•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
F.V.O. Nr.
2991
Vakgroep Chemische Procestechnologie
Verslag behorende
bij het fabrieksvoorontwerp
van
H.R. Reinhoudt
P.M. Eigeman
onderwerp:
REGENERATIEVE ONTZWAVELING VAN STOOKGAS
.
BIJ HOGE TEMPERATUUR
adres:
Jacob Catsstraat 32
2613
He
Delft
opdrachtdatum:
september 1992
verslagdatum
:
oktober 1993
,lrti
T
U
Delft
Faculteit der Scheikundige Technologie en der Materiaalkunde Technische Universiteit Delft•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
REGENERATIEVE ONTZWAVELING VAN
STOOKGAS BIJ HOGE TEMPERATUUR
Vakgroep Chemische Procestechnologie
FVO nr 2991
Fabrieksvoorontwerp
H.R. Reinhoudt
P.M. Eigeman
Opdrachtdatum: September 1992
Verslagdatum: Oktober 1993
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
SAMENV ATTING
Voor de hoge temperatuur ontzwaveling van stookgassen, geproduceerd door een
kolenvergasser, zijn drie typen reactoren doorgerekend. Het H
2S wordt
geadsorbeerd op een MnO-y A1
20
3acceptor en vervolgens geregenereerd met hoge
druk stoom. De samenstelling van de voedingsstroom is die van een
kolenvergasser, onderdeel van een
Coal Gasification Comboned Cycle
(CG CC)
krachtcentale, gebasserd op Shell technologie. Van de drie opties, fixed, moving en
fluide bed, is het optimale stoomdebiet bepaald. Uitvoering van de ontzwaveling
bij
1200
K met een stabiele acceptor in een fixed bed biedt geen voordelen.
De kostprijs per ton te reinigen gas is voor het fixed bed
f
4,65,
voor het fluide
bed
f
10,58
en voor het moving bed
f
5,25.
Op basis van de kostprijs van het reinigen van het stookgas en de uitvoering van
het proces is het moving bed het meest geschikt. De totale investering voor de
moving bed uitvoering bedraagt
1,54
miljoen gulden.
Omdat de ontzwavelingsstap geen directe winst oplevert maar een onderdeel is
van een CGCC krachtcentrale, is het niet mogelijk de Pay Out Time en de Return
on Investment te bepalen. Redenen voor het uitvoeren van de ontzwavelingsstap
zijn milieu technische eisen en het beschermen van downstream proces-eenheden.
-ii-•
•
INHOUD
SAMENVATTING
ii
•
I
INHOUD
iii
1
INLEIDING
1
•
2
PROCESBESCHRIJVING
2
2.1
EXOGENE GEGEVENS
2
2.1.1
De uitgangspunten voor het proces
2
2.1.2
Corrosieaspecten
2
2.1.3
Utilities
3
•
2.2
ENDOGENE GEGEVENS
4
2.2.1
Exp losiegevaar
4
2.2.2
Giftigheid
5
2.2.3
Fysische constanten
5
I
.
2.3
2.3.1
BESCHRIJVING VAN HET PROCES
Reactie / Regeneratie
sectie
5
6
2.3.1.1
Fixed bed
6
2.3.1.2
Fluide bed
6
2.3.1.3
Moving bed
7
2.3.2
Scheidingssectie
8
2.3.3
Claussectie
8
•
2.4
FLEXIBILITEIT VAN HET PROCES
8
2.4.1
Fixed bed
8
2.4.2
Fluide bed
9
2.4.3
Moving bed
9
2.5
OPSTARTEN VAN HET PROCES
10
2.5.1
Fixed bed
10
•
2.5.2
Fluide bed
10
2.5.3
Moving bed
10
3
KINETIEK EN THERMODYNAMICA
11
•
3.1
ACCEPTOR
11
3.2
KINETIEK
11
3.3
THERMODYNAMICA
15
3.3.1
Berekening van de evenwichtsconstanten
15
3.3.2
Reactiewarmte
15
•
4
ECONOMIE V AN HET PROCES
17
4.1
DE INVESTERINGEN
17
4.1.1
Investeringen bij het fixed bed
18
•
---~---~~~~~
~-•
Inhoud
•
4.1.2
Investeringen bij het fluide bed
19
4.1.3
Investeringen bij het moving bed
20
4.2
DE SEMIVARIABELE KOSTEN
21
4.3
DE VARIABELE KOSTEN
21
•
4.4
DE INDIRECTE KOSTEN
22
4.5
DE INVESTERINGSAFHANKELIJKE KOSTEN
22
4
.
6
DE TOTALE KOSTEN
23
5
MODELLERING EN ONTWERP
24
•
5
.
1
HET FIXED BED
24
5
.
1.1
Het reactorvolume
24
5.1.2
Stromingsgedrag in het fixed bed
25
5.1.3
De drukval over het fixed bed
25
5.1.4
De dikte van de reactorwand
26
•
5.1.5
Het rekenmodel voor het fixed bed
26
5.1.6
Optimalisatie van het stoomdebiet bij regeneratie
van het fixed bed
27
5.1.7
Randapparatuur
27
5.1.8
Berekening van het temperatuurprofiel in het
•
fixed bed
28
5
.
2
HET FLUIDE BED
28
5.2
.
1
Het reactorvolume
29
5.2.2
Stromingsgedrag in het fluide bed
30
5.2.3
Drukval over het fluide bed
30
5.2.4
Berekening van de warmtestromen in het fluide bed
30
•
5.2.5
Het rekenmodel voor het fluide bed
31
5.2
.
6
Design fluide bed
31
5.2.6
.
1
Gasdistributor
31
5.2
.
6.2
Standpipe
32
5.2.6.3
Conveying
32
5
.
2.6.4
Cycloon
32
•
5.2.6.5
Flashvat
32
5.3
HET MOVING BED
33
5.3.1
Reactorvolume
33
5.3.2
Stromingsgedrag van het moving bed
33
5.3.3
Drukval over het moving bed
34
•
5
.
3.4
Het rekenmodel voor het moving bed
34
5.3.5
Randapparatuur
34
6
CONCLUSIE EN DISCUSSIE
35
6.1
DISCUSSIE
35
•
6.2
VERGELIJKING VAN SULFIDISA TIE OP 875 K EN 1200 K
IN HET FIXED BED
35
•
•
Inhoud
•
6.3
VERGELIJKING V AN DE VERSCHILLENDE TYPEN
REACTOREN
35
6.3.1
Totale kosten
35
6.3.2
Drukval
36
I
.
6.3.3
Procesvoering
36
I
6.3.4
Evaluatie
36
7
LITERATUUR
37
•
8
SYMBOLENLIJST
39
BIJLAGEN
1
Berekening van de DOW Fire and Explosion Index
41
2
Berekening molaire volumina
42
•
3
Reactiesnelheids- en evenwichtsconstanten
43
4
Flowsheet van het fixed bed
44
5
Flowsheet van het fluide bed
45
6
Flowsheet van het moving bed
46
7
PSD en listing computermodel voor simulatie
•
van het fixed bed
47
8
PSD en listing computermodel voor simulatie
van
het fluide bed
52
9
PSD en listing computermodel voor simulatie
van
het moving bed
59
10
Specificatiebladen van het fixed bed
64
•
11
Specificatiebladen van het fluide bed
67
12
Specificatiebladen van het moving bed
70
13
Massa- en warmtebalans over een
reactie/regenera-tiestap in een fixed bed bij 875 K en 1200 K
73
14
Stroom/ componentenstaat
van
het fluide bed
75
•
15
Stroom/ componentenstaat van het moving bed
78
16
PSD en listing van het computerprogramma voor de
berekening van de temperatuurprofielen in de
reactor en de regenerator van het fixed bed
82
17
Temperatuurprofielen in het fixed bed
86
18
Uitgaande HzS/ COS-concentratie in de fixed bed
•
reactor bij 875 K en 1200 K
90
19
Concentratie verloop van de snelle sites gedurende
de regeneratie
91
20
In- en uitgaande HzS-concentratie in het buffervat
92
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
HOOFDSTUK 1
INLEIDING
In dit fabrieksvoorontwerp wordt een proces doorgerekend dat bij hoge
temperatuur (875 K) H
2S en COS verwijdert uit stookgas, geproduceerd door een
kolenvergasser. Het proces is gebaseerd op een te regenereren acceptor voor H
2S
en COS die bestaat uit MnO deelljes op een y-A1
20
3drager. De regeneratie vindt
plaats met stoom.
Er zijn verschillende typen reactoren mogelijk om de ontzwaveling mee uit
te voeren. In dit voorontwerp wordt gekeken naar de geschiktheid van een fixed
bed, een fluide bed en een moving bed. Tevens wordt bekeken of het uitvoeren
van het proces met genoemd type acceptor bij een temperatuur van 1200 K
voordelen heeft.
De temperatuur- en warmte-effecten die optreden bij de sulfidisatie en
regeneratie worden bekeken voor de drie opties.
Een belangrijke factor in de kosten van de ontzwaveling is het
stoom verbruik. Omdat de regeneratie bij hoge temperatuur en druk plaatsvindt
moet dure hogedruk stoom gebruikt worden. Voor de verschillende reactoren
wordt het stoomdebiet geoptimaliseerd.
Het ontzwavelen van stookgassen heeft een aantal redenen. Bij verdere processing
van het stookgas moet de procesapparatuur beschermd worden tegen de
corrosieve werking van H
2S. Als het stookgas gebruikt wordt om energie op te
wekken in een KV-STEG proces is ook de wettelijk gelimiteerde uitstoot van
zwavelbevattende stoffen een belangrijke reden. Het stookgas kan ook gebruikt
worden voor de produktie van methaan of andere chemicaliën. Om vergiftiging
van katalysatoren te voorkomen moet de zwavelconcentratie laag zijn.
De optredende reacties in het proces zijn niet te simuleren in een standaard
flowsheet pakket. Daarom worden de simulaties uitgevoerd met behulp van
zelfgeschreven computerprogramma's waarmee het mathematisch model van de
ontzwavelingsreacties numeriek wordt opgelost. Het mathematisch model wordt
gecombineerd met de hydrodynamische karakteristieken van de reactoren.
-1-I
·
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
HOOFDSTUK 2
PROCESBESCHRIJVING
2.1
EXOGENE GEGEVENS
2.1.1 DE UITGANGSPUNTEN VOOR HET PROCES
Bij het ontwerpen van de ontzwavelingsinstallatie voor de regeneratieve
verwijde-ring
van
H
2S uit stookgassen, geproduceerd in een kolenvergasser, is uitgegaan
van een capaciteit van 2,21 10
3kton/ jaar te reinigen gas. Aangenomen wordt een
aantal van 8000 bedrijfsuren per jaar.
De voedingsstroom is gebaseerd op de stookgassen zoals geproduceerd
door een Shell-kolenvergasser [2-6]. De samenstelling is weergegeven in tabel 2.1.
Tabel 2.1
De samenstelling van stookgassen geproduceerd door een
Shell-kolenvergasser.
Component
Percentages
[ %v ]
koolmonoxide
64
waterstof
32
kooldioxide
1,0
methaan
0,0
stikstof
0,7
water
l,S
waterstofsulfide
0,3
De voedingsstroom is beschikbaar op een druk van 20-30 bar en een temperatuur
tussen 700 en 1300 K, afhankelijk van het vergassingsproces. Het gereinigde gas
mag ten hoogste 20 ppm zwavel (ongeveer 0,01 mol m-
3H
2
S) bevatten.
De regeneratie van de acceptordeeltjes wordt uitgevoerd met stoom op een
temperatuur van 875 K en een druk van 25 bar.
2.1.2 CORROSIEASPECTEN
De corrosieve eigenschappen van de in het systeem aanwezige componenten zijn
van belang voor de keuze van het constructiemateriaal van de reactoren.
Waterstofsulfide, waterstof en stoom hebben sterk corrosieve
eigenschap-pen. Waterstof wordt geabsorbeerd door de wand van de reactor wat kan leiden
-2-•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
Procesbeschrijving
tot brosheid van het metaal [2-1]
(hydrogen embrittlement).
Het materiaal dat het meest geschikt is voor het construeren van de reactor
is roestvrij staal, type 316. Dit bevat molybdeen wat leidt tot een betere
corrosie-bestendigheid in een reducerende omgeving [2-1].
In het fixed-bed is er tijdens het sulfidiseren een waterstof-concentratie van
32 v%, gecombineerd met een waterstofsulfide-concentratie van 1 v%. In de
literatuur [2-2] wordt voor deze condities bij 875 Keen corrosiesnelheid gegeven
van ongeveer 1,25 mm per jaar voor roestvrij staal, type 304. Volgens Coulson
&
Richardson [2-1] is de corrosiesnelheid voor type 316 1,25 keer zo laag. Dit
betekent dat de reactorwand ongeveer 1 mm per jaar in dikte afneemt.
Bij gebruik van een moving- of fluide-bed dient de reactor beschermd te
worden tegen de eroderende werking van de bewegende acceptordeelljes door een
bekleding van keramisch materiaal.
2.1.3
UTILITIES
Bij de regeneratie wordt gebruik gemaakt van stoom. Deze stoom heeft een
absolute druk van 25 bar en een temperatuur van 875
K.
De hoeveelheid stoom
die nodig is voor de regeneratie is afhankelijk van de reactietemperatuur en het
type reactor.
Bij een fixed bed configuratie wordt stikstof gebruikt om het reactorbed te
flushen. Hiervoor wordt stikstof gebruikt op een druk van 25 bar en met een
temperatuur van 875 K of 1200 K, afhankelijk van de reactietemperatuur. De
stikstof is afkomstig van de zuurstoffabriek van de kolenvergasser.
Zowel bij gebruik van een fluide- als een moving bed wordt gebruik
gemaakt van stikstof voor het transport van acceptordeelljes van reactor naar
rege-nerator en omgekeerd. De stikstof heeft in beide gevallen een temperatuur van
875 K en een druk van 25 bar.
-3-I
!
.
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
Procesbeschrijving
2.2
ENDOGENE GEGEVENS
2.2.1 EXPLOSIEGEVAAR
In tabel 2.2 zijn de explosiegrenzen van de belangrijkste componenten aangegeven
[2-3].
Tabel 2.2
Explosiegrenzen van het systeem gebruikte explosiegevaarlijke
stoffen.
Component
Exp losiegrens
(%v in lucht)
onderste grens
bovenste grens
waterstof
4
76
koolmonoxyde
12
75
waterstofsulfide
4
46
Bij een krachtig uitstromen van waterstof in geval van gaslek kan
zelfont-branding in de lucht optreden. Voor het inschatten van de potentiële gevaren van
een proces is een methode ontwikkeld door de DOW Chemical Company [2-4].
Deze methode bestaat uit het berekenen van een index
(jire and explosion-index)
die
gebaseerd is op de eigenschappen van het proces en daarin gebruikte
componen-ten. De index geeft een indicatie voor de hoeveelheid energie die vrijkomt bij een
explosie of verbranding. Hoe hoger de index hoe gevaarlijker het proces.
Bereke-ning van de DOW-index voor waterstof (bijlage 1) geeft een waarde van 138. Voor
de overige componenten is de materiaal-factor zo laag ten opzichte van die van
waterstof dat de invloed hiervan op de fire and explosion-index te verwaarlozen
is. Uit de waarde van de index volgt dat het proces in potentie zeer gevaarlijk is,
en uitgebreide veiligheidsmaatregelen vereist. Hieronder vallen bijvoorbeeld
bedie-ning op afstand, interne explosiebeveiliging en het afschermen van de installatie.
-4-•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
Procesbeschrijving
2.2.2 GIFTIGHEID
Voor een aantal componenten in het systeem is de MAC-waarde vastgesteld [2-3],
hiermee wordt een tijdgemiddelde concentratie bedoeld waaraan iemand
geduren-de acht uur per dag bloot mag staan (zie tabel 2.3).
Tabel 2.3
MAC-waarden voor gevaarlijke in het systeem gebruikte
componen-ten.
Component
MAC-waarde
[ppm]
koolmonoxyde
5000
kooldioxide
50
waterstofsulfide
10
2.2.3 FYSISCHE CONSTANTEN
De fysische constanten die gebruikt zijn bij de berekeningen in dit voorontwerp
zijn gevonden in de literatuur [2-6], [2-7], [2-8], [2-9]. Voor de schatting van de
viscositeit van de voeding is gebruik gemaakt van de methodes van Sutherland en
van Grunberg
&
Nissan [2-10]. De diffusiecoëfficiënt van H
2S is geschat met de
methode van Fuller [2-11].
2.3
BESCHRIJVING VAN HET PROCES
De condities van de ingangsstromen zijn gekozen in de veronderstelling dat het
proces deel uitmaakt van een
coal gasification combined cycIe
(CGCC)
krachtcen-trale gebaseerd op Shell kolenvergassingstechnologie. De capaciteit bedraagt 279,5
ton/h te reinigen gas. Aangenomen is dat het verontreinigde stookgas de sectie
binnenkomt op een temperatuur van 875 Kof 1200 K en een druk van 25 bar.
Het hele ontzwavelingsproces bestaat uit een reactie/regeneratie sectie, een
scheidingsectie en een Claus sectie. Het reactie/regeneratie proces kan worden
uitgevoerd in verschillende typen reactoren. Uitgangspunt is dat de gereinigde
gasstroom ten hoogste 0.01 mol m-
3zwavel mag bevatten. De gereinigde stroom
wordt direct naar de
combined cycIe
gestuurd. De uitgaande stroom uit de
regenerator wordt eerst geflashed waardoor het H
2S wordt gescheiden van de
stoom. Zowel de
combined cycIe
als de scheidingsstap zullen niet in detail worden
besproken.
-5-•
•
•
•
•
•
I I•
•
•
•
•
•
Procesbeschrijving
2.3.1 REACTIE/REGENERATIE SECTIE
2.3.1.1 FIXED BED
In de beschrijving van het proces voor het fixed bed worden temperaturen van
stromen vermeld. Deze temperaturen zijn berekend voor een volledige
reactie/re-generatie stap voor één reactor. Aangenomen is dat het bed aan het begin van de
cyclus een temperatuur van
"
875 K heeft. De nummers van stromen, reactoren en
andere apparaten verwijzen naar het flow sheet zoals gegeven in bijlage 4.
De ingaande, te reinigen gasstroom 1 wordt gesplitst in drie stromen 2, 3,
en 4 die drie parallel geschakelde reactoren Rl, R2 en R3 voeden. Het proces
wordt discontinu uitgevoerd, in het processchema is daarom een willekeurige
situatie weergegeven. De functie van de reactoren Rl t/ m
,
R4 kan onderling
wisselen. De reactoren bestaan uit een gepakt bed van MnO / y-A12
0
3acceptordeel-tjes
.
Door een reactor wordt gedurende 620 seconden gas doorgeleid. Gedurende
deze tijd wordt H
2S geadsorbeerd op de acceptor en blijft de uitgaande
concen-tratie zwavel bevattende componenten onder 0,01 mol m
-3.De uitgaande
gasstro-men 11, 12 en 13 hebben een druk van 22,9 bar
.
De temperatuur van de uitgaande
gasstromen verandert in de tijd omdat ze afhankelijk is van de omzetting in de
reactor (zie Hst 5). De gemiddelde temperatuur bedraagt 887
K.
Omdat de
reacto-ren niet tegelijk worden gestart, is het mogelijk steeds één reactor te regenerereacto-ren.
Reactor R4 wordt geregenereerd met stoom van 875 K en 25 bar (stroom 10)
.
De
duur van de regeneratie is 186 seconden
.
In verband met de evenwichtsligging
van de sulfidisatie-reactie moet de stoom uit de reactor worden verwijderd.
Hiervoor wordt het bed geflusht met hete stikstof, afkomstig uit de
zuurstof-fabriek van de kolenvergasser. De uitgaande stroom 20 wordt naar flahsvat V1
geleid, waar scheiding van stoom en H
2S plaatsvindt. De uitgaande H
2S-stroom
wordt naar buffervat V2 geleid voor het verkrijgen van een constante concentratie
voor de Claus-sectie. Stroom 28 heeft een druk van 5 bar en een gemiddelde
temperatuur van 391
K.
Afhankelijk van de H
2S doorzet in stroom 1 worden de reactie/regeneratie
tijden in de reactoren en het stoomdebiet (stroom 6) aangepast. Bij hogere doorzet
worden de reactie/regeneratietijden verkleind en het stoomdebiet vergroot.
Bedrijven van het fixed bed bij 1200 K heeft het voordeel van een hogere
capaciteit en dus kleinere reactor. Nadeel is echter dat tijdens de regeneratie de
temperatuur sterk daalt doordat relatief koude stoom wordt gebruikt (875 K) en
dat het stoomverbruik hoger is
.
2
.
3.1.2 FLUIDE BED
De nummers van stromen, reactoren en andere apparaten verwijzen naar het
flowsheet zoals gegeven in bijlage 5
.
Het proces bevat vijf identieke lijnen,
hieron-der wordt één lijn beschreven.
-6-•
I'
.
•
•
•
•
•
•
Procesbeschrijving
De te reinigen gasstroom 1 doorstroomt het fluide bed Rl waar de
sulfidisa-tiereactie plaatsvindt. De acceptordeeltjes doorstromen de reactor van boven naar
beneden
.
Het fluide bed is
staged
uitgevoerd wat de op menging van het gas
bevordert. Het gas verlaat de reactor via stroom 2 op een temperatuur van 883 K
en 24,8 bar. De acceptordeeltjes verlaten de reactor aan de onderzijde en worden
met behulp van hoge druk stikstof van 875 K (stroom 10) naar de top van de
regenerator R2 getransporteerd. Daar worden ze gescheiden van de stikstof in
cycloon MI. De regenerator wordt doorstroomd met stoom van 875 K en 25 bar
(stroom 3). De stoom en de H
2S verlaten de regenerator via stroom 4 op een
temperatuur van 881 K en een druk van 24,9 bar. De geregenereerde
acceptor-deeltjes worden met behulp van hoge druk stikstof (stroom 15) naar de top van de
reactor gevoerd alwaar ze worden gescheiden van het stikstof in cycloon M2.
De uitgaande regeneratiestroom wordt naar flashvat VI geleid waar water
en H
2S worden gescheiden. De H
2S wordt met stroom 7 naar de Claus-sectie
geleid.
2.3.1.3 MOVING BED
De nummers van stromen, reactoren en andere apparaten verwijzen naar het
flowsheet zoals gegeven in bijlage 6.
De te reinigen gasstroom 1 wordt gesplitst in stromen 2 en 3 die de moving
bed reactoren Rl en R3 voeden .. Het gas doorstroomt de reactoren waar het in het
gas aanwezige H
2S wordt geadsorbeerd op de MnO/y-AI
20
3acceptordeeltjes. Het
gereinigde gas verlaat Rl en R3 via respectievelijk stroom 4 en 5 op een
tempe-ratuur van 886 K en een druk van 22 bar. De deeltjes zakken langzaam door de
reactor en stromen via stroom 22 en 23 naar regeneratoren R2 en R4. De
zaksnel-heid van de deeltjes is afhankelijk gesteld van het stookgasdebiet en wordt
geregeld met een regelklep in stroom 7
.
De regeneratoren worden doorstroomd
met stoom van 875 K en 25 bar via respectievelijk stroom 8 en 9. De uitgaande
gasstroom verlaat de regeneratoren op een temperatuur van 878 K en een druk
van 24,9 bar. Als de deeltjes door de regeneratoren gestroomd zijn worden ze via
de conveying lijnen 18 en 19 teruggevoerd naar de reactoren. Als draaggas wordt
stikstof van 875 en 25 bar gebruikt. Boven in de conveying lijnen worden de
deeltjes van het stikstofgas gescheiden in cyclonen MI en M2. Net als de
zaksnel-heid van de deeltjes zijn ook het stoom- en stikstofdebiet afhankelijk van het
stookgasdebiet en worden geregeld via kleppen in respectievelijk stroom 16 en 17.
De uitgaande regeneratiestroom wordt naar flashvat VI geleid waar water
en H
2S worden gescheiden. De H
2S wordt met stroom 13 naar de Claus-sectie
geleid.
-7-•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
Procesbeschrijving
2.3.2 SCHEIDINGSSECTIE
De uitgaande gasstroom uit de regeneratiesectie bestaat voornamelijk uit stoom en
H 2S. Om de H2S te kunnen verwerken in de Claus-plant moet het water
verwij-derd worden. Dit kan het eenvoudigst gebeuren in een flash.
2 3.3 CLAUS SECTIE
De H 2S-stroom uit de flash kan naar een Claus plant worden geleid. Deze zal niet
in detail uitgewerkt worden. In het Claus-proces wordt H 2S met zuurstof
geoxi-deerd tot elementaire zwavel. De manier waarop dit proces wordt uitgevoerd
hangt in het bijzonder af van het H 2S-gehalte. Bij gehaltes boven
50%,
zoals
mogelijk in dit ontzwavelingsproces, is verbranding met lucht mogelijk. De totale
gasstroom wordt naar een fornuis geleid waar 1/3 van de H 2S wordt omgezet tot
S02 wat vervolgens met H 2S tot elementaire zwavel reageert. Bij het proces wordt
een katalysator toegepast, bijvoorbeeld bauxiet
[2-12].
Wanneer de omzetting niet volledig is, is er nog een nabehandeling van het
gas nodig. Een voorbeeld van zo'n
taU gas
behandeling is het SCaT proces van
Shell. Hierbij laat men de zwavelbevattende stroom reageren over een cobalt/
mo-lybdeen katalysator met een reducerende gasstroom, bijvoorbeeld een H2 / CO
mengsel. De in het gas aanwezige S02 wordt gereduceerd tot H2S en COS tot CS2.
De gekoelde gas stroom wordt geadsorbeerd in DIP A (düsopropanolamine). Een
overall Claus rendement van 99,8% is op die manier haalbaar [2-13].
2.4
FLEXIBILITEIT VAN HET PROCES
De mate van flexibiliteit van de verschillende typen reactoren kan voor twee
situaties bekeken worden, voor een kleinere of voor een grotere H 2S-doorzet. De
doorzet kan veranderen door een ander gas debiet of een andere H 2S-concentratie.
2.4.1
FIXED BED
Bij het fixed bed geeft een kleinere gasdoorzet geen problemen. De doorbraaktijd
van het fixed bed zal dan toenemen. Indien de H2S concentratie in de
uitgangs-stroom gemeten wordt kan de reactietijd aangepast worden. Als de reactietijd
langer wordt is er meer tijd voor de regeneratie en kan het debiet van de
rege-neratiestroom omlaag.
-8-•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
Procesbeschrijving
De omgekeerde situatie doet zich voor in het geval van een grotere gasstroom. Als
de toename niet al te groot is dan kan een kortere reactietijd en een groter
stoom-debiet in de regenerator uitkomst bieden. Wel zal door een hogere gassnelheid de
drukval over het bed toenemen
.
Het flashvat is zodanig gedimensioneerd dat een er een toename van 10
%
in het volumedebiet mogelijk is.
2.4.2 FLUIDE BED
Bij het fluide bed geeft een kleinere gasdoorzet geen problemen zolang U
o
groter
is dan U
mf •Een grotere gasdoorzet is wel een probleem, het leidt tot een grotere
U
o
en dus tot een grotere beldiameter. Door een hogere H
2S doorzet en meer
bypassing
in de beHase verslechtert de prestatie van het bed aanmerkelijk en kan
niet aan de eis van 0.01 mol m-
3worden voldaan.
Het flashvat is zodanig gedimensioneerd dat een er een toename van 10
%
in het volumedebiet mogelijk is
2.4.3 MOVING BED
Bij het moving bed is een kleinere gasdoorzet geen probleem. Een grotere
gas-doorzet geeft ook geen grote problemen, als de toename blijvend is dan kan, door
de zaksnelheid van de deeltjes te vergroten, de gewenste prestatie van het bed
gehaald worden
.
Door een hoger gasdebiet zal de drukval over het bed echter
wel toenemen.
Het flashvat is zodanig gedimensioneerd dat een er een toename van 10
%
in het volumedebiet mogelijk is
-9-•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
Procesbeschrijving
2.5
OPSTARTEN VAN HET PROCES
2.5.1 FIXED BED
Bij het opstarten van de fixed bed ontzwavelingsunit moeten de bedden eerst
worden opgewarmd tot reactietemperatuur (875 K of 1200
K).
Dit kan bereikt
worden door de reactoren met hete regeneratiestoom (875 K) door te blazen. Als
de gewenste temperatuur bereikt is worden stoom en zuurstof uit het systeem
verwijderd. De reactoren worden daarom doorgeblazen met hete stikstof. Hierna
kan de voedingsstroom in de reactoren geleid worden. De reactoren worden niet
gelijk gestart, daarom worden de kleppen in de stookgasleiding naar reactoren Rl
ti
m R4 steeds op een derde van de sulfidisatietijd geopend. Als de klep naar R4
open gaat wordt de klep naar Rl gesloten en kan deze reactor geregenereerd
worden.
2.5.2 FLUIDE BED
Bij de opstart van de fluide bed configuratie worden eerst de reactoren en
regeneratoren verwarmd tot reactietemperatuur (875
K).
Voor het verwarmen van
de reactoren en regeneratoren wordt stoom doorgeleid na openen van de klep in
respectievelijk leiding 21, 22 en 3. De kraan in de stikstofleiding van de conveying
lijnen moet meteen geopend worden omdat met het doorblazen van gassen door
de reactoren en regeneratoren de acceptordeeltjes door het systeem gaan
bewe-gen. Als de reactietemperatuur bereikt is kan het stookgas door de reactoren
worden geleid door de klep in leiding 1 te openen. De regenerator kan op het
voor de regeneratie benodigde stoomdebiet worden ingesteld.
2.5.3 MOVING BED
Bij de opstart van een moving bed configuratie moeten zowel reactoren als
regeneratoren worden verwarmd tot reactietemperatuur. De conveying lijnen
worden gestart door de kranen in de leidingen 16 en 17 te openen. De reactoren
worden indirect verwarmd door de regeneratoren te doorstromen met stoom uit
leidingen 8 en 9. De deeltjes worden hier verwarmd en via de coveying lijn
worden ze naar de reactoren getransporteerd. Als de reactoren op temperatuur
gebracht zijn wordt het stookgas door de reactoren geleid door de kranen in de
leidingen 2 en 3 te openen. In de regeneratoren kan nu het juiste gasdebiet
worden ingesteld.
-10-•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
HOOFDSTUK 3
KINETIEK EN THERMODYNAMICA
3.1
ACCEPTOR
In het proces wordt gebruik gemaakt van een regenereerbare acceptor voor de
verwijdering van H
2S uit een gasstroom. De acceptor bestaat uit MnO op een
y-Al
20
3drager (8,96
%w
Mn/y-AI
20
3).Naast H
2S is de acceptor ook in staat COS te
verwijderen.
De doorbraakcapaciteit van de
acceptor
is afhankelijk van zowel de
stabilisatie- als de procestemperatuur [2-6]. Als de acceptor gestabiliseerd wordt
op een temperatuur die hoger is dan de procestemperatuur dan is de
desactivering van de acceptor laag. Echter, bij hoge temperaturen
(>
1075
K) is
langdurig gebruik van de acceptor door sterke sintering onmogelijk. Bij 875 K
wordt een optimum gevonden tussen capaciteit en levensduur van de acceptor. De
acceptordeeltjes hebben een levensduur van ongeveer 700 uur. De
doorbraak-capaciteit bedraagt bij deze temperatuur ongeveer 1 %w zwavel.
Bij 1200 K bedraagt de doorbraakcapaciteit 8 %w, het actief oppervlak is
echter 4 maal zo klein, zodat de capaciteit twee maal zo groot wordt [2-6].
De capaciteit kan negatief worden beïnvloed door in de stookgassen
aanwezige verontreinigingen zoals Hel. Aanwezigheid van koolwaterstoffen heeft
geen negatieve invloed
.
In het fixed en moving bed wordt uitgegaan van een gepakt bed met
bolvormige deeltjes van 3 mmo In het fluide bed wordt uitgegaan van deeltjes met
een diameter van
80
}lm. Voor toepassing in een fluide bed zal sterker
MnO/y-AI
20
3acceptormateriaal ontwikkeld moeten worden om weerstand te
kunnen bieden aan attritie.
3.2
KINETIEK
Het kinetische model dat is voorgesteld
-1] voor het beschrijven van de
sulfidisatie van Mn/y-AI
20
3bestaat uit
n antal deelprocessen. Deze worden
beschreven in de vergelijkingen (3.1 t/m·
4). In de formules 3.1 en 3.4 stelt het
superscript i bij Mn/y-AI
20
3i
en het s
en
t i bij
qi
en
Qi
de verschillende typen
sites voor. Hierbij is i voor respectievelijk de snel uitwisselbare sites, de langzaam
uitwisselbare sites en de Langmuir sites gelï aan 1, 2 of 3.
-11-•
•
•
•
•
•
•
•
,
.
•
•
Kinetiek en thermodynamica
1.
Snelle zuurstof-zwavel uitwisseling:
De basisreactie van het systeem is de snelle zuurstof-zwavel uitwisseling op de
snel uitwisselbare sites van de acceptor (vgl. 3.1):
De reactiesnelheid van de heengaande respectievelijk teruggaande reactie wordt
gegeven door:
(3.2-3.3)
2.
Langzame zuurstof-zwavel uitwisseling:
In het systeem wordt een aanzienlijke hoeveelheid H
2S langere tijd vastgehouden.
Dit is niet te verklaren door de opname door snelle sites. Deze reactie vindt
plaats via de langzame zuurstof-zwavel uitwisseling (vgl. 3.4):
ks
Mns/y-A120{(s)+MhO/y-A120;(s)~
MhS/y-A1 20;(s)+MhO/yA120{(s)
(3.4)
Van de evenwichtsconstante K
s
wordt aangenomen dat deze 1 is. De
snelheidsconstanten van de heen- en teruggaande reactie worden beschreven met
vergelijkingen 3.5 en 3.6
:
(3.5-3
.
6)
-12-•
•
•
I:
.
•
•
•
I
.
•
•
•
Kinetiek en thermodynamica
3.
Langmuir adsorptie.
Een derde reactie die een rol speelt bij de H
2S opname is de competitieve
Langmuir-adsorptie van H
2S, H
20 en CO op het acceptor-oppervlak. Deze reacties
zijn:
(3.7)
(3.8)
(3.9)
De netto verandering in de adsorptie evenwichten zijn:
dqH. s
dqH.
0dqco
r
H2S=
Tt;
r
H20=
Tt;
r
co
=
dt
(3.10-3.12)
Er wordt verondersteld dat de Langmuir-adsorptie onmiddelijk evenwicht bereikt.
De evenwichten worden beschreven door:
(3.13)
(3.14)
(3.15)
4.
De water-gas shift reactie:
(3.16)
-13-•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
- -- - - - --- - - - --Kinetiek en thermodynamica
De reactiesnelheid van heen- en teruggaande reactie wordt gegeven door:
(3.17-3.18)
5.
COS vorming:
keos
(3.19)
H
2S (g)
+
co
(g)
1'*H
2
(g)
+
cos
(g)
De reactiesnelheid van heen- en teruggaande reactie wordt gegeven door:
(3.20-3.21)
6.
Snelle reactie van de acceptor met COS:
Hoewel de COS vorming via verschillende routes kan verlopen wordt slechts één
reactie opgenomen in het model. Hierin reageert COS direct met de acceptor en
wordt niet eerst gehydroliseerd en omgezet tot H
2S:
cos
(g)
+
MnO/y-A1
2oi
(8)
kf.eos 1'*MnS/y-A1
20i
(8)
+
CO
2(g)
(3.22)
De reactiesnelheid van de heen- en teruggaande reactie wordt gegeven door:
-14-=
k
f , cosC
C02 q lKf,eos
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
Kinetiek en thermodynamica
3.3
THERMODYNAMICA
3.3.1 BEREKENING VAN DE EVENWICHTSCONSTANTEN
De berekening van de evenwichtsconstanten van de reacties is gedaan aan de
hand van de molaire vrije enthalpie GjO(T). De evenwichtsconstante van een reactie
wordt gegeven door vgl 3.25 [2-9]:
LVjGJ
logK( T)
= -
RT
In 10
(3.25)
De GjO(T) van de gesulfidiseerde sites (MnSI"(-AI
20
3)is niet bekend in de
literatuur, daarom wordt aangenomen dat MnS en "(-AI
20
3geen interactie
vertonen. De GjO(T) kan dan berekend worden door de GjO(T)'s van MnS en "(-AI
20
3op te tellen. De waarden voor de evenwichtsconstanten behorende bij vgl. 3.1
tlm
3.24 worden gegeven in bijlage 3.
3.3.2 REACTIEWARMTE
De reactiewarmte van het proces wordt berekend aan de hand van de
enthalpieverschillen tussen in- en uitgaande stroom. De temperatuurverandering
wordt berekend door de binnenkomende gasstroom van de ingangstemperatuur
naar
de
standaardtemperatuur
te
brengen
en
de
hierbij
optredende
enthalpieverandering te berekenen:
T
am=
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
- - - -- - - - -- --Kinetiek en thermodynamica
Vervolgens wordt de reactie-enthalpie op standaardtemperatuur berekend met
vergelijking 3.29:
(3.29)
De enthalpieverandering
~H
s,
i
en reactie-enthalpie
~HOI000
vormen samen de
warmte
Q
die wordt omgezet in een temperatuurstijging van acceptordeeltjes en
gas
.
Met vergelijking 3
.
30 wordt de uitgangstemperatuur berekend.
(3
.
30)
-16-•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
Vakgroep Chemische Procestechnologie
Verslag behorende
bij het fabrieksvoorontwerp
van
H.R. Reinhoudt
P.M. Eigeman
onderwerp:
F.V.O. Nr. 2991
REGENERATIEVE ONTZWAVELING VAN STOOKGAS
BIJ
HOGE TEMPERATUUR
adres:
Jacob Catsstraat 32
2613 HC Delft
opdrachtdatum: september 1992
verslagdatum: oktober 1993
•
•
•
•
•
•
•
,
.
•
•
•
•
HOOFDSTUK 4
ECONOMIE VAN HET PROCES
Een economische beschouwing van de verschillende reactor opties is een
belangrijk criterium om te komen tot een definitieve keuze. In dit hoofdstuk wordt
een vergelijking getrokken tussen de investerings- en produktiekosten van de drie
in dit voorontwerp besproken reactortypen. Daar de
~ntzwavelingsinstallatie
nooit
een directe winst op zal leveren is het niet mogelijk de
Return On Investment en de
Pay
Out Time van het proces te bepalen. Alle berekeningen zijn gebaseerd op een
dollarkoers van 1,80 gulden.
.
4.1
De investeringen
(I)
In de literatuur worden een aantal methoden genoemd voor het maken van een
schatting van het investeringsbedrag. De nauwkeurigheid van deze schattingen
hangt af van de hoeveelheid informatie die bekend is op het moment van de
schatting. De meest eenvoudige methoden zijn de zogenaamde stapmethoden. In
dit voorontwerp zijn deze echter niet goed toepasbaar. Dit komt omdat de bij de
stapmethoden gebruikte parameters zoals druk, temperatuur en materiaal bij de
verschillende opties gelijk zijn en er op die manier dus geen goed onderscheid
gemaakt kan worden. Daarom is voor het schatten van de investeringskosten
gekozen voor een methode waar meer gedetailleerde informatie wordt gebruikt,
de methode van Lang [4-1].
Deze en andere zogenaamde factormethoden zijn gebaseerd op de
veronderstelling dat de kosten van investeringen voornamelijk (voor ongeveer
2/3) worden bepaald door de materiële kosten en een groot deel hiervan
(ongeveer 1/2) door de apparatuurkosten. De investeringskosten kunnen nu
worden berekend door basis kosten van de apparatuur te vermenigvuldigen met
een factor, de Langfactor, hetgeen leidt tot de totale investeringskosten (4.1).
I
=
Ibc'fLang(4.1)
De Langfactor is opgebouwd uit een aantal subfactoren die afhankelijk zijn van de
aard van het proces. Hierdoor is het mogelijk een beter onderscheid te maken
tussen de verschillende opties.
Voor het schatten van de basiskosten van de apparatuur is gebruik gemaakt van
een aantal empirische formules [4-4].
-17-•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
De economie van het proces
4.1.1 INVESTERINGEN BIJ HET FIXED BED
De bepaling van de basiskosten voor de reactoren en vaten wordt gedaan met
behulp van formule 4.2.
(4.2)
Ib geeft de kosten voor een vat van bepaalde afmetingen, deze dient echter nog te
worden gecorrigeerd
voor
de ontwerpdruk, het constructiemateriaal en de
Plant
Cost Index
(formule
4.3).
Hierbij moet
worden
opgemerkt dat er niet rechtstreeks
wordt gecorrigeerd voor de temperatuur
.
Dit zou er toe leiden dat twee gelijke
reactoren die bij verschillende temperaturen bedreven worden even duur zouden
zijn, hetgeen niet correct is. Bij de berekeningen is dit verder niet meegenomen.
C
I
bc=
I
'F 'F . (
I )
b m 1>
336.2
(4.3)
De resultaten van deze berekening en de resulterende totale kosten voor de fixed
bed reactoren, flashvat en buffervat zijn weergegeven in tabellen
.4.1
en 4.2. Voor
de berekening van het
working
capital
wordt aangenemen dat dit 20% van het
fixed
capital
bedraagt [4-1].
Tabel 4.1
Investeringen van het fixed bed bij 875
~.
lb
lb
c
Aantal
Langfactor
I
[ kj ]
[ kj]
[
-
]
[
-
]
[ kj]
Reactor
23,4
128,9
4
3,55
1830,6
Flashvat
6,7
26,2
1
3,55
93,1
Buffervat
47,0
185,0
1
3,55
656,8
Total fixed capital
2580,4
Working capital
516,1
Totale investering
3096,5
-18-•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
De economie van het proces
Tabel 4.2
Investeringen van het fixed bed bij 1200
K.
Ib
Ibc
Aantal
Langfactor
I
[ kj ]
[ kj]
[
-
]
[
-
]
[ kj ]
Reactor
19,9
109,7
4
3,55
1557,7
Flashvat
16,6
65,3
1
3,55
231,8
Buffervat
66,3
260,8
1
3,55
925,9
Total fixed capital
2715,4
Working capital (20
%
van Total fixed capitaJ)
543,1
Totale investering
3258,5
4.1.2 INVESTERINGEN BIJ HET FLUIDE BED
De schatting van de basiskosten voor de reactoren en buffervaten is gedaan met
behulp van de formules 4.2 en 4.3. Een schatting van de basiskosten van de
gasdistributie platen is gemaakt met een empirische relatie (4.4).
I
trb=
58,7
+
88,4·D
+
52,9
oD
2(4.4)
Deze basiskosten worden gecorrigeerd voor materiaal, plaattype, het aantal platen
in een reactor en de
Plant Cost Index
(formule 4.5).
(4.5)
De kosten voor de cyclonen is berekend aan de hand van gegevens uit de
literatuur [4-5]. De resultaten zijn weergegeven in tabel 4.3.
-19-•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
De economie van het proces
Tabel 4.3
Investeringen van het fluide bed.
Ib
lbc
Langfactor
Aantal
I
[ kj ]
[ kj]
[
-
]
[
-
]
[ kj]
Reactor
67,7
373,2
3,15
5
5877,2
Regenerator
28,0
154,4
3,15
5
2431,7
Platen (reac.)
1,3
3,4
3,15
50
171,0
Platen (reg)
1,1
4,7
3,15
20
93,2
Cycloon
-
10,8
3,15
10
340,2
Flashvat
28,4
67,4
3,15
1
176,5
Total fixed capital
9089,8
Working capital
1818,0
Totale investeringen
10907,8
4.1.3 INVESTERINGEN BIJ HET MOVING BED
De schatting van de basiskosten voor reactoren en flashvat is gedaan behulp van
formules 4.2 en 4.3
.
De kosten voor de cyclonen zijn bepaald aan de hand van
gegevens uit de literatuur [4-5]. De resultaten zijn weergegeven in tabel 4.4.
Tabel 4.4
Investeringen van het moving bed
Ib
lbc
Langfactor
Aantal
I
[kj]
[ kj ]
[
-
]
[
-
]
[ kj ]
Reactor
16,7
91
,
8
3,15
2
578,2
Regenerator
16,7
91,81
3,15
2
578,2
Cycloon
-
5,4
3,15
2
34,0
Flashvat
7,1
27,9
3,15
161
88,0
Total fixed capital
1278,4
Working capital
255,7
Totale investeringen
1543,1
-20-•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
De economie van het proces
4.2
De semivariabele kosten (Ksv>
Onder semi variabele kosten verstaat men die kosten die niet lineair per tijd of per ton
verlopen. Hieronder vallen loonkosten en onderhoudskosten. De royalties worden niet
meegenomen in de semivariabele kosten omdat deze al in de investeringskosten zijn
doorberekend.
Omdat de ontzwavelingsunit geïntegreerd wordt in een bestaand proces lijkt het
voldoende om één functieplaats toe te kennen. De onderhoudskosten worden vaak als vaste
kosten beschouwd. Ze zijn afhankelijk van de hoeveelheid apparatuur en dus van de
investeringen. Er is gekozen voor 4% van het fixed capital [4-1].
Tabel 4.5 De semivariabele kosten bij verschillende reactoren
Loonkosten
Onderhoudskosten
Totaal
[ kj/jaar ]
[ kj/jaar ]
[ kj/jaar ]
Fixed bed ( 875 K)
350
103
,
2
453,2
Fixed bed ( 1200 K )
350
108,5
458,5
Fluide bed
350
363
,
6
713,6
Moving bed
350
51
,
1
401,1
4.3
De variabele kosten (Kv>
Bij het berekenen van de totale variabele kosten worden de kosten voor stoom en acceptor
bij elkaar opgeteld. Voor de prijs van hoge druk stoom is
f
35,- per ton genomen [4-3].
De prijs van de acceptor is een geschatte waarde van
f
15,- per kg gebruikt [2-6]. In tabel
4.6 is een overzicht gegeven van de variabele kosten bij gebruik van de verschillende
reactoren. Aangenomen wordt [2-6] dat de stikstof vrij beschikbaar is als bijprodukt van
de zuurstofproduktie voor de vergassing.
Tabel 4.6 De variabele kosten bij verschillende reactoren
stoom
acceptor
[ kj/jaar]
[ kj/jaar]
Fixed bed ( 875 K )
3800
5450
Fixed bed ( 1200 K )
5070
4060
1Fluide bed
15820
5077
2Moving bed
6335
4608
21
Uitgaande van g
e
lijk
e
l
e
vensduur als bij 875 K (700 uur )
.
2
Bij een geschatte levensduur van 500 uur.
-21-Totaal
[ kj/jaar]
9250
9130
20897
10943
L-________
_______ ____
_
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
De economie van het proces
4.4
De indirecte kosten
<Ko)
De indirecte kosten, ook wel de
plant overheads
genoemd, kunnen niet
toegeschreven worden aan een enkele kostenplaats. Het gaat hier om kosten die
op het fabrieksterrein gemaakt worden.
Bij evaluatie van processen worden deze kosten vaak als een vast
percentage van loonkosten en investeringen genomen [4-1]. Volgens Hackney [4-1]
kan hiervoor voor zware chemische industrie met grote capaciteit 1,5% van de
investering en 45% van de loonkosten genomen worden. De resulterende kosten
staan gegeven in tabel 4.7.
Tabel 4.7 De indirecte kosten bij verschillende reactoren
Indirecte kosten
[ kj /jaar ]
Fixed bed
(875 K)
203,9
Fixed bed
(1200
K)
206,3
Fluide bed
321,1
Moving bed
159,8
4.5
De investeringsafhankelijke kosten
(KI)
De investeringsafhankelijke kosten worden vaak omschreven als vaste kosten. De
belangrijkste investeringsafhankelijke kosten zijn rente, afschrijvingen en
verzekeringen. Bij het berekenen van de
capital charge,
de jaarlijkse rente en
afschrijving is uitgegaan van een rente van 8% en een aflostijd van 10 jaar., de
restwaarde is op nul gesteld. Voor de verzekeringskosten wordt 1
%
van het fixed
capita I genomen.
Tabel. 4.8 De investeringsafhankelijke kosten bij verschillende reactoren
Capital charge
Verzekeringskosten
Totaal
Kr
[ kj/jaar]
[ kj/jaar]
[ kj/jaar]
Fixed bed
(875K)
461,4
25,8
487,2
Fixed bed
(1200 K)
484,8
27,1
511,9
Fluide bed
1625,3
109,1
1734,4
Moving bed
229,9
15,4
245,3
-22-•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
De economie van het proces
4.6
De totale kosten
(KT)
Uit de resultaten van de voorafgaande berekeningen kunnen de totale jaarlijkse
kosten worden berekend. Bij dit proces is de totale opbrengst, TO, (produktie/jaar
x marktprijs) moeilijk te bepalen omdat hier het begrip marktprijs niet van
toepassing is. Ook de totale winst, TW, van dit proces is moeilijk te definiëren
zodat ook de
Pay Out Time (
POT ) en de
Return On Investment (
ROl ) niet
bepaald kunnen worden. Deze economische criteria zijn in dit geval niet
doorslaggevend voor het al dan niet toepassen van het proces. De ontzwaveling is
een noodzakelijk onderdeel van het totale CGCC proces om te kunnen voldoen
aan opgelegde milieu-eisen en ter bescherming van
downstream
proceseenheden.
De POT en ROl zijn alleen toe te passen op het gehele CGCC proces.
De totale kosten van de verschillende opties worden weergegeven in
tabel
4.9.
Tabel
4.9
De totale kosten van de verschillende processen
Fixed bed
Fixed bed
Fluide bed
Moving bed
(875 K)
(1200 K)
Ksv
[ kj]
453,2
458,5
713,6
Kv
[ kj ]
9250,0
9130,0
20897,0
Ka
[ kj]
203,9
206,3
321,1
KI
[
kj]
437,2
511,9
1734,4
KT
[kj]
10394,3
10306,7
23666,1
Tabel 4.10
De kostprijs voor het ontzwavelen van stookgas
verschillende hoge temperatuur processen.
Kostprijs
[ gulden/ ton ]
Fixed bed (875 K)
4,65
Fixed bed (1200 K)
4,60
Fluide bed
10,58
Moving bed
5,25
-23-401,1
10943,0
159,8
245,3
11749,2
1)v"vor de
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
•
~- - - - -- - - - ----HOOFDSTUK 5
MODELLERING EN ONTWERP
De regeneratieve verwijdering van stookgassen met behulp van een MnO/y-AI
20
3acceptor kan in principe worden uitgevoerd in een aantal typen reactoren. In dit
voorontwerp zijn de mogelijkheden van fixed bed, fluide bed en moving bed
bekeken. De sulfidisatie in het fixed bed is doorgerekend bij 875 K en 1200 K, in
beide gevallen is de stoomtemperatuur bij de regeneratie 875 K. Het fluide en
moving bed zijn alleen doorgerekend bij 875
K.
De sulfidisatie bij 1200 K is in de
praktijk met de hier gebruikte acceptor niet uitvoerbaar vanwege de sterke
sintering bij deze temperatuur. De simulatie bij 1200 K is uitgevoerd om na te
gaan of het ontwikkelen van een MnO/y-AI
20
3acceptor die wel bestand is tegen
deze hoge temperatuur zinvol is. Het acceptormateriaal in het fixed en moving
bed bestaat uit bolvormige deeltjes met een diameter van 3,0 mm, in het fluide
bed is de deeltjesdiameter 80 llm.
5.1
HET FIXED BED
5.1.1
HET REACTORVOLUME
Het vereiste reactorvolume wordt bepaald door twee randvoorwaarden: de
maximale uitgangsconcentratie H
2S, de gewenste duur van de sulfidisatie en de
grootte van de te reinigen gasstroom. De uitgangsstroom mag maximaal 20 ppm
(0,01
mol m-
3)
