~
/,
:'
. -
"J'
TU
Delft
F.v.o.
Nr: 2738Technische Universiteit Delft
Vakgroep Chemische Technologie
Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp
van
A.S.L. Messerschmidt H.C. Kroes
onderwerp:
Produktie van Propeen uit 2 Buteen en Etheen via Disproportionerin~.
Coenderstraat 26
adres: 2611 SM Delft opdrachtdatum: november 1987
Nieuwstraat 8 2611 HK Delft
.~
.\
ERRATA VAN FVO 2738.
Tabel 5.1. op Blz A 4 moet worden
Tabel 5.1.warmte inhoud van de stromen in het reversed triolefin proces. stroom no. 1 2 4 5 6 8 3 7 9 10 CP I W K 5953 18500 4305 5019 1076 1076 Q W 2.78 E5 0.63 E5 3.85 ES 2.78 ES Tl aag Istroom no in C
°c
proces schema 350 15 11 tm 18 70 30 20,21,22,24,25,26 84 -20 7,19,30,31 338 84 4,5,8 140 20 1,9,10 338 140 6,8 warmtewisselaar 60 60 H20 140 140 H6 60 60 H10 140 140 H7Blz A 19 tlm A 21: warmtestroom in de etheenkolom reboiler moet zijn 3.85 E+5 W in plaats van 3.31 E+6 W of 3.31 E+S W.
PRO D U K T I E van PRO PEE N
uit
2-B U
TEEN
en E T H EENvia DIS PRO POR T ION E RIN G
H.C. Kroes Nieuwstraat 8
verslag fabrieksvoorontwerp 2738
A.S.L. Messerschmidt Coenderstraat 26
S~envatting en conclusies.
Via een metathese reaktie, het reversed tri-olefin proces,
kan propeen worden geproduceerd uit etheen en 2-buteen.
De conversie van buteen bedraagt 95
%met een selectiviteit
van 99
%bij een etheen/2-buteen verhouding van 10:1 bij een
druk van 25 bar en een temperatuur van 350·C.
De reaktie vindt plaats in een katalytische gepakt bed
reak-tor. De scheiding vindt plaats in twee destillatiekolommen.
Het etheen wordt terug geleid in het proces.
De warmtehuishouding is bij dit proces de belangrijkste
kosten besparende factor en is dan ook uitgebreid uitgewerkt
met de Pinch-methode.
Propeen wordt geproduceerd met een zuiverheid van 99,4
%(polymer-grade zuiverheid) .
Voor een fabriek die 20.000 ton propeen per jaar produceert
is een economische evaluatie gemaakt. Met de huidige prijzen
van etheen en propeen is de fabriek niet rendabel.
Voor een alleenstaande fabriek mat een POT van twee jaar zou
de propeen prijs fl 1696,- per ton moeten bedragen. De ROI
zou dan 23
%bedragen over een looptijd van 10 jaar.
De huidige propeenprijs bedraagt fl 680,- per ton.
Het verdient aanbeveling om het proces te bekijken bij een
andere etheen/2-buteen verhouding in de voeding dan de door
ons aangenomen verhouding. Hiervoor zijn echter gegevens voor
nodig die (nog) niet in de literatuur te vinden zijn.
De berekeningen in de destillatie sectie met het short-cut
programma zijn niet geheel nauwkeurig. Voor een nauwkeuriger
berekening is een schotel-tot-schotel berekening met
bv.
PROCES noodzakelijk.
De integratie van de propeenfabriek in een kraakinstallatie
verdient aanbeveling. Veel kan dan worden bespaard op proces
kosten en kan worden gebruik gemaakt van intern doorberekende
grondstoffen. De behoefte van de markt, etheen of propeen,
kan snel worden aangepast.
De Pinch methode is een prettige methode om bottlenecks in
een warmtenetwerk te visualiseren. Het ontwerpen van een
warmtewissellaars netwerk met behulp van gridpresentaties is
eenvoudig op een kladblaadje uit te voeren. Het optellen van
de verschillende warme en koude stromen is echter een lastig
karwei waarbij een computerprogramma veel hulp zou kunnen
bieden.
Inhoudsopgave
1. Inleiding
2. Uitgangspunten voor het on~werp
2.1 externe gegevens
2.2 inherente gegevens
3. Beschrijving van het proces
4. Theoretische beschouwing van het ontwerp
4.1 Metathese van olefinen 4.1.1 Reactie mechanismen 4.1.2 Thermodynamisch evenwicht 4.1.3 Katalysator 4.2 Destillatie 4.2.1 Inleiding 4.2.2 Vloeistof-damp evenwicht 4.2.3 Short-cut methode 4.3 Pinch methode
5. Uitwerking warmtewisselaars netwerk 6. Keuze van apparatuur en berekeningen
6.1 Reaktor 6.2 Destillatie sectie 6.3 Warmtewisselaarsnetwerk 6.4 Warmtewisselaars 6.5 Compressoren 7. Massa- en warmtebalans 8. Specificatie apparatuur 9. Economische aspecten
9.1 Schatting van de investering
9.1.1 Methode van Zevnik-Buchanan
9.1.2 Methode van Taylor
9.2 Schatting van de produktie kosten 9.2.1 direkte produktie kosten 9.2.2 indirekte kosten 9.2.3 algemene kosten 9.3 Economische evaluatie 20 Tc3.bellen 13 Figuren Symbolen Literatuur Bijlage A: Patent
Bij lage B: Programma short-cut methode
Bij lage C: Unifac methode
Bijlage D: Programma schotel berekening
Bij lage E: Log p-H diagrammen
Bijlage F: Massa en warmte balans
Bij lage G: Apparatuur specificatie
pagina 1 2 2 3 5 6 7 8 9 10 12 15 19 20 25 26 28 31 33 34 36 38
A 1
A 13 A 26 A 28 A 30 A 35 A 39 A 40 A 41A
43 A 52- - -- -- - - -- --
-1
1. Inleiding.
Op de Europese markt voor bulkchemicaliën bestaat al geruime
tijd spanning in de vraag en aanbod van propeen.
De spanning in de markt heeft tot nu toe slechts geleid tot
een geringe prijsverandering van propeen t.O.V. etheen (tabel
1.1. )Propeen dat
OPde huidige markt verhandeld wordt komt uit de
raffinaderij en kraakinstallaties. Etheen en propeen worden
in een constante verhouding van ca. 2:1 door kraken gevormd.
Mogelijkheden om propeen direkt uit raffinage te winnen
worden nog beperkt benut. De markt"voorspelling" (fig 1.1 en
figuur 1.2) laat een stijging van de vraag naar propeen zien,
bij een stabieler blijvende etheen markt.
Het kan economisch interessant zijn processen te ontwerpen om
propeen te produceren. Propeen wordt veelal gebruikt als
monomeer voor polymerisatie tot polypropeen.
Een van die processen is het reversed Tri-olefin proces van
Philips Petroleum
[1],
waarbij via een metathese reactie
van etheen en 2-buteen, propeen gemaakt wordt.
De belangrijkste aspecten voor het rendabel produceren van
propeen zijn de grondstofprijzen en de warmtehuishouding
binnen het proces. Aangezien de grondstofprijzen door de
markt gedicteerd worden wordt in dit voorontwerp er van
uitgegaan dat de propeen/etheen prijsverhouding aanmerkelijk
zal stijgen
.
Aan de warmte huishouding zal extra aandacht
besteed worden door het warmtewisselaarsnetwerk te ontwerpen
met behulp van de Pinch methode [2].
2
2. Uitgangspunten voor het ontwerp.
2.1 externe gegevens.
In dit ontwerp wordt aangegeven hoe een op zich zelf staande
fabriek het reversed triolefin proces zou kunnen bedrijven.
Er werd uitgegaan van een productie van 20.000 ton propeen
per jaar in een fabriek in volcontinu bedrijf gedurende 350
dagen per jaar. De procescondities werden gekozen aan de hand
van een patent van Philips Petroleum Company voor een
triole-fin katalysator. De hierin aangegeven druk, temperatuur en
verhouding van de reactanten werden aangehouden [3]. Het
patent is bijgevoegd in bijlage A.
Etheen is beschikbaar vanuit een pijpleiding met een druk van
10 bar bij kamertemperatuur. 2-Buteen wordt in vloeibare vorm
aangevoerd bij kamer temperatuur en een druk van 30 bar. Bij
beide grondstoffen wordt er van uitgegaan, dat de zuiverheid
dusdanig is dat geen voorbehandeling noodzakelijk is.
De afvalstroom bevat voornamelijk buteen en hogere olefinen.
Deze zouden voor LPG-waarde verkocht kunnen worden met als bestemming een kraakinstallatie of opgestookt kunnen worden
in het fornuis, dat voor opwarming van de grondstoffen dient
.
2.2 Inherente gegevens.
De stofeigenschappen staan gegeven in tabel 2.1 [4,51. Overal
behalve in de destillatie kolommen werden als
stofeigenschap-pen de eigenschapstofeigenschap-pen van etheen aangehouden, omdat etheen op
die plaatsen in ruime overmaat aanwezig is. De
uitgangs-stoffen en producten zijn niet corrosief, zodat in het proces
geen roestvrijstaal of andere dure materialen gebruikt hoeven
worden. De grondstoffen en het product zijn explosief.
Afwezigheid van zuurstof is dan ook een vereiste. Explosie
gevaar doet zich dan alleen voor in geval van lekkages.
3
3. Beschrijving van het proces.
In dit proces wordt propeen geproduceerd uit etheen en
2-buteen bij een temperatuur van 350°C
en een druk van 25 bar in een katalytische gepakt bed reactor. Er wordt een overmaat etheen gebruikt. De etheen wordt na destillatie teruggevoerd naar de reactor. In figuur 3.1 is een proces-schema weergegeven.De etheen (3) wordt betrokken vanuit een pijpleiding bij een druk van 10 bar en met compressor (Cl) op de procesdruk van
25 bar gebracht. De temperatuur stijgt hierbij tot 85°C. De etheen wordt verder opgewarmd in warmtewisselaar H2 tot
234°C. In het fornuis wordt de stroom (5) na injectie van buteen verder opgewarmd tot 334°C.
De buteen stroom Cl) wordt in vloeibare vorm bij een druk van 30 bar aangevoerd. Met behulp van twee warmte wisselaars (H4 en H5) wordt deze stroom (9,10) opgewarmd tot aan zijn kook-punt. De buteen wordt verdampt in verdamper H6. De aldus verkregen gasstroom (6) wordt geinjecteerd in de etheen stroom (5) en in het fornuis (F3) opgewarmd tot 334 °C. Het aldus verkregen reactie mengsel (40) heeft een molverhouding van etheen/buteen van 10:1 en wordt in de reactor gevoerd. De reactie warmte is ongeveer 12
KJ
per mol. De temperatuur van het mengsel stijgt hierdoor in de reactor tot 350°C. De conversie van buteen bedraagt 95 % met een selectiviteit van 99 %.De productstroom dient afgekoeld te worden tot 15°C. Dit gebeurt in een zevental warmtewisselaars waarin de product-stroom warmte uitwisselt met achtereenvolgens:
-De etheen stroom(H2)
-De reboiler van de propeenkolom(H7) -De buteen stroomCH6,H5)
-De recycle etheenstroomCH9)
-De reboiler van de etheenkolomCH10)
- _ . _ - - - - _ . _ - - - -- - -
-4
Tussen warmtewissellaars H10 en H12 wordt de productstroom (17) gerecomprimeerd met compressor C11 om de drukval over de warmtewisselaars te corrigeren. Voor de drukval over de
warmtewisselaars is een schatting gemaakt uitgaande van een gemiddelde drukval van 0.25 bar per apparaat. Deze kleine drukverschillen zijn niet in het processchema aangegeven. Het
productmengsel(18) wordt vervolgens de etheenkolom T16 bin-nengeleid op dauwtemperatuur. De reboiler(H10) wordt verwarmd met de productstroom(16) uit de reactor.
In de etheenkolom T16 wordt de etheen afgedestilleerd. De topstroom(23) is >99.5 % zuiver etheen en verlaat de kolom bij -20°C. Deze stroom wordt gecomprimeerd met compressor C15 tot 90 bar waarbij de temperatuur stijgt tot 70°C. Deze stroom wordt gekoeld met warmtewisselaars H13 en H4 en koeler H14 tot 30°C. Vervolgens wordt de etheen recycle stroom (26) weer geexpandeerd over expansie turbine C17 tot 25 bar
waar-bij ca. 50 % van het etheen condenseerd. Het gecondenseerde deel wordt als reflux terug gevoerd naar de etheenkolom T16. Het gasvormige deel wordt opgewarmd tot 85°C over warmtewis-selaars H13 en H9 en na toevoeging aan etheenstroom 2 terug-gevoerd naar de reactor.
De bodemstroom (29) van de etheenkolom (T16) wordt op kook-punt de propeenkolom(T19) ingevoerd. Hierin wordt bij een druk van 25 bar de propeen afgedestileerd. De zuiverheid van het propeen bedraagt 99.4 % (Polymer-grade zuiverheid; bron
ICI Holland B.V.). De condensor (H20) van de propeenkolom wordt gekoeld met koelwater. De reboiler(H7) wordt verwarmd met de product stroom uit de reactor(14) .
Het propeen wordt bij 25 bar in vloeibare vorm opgeslagen en verkocht. De bodemstroom kan worden gekoeld en verkocht
worden aan een kraakinstallatie. De opbrengst van een derge-lijk produkt zal gederge-lijk zijn aan de waarde van LPG.
Indien geen koper gevonden kan worden kan het opgestookt worden in het fornuis(F3) .
5
4. Theoretische beschouwing van het ontwerp.
4.1 Metathese van olefinen.
De disproportionering of metathese van olefinen is een reac-tie waarin een of meerdere olefinen worden getransformeerd in andere olefinen van verschillend molecuul gewicht. Het
Trio-lefin [6] proces waarbij uit propeen etheen en 2-buteen wordt gevormd is hiervan een voorbeeld. Dit proces heeft in
het verleden commercieel gedraaid in een aantal plants in de
Verenigde Staten. Het Reversed Triolefin proces heeft in principe dezelfde opbouw, namelijk een eenvoudige J<:atalyti-sche gepakt bed reactor en een destillatie sectie.
4.1.1 Het reactie mechanisme
De laatse 10 jaar heeft intensief onderzoek plaatsgevonden naar het reactiemechanisme van disproportionering met het doel actieve en stabiele katalysatoren te ontwikkelen. Oor-spronkelijk werd aangenomen dat er sprake was van vorming van een cyclobutaan complex.
R:L-C=C-R.z Rl. -C--C-R:;: M ( = )
R,-L_j/-ik
( => RI.-C=C-R:z R:L R:.:!
!
~
~
(4-1 ) Mt
l-z
Tegenwoordig wordt algemeen aangenomen [7] dat carbeen com-plexen de sleutel componenten zij n in het reactie mechanisme. Carbeen complexen reageren met olefinen onder vorming van
metallacyclobutaan:
M C-Rl
+
R:.2-C=C-Rl
6
Etheen wordt katalytisch gesplitst in metaalcarbeen com-plexen, die vervolgens met een ander olefin kunnen reageren. Reactie met etheen geeft opnieuw etheen. Reactie met 2-buteen geeft echter propeen en een carbeen complex dat in reactie met etheen een tweede propeen oplevert. Reactie van dit carbeen met 2-buteen levert gewoon weer 2-buteen. Zwaardere nevenproducten kunnen ontstaan door isomerisatie van 2-buteen naar 1-buteen, dat in combinatie met laatstgenoemd carbeen complex een C-5 olefin oplevert.
De meeste katalysatoren die de metathese reactie katalyseren zijn ook goed in staat tot isomerisatie van buteen. Door in de reactie een overmaat etheen te gebruiken kan vorming van zwaardere olefinen beperkt worden.
4.1.2 Het themodynamisch evenwicht.
Kapteijn, Homburg en Mol hebben onderzoek verricht naar de
ligging van het thermodynamisch evenwicht in de triolefin
reactie over een temperatuur traject van 305 tot 575 K [81. Zij gebruikten hiervoor Re:.,07 op alumina-.. en WO"!". op silica-katalysatoren. De door hun gevonden waarden staan vermeld in
tabel 4.1. Om voor ons ontwerp de ~Go te bepalen werden deze waarden geextrapoleerd naar de reactor temperatuur van 623 K. Om K"q te bepalen werd gebruik gemaakt van het tweede orde
polynoom dat Kapteijn e.a. [81 hiervoor geven:
ln K. .. (4-3)
waarin: Ka=evenwichts constante voor cis-buteen (Kc)
of voor trans-but een (Kt) met propeen en etheen.
Ao,A~ ,A2=konstanten geldend voor cis- of trans-buteen. (tabel 4.2).
T=Temperatuur in Kelvin.
Om nu K".q te vinden voor een mengse 1 van cis- en trans-buteen
We vinden de waarden: Kc =0.0617
Kl::.=0.0910
K...q =0.1526
7
Bij een voeding van etheen en 2-buteenCc,t) in een verhouding van 10:1 zal een conversie van buteen van ca. 97 % plaats kunnen vinden. Bij een verhouding van 5:1 is dit 93 %, en bij een verhouding van 3:1 is dit 87 %. De hoeveelheid zwaardere nevenproducten die bij de reactie ontstaan wordt echter
groter naarmate de verhouding etheen/buteen kleiner wordt.
4.1.3 De Katalysator
Een steeds groter aantal aktieve katalysatoren is bekend. Een uitgebreide samenvatting wordt gegeven door Ivin [9] en
Dragutan [10].
De katalysatoren kunnen op diverse manieren geclassificeerd worden. Omdat het mechanisme via carbeen complexen verloopt
zou een logische classificatie kunnen zijn:
1. systemen die carbeen complexen bevatten, b.V. (Ph) 2C=W( CO):!5 .
2. systemen die een ligand bevatten die geconverteerd
kan worden tot een carbeen, b.V. WC16-SnMe4.
3.sys~emen die geen ligand bevatten die geconverteerd
kan tot een carbeen. b.V. Re207/AL:03.
Gezien de gebruikelijke indeling van katalysatoren is het handiger de indeling homogeen/heterogeen aan te houden.
Meestal behoren groep 1 en 2 tot de homogene- en groep 3 tot de heterogene systemen. Veel belovende katalysatoren zijn
heterogene systemen die een promotor beva~ten met organische
liganden zoals b.V. Re:z07/Ab03 met SnMe4, of combinaties van
een heterogeene katalysator samen met een dubbele binding isomerisatie katalysa~or.zoals MgO.
8
Phillips Petroleum Company [3] claimt een dergelijke kataly-sator ontworpen te hebben die bestaat uit 2 onderdelen
namelijk :
1. een silica support met daarop:
-een wolfraam oxide of een precursor daarvan -een groep I oxide.
2.magnesium oxide in eenhoeveelheid die varieerd van 2 tot 10 maal de hoeveelheid van component 1.
Hiermee claimt Phillips zeer hoge conversies in een triolefin systeem. Met een voeding van etheen en 2-buteen in een ver-houding van 10:1 vinden zij conversies van 94% met een
selec-tiviteit van 99.0 %. bij een temperatuur van 350°C en een
druk van 27.2 atmosfeer. De katalysator verhouding van
compo-nent 1 en 2 was 1:3.
Gezien de bereidingswijze gaat het hierbij om een mantelkata-lysator [11]. Hierdoor hoeven we in het proces niet bang te zijn voor diffussie limitatie.
Om de hoeveelheid katalysator per massa eenheid reactie-mengsel aan te geven wordt in het patent een WHSV gegeven. Een beter opschaal kriterium is waarschijnlijk het oppervlak
van de katalysator per massa eenheid reactiemengsel. In het
patent worden katalysator deeltj es met een grootte van 20 tot
40 mesh gebruikt. Stel dat de gemiddelde deelt jes diameter
0.5 mm bedraagt. dan heeft de katalysator een oppervlak van
12000 rn2 per kg. De gegeven WHSV is 7.5. dus een massastroom
van 1 kg reactiemengsel per uur. per 1600 m2 katalysator is
toelaatbaar.
4.2 Destillatie
4.2.1 Inleiding
Uit de stroom die de reactor verlaat kunnen we afleiden dat
we twee scheidingen moeten uitvoeren. Een scheiding van etheen en propeen en een scheiding van propeen en buteen.
De beoogde scheiding kan OP twee manieren geschieden:
1. eerst kan de lichte fractie. etheen, afgescheiden worden
om vervolgens uit de zware fractie propeen te scheiden.
9
daarna de propeen-etheen scheiding.
Het is in de chemische industrie gebruikelijk dat de moei-lijkste scheiding als laatste wordJ uitgevoerd. hoewel dit geen bindende voorwaarde is. Uit ~i kookpunten van de diverse componenten is het duidelijk dat as propeen-buteen scheiding het moeilijkst is.
Dit zijn tevens de componenten met de grootste concentratie.
De destillatiekolommen zijn vernoemd naar het topprodukt dat wordt afgescheiden. Zo hebben we in ons proces een etheen- en een propeen kolom.
De scheiding heeft als eis dat een zuiverheid van 99.4 %. Het
teruggeleid in het proces.
er Jropeen gewonnen wordt met ter Iggewonnen etheen wordt
4.2.2. Berekening van vloeistof-da4P evenwichten.
Voor een ideaal systeem geldt voor de partiaalspanning van component i [121:
wet van Dalton, ideaal gas: (4-4) (4-5) wet van Raoul t. ideaie vloer tof , p, x, p,"
De molfrac~ies In respec~ievelijk gas en vloeistof zijn aangegeven me~ Yi en X. ; terwijl PiO de dampspanning van de zuivere component i en ~ Ge totale druk van het systeem voorstellen.
Het evenwicht tussen damp en vloei tof kan in een multicompo-nent systeem beschreven worden met de distributiecoëfficiën-ten van alle componendistributiecoëfficiën-ten:
y, lXi i=l,n (4-6)
De Ideale K waarde word~ gevonden oor substitutie van vgl. 4-4 en 4-5 in vgl. 4-6:
K:i. Pi <:> lp (4-7)
10
component i, omdat dan de dampspanning gelijk is aan de fugaciteit van de zuivere vloeibare component.
Voor hogere dampspanningen is het gas niet meer ideaal en wordt:
(4-8)
waarin 6i de fugaciteitscoëfficiënt van de zuivere vloeibare
component i is, bij de heersende totaaldruk. Met vgl. 4-6 wordt het verband gevonden tussen de molfracties:
Y:l. = 6:1. X:i. (4-9)
De laatste twee vgl. gelden voor evenwichten waarbij zowel het vloeistofmengsel als het gasmengsel ideaal is.
Voor niet ideale systemen moet vgl. 4-9 gecorrigeerd worden met behulp van de fugaciteit van component i in het gasmeng-sel onder systeem condities (f:i.) en de activiteit van compo-nent i in de vloeistoffase (ai):
f i lp (4-10)
De fugaciteitscoëfficiënt van i in het beschouwde gasmengsel
(~~) en de activiteitscoëfficiënt van i in de vloeistoffase
(Yi) worden gegeven door:
~,L f'l I y'i. P
a,l Ix ..
Hieruit volgt dat:
Voor de distributiecoëfficiënt geldt dan:
4.2.3 Short-cut methode
(4-11) (4-12)
(4-13)
(4-14)
Voor een snelle oriëntatie ten aanzien van de reflux verhou-ding en aantal schotels zijn benaderingsmethoden ontwikkeld,
-11
De op deze wijze te vinden benaderingswaarden ZIJn ook
mees-tal een goede startwaarde voor de schotel tot schotel bereke-ningen.
Wij hebben in ons geval te maken met een multicomponent destillatie van een etheen-propeen-buteen-penteen stroom.
Als de product zuiverheid is gespecificeerd in molfracties van de zware sleutelcomponent in het lichte product (en
lichte sleutel component in het zware produkt), dan is oplos-sing mogelijk via de trial-and error methode.
Huan-Yang Chang [13] ontwikkelde hiervoor een
computerpro-gramma op basis van de Newton-Raphson iteratieve methode.
Dit programma hebben wij als uitgangspunt genomen voor onze
destillatie berekeningen. Wij hebben het programma aangepast voor pc-gebruik en onze wensen. Het FORTRAN programma is te vinden in bijlage B.
De waarde van de relatieve vluchtigheid in een
multicomponen-tensysteem wordt voor de verschillende componenten steeds
betrokken op één van de sleutelcomponenten
Voor een multicomponent systeem kan de waarde van de
rela-tieve vluchtigheid vari~ren. Om dit te onderzoeken zijn met
de UNIFAC methode (zie bijlage C) berekeningen uitgevoerd
voor idealiteit van het multicomponent systeem bij vari~rende
samenstelling, gebaseerd op de ingangsstroom van de etheenko-lom.
Een methode om de relatieve vluchtigheden te bepalen is via
nomogrammen [14] . De relatieve vluchtigheid volgt uit de
verhouding van de verdelingsco~ffici~nten van de
verschil-lende componenten.
De gemiddelde relatieve vluchtigheid is te bepalen als de
wortel van het product van de top- en bodem- vluchtigheden.
- - - --- -- -- -
-12
Het minimum aantal schotels Ntn:in kan worden bepaald uit de Underwood-Fenske vergelijking:
log [ )(0 * (1-Xt,) / (1-)(0) * Xt, ) ( N+1 ) log a
waarin: Xd molfractie topstroom Xt, molfractie bodemstroom
a relatieve vluchtigheid
(4-15)
Voor het berekenen van de minimale refluxverhouding Rn~n
kunnen de Underwood vergelijkingen worden toegepast:
1 - q
Rn:i n + 1
waarin:
2:"1
XTi molfractie voedingsstroom
q verhouding vloeistof-damp in voeding
~ Underwood parameter
(4-16)
(4-17)
Uit de verkregen waarden voor Rnin en Nmin en de operabele refluxwaarde kan met behulp van de Gilliland correlatie [15] het aantal theoretische schotels worden uitgerekend.
Molokanov, Korabline, Mazurina en Nikiforov [17) hebben de Gilliland corre latie met de volgende vergelijking beschreven:
y 1 - EXP [« (1+54.4X) (x-l))/«11+117.2X)*--.[x)]
waarin: X=(R-Rnin)/(R+1) y= (N-Nmi. n) / (N+1)
4.3 Beschrijving van de Pinch methode.
(4-18)
(4-19) (4-20)
De Pinch methode is ontwikkeld onder aanvoering van Linnhoff
[2] en biedt een stuk gereedschap om OP eenvoudige wijze te bepalen in welke volgorde warme en koude stromen in een proces met elkaar uitgewisseld dienen te worden om een opti-maal rendement te verkrijgen.
13
een viertal stappen:
l-Samenstellen van de composite curven 2-Vaststellen van de Pinch
3-0ntwerp van een Netwerk bij verschillende Pinch grootte 4-Afweging van kapitaalkosten versus energie besparing.
ad 1. Om de composite curven samen te stellen wordt eerst geinventariseerd welke warme en koude stromen in het proces aanwezig zijn. Een koude stroom is een stroom waaraan warmte moet worden toegevoegd. Een warme stroom is een stroom
waar-aan warmte moet worden onttrokken. Van alle stromen wordt de warmte inhoud in cp-an*Cp
(WIK)
bepaald. Vervolgens worden destromen uitgezet in een T-H diagram. Door nu de warme stromen bij elkaar op te tellen wordt een composite curve verkregen
(fig 4.1). Hetzelfde geldt voor de koude stromen.
Door de composite curven weer bij elkaar op te tellen wordt een grand composite curve verkregen (zie Hoofdstuk 5) .
ad 2. De plaats waar in de T-H figuur het temperatuurverschil van de warme en de koude composite curve het kleinst is heet de Pinch. Met verschil wordt in dit geval het mathematisch
kleinste verschil bedoeld. en niet de waarde het dichtst bij nul. Boven de Pinch dient externe koeling achterwege gelaten te worden. Onder de Pinch is externe verwarming uit den boze. Extra verwarming onder de pinch moet namelijk door extra koeling weer afgevoerd worden en extra koelen boven de pinch betekent dat ook extra verwarmd moet worden.
ad 3. Door de koude composite curve ten opzichte van de warme composite curve horizontaal te verschuiven kan de Pinch
gevarieerd worden. Uit de figuur kan dan direkt de minimaal benodigde externe verwarming boven de Pinch alsmede de mini-maal benodigde externe koeling onder de Pinch afgelezen worden. Door voor verschillende Pinch temperaturen een Net-werk te ontwerpen kunnen kosten besparingen en investeringen
tegen elkaar worden afgewogen.
14
hoe snel de daarvoor benodigde investering zich terug ver-dient. Vaak zal gelden dat bij een hoger temperatuur verschil
op de Pinch de investering lager wordt. Door een grotere drijvende kracht is dan immers een lager uitwisselend opper-vlak nodig. De besparing van de kosten worden dan echter
kleiner omdat meer externe verwarming en koeling noodzakelijk is, zoals direkt blijkt uit figuur 4.2.
15
5 Uitwerking van het warmtewisselaarsnetwerk
Om tot een ontwerp te komen wordt eerst een inventarisatie van de verschillende warme en koude stromen gemaakt:
Warme stromen:
l-Het reactie mengsel dat uit de reactor komt.
2-De topstroom van de etheen kolom die na compressie gekoeld moet worden van 70 naar 30°C.
3-De condensor van de propeen kolom.
Koude stromen:
4-De recycle etheen stroom vanuit de etheen kolom die opgewarmd wordt van -20 to 85 c>C.
5-Dezelfde recycle stroom waaraan vers etheen is
toegevoegd en die opgewarmd dient te worden van 85 tot 334 I=>C.
6-De vloeibare buteen stroom die van kamertemperatuur opgewarmd dient te worden tot zijn kookpunt bij 140°C.
7-De buteen stroom die op ZlJn kookpunt verdampt dient te worden.
8-De gasvormige buteen stroom die tot 334 I:'C opgewarmd wordt.
9-De reboiler van de etheen kolom. 10-De reboiler van de propeen kolom.
Een overzicht van de warmte inhoud en de temperatuur inter-vallen van deze stromen staat gegeven in tabel 5.1. De warme en koude stromen worden bij e lkaar opgeteld in een cascade diagram. Hieruit kan de grand composite curve verkregen
worden. Zie hiervoor figuur 4.2 en 5.1 voor het geval van een
~T op de Pinch van 10 K. De Pinch blijkt te liggen bij 60 °C. Door nu de composite curve van de koude stromen horizontaal
te verschuiven kan op de pinch een temperatuur verschil gecreëerd worden. In dit ontwerp wordt een warmtewisselaars netwerk ontworpen voor een temperatuurverschil OP de Pinch van 10.20 en 30
cc.
- ---~---~~
16
Het warmtewisselaars netwerk wordt ontworpen met behulp van een grid presentatie (2]. Hierin kan niet alleen duidelijk aangegeven worden welke warme stromen met welke koude stromen dienen te worden uitgewisseld, het is ook een presentatie waarin makkelijk correcties kunnen worden aangebracht zonder dat de hele tekening opnieuw gemaakt hoeft te worden zoals dat bij een processchema wel het geval zou zijn. Voor het netwerk-ontwerp gelden de volgende stelregels [2,23,24,19]
-Geen warmte uitwisseling "over de Pinch". Dat wil zeggen: Warme stromen boven de Pinch wisselen geen warmte uit met koude stromen onder de Pinch en vice-versa.
-Men begint te ontwerpen vanaf de Pinch. Eerst worden onder de Pinch alle koude stromen zodanig met warme stromen gecombineerd dat de koude stromen opgewarmd worden tot aan de pinch temperatuur. Vervolgens worden boven de Pinch alle warme stromen op een dergelijke WIjZe uitgewisseld met koude stromen totdat de warme stromen de Pinch temperatuur hebben bereikt.
-Het intergreren van destillatie kolommen heeft alleen zin wanneer zowel de condensor als de reboi ier
boven- of onder de Pinch liggen. Indien ~e reboiler boven de Pinch ligt en de condensor er onder ~eidt
integratie niet tot energie besparing[12].
In ons ontwerp gold als extra probleem dat de warme product-stroom,die uit de reactor komt, onder de Pinch gekoeld dient te worden tot 15°C. Dit kan niet met koelwater en hiervoor wordt dan ook bij voorkeur de recycle etheenstroom gebruikt die met een temperatuur van -20°C uit de etheen kolom komt.
De destillatiekolommen in ons proces liggen beide over de Pinch. Integratie in het proces levert dus geen energie
besparing op. Omdat de etheenkolom met zijn reboiler precies op de Pinch ligt geeft integratie wel een ander voordeel. De temperatuur gradient tussen warme en koude stromen wordt door
17
integratie vlak na de Pinch fors opgeschroefd. Dit zorgt voor een besparing in de investering in warmtewisselaars die bij hogere temperaturen werken. Ook de reboiler van de propeen kolom wordt in het netwerk geintegreerd. Hierdoor is er
slechts een apparaat nodig voor externe verwarming, namelijk het fornuis F3.
Met deze randvoorwaarden werden netwerken verkregen bij de drie temperatuurverschillen zoals die staan weergegeven in figuur 5.3 tot en met 5.5.
In tabel 5.2 tot en met 5.4 zijn de netwerken van een prijs-kaartje voorzien. De aangegeven kosten zijn bepaald volgens Linnhoff [2]. De Engelse pond is omgerekend naar een koers van 1985 [16]. De ornrekeningsfactor bedraagt 4.77.
Daar waar externe koeling door middel van koelwater noodzake-lijk is, is de afweging tussen investering of jaarlijkse koelwaterkosten per koeler bekeken los van de gehele
instal-latie. Per koeler werd voor verschillende temperatuurgradien-ten uitgerekend hoe groot de investering zou zijn en hoe veel de jaarlijkse kosten aan koelwater bedragen. De temperatuur-gradienten werden steekproefsgewijs bepaald en er is niet gezocht naar een optimum. Indien het verschil tussen twee
investeringen zich binnen twee jaar terug verdient werd de
extra uitgave acceptabel geacht. De investering waarvoor gekozen is is gemerkt met een *
Bij de nummering van de warmtewisselaars is in tabel 5.2 het processchema aangehouden. Iri tabel 5.3 en 5.4 vond de nummer-ing van links naar rechts volgens de grid presentatie plaats.
De uitkomsten staan samengevat in tabel 5.5. Zoals verwacht zijn de investeringskosten bij een ~T van 10°C het hoogst.
Het verschil met de investering bij 20 en 30 °C is echter
onverwacht klein. Dit vindt zijn oorzaak in het feit dat bij .6.T=20 en 30°C een extra warmt.e wisselaar gebruikt wordt.
18
Het is duidelijk dat de extra investering, die nodig is bij een ~T van 10 (~C zich in zeer korte tijd terug verdient. In het ontwerp is dan ook het ontwerp voor een
19
6. Keuze van apparatuur en berekening hiervan.
6.1. De reactor R8.
Bij het berekenen van de Reactor werd uitgegaan van het opschaal criterium van 1 kg reactie mengsel per uur per 1600 m2 katalysator-oppervlak. Als reactor wordt een
adiaba-tische gepakte kolom gebruikt. Indien we katalysator bolle-tjes nemen met een gemiddelde diameter van 2.5. mm hebben we een reactor nodig met 6748 kg katalysator. De katalysator heeft een stortdichtheid van ongeveer 500 kg/ffi3
• zodat we een
reactor nodig hebben met een inhoud van 13.5 m3
• Als
dimen-sies voor het gepakte bed nemen we:
-hoogte= 5.0 m
-diameter= 1.85 meter.
Aan in- en uitstroom zijde van het bed zal ongeveer een halve meter nodig zijn zodat een totale kolomhoogte ontstaat van ca 6 meter.
De drukval over het bed wordt berekend volgens Smith. Stam-mers en Janssen [181. Er ge ldt :
p * g
*
(h 1 - h2) + p*
A.,..,y. (6-1 )Voor A""y· geef t [181
(6-2)
Hierin is Cw de weerstands coäfficiänt van het bed. De weer-standscoäfficiänt is een functie van het Reynolds getal dat gebaseerd is op de hydraulische Qlame~er Reh.
2 * p * VI::> * D,.,
(6-3)
20
Voor de reactor gelden de volgende waarden: vo 0.0704 mis D ... 0.0025 m p 14.85 kg/m3 '11 1. 917 E-5 Ns/m2 E 0.4 L =5.0 m
Voor Reh wordt dan een waarde gevonden van 151.5. C ... wordt dan berekend volgens Ergun:
C ... 2.3 + 150/Reh
Dit geeft C ... = 3.29. Invullen in vergelijking 6-2 geeft Aw ... = 229 m2 Is2 • De totale drukval over het bed is dan
3133 Pa.
6.2 Destillatie sectie
(6-4)
Uit de berekeningen van het programma ASPEN hebben we de voedingstemperatuur van de etheenkolom bepaald. Tevens zijn de temperatuur van de reboiler en condensor bepaald. De resultaten staan vermeld in tabel 6.1.
Met behulp van de UNIFAC methode is een berekening gemaakt
van de activi~eitscoëfficiënten van een etheen-propeen-cis-2-buteen systeem bij bekende samenstelling. druk en tempera-tuur. De resultaten vindt men in tabel 6.2. We
veronderstel-len een ideaal vloeistof-damp systeem. waardoor we geen schotel-tot-schotel berekeningen zullen uitvoeren voor de destillatie kolommen. De destillatietorens zullen worden berekend met een short-cut methode.
Omdat de etheen wordt teruggevoerd naar de reactor bedrijven we de etheenkolom bij eenzelfde druk als het proces.
Een voordeliger energiehuishouding van de etheenkolom kan
worden verkregen door bij hogere druk te destilleren. Bijko-mend voordeel is tevens dat de topstroom gekoeld kan worden
met koelwater i.p.v. met een zoutoplossing.
21
te worden, maar moet de topstroom gecomprimeerd worden tot 90 bar waarna de topstroom partieel gecondenseerd kan worden. Een schema van de partiële condensatie stromen is te vinden
in figuur 6.1.
Omdat we de propeen in vloeibare vorm willen verhandelen bedrijven we ook de propeen kolom op de procesdruk.
De eis gesteld aan de destillaties is een zuiverheid voor propeen van 99.4 %. Deze zuiverheid geldt als eis voor poly-mer-grade propeen (Bron ICI Holland B.V.).
De destillaties zijn zodanig OP elkaar afgestemd dat deze zuiverheid verkregen wordt. Hierbij is ervoor gezorgd dat het aantal schotels reëel bleef.
De bodemstroom van de etheenkolom is de voeding voor de
propeenkolom. De voeding van de etheen kolom is op dauwpunt, van de propeen kolom op kookpunt.
De waardes van de gemiddelde relatieve vluchtigheden van de componenten staan vermeld in tabel 6.3.
De berekeningen zijn uitgevoerd voor een operationele reflux-verhouding van 1,2*R,,;.n [16).
De gegevens van de te scheiden stromen staan vermeld in tabel
6.4.
De etheenkolom wordt bedreven bij een druk van 25 bar bij een refluxverhouding van 0.885. Het aantal theoretische schotels bedraagt 22.7. Voor de propeenkolom vinden we bij een druk van 25 bar een refluxverhouding van 0.681 en een theoretisch
aantal schotels van 35.3.
De dimensionering van de beide kolommen is berekend m.b.v. de methode uit het dictaat fysische scheidings methoden [14). De kolommen zijn vernoemd naar het topproduct dat gewonnen wordt. Zo is er een etheenkolom en een propeeru<olom.
De dimensionering van beide destillatiekolommen volgt uit onderstaande berekening.
22 etheenkolom 1. 2. L/V (pg lp 1 ) Cl - ~ L= massasnelheid vloeistof kg/m2 s V= massasnelheid damp kg/m2 s
De L/V verhouding in de bodemsectie is het grootst
en is dan ook bepalend voor de flowparameter (~)
(R+1) D
R*D
+q*F
R= refluxverhouding
D= molenstroom topproduct mol/s
F= molenstroom voeding mol/s
q= index warmte-inhoud voeding
Vb
4.312 E9 mol/m2 s k 4.797 E9 mol/m2 s PL 600 kg/rri~ P<.~ 31 kg/m-':; ~ 0.2555 50 mm b 1 m/m2 H... 0.5 mUit figuur 6.2. kunnen we bepalen dat
k~. m_H = 0.072 mi s
Uit:
U... .... IJl ;;. >< ( p g I P:L ) 0 - :5
vo 19t dat U,;;,. "" IJl .... ~,< 0 .3167 mis
Bij een gasbelasting van 85% is U;] 0.269 mis
(6-5)
(6-6)
(6-7)
- - - -- - - - -- - -
-23
3. De volumestroom U" volgt uit:
Ut:> = Vt~ *R*T/p
Ut" 0.1368 m-::!; Is
Het uitwisselingsoppervlak wordt gegeven door:
A = UI::>/U'iI
A 0.5086 m2
~ U.., ( pg I p 1 ) <:> • :0:;
0.0156 mi s
De kolomdoorsnede is te berekenen uit het actieve uitwisselingsoppervlak bij een keuze voor de
over-looprandlengte per m2 schoteloppervlak (b).
Met behulp van een programma (zie bijlage D) voor de SHARP PC 1401 is voor b=1.0 de diameter van de kolom bepaald [25]
D ... = 0.51 m
4. We s~e llen voor de kolom
diameter schoteiperforatie d
steek s
5mm 20 mm
De vloeistofbelasting wordt gegeven door:
c.p = ~/b
c.p 0.2555
De heldere vloeistofhoogte
hl = O. 60 (H....) 0 " ~ c.p0 .. ::;,~5 So" 2!'!;
hl 3.587 E-2 m
5. De drukval is te berekenen volgens:
(6-9)
(6-10)
(6-11)
( 6-12)
- - -- - - -
-24
t:.p O. 5p,;;} (U,~F lCD) 2 + gP:t hl.
met:
F = 4A/n1Td2
uit een steek van 20 mm volgt: gaten per m2 =2886
F =17.163 Voor vlakke zeefplaten:
Co 0.67 [14]
t:.P = 2.1092 E-3 atm
(6-14)
(6-15)
6. Uit figuur 6.3. volgt dat het gemiddelde rendement ca 90% is. Het aantal theoretische schotels ~ 22 Het aantal praktische schotels
=
25De totale hoogte van de kolom 25
*
0.5 = 12.5 m Diameter van de kolom 0.51 mdrukval over de kolom 2.109 E-3 atm
propeenkolom
Op eenzelfde wijze kan de propeenkolom gedimensioneerd
worden. Vanwege het hoge aantal theoretische schotels (36) zullen we een kleinere afstand tussen de schotels aannemen. l . VI:> 25.9874 kg/m2 s 4", 26.5509 kg/m2 s P:L 600 kg I ni" P'..;J 70 kg/m3 .p 0.3490
2. 3. 4. 5.
a.
bH ...
UC.:.;1 .... 'B 50 mm 1 m/m2 0.3 m = 0.1083 misu..;,
=
0.0921 mis Ub = 0.0287 A = O. 3116 2 m2 DJ.,; = 0.311 m q> = 0.34901 hl=
3.8779 E-2 m F "" 17.634 ~p = 2.28 E-3 atm 256. Uit figuur 6.3. volgt dat het gemiddelde rendement ca. 80% bedraagt.
De kolomhoogte is 13.5 m De kolomdiameter is 0.35 m De drukval 2.28 E-3 atm
6.3 Het warmtewisselaarsnetwerk.
Het warmtewisselaarsnetwerk werd uitgerekend zoals aangegeven in Linnhoff [19]. Linnhoff geeft in zijn werk een tabel
waarin aangegeven wordt voor allerlei soorten stromen wat de warmteoverdachts-coëfficiënten zijn en wat de kosten van
warmtewisselaars per Watt bedragen (tabel 6.5). In tabel 6.6 staan de warmtewisselaars vermeld met hun oppervlakte en het vermogen waarmee zij belast worden.
Twee warmtewisselaars, H2 en H12, werden nagerekend volgens de methode zoals vermeld in het API-dictaat [20].
26
6.4 Berekening warmtewisselaars
6.4.1 Warmtewisselaar H2.
De in de berekening gebruikte gegevens ZIJn samengevat in Tabel 6.7. Om het benodigde oppervlak te bepalen wordt de warmtestroom gedeeld door een schatting van de warmteover-drachts-coëff ic iënt en door ~Tl. n vermenigvu ldigd met een correctiefactor F. Deze correctie factor wordt bepaald met behulp van de grafieken in het APr dictaat. Er blijkt dat volstaan kan worden met een passage aan mantelzijde. Aan buiszijde wordt gekozen voor 6 passages in U-vormige buizen.
Wanneer
er
geldt:Q=-746 kW
U'.~"'~C::h ... t:. =250 W/m2 K F"'0.775
è:l.T~n=127.5
dan is er een warmte uitwisselend oppervlak nodig van 30.2 m2
• Met buizen van 3 m lengte, 25 mm in doorsnede en met
een wanddikte van 2.5 mm zijn ruim 64 U-buizen nodig om aan het benodigde oppervlak te komen. Gekozen wordt voor een warmtewisselaar met een buitendiameter van 0,55 m met daarin
64 U-buizen. De warme productstroom wordt door de buizen geleid omdat deze meer vervuiling kan veroorza~en dan de etheen stroom. De stroomsne lheid door de buizen is bij 6 passages 14.7 mis. Reynolds bedraagt 2.74 E+5. Hiermee wordt de frictiefactor bepaald op 0.018 en de drukval op
2.50 E+4 Pa.
De
mantel zijde heeft 19 keerschotten met een keerschotopening van 25 % . Reynolds voor de mantelzijde bedraagt 1.43 E+5, de frictiefactor 0.24 en de drukval 5.41 E+4 Pa.De inwendige warmteoverdrachtscoëfficiënt ai bedraagt dan
1248 W/m2 K. De uitwendige warmteoverdrachtscoëfficiënt ~.
bedraagt 435 W/m2 K. De in- en uitwendige vuilweerstanden R:I. en R..I worden geschat op 0.000176 m2 K/W. De weerstand van de
27
<1. ...
*
ln(d ...• /dl)R.... = (5-5)
2
*
À. ... 1':. ,.\ .. \ :lVoor de totale warmteoverdrachtscoëfficiënt U geldt:
1
U = (5-6 )
Er wordt gevonden U= 279 W/m2K. De warmteoverdrachtscoëffi-ciënt kan wel opgevoerd worden tot 300
W/m
2K
maar dit leidttot een drukval aan mantelzijde van meer dan 0.5 bar.
6.4.2 Warmtewisselaar H12
De in de berekening gebruikte gegevens ZIJn samengevat in tabel 6.8. Verdere gegevens:
Q = 248 kW
.6.Tl. n = 33.7 K
F = 0.76
200
W/m
2 KHet geschatte benodigde oppervlak komt hiermee op 50 m2
•
Er wordt gekozen voor twee passages aan mantel-zijde en per mantel 2 passages aan de buiszijde. Er worden U-vormige
buizen gebruikt . Per mantel geldt een uitwendige diameter van
50 cm. Het aantal buizen per mantel bedraagt 52 en de lengte
van de buizen bedraagt 2 maal 3 meter. Het uitwisselend
oppervlak komt hiermee op 49.1 m2
.
De stroomsnelheid door de buizen'komt hiermee op 8.15 mis. Reynolds aan buiszijde bedraagt 5.55 E+5 en de frictiefactor f=0.015. De drukval aan buiszijde wordt dan 3.1 E+4 Pa.
Aan mantelzijde worden 19 keerschotten per mantel gebruikt
met een keerschotopening van 25 %. Reynolds aan mantelzijde
bedraagt dan 2.4 E+5 en de frictiefactor f=0.3. De totale drukval over 2 mantels is dan 5.4 E+4 Pa.
Verder wordt berekend:
28
au 327 W/m2 K
U 210.6 W/m2 K
Hierbij blijkt dat de door Linnhoff aangegeven warmteover-drachtscoëfficiënten rijkelijk hoog zijn. Indien de drukval over de warmtewisselaar maximaal 0.5 E+5 Pa mag bedragen
volgt uit de berekening een U van 200 tot 275 W/m2
K
voor eenhoge druk gas-/hogedruk gas warmtewisselaar. Linnhoff geeft hier een waarde van 300 W/m2
K.
De mogelijkheid bestaat dusdat de in tabel 6.6 gegeven warmte uitwisselende oppervlakken in werkelijkheid ca. anderhalf maal zo groot moeten zijn. 6.5 compressoren
6.5.1. De compressor Cl.
Er dient per seconde 0.23 kg etheen gecomprimeerd te worden van 10 tot 25 bar. Dit wordt gedaan met een drietraps centri-fugaal compressor, met een compressieverhouding per stap van 1.36. Er wordt bij deze compressor van uitgegaan dat de
isentropische temperatuur stijging van het gas, zoals bepaald uit het log p-h diagram, daadwerkelijk leidt tot temperatuur verhoging van het gas. De wrijvingswarmte van de compressor wordt door koeling afgevoerd. Voor het benodigde vermogen geldt: met: 0.8 0.9 0.75 (5-7) (5-8)
Uit het log p-h diagram is af te lezen dat voor een isentro-pische compressie van 10 naar 25 bar een vermogen nodig is van 105 kW/kg . Voor 0.23 kg/s is P~a = 24.5 kW. Met behulp van vergelijking 5-7 en 5-8 is te berekenen dat een vermogen P __ nodig is van ca. 45 kW. Dit vermogen wordt gewonnen uit de expander C17.
29 6.5.2 Compressor C11.
Deze compressor dient om de drukval over de warm~ewisselaars
te compenseren en om de destillatiekolom OP 25 bar te houden.
De drukval over de leidingen en de reactor R8 verwaarlozen we. De drukval over de warmtewisselaars en het fornuis
schat-ten we op een gemiddelde van 0.25 bar per apparaat. De com-pressor C11 moet dan een drukval goed maken van 2.25 bar en wel van 23 bar tot 25.25 bar. Uit het log p-h diagram is af te lezen dat voor een isotherme compressie geldt:
10 J/g.
Met een massastroom van 2.81 kg/s komt p~~ op 27.7 kW.
ana-loog aan de berekening voor compressor Cl wordt een PM~
gevonden van 51.3 kW. De compressor wordt aangedreven met de energie gewonnen in expander C17. De aan de gasstroom toege-voegde warmte wordt in de compressor afgevoerd. De benodigde hoeveelheid koelwater hiervoor is niet uitgerekend.
6.5.3 De compressor C15.
De compressor C15 is een grote hogedruk-zuigercompressor die
de topstroom van de etheenkolom van 25 bar comprimeert tot 90
bar. De ingaande volume stroom bedraagt 0.08 m3 /s. Uit het
log P-h diagram kan de energie bepaald worden die nodig zou zijn bij een isentropische compressie. Deze bedraagt
75 KJ/kg. Voor het technisch vermogen geldt dan [21]:
(5-9)
Het totaal rendement van de compressor wordt geschat op 87 %
(fig 6-4). De compressor heeft dus een technisch vermogen
nodig van 345 kW.
6.5.4. De expansie turbine C17.
De etheen stroom die bij 90 bar gekoeld is tot 30°C wordt geëxpandeerd over een expansieturbine. Er wordt geëxpandeerd
30
tot 25 bar. De recycle-etheenstroom(31) passeert na de expan-sie nog drie warmtewisselaars alvorens hij samengevoegd wordt met de makeup-etheenstroom(2). Bij isentropische expansie is
het maximale vermogen volgens het log p-h diagram 140 kW bij een massastroom van 4 kg/s. Bij een technisch rendement van 90 % levert de turbine dus een vermogen van 126 kW. Hiermee kan compressor C12 en Cl worden aangedreven.
- - - -- -- - - -
-31
7. Massabalans en warmtebalans berekening
Voor het opstellen van de massabalans maken we eerst een aantal aannames. Deze aannames worden voor een deel bepaald door uitgangspunten voor ons ontwerp en deels door uitkomsten van berekeningen die we hebben gemaakt voor de destillatie-sectie.
Voor de reaktor nemen we aan dat de conversie 99% is met een selectiviteit naar buteen van 95%.
De produktie bedraagt 20000 ton propeen met een zuiverheid van 99.4% geproduceerd in een continu proces gedurende 350 dagen per jaar.
Uit de destillatieberekeningen volgt:
de topstroom van de etheen kolom bestaat vrijwel volledig uit etheen. Er wordt dus geen propeen terug geleid in het proces.
De verontreiniging van de produktstroom bestaat uit etheen en buteen in verhouding van resp. 5:1 op molbasis.
De stromen in het partiële condensatiegedeelte van de etheen kolom worden bepaald door de refluxverhouding en de warmte-huishouding.
Voor de zware olefinen wordt aangenomen dat deze stroom
voornamelijk bestaat uit penteen. De massabalans wordt weergegeven in bijlage F.
Voor het maken van de warmtebalans werd er van uitgegaan dat
alle gemengde stromen ongeveer de zelfde eigenschappen hebben als een zuivere etheenstroom. De Cp werd tussen de 300 en 650 K bepaald met behulp van gegevens uit het Handbook[41. Onder de 300 K werd de Cp bepaald met behulp van een log p-h diagram(bij lage E) .
Door de fout die gemaakt wordt bij het bepalen van gemiddelde CP's over een warmtewisselaar komt de uiteindelijke warmte
- - - -
-32
inhoud van zuiver propeen veel te hoog uit. Het verdient daarom aanbeveling het netwerk met de computer door te
rekenen met de correcte CP's. De warmte balans staat weerge-geven in de zelfde bij lage als de massabalans.
33
8. Specificatie apparatuur
In bijlage G bevinden zich de apparatenlijsten. Van alle apparaten die volledig zijn uitgerekend is een apart formu-lier ingevuld. Dat zijn de destillatiekolommen T16 en T19 en de warmtewissellaars H2 en H12. Van de andere
warmtewissel-laars zijn de gegevens weergegeven zoals berekend met behulp van Linhoff[2].
34
9. Economische aspecten
De economische evaluatie is uitgewerkt aan de hanà van Mont foort [16]. Verwijzingen in dit hoofdstuk hebben betrekking op dit dictaat tenzij anders vermeld.
9.1 Schatting van de investering.
Er wordt een investeringsraming gemaakt volgens twee metho-den:
1. De methode van Zevnik-Buchanan. gemoàificeerd door Jansen.
2. De methode van Taylor.
9.1.1 De methoàe van Zevnik-Buchanan gemodificeerd door Jansen.
Deze methode gaat er van uit dat een investering een functie is van twee variabelen
complexiteit.
de proces capaciteit en de proces
Voor de schatting van de investering ZlJn vier basisgegevens nodig :
-procescapaciteit rp)
-het aantal funtionele eenheàen (N)
-een complexiteitsfactor
rc+)
-een constructiekosten index (CI)
In plaats van de procescapaciteit kan de doorzet genomen
worden indien de recycle stromen een significante waaràe hebben.
Het omgekeerde tri-olefin proces heeft twee functionele
eenheden: een reactiesectie en een destillatie sectie. Omdat
de doorzet per destillatie kolom sterk verschilt worden deze
als twee aparte eenheden beschouwd.
De complexiteitsfactor is een functie van druk. temperatuur
35
De constructiekosten index is een cijfer dat de waardeveran-dering van geldmiddelen in de tijd uitdrukt. De meest
recente CI is die voor 1985 en bedraagt 325.3.
De modificatie van Jansen bestaat uit het feit dat geen
gemiddelde doorzet en complexiteitsfactor bepaald wordt, maar dat per functionele eenheid een schatting van C+ en P gemaakt wordt, waarna gesommeerd wordt.
Is (9.1)
Doorzet en complexiteits factoren staan vermeld in tabel 8.1.
Als degressie exponent (m) is 0.6 genomen.
Hieruit volgt een ID van 3.793 M$ (1985). Dit was in 1985 13 . 628 Mf l. ( t abe 1 I I I -64) .
9.1.2 De methode volgens Taylor.
De methode van Taylor houdt niet alleen rekening met tempera-tuur, druk en matriaalkeuze maar ook met de relatieve omzet van de processtap, en de kosten van opslag, vervoer en reac-tietijd. De investering wordt gegeven door:
ID 45*f*PO' ::~;9*CI /300 ( 9-2)
Waarin:
-de costliness index f=L:(1.3)Si
P -de capaciteit in kilotonnen/jaar CI=310 -Index uit EPE in 1978
Is wordt uitgerekend in engelse ponden uit 1977. Met tabel 1II-64 worden de ponden naar guldens uit 1977 omgerekend. Guldens in 1985 worden bepaald met tabel 1II-50. De bereke-ning van de costliness index van het reversed triolefin proces staat in tabel 9.2. Deze geeft een waarde voor f=11.75.
36
= 7.662 Mf 1 (1978) =11.304 Mfl (1985)
Dit soort methoden van kostenraming wordt nauwkeuriger naar-mate de installatie uitgebreider is. Hieruit is het grote verschil tussen de waarden gevonden door twee verschillende methoden te verklaren. Opvallend is dat de kosten van het warmtewisselaars netwerk berekend volgens de methode van Linnhoff [2] zoveel lager uitvallen. (zie Hfdstk 5)
De investering zoals die hier is uitgerekend is enkel de directe investering in de proceseenheden. De investering in dingen als hulpapparatuur, licenties en werkkapitaal moeten hierbij nog opgeteld worden. De praktijk leert dat 10 onge-veer 64 % van de totale investering uitmaakt. Wanneer we het gemiddelde nemen van de volgens Taylor en Jansen gevonden waarden en dit gemiddelde vervolgens delen door 0.64 vinden we een totale investering (IT) van 19.267 Mfl.
9.2 Schatting van de produktie kosten.
De kosten van het project ZIJn onder te verdelen in drie groepen : -d irecte product i e kosten (KF·)
-indirecte productie kosten (Ko) -algemene kosten (KA)
De directe kosten zijn weer onder te verdelen in drie sub-groepen: -variabele kosten (KP)
-semivariabele kosten (KL) -vaste kosten (~)
9.2.1 de directe productie kosten.
Variabele kosten.
Onder variabele kosten rekenen we grondstoffen en hulpmiddel-len als gas, koelwater en electriciteit. Prijzen en kosten staan vermeld in tabel 9.3.
37
Het totaal van de variabele kosten komt OP K.",.= 22.664 Mf 1
Semivariabele kosten.
Hieronder vallen onderhoud, royalties en loon, maar ook de katalysator waarvan we verwachten dat hij eens per jaar vervangen moet worden.
Onderhoud: 4 % van de totale investering per jaar geeft een post van: 0.77 Mfl
Royalties: 10 % van het investerings bedrag. Dit wordt afge-schreven in een periode van 10 jaar met een rentevoet van 8 %. Kosten: 0.287 Mfl/jaar.
Loonkosten: Deze worden bepaald met behulp van de Wessel relatie:
manuren aantalstappen
= k (9-3)
ton product (cap/dag)o.76
De waarde van k wordt bepaald door het type proces. Voor een continu proces bedraagt deze 1.7. Voor de capaciteit wordt de doorzet per dag genomen. Er wordt een waarde van 19 manuren gevonden; dat is 2.38 functie plaats. In een continu bedrijf
moet dit met 1.5 vermenigvuldigd worden waarmee we op 3.6
medewerkers komen. Kosten: 4*55000 = 0.220 Mfl
Katalysator: De katalysator kost volgens een schatting van prof. Scholten ca. fl 50.-/kg. Kosten: 6748*50 = 0.337 Mfl.
De totale semivariabele kosten komen hiermee OP 1.614 Mfl.
vaste kosten.
Hieronder rekenen we verzekerings kosten en de afschrijving van onze investering.
Verzekering: 1 % van de totale investering. Kosten:
38
Afschrijving plus rente: Afschrijving plus rente wordt bere-kend over de totale investeing minus het werkkapitaal. De fabriek wordt in 10 jaar afgeschreven.Het werkkappitaal bedraagt 6 % van de totale investering. Indien een rente percentage van
8
wordt gekozen, kunnen we met tabelIV-1
berekenen dat de afschrijvingskosten op 2.70 Mfl/jaar komen.
De totale vaste kosten bedragen dan 2.89 Mfl.
De directe productie kosten bedragen dus 27.168 Mfl.
9.2.2 De indirekte kosten.
De indirekte kosten kunnen volgens Hackney ingeschat worden als:
Kc =0.04*IT + 0.45*Klocm (9-4)
Kc = 0 . 87 Mf 1 .
9.2.3 Algemene kosten.
Hiervoor wordt een ruwe schatting gemaakt. Meestal wordt 5 %
van de opbrengst genomen. Daar echter die negatief zou
uit-vallen wordt 5 % van de directe kosten genomen.
KI" = 1. 36 Mf I .
De totale kosten komen hiermee op 29.398 Mfl.
9.3 Economische evaluatie.
De propeen fabriek blijkt met de huidige prijzen van etheen en buteen niet rendabel.De fabriek begint pas geld op te
leveren waneer de propeen prijs boven de 1500 flit komt. Er wordt we I iswaar verwacht dat de propeen marJ<t za I aantrekken, doch dit zal tot gevolg hebben dat het voor de rafinaderijen aantrekkelijk wordt om propeen uit hun proces te halen
waar-39
door de prIJS van propeen zich weer zal stabiliseren.
De katalysator van Philips Petroleum is echter een machtig hulpmiddel om in combinatie met bijvoorbeeld een
kraakinstal-latie een product stroom te creeren die qua etheen/propeen verhouding aangepast is aan de markt. Naast de in dit werk aangegeven methode om propeen te produceren, is ook het
omgekeerde proces goed mogelijk met de zelfde katalysator in de zelfde kolom.
Voor een alleenstaande propeen fabriek met een POT van 2 jaar zou de propeen prijs fl 1696.- per ton moeten bedragen. De ROl zou dan 23 % bedragen bij een looptijd van 10 jaar. De huidige propeen prijs bedraagt fl 680.-.
A
1Tabel 1.1: West Europese contractPrijzen voor etheen en
propeen in DM per ton. Bron: Shell Nederland
Chemie B.V.
datum etheen propeen verhouding
dec '85 1270 1170 0.92 mrt '86 1050 1050 1. 00 jun '86 830 430 0.52 sep '86 780 480 0.62 dec '86 730 535 0.73 mrt '87 780 560 0.72 jun '87 810 643 0.79 sep '87 800 707 0.88 dec '87 825 640 0.78 mrt '88 800 620 0.78
A
2Tabel 2.1 :FYSISCHE CONSTANTEN
naam etheen propeen 2-buteen 1-penteen
formule C2H4 C3H6 C4 H8 C5 H10
CAS nr [74-85-1]
mol wt 28.05 42.08 56.12 70.14
color gas, meI pr gas
bpOC -103,7 -47 4 30
mpOC -169 -185 -139 -165
density 0,8818 .5193 0.6213 0.6405
nd 1,363 1. 3567 1.3931 1.3715
sol. eth al, aa al,eth,bz al, eth,bz
ZOTOC 425 450 320 290 exp 1. vol% 2,7-34 2-10 1.8-9.7 1-9 MOE (mJ) 0,07 vlamp.OC -20 MAC (ppm) MAC (mg/m3 ) re I . dichth 0,6 rel damp dh 0,97 dampspan . (bar) 51
Alle stoffen ZlJn zeer brandbaar.
Tabel 4. 1. Waarden voor t:a.G'::l voor de reaktie etheen plus cis- of trans-buteen geeft propeen.
Temp l\.Gc -c is-buteen l\.G'':) -trans-buteen
(K) (KJ/mol) (KJ/mo 1) 300 10.22 7.40 400 11.72 9.29 500 12.96 10.76 600 14.06 12.02 623* 14.45 12.52 * geëxtrapoleerd.
tabel 4.2.Parameter waarden voor de temperatuur correlatie van de evenwichts constanten.
Kt:. Kc: Ao -1.04 -1. 03 Al. -1088. -1250. A-;z E-5 1. 51 0.974 l\.Gc:> (KJ /mo 1) 8.81 10.51 11.86 13.04 13.48
A
i..jTabel 5.l.warmte inhoud van de stromen in het reversed triolefin proces.
stroom
CP
TI""\oog Tl a.;aç.~ stroom no inno. WIK
°C
°C
processchema1 5699 350 15 11 tm 18 2 6550 70 30 20,21,22,24,25,26 4 3476 84 -20 7,19,30,31 5 5019 338 84 4,5,8 6 1076 140 20 1,9,10 8 1076 338 140 6,8 Q warmtewisselaar W 3 2.78 E5 60 60 H20 7 0.63 E5 140 140 H6 9 5.60 E5 60 60 H10 10 2.78 E5 140 140 H7
tabel 5.2 Kosten voor een warmte wisselaars netwerk bij een ~T op de Pinch van 10 K.
ww
~Tlrl Q/~T U Kosten Kosten koelwaterno. K WIK W/m2K f./ (W /K) f 1 ' f lij aar H2 127.5 5858 300 0.8 22353 H7 58.1 4785 375 0.72 16433 H6 32.2 1957 375 2.8 26131 H5 53.5 1608 375 2.8 21470 H9 71.2 1517 300 1.7 12301 H10 32.2 11957 375 0.72 41063 H13 16.2 5924 300 0.8 22613 H4 22.4 1924 375 2.8 '25698 H12 33.7 7359 300 0.8 28082 H20 34.8 7989 484 0.72 27436 12067 28.9 9619 484 0.72 33037
*
6034 21.6 12870 484 0.72 44202 4022 H14 19.1 31461 484 0.24 36017 26083 15.4 39019 484 0.24 44669 13042 11.2 53652 484 0.24 61420*
8694 totaal f 1 310601 f 1 14728 Energiekosten: 269 kfl/jaar.~. ..'
Tabel 5.3.Kosten van een warmtewisselaars netwerk bij een ~T op de Pinch van 20 K.
ww
~T:ln Q/6.T U Kosten Kosten koelwaterno. K
WIK
WI
(m2 K) f./ (W/K) fl f lij aar1 136.8 5110 300 0.8 19501 2 67.6 4112 375 0.72 14124 3 41.6 1514 375 2.8 20226 4 63.8 1348 375 2.8 18004 5 80.6 1340 300 1.7 10886 6 44.7 8613 375 0.72 29580 7 20.0 2115 375 2.8 28782 8 19.1 1801 300 1.7 14604 9 25.3 3601 300 0.8 13741 10 33.6 6503 300 0.8 24815 Cl 20.0 32445 484 0.24 37143 28167 16.4 39567 484 0.24 45296 14083 12.3 52756 484 0.24 60395 * 9389 C2 28.9 9619 484 0.72 33037 6034 totaal 287675 15423 Energiekosten: 287 kfl/jaar.
A (.
Tabel 5.4.Kosten van een warmtewisselaarsnetwerk bij een temperatuur verschil op de Pinch van 30 K.
ww
L:l.T~n Q/L:l.T U Kosten Kosten Koelwaterno. K WIK W/m2 K i./(w/K) f 1 f lij aar
1 146.0 4458 300 0.8 17013 2 76.9 3615 375 0.72 12416 3 50.8 1240 375 2.8 16564 4 73.7 1167 375 2.8 15585 5 89.8 1203 300 1.7 9753 6 55.9 6887 375 0.72 23654 7 23.1 6104 375 0.8 23292 8 30.0 1437 375 2.8 19189 9 41. 0 1024 300 1.7 8306 10 . 30.9 5210 0.8 19883 Cl 20.9 33397 484 0.24 38233 30298 17.4 40115 484 0.24 45924 15149 13.5 51704 484 0.24 59191
*
10099 C2 28.9 9619 484 0.72 33037 6034 Totaal 257883 16133 Energiekosten: 306 kfl/jaar.Tabel 5.5. Investering en jaarlijkse kosten van een warmtewisselaars-netwerk bij verschillende temperatuurgradienten op de Pinch.
L:l.T op de Investering Gas kosten Koelwaterkosten Pinch(K) kf 1 kf lij aar kf 1/ jaar
10 310 269 14.7
20 288 287 15.4
