaktor keuze

De reaktor kan op twee manieren uitgevoerd worden. Ten eerste als fixed-bed reaktor en ten tweede als een reformer. [2] [5] Het is belangrijk om de temperatuur in de reaktor zo hoog mogelijk te houden voor een betere conversie. De maximale

temperatuur (675 C) wordt echter bepaald door de katalysator (opgave Tebodin). De omgekeerde water-gas-shift is een endotherme reaktie. Voor de reaktor houdt dit in dat er warmte moet worden toegevoerd. Een simpele berekening toonde aan dat, als er

in

een fixed bed reaktor geen warmte wordt toegevoerd, de temperatuur van de

reaktanten met 175 graden daalt. Dit komt de conversie niet ten goede. Er is dan nog een mogelijkheid om meerdere bedden te gebruiken en daartussen warmte toe te voeren. [1]

In een reformer is het veel makkelijker om warmte toe te voeren en op die manier de temperatuur in de reaktor zo hoog mogelijk te houden [3]. Voor de reaktanten de reaktor inkomen moeten ze worden opgewarmd tot 675 graden celcius. Het laatste stuk van het opwarmen kan alleen met een fornuis. Het beste is dan in dit geval dat er een combinatie wordt gemaakt tussen een fornuis en een fixed bed. [4] Dit kan door een reformer te nemen. Door de katalysator in verticale pijpen te stoppen en warmte door branders toe te voeren kan de temperatuur in de reformer zo hoog mogelijk worden gehouden. Tevens kan dan door een convectie sectie toe te voegen, de voeding opgewarmd worden aan de rookgassen die uit de radiatie sectie komen. De restwarmte kan worden gebruikt om stoom op te wekken.

Een reformer, bestaande uit een radiatie- en convectie sectie, lijkt ons de beste optie en

zal

in dit ontwerp verder worden uitgewerkt.

2.1.2 CO purificatie

Voor de purificatie van CO zijn er drie commerciële processen [5]. Dit zijn het copper ammomium salt wash proces, cryogenic purification en het Cosorb proces.

Bij het copper ammonium salt wash proces mag de voeding geen water, H2S en CO2

bevatten. Dit proces is erg gevoelig voor corrosie en het gebruikte koper complex heeft een niet zo grote stabiliteit. Dit proces wordt daarom maar zelden toegepast. [5] Cryogenic purification wordt het meeste toegepast [3][5][6]. Er zijn twee manieren; partiële condensatie en methane wash (absorbtie in vloeibaar methaan). Beide

processen verlopen bij zeer lage temperaturen (80 K) en hoge drukken. Als de voeding stikstof bevat is het moeilijk om met deze processen CO van een hoge zuiverheid te krijgen omdat de kookpunten van CO en N2 maar 4 graden verschillen. De voeding

voeding te verwijderen. Met het partiële condensatie proces kunnen redelijke CO zuiverheden van 96%-98% worden gehaald. De zuiverheid is afhankelijk van de onzuiverheden in de voeding. Is er een grotere zuiverheid vereist, dan moet er na de partiële condensatie nog een absorbtie stap worden toegevoegd.

Met het methane wash proces kunnen hogere zuiverheden van CO (99%+) (groter dan

99,8% als de voeding geen stikstof bevat) worden gehaald.

Het Cosorb proces [3][5][6] is relatief nieuw en heeft hetzelfde concept als het copper ammonium salt proces. Het wordt gebruikt voor de recovery van CO met een hoge zuiverheid door een absorbtie-regeneratie cyclus. Er wordt gebruik gemaakt van een koper-aluminium-tetrachloride-tolueen complex opgelost in tolueen dat CO

absorbeert. Met dit proces kunnen zuiverheden van CO van 99,5% goed gehaald

worden.[6] De voeding moet vrij zijn van water en H2S. Dit proces heeft verschillende

voordelen in vergelijking met de vorige processen. Het gebruikte absorbtiemiddel is zeer stabiel en niet corrosief Hierdoor kunnen alle apparaten in koolstof staal worden

uitgevoerd. CO2 hoeft niet uit de voeding te worden verwijdert. Een CO2 removal is

daarom niet nodig. [6] Het absorbtieproces vindt plaats bij omgevingstemperaturen en niet al te hoge drukken. Het verbruikt minder energie dan de andere processen, zodat

. de produktie kosten lager zullen zijn. De CO zuiverheid is nauwelijks afhankelijk van

verontreinigingen, zoals bijvoorbeeld stikstof en methaan in de voeding[5]. Ten slotte heeft het absorbtie middel een hoge absorbtie capaciteit en is het laag viskeus.

Om de bovenstaande redenen hebben wij gekozen voor het Cosorb proces voor de purificatie van CO.

2.1.3 Keuze procesroute

Voor de produktie van koohnonoxide bestaat normaal het proces uit vijf stappen. [5] Dit zijn feed make-up, reaktor, recovery, droogunit en de purification.

In de door ons gekozen procesroute wijken wij van de normale route

af

In de feed make-up wordt de feed op de juiste zuiverheid, druk en temperatuur

gebracht. De feed bestaat uit kooldioxide en waterstof dat wordt aangeleverd. Hier

verdient de zuiverheid van de feed bijzondere aandacht. De feed wordt vervolgens

gemengd met de CO2 en H2 die afkomstig zijn uit de recycle.

De reaktor is een reformer waarvan de pijpen zijn gevuld met katalysator.

Het grote verschil van de door ons gekozen route is, dat wij de recovery en de

purification in een stap kunnen onderbrengen. W~ maken hier gebruik van een

absorbtie proces dat alleen koohnonoxide absorbeert. Dit is het Cosorb proces. Uit de

reaktor komen CO, CO2, H2 en H20. Eerst wordt in een droogunit al het water

verwijderd. De Cosorb is in staat om de kooldioxide en waterstof in één keer te scheiden van de koohnonoxide. Kooldioxide en waterstof kunnen dan worden

gerecycled en de koohnonoxide komt er met grote zuiverheid uit. Normaal wordt eerst

in

een recovery de kooldioxide verwijderd en vervolgens

in

de purificatie sectie

het waterstof van de koohnonoxide gescheiden bij zeer lage temperaturen (Cryogeen).

Deze twee stappen kunnen met de Cosorb

in

één keer gebeuren bij normale

temperaturen. De door ons gekozen procesroute is in figuur 2.1 weergegeven.

I

CO?/H., recycle

I

I

CO,

I

feed reactor droog cosorb

preparation sectie

IH?

I

lCfuQJ

figuur 2.1 procesroute

2.2 Reaktievergelijking

De hoofdreactie is de omgekeerde water-gas-shift.

Dit is een endotherme reaktie met een reaktie warmte van

+

41,15 kJ/mol.

Deze reaktie verloopt goed bij hoge temperaturen en is onafhankelijk van de druk. Voor het versnellen van deze reaktie wordt gebruik gemaakt van een platina katalysator. (Degussa F257 HID 0,2% Pt ). Deze katalysator kan maximaal een temperatuur van 675 C verdragen. Bij proeven door Degussa zijn geen ander stoffen gevonden dan in de reaktie vergelijking staan (zie bijlage 4 grafiek 1). Wij gaan er dan ook van uit dat er geen methaniseringsreaktie optreedt.

C

In de onderstaande tabel 2.1 zijn de conversies weergegeven bij een

voedingsverhouding CO:JI-h

=

2,3 en CO2/H2

=

1 en een reaktie temperatuur van T

=

675 C. Bij de verhouding van 1 is de conversie maxlinaal, maar om koolstofvorming te voorkomen hebben wij voor een verhouding van 2,3 gekozen. Hierop wordt nader ingegaan in paragraaf 3 .1.2. COiH2 (in) componenent CO2 H2 CO H20 tabel 2.1 2,3 1

y(in) y{uit} y(in) y(uit) 0,697 0,512 0,5 0,285 0,303 0,118 0,5 0,285

°

0,185

°

0,215

°

0,185

°

0,215

conversie bij een voedings verhouding CO2/H2 = 2,3 en CO2/H2

=

1 ,

T = 675 C 2.3 Nevenreaktie

De belangrijkste nevenreaktie die wel in de reaktor, en in de warmtewisselaars daarna, kan optreden is de Boudouard reaktie. [7]

2CO(g) ~ COlg)

+

C(s) (2.2)

Deze reaktie is endotherm en verloopt goed bij relatief lage temperaturen en is

afhankelijk van de druk. Koolstofvorming verkort de levensduur en de activiteit van de katalysator. Tevens kan koolstofafzetting leiden tot grote problemen in de

wanntewisselaar na de reaktor [7]. Het optreden van de Boudouard reaktie moet voorkomen worden. Het voorkomen van de Boudouard reaktie bepaalt in grote mate de keuze van de procescondities.

2.4 Produkt

Het produkt is koolmonoxide. De plastic en pesticide industrie maken op dit ogenblik een grote groei door. Daarom is er een sterk stijgende vraag naar middelgrote CO-produktie fabrieken. CO kan dienen als grondstof voor de CO-produktie van fosgeen, azijnzuur en mÏerezuur in de plasticindustrie. Dit stelt hoge eisen aan de zuiverheid van koolmonoxide. De zuiverheid die gehaald moet worden is vaak hoog (> 99,8 %vol).

De fabriek in dit verslag is ontworpen op een produktiecapaciteit van 2000 Nm3/h CO met een zuiverheid van 99,8%vol.

2.5 Grondstoffen

De grondstoffen voor de produktie van koolmonoxide zijn waterstof en kooldioxide. Voor het proces is het van belang dat deze grondstoffen een grote zuiverheid hebben.

Beide grondstoffen zijn voldoende beschikbaar. In de industrie is er een overschot aan H2. CÛ2 is bijvoorbeeld in grote hoeveelheden beschikbaar in rookgassen. Dit ontwerp

is niet op een specifieke klant gericht, waardoor het niet mogelijk is om precies aan te geven met welke zuiverheden de grondstoffen op een lokatie beschikbaar zijn. In

algemene zin valt er het volgende over de grondstoffen te zeggen;

Waterstof, dat bij electrolyse voor de produktie van chloor vrijkomt, heeft een zeer hoge zuiverheid. Dit zou een ideale grondstof zijn. Waterstof afkomstig uit een steam cracker kan 10% methaan bevatten (zie bijlage 4 tabel 1). Dit percentage kan met een membraan unit worden teruggebracht tot 0,4% (zie bijlage 4 figuur 1). Dit percentage zal niet tot problemen in de reaktor leiden.

Aangezien de zuiverheden van de waterstof voeding groot of groot te maken zijn, hebben wij in onze berekeningen gekozen voor een voeding van zuiver waterstof

Koolmonoxide kan uit rookgassen worden gehaald met een MEA-absorbtie proces.

Hiermee kan een grote zuiverheid van CO2 worden verkregen. De belangrijkste

verontreiniging hierin zal stikstof zijn. Stikstof levert geen problemen op in de reaktor. Kooldioxide kan ook worden ingekocht. De zuiverheid is dan 99,7% (vol) CO2 en

verder bevat het 0,3%(vol) H2 (zie bijlage 4 tabel 2). Dit levert helemaal geen

problemen op. Aangezien ook CO2 met grote zuiverheden beschikbaar zal kunnen zijn,

zijn wij in de berekening uitgegaan van zuivere kooldioxide als voeding.

Aangezien er een overschot aan waterstof is, gaan wij er van uit dat de branders in de reformer hiermee gestookt gaan worden. De zuiverheid van het waterstof is hierbij niet van groot belang. In de berekeningen zijn wij van waterstof uit gegaan. Mocht de waterstof niet in voldoende mate aanwezig zijn of om andere redenen niet als stookgas gebruikt worden, dan kan er ook met methaan worden gestookt. Het stoken met methaan hebben wij niet uigerekend.

2.6 Invloed van verontreinigingen

Er kan een probleem ontstaan met ophoping in het proces van verontreinigingen die in de voeding aanwezig zijn. Verontreinigingen zullen de zuiverheid van de

koolmonoxide nauwelijks beïnvloeden. Verontreinigingen zoals stikstof en methaan kunnen op twee plaatsen uit het proces worden gehaald. Ten eerste in zeer kleine hoeveelheden die oplossen in het water dat in de droogsectie uit het proces wordt gehaald. Ten tweede in de pre-flash stap van de Cosorb. Hier vindt de sorptie van alle fysisch geabsorbeerde verontreinigingen plaats. Wij gaan er van uit dat, als er minder dan 2 vol% verontreinigingen in de processtroom aanwezig zijn, deze in de absorber van de Cosorb fysisch geabsorbeerd worden en in de pre-flash uit het systeem komen. Is de hoeveelheid verontreinigingen groter dan zal in de recycle gevent moeten worden. Door de verontreinigingen in de rondgaande kring op te laten lopen tot ongeveer 10%, kan er voor gezorgd worden dat de hoeveelheid van de recycle die gevent moet worden zeer klein is. Voorwaarde is dan wel dat de verontreingingen geen invloed hebben op de water-gas-shift.

In dit ontwerp is met verontreinigingen in de stromen nog geen rekening gehouden aangezien er uitgegaan is van zuivere voedingen. Kleine onzuiverheden in de voeding komen vanzelf uit het proces in de Cosorb.

2.7 U tilities

boiler feed water:

koelwater:

stoom (zelf opgewekt):

stoom:

electriciteit:

2.8 Voorkomende stoffen

stof Tbp (po)

afkomstig uit een ongasser en met een

temperatuur van 100 C op een druk van 10 bar(a) druk 3 bar(a) en inlaattemperatuur T = 20 C

middendruk stoom, bedrijfscondities 10 bar(a) 220 C, condensatie temperatuur 180 C

middendruk stoom, bedrijfscondities 10 bar(a) 220 C, condensatie temperatuur 180 C

380 V, driefasendraaistroom

M _{p (Po) fase (Po,To)}

(K) (kg!kmol) (kg/m') H2 20 2 0,09 g N2 77 28 1,25 g CO 81 28 1,25 g toxisch O2 90 32 1,43 g CO2 192 44 1,98 g H20 373 18 1000 I

2.9 hulpstoffen Cosorb solvent

Over het absorbtie middel

in

de Cosorb (CuAlC4-C7Hs complex opgelost

in

tolueen)

zijn weinig stofgegevens bekend. In de gegevens die hierover wel bekend zijn [8] (zie bijlage 4 tabel 3) is gebruik gemaakt van de oplosbaarheid van CO

in

tolueen. Deze gegevens hebben goede overeenkomsten met de werkelijkheid [8]. Maar deze zijn voor een goede berekening van het Cosorb proces onvoldoende om precieze, met

berekening onderbouwde uitspraken, te doen over de te halen zuiverheden van CO. Uit de literatuur blijkt dat

in

de praktijk met de Cosorb zuiverheden van 99,8%(vol)

koolmonoxide goed te halen zijn [6]. In de berekeningen van het flow sheet is het Cosorb proces gemodelleerd als blackbox die de door ons gewenste output geeft.

TEG

Tri-Ethylene-Glycol [10] eigenschappen:

• liquid density: 1, 12 kgIL

• lean TEG concentration: 98,5 wt.% • molweight: 150,2 kglkmol

• boilingpoint

(Po)

: 288

C

• regeneration temp.: 204 C Alumina

In Perry [9] zijn data van Alumina voor droogprocessen gegeven. eigenschappen:

• bulk dry density: 0.85 kgIL • surf ace area: 0,25-0,36 km2fkg • sorbtive capacity: 0,25-0,33 kglkg • regeneration temp: 200 C

Hoofdstuk 3 Processtructuur en Flowsheet 3.1 Thermodynamica en procescondities 3.1.1 Omgekeerde water-gas-shift

CO kan worden gemaakt uit H2 en CO2 De reaktie die dan optreedt is de omgekeerde

water-gas-shift.

Dit is een endotherme reaktie. De reaktie warmte is Ltif298

=

+

41,15 kJ/mol.

Endotherme reakties verlopen beter bij hoge temperaturen. Als de temperatuur stijgt verschuift de ligging van het reaktie evenwicht naar rechts.

Het volume voor en na de reaktie is gelijk, zodat de ligging van het evenwicht onafhankelijk is van de druk.

Voor een zo groot mogelijke opbrengst aan CO moet de temperatuur dus zo hoog mogelijk worden gekozen, de druk heeft geen invloed.

De maximum temperatuur wordt beperkt door de temperatuur die de katalysator kan verdragen. Dit is maximaal 675 graden celcius.

De CO opbrengst is ook afhankelijk van de verhouding van CO2 en H2

in

de voeding.

De hoogste opbrengst van CO is bij de voedingsverhouding van CO2/H2 = 1. Voor het

onderdrukken van koolstofvorming (door de Boudouard reaktie (2.2» is het echter nodig om deze verhouding veel hoger te kiezen. Het onderdrukken van

koolstofvonning bepaald ook de maximale druk in de reaktor omdat de Boudouard reactie (2.2) afhankelijk is van de druk. Hier wordt in het volgende hoofdstuk nader op mgegaan.

De katalysator voor dit proces is van Degussa. Deze bevat platina. (Degussa F257 H!D 0,2% Pt)

Uit proeven die door Degussa zijn gedaan blijkt dat bijna het thermodynamische evenwicht wordt bereikt bij een space velocity van 5000 lib. Ook blijkt dat er tussenn de reaktie produkten geen andere stoffen voorkomen dan CO, CO2, H20 en H2. Te

verwachten is dat er ook door methanisering ClL gevonden zou worden. Onder de gekozen condities bleek dit niet het geval. Zie bijlage 4 grafiek. ....

De maximum temperatuur voor de katalysator is 675 graden celsius. Wat betreft de kinetiek is ver deze katalysator bij ons niets bekend. Voor het ontwerp van de reaktor gaan wij er van uit dat:

1. Alleen de omgekeerde water-gas-shift optreedt en geen methanisering of andere reakties. (bijlage 4 grafiek 1)

2. Er volledig evenwicht wordt bereikt

3. Koolstofvorming voorkomen kan worden door het kiezen van de juiste temperatuur, druk en samenstelling van de voeding.

Voor het berekenen van het evenwicht is gebruik gemaakt van de thermodynamica. De evenwichtsconstante

Kp

is op vier manieren berekend.

1 Uit literatuur [18] volgt dat de evenwichtsconstante voor de omgekeerde water-gas-shift uit de onderstaande formule bepaald kan worden.

K = exp (-4084fI

+

3,765) K(948K) = 0,581

(T> 773K)

2 Encyc10pedia ofChemical technology [5]

K

=

exp ( 13,148 - 5639,5fI -1,077lnT - 5,44.1O-4T

+

1, 125.10·7T2)

K(948K) = 0,551

3 Uit Perry [9] m.b.v óGo . Deze waarden zijn gegeven voor 298K en 1000K.

lnK

= -óGo / RI

.1Go(298K) = 28,6 kJ/mol .1Go(1000K) = 2,7 kJ/mol

In

een grafiek is InK uitgezet tegen lfI , hieruit is

1nK

bij T= 948K afte lezen. K(948) wordt dan 0,56

Deze grafiek is in bijlage 4 grafiek 3 te vinden 4 Uit een grafiek van Tebodin. K(948K) = 0.59

zie bijlage 4 grafiek 4

Voor verdere berekeningen zijn wij uitgegaan van een evenwichtsconstante K = 0,57

Evenwicht

K

=

[Peo]

*

[PH20]

[Peo2]

*

[PH2]

Als de samenstelling van de voeding bekend is, is de omzettig te berekenen. Deze berekeningen zijn in Excel gemaakt, hierbij is een K-waarde van 0,57 gebruikt. Uit de berekening volgt dat bij een voeding van

COz/H

2 = 2,3 de produkt samenstelling aan de

in- en uitlaat van de reaktor als volgt zijn. Deze waarden staan weergegeven in tabel 3.1 CO2 H2 CO H20 totaal tabel 3.1

nin Yin Iluit Yuit

[mol/sJ [mol/sl 93,200 0,697 68,426 0,5117 40,530 0,303 15,744 0,1177 24,78 0,1853 24,78 0,1853 133,730 1,000 133,730 1,0000

produkt samenstelling aan in en uitlaat van de reaktor bij een voedingsverhouding C021H2 = 2,3 en K = 0,57 (T = 675 C)

3.1.2 Koolstofvonning

Koolstofvorming in- en vlak na de reaktor moet worden voorkomen. De katalysator slipt hierdoor dicht waardoor de activiteit snel slechter wordt en de levensduur wordt verkort. Door koolstofafzetting op de buiswanden in de reaktor wordt ook de warmte overdracht slechter, waardoor het proces een veel lagere opbrengst krijgt.

Koolstofvonning wordt voornamelijk veroorzaakt door de Boudouard reaktie:

2 CO B

COz

+ C (s) (2.2)

MI=

-173,3kJ/mol

Deze reaktie is exotherm en verloopt dus goed bij relatief lage temperaturen. Bij temperaturen lager dan 450 C zal deze reaktie niet meer optreden [7]. De heengaande reaktie heeft een volume afname tot gevolg. Dus als de druk verhoogd wordt

verschuift de ligging van het evenwicht naar rechts.

Aan het inlaat van de reaktor kan deze reaktie niet optreden omdat er dan geen CO aanwezig is. Bij de uitlaat van de reaktor kan de reaktie echter wel optreden.

De neiging tot koolstofvorming wordt onderzocht aan de hand van 'het principe van een gas in evenwicht'. Dit principe stelt, dat koolstof afzetting te verwachten is als het gas affiniteit voor koolstof heeft nadat het evenwicht van de shift-reaktie zich ingesteld heeft. Dit is meer een vuistregel dan een natuurwet. De uitkomsten hiervan zijn vrij conservatief

Potentieel voor koolstofvorming: Cafz = R *T*ln(KIQe)

Kt,: evenwichts constante van de Boudouard reaktie (2.2) (uit grafiek 5 bijlage 4) Qe: PeozlPeez (bij evenwicht van de shift-reaktie)

Er is geen koolstofvorming als Cafz

>

0, dit houdt in dat Kt, IQe < 1 moet zijn. Hieruit volgt dat Kt, < Qe moet zijn.

met: PeeZ = YeoZ* P Peo = Yeo * P

volgt: Kb

<

YeeZ I( Yeoz * P)

Hierin staat het verband tussen de temperatuur van de Boudouard reaktie waarvan Kb afhankelijk is, de voedingsverhouding

COz/Hz

waaruit de molconcentraties van CO2 en

Hz

volgen en de druk. Hieruit kan de maximale druk bepaald worden, waaronder koolstofvorming niet optreedt. In de onderstaande tabel 3.2 staan de drukken voor deze berekening in de tweede kolom. In de derde kolom staan de maximale drukken die volgen uit de grafiek ' Some examples of the susceptiblity of austenitic alloys to metal dusting by Boudouard Carbon in steam reforrning plants' uit Nitrogen [7]. Deze grafiek is te vinden in bijlage 4 grafiek 6.

invoer CO2

/I-h

Pma.~ (bar) Pma.~ (bar) 1 3,73 3,9 1,5 5,52 5,8 2 7,62 8,1 2,3 9,03 9,5 3 12,74 13,2

tabel3.2 maximale drukken waaronder koolstofvorming niet optreedt

Het is belangrijk dat de druk hoog is omdat dan het volume van het gas dat door de ractor stroomt dan kleiner is, zodat het benodigde reaktor volume kleiner wordt. Daarom hebben wij gekozen voor een feed verhouding van 2,3 zodat in de reactor bij een druk van 9 bar(a) geen koolstofafzetting zal voorkomen.

3.1.3 Metal dusting

Een ander probleem ten gevolge van koolstofvorming is metal dusting_ Metal dusting [7] is een catastrofaal proces dat resulteert in desintegratie van staaloppervlak in stofdeeltjes bestaande uit koolstof, carbides, metaal en oxides. Dit proces doet zich voor bij temperaturen tussen 800 en 450 graden celcius als gevolg van

koolstofvorming door de Boudouard reaktie (2.2). Legeringen die nikkel en cobalt bevatten zij hier gevoelig voor omdat nikkel en cobalt als katalysator fungeren voor de Boudouard reaktie.

Door het kiezen van de juiste temperatuur, druk en voedings verhouding zal de Boudouard reaktie in de reactor niet plaatsvinden. (zie boven) Echter als de temperatuur lager wordt kan de Boudouard reaktie wel optreden_ Problemen met koolstofvorming en metal dusting kunnen zich dan voordoen in de uitlaat van de reaktor en de warmtewisselaar daarna tot een temperatuur van ongeveer 450 C.

Om metal dusting te voorkomen moeten er materialen gebruikt worden die geen nikkel en cobalt mogen bevatten en die beschikken over een oxidelaag aan het oppervlak die zichzelf zeer goed kan herstellen na kleine beschadigingen [7]. Te denken valt hier aan roestvast staal dat veel chroom bevat. Austenitisch staal bevat veel nikkel en is dus gevoelig voor metal dusting. F erritische staalsoorten bevatten geen nikkel. Ook moet het staal goed bestand zijn tegen hoge temperaturen. ICI [7] heeft om het probleem van metal dusting op te lossen met succes type 446 staal gebruikt. Dit is een ferritisch staal dat 29% Cr bevat en goed bestand is tegen hoge temperaturen.

3.1.4 Procescondities reaktor

Uit het bovenstaande volgen de (rand)voorwaarden voor de reactor:

1. Voor een zo groot mogelijke conversie van CO2 naar CO moet de temperatuur zo

hoog mogelijk zijn. De conversie is onafhankelijk van de druk.

2. De conversie bij een bepaalde temperatuur is beter naar mate de verhouding C02

1l·h

dichter bij 1 ligt.

3. De maximum temperatuur is afhankelijk van de katalysator ( 675 C ).

4. Uit het voorkomen van koolstof vorming volgt dat de druk een maximum heeft bij een bepaalde voedingsverhouding C021H2 en een bepaalde temperatuur.

5. De druk moet zo hoog mogelijk zijn om het benodigde reaktor volume laag te houden.

Rekening houdend met een acceptabele conversie, druk en temperatuur heben wij voor de volgende condities in de reaktor gekozen:

• voedingsverhouding COiH2

=

2,3

• temperatuur in de reaktor 675 graden celcius (948K) • inlaat druk reaktor 9 bar

• (drukverlies in de reaktor is 0,6 bar)

De condities voor de reaktor zijn bepalend voor de rest van het proces.

In de feed

preparation moet worden gezorgd voor een juiste samenstelling en druk van de voeding. De juiste inlaat temperatuur van de reaktor wordt bereikt door de voeding achtereenvolgens op te warmen aan de uit de reaktor komende produkt stroom en de rookgassen uit de verbrandingskamer van de reaktor.

3.2 Verantwoording Apparaten 3.2.1 Reaktor

Wij hebben gekozen voor een reformer bestaande uit een radiatiesectie en een convectiesectie.

In de radiatiesectie bevinden zich pijpen die zijn gevuld met katalysator. De

temperatuur in de pijpen is constant om een zo hoog mogelijke conversie te krijgen en heeft een waarde van 675 C (948K). De warmte die voor de endotherme reaktie in de pijpen nodig is wordt toegevoerd door een stralend gas en een stralende wand. De pijpen staan vertikaal opgesteld. Het stralende gas komt uit branders die in de richting van de muren branden. Er wordt gestookt met waterstof omdat wij er van uitgaan dat hiervan een overschot is. Er kan ook gestookt worden met aardgas, maar dan moeten zowel de radiatie- als de convectie sectie opnieuw worden uitgerekend. Om de juiste vlamtemperatuur te krijgen wordt gestookt met een grote overmaat lucht. De reaktanten komen van bovenaf in de pijpen met een temperatuur van 675 C.

Doordat er met een grote overmaat lucht wordt gestookt en de uitlaattemperatuur van de radiatiesectie ongeveer 800 C is, is er een grote hoeveelheid warmte beschikbaar in de convectie sectie. Hierin bevinden zich vier coils. In de eerste coil kan de feed worden opgewarmd van 357 C naar 675 C (reaktor temperatuur). De warmte die dan nog overblijft wordt gebruikt om oververhitte stoom (13,3 tonlh, 10 bar, 220 C) te maken. De tweede coil is een oververhitter en de laatste twee zijn verdampers. Een economÏser bevindt zich elders. Voor een betere warmte overdracht in de coils wordt er gebruik gemaakt van gevinde pijpen.

3.2.2 Droogsectie

Voor het Cosorb proces is het belangrijk dat al het water uit de voedingsstroom is verwijderd. Water veroorzaakt degeneratie van absorbtie middel in de Cosorb. Het water wordt in drie stappen verwijderd. Allereerst in een condensor en een flashdrum.

Uit de flashdrum komt een gasstroom met een temperatuur van 40 C, en die met water verzadigd is. Vervolgens wordt in een TEG kolom het water verwijderd tot een douwpunt van -IOC. De processtroom bevat dan nog zeer weinig water.

De laatste resten water worden in een bed van alumina door adsorbtie verwijderd. De middelste stap is nodig omdat er na de flash nog te veel water aanwezig is waardoor adsorbtie kolom te groot zou worden. Het kost zeer veel energie om om een grote adsorber te regenereren. Het tussenvoegen van een TEG kolom scheelt aanzienlijk in de hoeveelheid regeneratie energie die nodig is.

Met deze droog sectie is het mogelijk het water volledig uit de processtroom te verwijderen.

3.2.3 Cosorb

Het grote voordeel van het Cosorb proces is dat het in staat is om alleen koolmonoxide te absorberen. In de absorber kan dan in één keer de koolmonoxide van de waterstof en de kooldioxide worden gescheiden. Waterstof en kooldioxide kunnen

in

een keer worden gerecycled. Een bijkomend voordeel is, dat dit proces goed functioneert bij omgevingstemperatuur. Normaal is voor een scheiding van CO, CO2 en H2 een

MEA-absorbtieproces, dat het CO2 absorbeert, en een cryogeen proces, om vervolgens CO

en H2 te scheiden, nodig. Met het Cosorb proces kunnen zuiverheden van CO van

99,8 vol % goed worden gehaald. Werking van de Cosorb

Cosorb is een absorbtieproces voor de recovery en purificatie van koolmonoxide uit synthese gas. Als absorbtie middel wordt een koper-aluminium-tetrachloride-tolueen complex dat is opgelost

in

tolueen gebruikt. Absorbtie van CO vindt voornamelijk plaats door een snelle chemische reaktie. Fysische absorbtie speelt

in

beperkte mate een rol. Het absorptiemiddel heeft een hoge selectiviteit voor CO bij

omgevingstemperatuur en desorbtie vindt plaats door temperatuurverhoging. Zie voor een vereenvoudigd schema van de Cosorb bijlage 4 figuur 2.

Dit proces bestaat uit drie stappen: 1. feedgas preparation

2. absorbtie en desorbtie circuit

3. recovery van tolueen uit de produkt stromen

In de feed preparation moeten alle componeneten worden verwijderd die irreversiebel reageren met het Cosorb absorbtiemiddel. Dit zijn water, waterstofsulfide en

zwafeldioxide. Behalve dat zij het absorbtie middel afbreken, veroorzaken zij ook sporen van zoutzuur

in

de produktstromen. Het synthese gas (voedingsstroom) bevat geen H

2S

en

S02,

zodat alleen het water verwijderd moet worden. Dit wordt gedaan in de droogsectie voorafgaand aan de Cosorb.

In de absorber wordt de voeding in tegenstroom in contact gebracht met het absorbtiemiddel in een gepakte- of schotelkolom. Er vindt dan de volgende reactie plaats:

CO(g)

+

CuAlC4-C7

Hs

(1) -H- CuAlCL(CO)-C7

Hs

(1) (3.1)

tolueen oplm.

Dit is een zeer snelle chemische reactie. Een klein gedeelte van de CO wordt fysisch geabsorbeerd. Tevens wordt een gedeelte van de 'inerte' stoffen fysisch geabsorbeerd.

In dit geval zijn dit H2, CO2 en eventuele verontreinigingen als CIL en N2 wanneer

deze aanwezig zijn. Ten opzichte van de totale stroom inerte gassen gaat het hier om kleine hoeveelheden die fysisch geabsorbeerd worden. Het verzadigde absorbtie middel en de daaraan fysisch geabsorbeerde stoffen komt onder uit de absorber. CO2 en H2

gaan over de top en worden gerecycled.

Vervolgens gaat het verzadigde absorbtiemiddel naar een pre-flash. Deze heeft tot taak om de zuiverheid van het CO-product te verhogen. In de pre-flash laat het grootste deel van de fysisch geabsorbeerde stoffen los. Boven in de pre-flash wordt de CO die eerst fysisch geabsorbeerd was uit de gasstroom gehaald door het weer te absorberen met onverzadigt absorbtiemiddel (lean solvent). Dan gaat het met CO verzadigde absorbtiemiddel door een warmtewisselaar waar het wordt opgewarmd tegen het onverzadigde absorbtiemiddel dat onder uit de stripper komt. Hier komt door verwarmen al een groot gedeelte van de CO (g) vrij. Deze CO gaat in de stripper in één keer over de top. De rest van de CO wordt eruit gestript met het onverzadigde absorbtiemiddel. Zoals eerder gezegd vindt desorbtie plaats door

temperatuursverhoging. Het CO produkt dat over de top gaat, gaat door een condensor waar het absorbtiemiddel condenseerd. CO en absorbtiemiddel worden gescheiden in een vat. De gasstroom CO is dan verzadigd met tolueen damp. Het warme onverzadigde absorbtiemiddel (lean solvent) stroomt onder uit de stripper via de warmte wisselaar en een koeler weer naar de absorber.

Op drie plaatsen komen er gasstromen uit de Cosorb. Dit zijn de stroom CO2 en H2 die

boven uit de absorber komt, de stroom uit de pre-flash en de CO-produkt stroom die boven uit de stripper komt. Al deze stromen zijn verzadigd met tolueendamp en ze bevatten een kleine hoeveelheid absorbtiemiddel. De stroom uit de pre-flash is klein, zodat het (economisch) niet de moeite loont om daar de tolueen en het absorbtiemiddel uit te halen. Voor de twee andere stromen loont dit wel de moeite. In een solvent recovery unit worden tolueen en absorbtiemiddel teruggewonnen door een combinatie van compressie, vriezen en adsorbtie aan actieve koolstof. In het CO produkt zit dan nog enkele ppm's tolueen.

Doordat de stoffen in het Cosorb proces niet corrosief zijn kunnen de apparaten en kolommen in koolstofstaal worden uitgevoerd.

Voor het Cosorb proces zijn koelwater, lage druk stoom en electriciteit nodig (om vloeistof van stripper naar de absorber te pompen).

3.3 Procestlowschema

Het reaktiemengsel, H2 en C02, wordt in warmtewisselaar H5 opgewannd van 298 K tot 630 K. Tegen de uitgaande rookgassen wordt de stroom in Hl vervolgens verder verhit tot 948 K en de reaktor Rl ingeleid. De aan de reaktor toegevoerde warmte zorgt ervoor dat de reaktie bij een constante temperatuur van 948 K plaats kan hebben. De uitgaande produkt stroom wordt eerst afgekoeld tegen de ingaande produktstroom in H5 en vervolgens tegen het BFW in economiser H6. Het grootste gedeelte (95%) van het in de produktstroom aanwezige water wordt gecondenseerd in condensor H7 en gescheiden in fasescheidings kolom V2. In absorbtiekolom Tl wordt met behulp van Tri-Ethyleen-Glycol (TEG) vrijwel alle resterende H20 geabsorbeerd. Deze 'fat'

TEG wordt in stripper T4 geregenereerd. Om ervoor te zorgen dat de produktstroom helemaal watervrij is wordt deze door adsorbtiekolom T2 of T3 geleid. Om eventueel

'TEG-kots' uit Tl op te vangen is er safetydrum V4 voor de adsorbtiekolommen geplaatst.

De droge gasstroom gaat dan naar de Cosorb die de CO van CÛ2 en H2 scheidt. De

produktstroom wordt in absorbtiekolom T5

in

tegenstroom 'gescrubbed' met

CuAlC4-tolueen complex dat is opgelost in tolueen. Het niet geabsorbeerde gas

(C02, H2 en minder dan I%CO) is verzadigd met tolueendamp en wordt door een solvent recovery geleid waarna het gerecycled wordt. Safetydrum VI zorgt ervoor dat de recycle-stroom ontdaan wordt van eventuele complex resten die anders de

compressor zouden kunnen beschadigen. Compressor Cl zorgt ervoor dat de druk weer op voedingsniveau (9.2 bar) komt.

Het verzadigde absorbtiemiddel dat onder uit T5 komt wordt naar de pre-flash T6 geleid, waar de fysisch geabsorbeerde gassen uit het absorbtiemiddel geflashed

worden. Deze kleine hoeveelheid gaat over de top van de kolom T6. De hier

ontsnappende CO wordt boven in deze kolom weer geabsorbeerd in het

absorbtiemiddel. Onder uit T6 gaat het met CO verzadigde absorbtiemiddel naar warmtewisselaar Hl2 waar het wordt opgewarmd tegen het warme geregenereerde

absorbtiemiddel. Door verwarming treedt desorbtie van CO op. In deze

warmtewisselaar laat een groot deel van de CO al los. Vanuit Hl2 gaat een stroom

bestaande uit CO(g) en verzadigd absorbtiemiddel naar stripkolom T7. De CO(g) gaat direct over de top. De rest van de CO wordt uit het absorbtiemiddel gestript. Door

opwarming treed desorbtie van de geabsorbeerde CO op. In condensor H14 wordt het

in het gas aanwezige absorbtiemiddel gecondenseerd. In fasescheider V7 vindt

afsplitsing van de CO plaats. De solvent recovery sectie zorgt ervoor dat de CO wordt ontdaan van tolueendamp. Absorbtiemiddel wordt vanuit V7 weer teruggevoerd naar kolom T7. Onder uit de stripper komt schoon(lean) absorbtiemiddel. Van deze stroom wordt een gedeelte afgesplitst en in reboiler Hl3 verdampt en daarna gebruikt aIs

strip gas. De warme stroom schoon absorbtiemiddel wordt afgekoeld tegen het

verzadigde absorbtiemiddel in Hl2 en vervolgens gekoeld in HII en na een kort verblijf in V6 weer in de absorber gevoerd.

Het boiler feed water (BFW) wordt in economÏser H6 verwarmd tot 433 K. Hierna

komt het stoomdrum V3 binnen, waar de temperatuur 453 K is. Via H3 en H4 wordt het water gedeeltelijk verdampt en teruggeleid in V3. Hier condenseert een klein gedeelte van de stoom bij de opwarming van de binnenkomende waterstroom en wordt

de rest in H2 oververhit tot 493 K. In deze stoomcyclus wordt oververhitte stoom van

493K (220 C) en een druk van 10 bar gemaakt.

De stookgassen leveren bij verbranding de benodigde warmte voor de reactor

(875 kW). De uitgaande rookgassen hebben een temperatuur van 1080 K en worden in de convectiesectie via voorverwarmer Hl, oververhitter H2 en verdampers H3 en H4 afgekoeld tot 469 K waarna ze naar de schoorsteen gaan.

ruu~uu

H2

e194BI~

BFW

~

[:> 373 10 P 1 pomp

C 1 compressor V 2 fase scheider V 1 sofety vessel T 2 molekulolre leef

C1 H 3 verdamper V ~ sofety vessel V1 Koelwater

•

T 5 absorber H 5 feed preheater

....-I I I _V3 H 6 economller P 3 pomp :n.n.f. I I I I I I I I

co

L _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ , H12 PS H 7 condensor P 6 pomp P 5 pomp H 11 koeler I I I ..,'b'

.1

V5 H20 (V)

-processchema van koolmonoxideproductie uit kooldioxide en waterstof

Hoofdstuk 4 flowsheet en apparatuur berekeningen 4.1 reaktor berekeningen

Voor een tekening van de reaktor zie bijlage 4 figuur 3.

4.1.1 reaktie warmte

De omgekeerde water-gas-shift reaktie (2.1) is endotherm dus er moet warmte worden toegevoegd. De reaktiewarmte is bepaald bij een temperatuur van 948

K

. De

reaktiewarmte is onafhankelijk van de weg waarlangs deze wordt bepaald. De warmte die nodig is bij 298 K is bekend. Er is voor de volgende weg gekozen.

Eerst de reaktanten afkoelen van 948 K tot 298 1(, daarna vindt de reaktie plaats bij 298K en vervolgens worden de producten weer opgewarmd tot 948 K.

De warmte die vrijkomt of moet worden toegevoed bij afkoelen en opwarmen kan met de volgende formules worden berekend.

Voor een opbrengst van 2000 Nm3/h CO kunnen met de bekende conversie de molstromen per component aan de in-en uitlaat van de reaktor worden berekend. De resultaten hiervan staan in tabel 4.1

component ni.in (molIs) ni.uit (molIs)

H2 93,2 68,426

CO2 40,53 15,744

CO 24,78

H20 24,78

tabel 4.1 Molstromen van componeneten aan in-en uitgang van de reaktor

T

mopwannc.atlcoelen =

r

~CpdT

Tin

Hierin

is ~C _p = ~ _~ n.* C _{I p.}. _l

De waarde van de constanten voor de verschillende componenten zijn afkomstig uit Coulson en Richardson [11]

mreactic

=

41,15 kj/mol

De totale reaktiewarmte bij 948 K wordt dan:

m

948K

=

LUIafkoclen

+

m

298K

+

LtiLpwarmcn

Uit berekening volgt dat in de reaktor 875,3 kW moet worden toegevoegd. Voor de uitwerking verwijzen wij naar bijlage 3 apparaatberekeningen

4.1.2 aantal pijpen in de reaktor

Uit de proeven van Degussa volgt dat de space velo city 5000 1/h moet zijn.

De verblijftijd in de reaktor is dan 0,72 seconden.

Onder de gegeven condities is de gemiddelde volumestroom door de reactor te bepalen met behulp van tabel 4.1, de ideale gaswet en de geniddelde molmassa.

Po

TI 3

V

= -

* - *

V [m /kmol]

948

p

T M

I 0

De gemiddelde volume stroom wordt dan 1,198 m3/s

Met de space velocity is dan het benodigde reaktorvolume te bepalen. Het benodigde teaktorvolume is 0,863 m3.

Berekening van het aantal pijpen staat weergegeven in tabel 4.2

v (mis) M' (bar) lpijp (m) N (di=O,lO) N (di=O, 11) N (di=0,12)

..,

0,43 2,16 52 42 35

:>

3,5 0,6 2,52 44 36 30 4 1,2 2,88 38 32 26

tabel4.2 berekening van het aantal pijpen in de reaktor

Om de drukval niet te groot te laten worden hebben wij gekozen voor een snelheid in de pijpen van 3,5 mis. De drukval is bepaald met de grafiek 'Druckverlust Monolith-und Schüttgutkatalysatoren' van Degussa. (bijlage 4 grafiek 2) Voor de inwendige diameter hebben wij gekozen voor 0,12 m, zodat het aantal pijpen dat nodig is 30 wordt. In de radiatie sectie is een klein uitwendig oppervlak van belang.

4.1.3 radiatie berekeningen

Voor deze berekeningen hebben wij gebruik gemaakt van het 'Well-Stirred Chamber Model' van Hottel en Sarofim[12]. In dit model zijn de volgende aannamen gemaakt;

1. de gas- en vlamtemperatuur in het fornuis kunnen worden beschouwd als een gemiddelde temperatuur

Tg

[KJ.

2. het gas is een grijs gas.

3. het oppervlak van de 'heat sink' (At) is grijs en heeft een gemiddelde temperatuur Tl

[Kl

4. externe verliezen door de fornuismuren (refractory walls) zijn verwaarloosbaar klein.

5. de opstelling van de pijpen en de refractory walls is zodanig dat op elk punt de vieuw factor het zelfde is.

De van het gas naar de pijpen overgedragen wannte qe in de radiatie sectie is dan: met: mrcactie

qe

=

Apijpcn (4.2)

cr

= constante van Boltsman = 5,67

x

10-8 W/m2K~

AT

(GS\)R

=--1-!....-1-- =--1-!....-1-- + =--1-!....-1-- =--1-!....-1-- 1

Cs *8\ eg

[-]

[K] (4.3) (4.4) (4.5)

Door 4.2

tlm

4.5 in te vullen in vergelijking 4.1 is Tg te berekenen. Deze temperatuur wordt ook aangehouden als uitlaat temperatuur van de radiatie sectie. Voor de verdere berekeningen ligt Tg nu vast.

Adiabatische vlamtemperatuur

De adiabatische vlamtemperatuur is berekend met de volgende mol- en wannte balans. Molbalans voor de verbranding van 1 mol waterstof met een overmaat (x) lucht is weergegeven in tabel 4.3

component ~in (mol) ~uit (mol)

H2 1

°

O

2 0,5(1

+

x) 0,5 X N2 2(1

+

x) 2( 1+ x) H20

°

1

tabel4.3 molbalans voor verbranding van 1 mol H2 met overmaat (x) lucht

Warmte balans (4.6) voor adiabatische verbranding:

<l>in

*

X

*

m

(T) HZ

~

I

R

+

L<l>tt

*

mi

=

0 (4.6) H: I met: T

m

R = m(298) +

J

~CpdT

(4.7) 298

ilC p

=

LUiCp

,

i

ilH

=

T

_JC

.

dT

, p.'

298

Cp,i

=

A +

Bj*T

+

Ci*T

2

+

Di*T

3

(4.8)

(4.9) (4.10)

Door de formules 4.7

tlm

4.10 in 4.6 in te vullen, is het verband tussen de adiabatische vlamtemperatuur en de overmaat lucht vastgelegd. De vlamtemperatuur is

onafhankelijk van de hoeveelheid waterstof. De bovenstaande berekening is betrokken op 1 mol waterstof

Met de ingevulde formule 4.6 kan nu door te optimaliseren bepaald worden hoe groot de hoeveelheid waterstof is en de overmaat lucht waarmee gestookt moet worden, zodanig dat aan de onderstaande voorwaarden wordt voldaan. Optimaliseren betekent hier dat steeds een overmaat lucht wordt genomen en de daarbij behorende

vlamtemperatuur Tad wordt berekend. Vervolgens wordt door het varriëren van het

aantal molen waterstof bekeken ofmet die waarden aan de onderstaande voorwaarden kan worden voldaan. Het entalpieverschil bij afkoelen van de rookgassen is te bepalen door formule 4. 10 in 4.9 in te vullen en te vermenigvuldigen met

<Puit voor elke

componenent. De resultaten worden dan opgeteld en vervolgens vermenigvuldigd met het aantal molen waterstof.

De voorwaarden zijn:

1. de enthalpie die vrijkomt door de rookgassen af te koelen van Tad tot Tg moet

evengroot zijn als de reactie warmte die aan de pijpen in de radiatie sectie moet worden toegevoerd. ( 875 kW)

2. de massastroom rookgas moet zo groot zijn dat in de eerste coil in de convectie sectie de duty 1820 kW is.

3. de minimum temperatuur van de rookgassen na de eerste coil niet lager dan ongeveer 975 K wordt.

De berekeningen zijn uitgevoerd in een spreadsheet (Excel). Na optimalisatie kwamen er de volgende waarden uit die voldoen aan de gestelde voorwaarden. Hierbij moet worden opgemerkt dat de adiabatische vlamtemperatuur zeer gevoelig is voor kleine veranderingen in de overmaat lucht. Als de overmaat 1 % groter wordt, daalt de vlamtemperatuur met 20 K. Als gevolg daarvan kan de hoeveelheid aan de pijpen overgedragen warmte varrieren.

adiabatisch vlamtemperatuur is 1138 K overmaat lucht is 2,5

molstroom waterstof is 55 molJs

de gemiddelde gastemperatuur Tg is 1080 K aantal pijpen is 30 (dj

=

0,12 m,

do

=

0,13 m) wandtemperatuur van de pijpen TL is 1031 K view faktor Cs is 0,26

warmte overdracht van gas op de pijpen

qc

is 29000 W/m2 oppervlakte refractory walls ~ is 28,1 m2

uitlaattemperatuur radiatie sectie is 1080 K

Bovenstaande uitkomstren zijn het resultaat van een benadering met het ' well stirred chamber model' van Hottel en Sarifirn [12]. De waarden geven een redelijke indicatie voor de radiatie sectie maar voor een directe toepassing in de praktijk zijn ze te beperkt.

4.2 Berekening droogsectie

4.2.1 Condensor

Dit is een cooler/condensor die het condenseren van water in de produkt stroom als functie heeft. Doordat een groot gedeelte van de produktstroom niet te condenseren is (82%) is hier sprake van partiële condensatie.

Uit Coulson en Richardson [11] H12 blz. 581 volgens de vuistregels van Frank (1978) volgt dat een condensor met meer dan 70% non-condensables kan worden uitgerekend als een warmtewisselaar met warmte overdracht alleen door forced convection. Hierbij moet voor de totale duty echter ook de condensatiewannte worden meegenomen. Tevens dient de te condenseren stroom door de shell te gaan.

Deze condensor is in detail uitgerekend met de methode van Kern Zie bijlage 2 specificaties apparaten (H 7 condensor)

4.2.2 verticale flash drum

Samenstellingen voor en na de flash zijn berekend met behulp van Chemcad 3

De uitkomsten hiervan zijn gecontroleerd met de formules uit Coulson en Richardson [11] H 11.3.3 'Equilibrium flash calculations'. De benodigde K-waarden zijn

afkomstig uit Chemcad 3. F*z.

V=

~I

L ' l

lV*Ki

+IJ

(4.11)

Het totaal van de gasstroom is vrijwel gelijk aan de door Chemcad berekend gasstroom. De uitwerking is te vinden in bijlage 3 apparaatberekeningen.

afmetingen drum

Dit is een verticale drum met bovenin een druppelvanger.

Deze berekening is uitgevoerd met behulp van het dictaat van Olujic, Fysisch-technische scheidingsmethoden W [13]. - C

~PI

-PG u~ - vdrum

P

G (4.12)

K:

G d ~ =11284-, u~ (4.13) 25

(4.14)

Zie voor uitkomsten van de berekeningen bijlage 3 apparaatberekeningen.

4.2.3 TEG-unit

Er is een benadering gemaakt van de stromen en concentraties in de absorber en de stripper. Uit grafieken in 'Gas conditioning and processing' [1 0] is het douwpunt van de gasstroom die de absorber verlaat bepaald. Dit geeft een goede indicatie voor de hoeveelheid water die nog in de gas stroom aanwezig is. Deze hoeveelheid is aangehouden voor de berekening van de adsorber die na deze stap de rest van het water verwijderd.

Het met water verzadigde gas komt onder in de absorber binnen. Het gas bevat dan

0,05 kg water/m3 gas en de temperatuur is 40 C. De uitgaande gasstroom moet een douwpunt van -10 C hebben. Uit grafiek 7 in bijlage 4 volgt dan dat de lean-TEG concentratie 99 wt.% moet zijn. Vervolgens vinden wij in grafiek 8 in bijlage 4 dat bij een regeneratie temperatuur van 204 C en een stripgas hoeveelheid van 0,025

m

3JL(TEG) de concentratie van verzadigde TEG 96 wt% wordt. Met behulp van de volgende formule is dan de lean TEG rate te bepalen:

PI *leanTEG

richTEG= 1 met PI

=

1,12 kgIL

P+-

_{I m}

hieruit volgt dat de lean TEG rate (m) gelijk is aan:

29,5 L(TEG) /kg(H20 geabsorbeerd)

Deze waarde zit tussen 25 en 60 L/kg, wat in de praktijk vereist is. Hoe lager deze waarde hoe lager de gebruikskosten.

Bij een douwpunt van -IOC en een druk van 8,1 bar is de hoeveelheid water dat het uitgaande gas bevat te bepalen met grafiek 9 uit bijlage 4. De waterconcentratie is dan na omrekening naar werkelijke kubieke meters gas: 0,00245 kg/m3. De hoeveelheid

water wordt in de TEG-unit verlaagd van 0,017 kg/s tot 0,0008 kg/s

4.2.4 adsorbtie drogen aan alumina

In de adsorber worden de laatste restanten water uit de processtroom verwijderd.

Het water wordt geadsorbeerd aan alumina.

Wij beschikken niet over precieze evenwichtsgegevens voor de adsorbtie van water aan alumina bij een temperatuur van 40 C.

Uit Perry [9] volgt dat de adsorbtie capaciteit van alumina (W sat) ligt tussen een waarde van 0,25 en 0,33 kg water / kg alurnina (dry). In onze berekening zijn wij uitgegaan van 0,25 kglkg. Een andere aanname is dat er wordt geregenereerd tot Wo

=

McCabe [14] geeft een benaderingmethode voor een adsorber met een ideale

. doorbraakcurve. Hierin zijn de volgende aannamen gemaakt:

Voor een ideale doorbraakcurve wordt al het water gedurende de tijd t geadsorbeerd

en

stijgt de concentratie in het alumina van de beginwaarde

Wo

tot de evenwichtswaarde W sat.

Hierin is t de doorbraaktijd (s),

L

de lengte van het bed (m) en

Pb

de dichtheid van het droge bed (kg/m3). Verder is Uo de snelheid van het gas door het bed (rnJs) en Co de concentratie van het water in het gas aan de inlaat (kg/m3).

De uitkomsten van deze berekening staan in bijlage 3 apparaatberekeningen. De adsorber moet na ongeveer 5,5 dagen geregenereerd worden.

4.3 Cosorb

Doordat er veel essentiele gegevens zoals de ideale werkcondities en stofgegevens ontbreken, is het niet mogelijk om de Cosorb volledig door te rekenen. Enkele stofgegevens van het CuAlC4-to1ueen-complex opgelost in tolueen zijn gepubliceerd door Ghalop en Chaudhari [8]. Deze zijn echter niet volledig genoeg. Zij maken gebruik van de oplosbaarheid van CO in tolueen. Met die gegevens is het mogelijk om een benadering van de absorber en de stripper te maken. De pre-flash is met deze gegevens niet te berekenen zodat er geen uitspraak gedaan kan worden over het onttrekken van verontreinigingen aan de processtroom en de zuiverheid van

CO.

De gegevens van fysische absorbtie en desorbtie van CO2, CO, H2, N2 en C:A4 in het

oplosmiddel ontbreken. Daarom is het niet mogelijk om in te gaan op deze aspecten, die bepalend zijn voor het verkrijgen van een bepaalde CO zuiverheid.

4.3.1 Absorber

Voor de absorber is een schatting gemaakt met een grafische methode ' predicting the performance of chemical absorbers and strippers' die door Olujic is beschreven in het dictaat Fysisch-technische scheidingsmethoden W [13]. Er is aangenomen dat het om een snelle chemische reaktie gaat, waardoor fysische absorbtie geen rol speelt. Verder is in deze benadering aangenomen dat de molstromen gas en vloeistof constant blijven. De condities zijn:

T= 40C

P = 8 bar

De reaktie vergelijking is:

CO(g)

+

CuAlC4-C7

Hs

(1) ~ CuAlC4(CO)-C7Hs (1)

tolueen oplm.

A

+

[E]

K

=

[A][B]

B E

Na wat rekenwerk volgt dan de vergelijking van de evenwichtslijn.

De vergelijking van de evenwichtslijn wordt dan:

hierin zijn:

YA: de concentratie CO in het gas H: de Henry constante

K: de evenwichtsconstante p: de druk

fA: de fractie van het complex dat gereageerd heeft met A (CO)

De vergelijking voor de werklijn volgt uit een massabalans rond de bodem van de kolom:

hierin is:

YA: concentratie CO in gas

YA,l: concentatie CO in het gas bij de inlaat van de absorber mlm: molaire massa snelheid gas

ms: molen complex per eenheid volume van de oplossing Plm: molaire dichtheid van de vloeistof

mgm: = mgm(l-YA) : molaire massa snelheid van het draaggas (= gas zonder CO)

f~: fractie van het complex dat gereageerd heeft met A (CO)

f<\,l: fractie van het complex dat gereageerd heeft met A (CO) in verzadigd absorbtiemiddel

De evenwichtslijn en de werklijn zijn in bijlage 4 grafiek 10 uitgezet. Met deze grafiek is het aantal evenwichtstrappen te bepalen. Het aantal evenwichtstrappen dat nodig is is 3,6

Kolomdiameter

Voor de berekening van de kolomdiameter voor een gepakte kolom met random packings is gebruik gemaakt van de door Olujic beschreven methode [13J (H 2.4.4).

Hierin worden de volgende stappen gevolgd:

F - Me

~PG

LG - M P

G L

met:

ML: massastroom van de vloeistof [kg/sJ

Mc;: massastroom van het gas [kg/sJ

Pl.: dichtheid van de vloeistof [kg/m3]

PG: dichtheid van het gas [kg/m3]

Uit [13], zie bijlage 4 grafiek 11, wordt dan

Cpa

(operating capacity) gehaald. Hiervoor is het nodig om de drukval per meter vast te leggen. Wij hebben een waarde van 4

mbar/m genomen.

Voor de pakking moet de pakkingfactor FpA uit [13] (tabel 2.10) worden gehaald.

Deze tabel is weergegeven in bijlage 4 tabel 4. Omdat het Cosorb proces geen last heeft van corrosie hebben wij als pakking gekozen voor metalen Pall ringen.

Nu kan de 'operating gas mass velocity' (IIlg in [kg/m2sD worden bepaald met de volgende formule:

r

C

(

) lO.s

m

=l

paPG PL - PG

J

[kg/m2s] G

I'"'F

(11 /

P

)0.1 .) PA ~L L met:

~L: viscositeit van de vloeistof [pa.s]

De diameter van de kolom wordt dan:

~

G

d_eol

=

1,1284

-m

_G [m]

Hoogte van de pakking en HETP

hbed

=

N

*

HETP

N is het aantal theoretische schotels.

HETP waarden zijn bij ons niet bekend. Een

schatting voor deze waarde hebben wij gehaald uit [13]. Hierin staat dat voor strippers en absorbers de waarde van HETP ongeveer tussen 1,5 men 1,75 m ligt. Wij hebben gekozen voor HETP is 1,5 m

N =3,6

deol

=

0,9 m hbcd = 5,4 m

zie voor uitwerkingen:

bijlage 2 specificatieblad bijlage 3 apparaatberekeningen

4.3.2 Stripper

De stripper van de Cosorb is met dezelfde formules uitgerekend als de absorber. De constanten hebben hier andere waarden. Het aantal theoretische evenwichtstrappen is grafisch bepaald in bijlage 4 grafiek 12.

Desorbtie vindt plaats door verwarming van het gevormde complex. In de

warmtewisselaar wordt het complex tot ongeveer 75 C verwarmd. Uit literatuur [5] en [6] weten we dat in de warmtewisselaar al een groot gedeelte van het CO los laat. Uit tabel 3 in bijlage 4 [8] blijkt dat de totale hoeveelheid CO die bij 80 C geabsorbeerd kan worden meer dan 65 % kleiner is dan bij 40 C. Voor de verdere berekening zijn wij voorzichtigheids halve er van uit gegaan dat in de warmtewisselaar 60 % van de CO loslaat. De stroom die boven in de stripper komt bestaat dan uit vloeistof waarvoor geld dat fA = 0,6

*

fA.l,absorb. en een hoeveelheid CO in gasvorm. Het gas gaat direkt over de top van de stripper en de vloeistof wordt gestript.

N =4,2

deol

= 1,4 m

hbed = 6,3 m

Zie voor:

- uitwerking berekeningen bijlage 3 apparaatberekeningen. - specificatieblad bijlage 2

4.3.3 pre-flash

In de pre-flash worden alle fysisch geabsorbeerde stoffen van het absorbtiemiddel geflashed. De pre-flash is bepalend voor de uiteindelijke zuiverheid van het CO

produkt. Aangezien goede gegevens over fysische absorbtie aan CuAlC4-C7Hs bij niet

te vinden zijn is het niet mogelijk om precies uit te rekenen wat de zuiverheid van het CO produkt wordt. Wij hebben daarom een benadering gemaakt om toch enige uitspraken over de zuiverheid te krijgen.

Er is gekeken naar de oplosbaarheid van CO, CO2, H2, en eventuele verontreinigingen

als CIL en N2, in tolueen bij een temperatuur van 40 C en een druk van 8 bar(a). Een

mengsel van deze stoffen (1), in de werkelijke hoeveelheden, komt in een flash drum waar het bij een druk van 8 bar en T = 40 C wordt geflashed. De vloeistof stroom (3) uit de flashdrum bevat dan tolueen waarin de andere stoffen zijn opgelost. Dit is een maat voor de fysische absorbtie in de absorber. Vervolgens is deze vloeistofstroom geflashed in een tweede drum bij t = 40 C. De druk hebben wij hier gevariëerd. Deze drum is in werkelijkheid de pre-flash. Het is gebleken dat als er geflashed wordt bij een druk van 0,1 bar(a) voldoende de oplosbaarheid in tolueen zodanig daalt dat

uiteindelijk een zuiverheid van 99,8 vol% CO gehaald kan worden. Deze berekeningen zijn uitgevoerd in Chemcad 3. De resultaten zijn hieronder in tabel 4.4 weergegeven.

component 1 '" .J 4 5

T

fKl

313 313 313 313

P [bar(a)] 8 8 0,1 0,1 dampfractie 0 1 0 total flow [kmol/h] 966,762 594,095 187,099 406,996

H2 [kmol/h] 56,796 0,27050 0,27044 0,00006 CI4 10,000 0,37742 0,37717 0,00025 C7

Hs

554,500 550,5185 143,674 406,844 N2 10,000 0,1186 0,11855 0,00005 CO 89,069 1,0379 1,0377 0,0002 CO2 246,397 41,7724 41,6216 0,1508

tabel4.4 oplosbaarheid van componenten in tolueen en stromen uit de pre-flash

Uit deze tabel kunnen de volgende conclusies worden getrokken:

1. De zuiverheid van CO die uit de stripper komt (en waaruit in de solvent recovery alle tolueen verwijderd is) =

{I -

(0,151/ (0,151

+

0,99

*

89,069)}

*

1 00%

=

99,83 vol%

2. In werkelijkheid zal de oplosbaarheid van de componenten veel kleiner zijn omdat hier nog geen rekening is gehouden met het oplossen van CuAlCLt-C7

Hs

in tolueen.

3. De oplosbaarheid van N2 en CI4 klein zijn zodat verontreinigingen er bij de

pre-flash niet uit het systeem komen. Dus er is een spui nodig in de recycle om verontreinigingen te verwijderen. Deze verontreinigingen zullen ook nauwelijks voorkomen in het uiteindelijke CO produkt.

4.4 recycle compressor

Van de compressor in de recycle stroom is het benodigde asvermogen uitgerekend met het dictaat 'pompen en compressoren' [15]

-W 3$

=

Cp

*

(T 2 - T 1) en P 3$ = m

*

W 3$

4.5 horizontale stoomdrum

Voor achtergronden zie berekening verticale flashdrum

u""

=

1,25*

C_~PL

- Po

PG

~

G

dlucp = 1,1284

* ...

ulucp 'f'G

<PG

=

deel van de doorsnede waar gas stroomt

=

0,25

lhscp

=

4,6 m

Deze berekening is verder uitgewerkt

in

bijlage 3 apparaatberekeningen. 4.6 coils in convectie sectie

Voor zowel de oververhitter als de verdampers is gebruik gemaakt van gevinde pijpen om de warmteoverdracht te vergroten. Er is aangenomen dat een U van 150

Wim

C gehaald kan worden gebaseerd op het kale buiten oppervlak van de pijp.

Hoofdstuk 5 Economische beschouwingen

Voor de economische beschouwingen is uitgegaan van de volgende gegevens:

1 jaar

=

8000 uur

produktiecapaciteit (P) = 20000 ton CO per jaar

5.1 investeringen

Voor de bepaling van de investeringskosten (fixed capital costs) zijn verschillende methoden gebruikt. Het is echter niet mogelijk om voor alle apparaten een schatting voor de investering te maken. Daarom is voor een schatting van de totale investering alleen gebruik gemaakt 'overall methoden'.

5.1.1 de omzetmethode

Voor een eerste globale benadering van de investeringskosten wordt gebruik gemaakt van de ornzetmethode. Deze methode is gebaseerd op de gedachte dat er een verband bestaat tussen de omzet en de investering voor een bepaald produkt.

rv is de kapitaalomloopsnelheid (turnover ratio; T.O.R.) en is het aantal malen dat het geïnvesteerde kapitaal per jaar wordt omgezet. Een schatting van deze waarde is rv

=

0.75 volgens Montvoort [17], r( is de 'capital ratio', V is de geldomzet per jaar en

I is de investering.

De omzet bij een produktie van 20000 tij is 20 Mfl. Hierbij is uitgegaan van een koolmonoxideprijs van f 1000,-/ton. en wordt de grootte van het investeringsbedrag I

= 26,7 Mil.

5.1.2. Zevnik-Buchanan methode.

Bij deze methode wordt er van uitgegaan dat investeringen alleen een functie van de procescapaciteit en de procescomplexiteit zijn.

De complexiteit wordt uitgedrukt in de 'complexity factor'. Deze is afhankelijk van de maximaal te bereiken druk en temperatuur in het proces en de materiaalkeuze. De afhankelijkheid wordt uitgedrukt in factoren. De grootte van deze factoren wordt gegeven door Montfoort [1 7]

.

temperatuursfactor drukfactor materiaalfactor

Ft

= 0,12 Fp = 0,1 Fm = 0,3