Extractieve kristallisatie van natriumchloride uit geconcentreerde oplossingen

(1)

•

• FVO Nr.

Fabrieksvoorontwerp

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Onderwerp

EXTRACTIEVE KRIST ALLISA TIE V AN

NATRIUMCHLORIDE UIT

· GECONCENTREERDE OPLOSSINGEN

Auteurs

Telefoon

N .H.A. van Lindert

015-158437

C.A. Blom

020-6233758

Keywords

natriumchloride, extractieve kristallisatie, uitzouten,

oplosbaarheid

• datum opdracht: april 1993

datum verslag : november 1994

• ,J~

'

((

T

U

Delft

Faculteit der Scheikundige Technologie en der Materiaalkunde

Technische Universiteit Delft

(2)

DIPA H1

~

_I I -.l P 14 V2 VOOR ZUIVERiNO P 27

o

P 16 I I

L---0---P 15 Hl: KOElER 1/2: VOORRMOOASIN H3:KOELER 1\4: KRISTAWSATOr Ta: ZUIVERINO ZOUTMJ..t>j I I I I I I I I· I I I I I I I I I I I I I I I I I I I I R4 P 18 I I L _______________ J SPUI He: KOELER M7Cycioon Ha: WARMTEWISSElMR HO: VERWARMER MlO: VERDAMPER H6 M 11: FASESCHEIDER T12: WASTOREN M13: DROGER PI.·23: POMPEN SPUI

--~~~+_--__ ~----~_4<--M

0

P 21

8

P 23

o

WA TERIETliMIOL T 12 L -_ _ _ _ -l~AfVALSTROOM G)PRODUKT

EXTRACTIEVE KRISTALLISATIE VAN NACL FVO 3045

N.HA VAN L1NDERT

(3)

•

ST4-FabrieksVoorOntwerp, vakgroep Apparatenbouw en Procesindustrie, Faculteit der Chemische Technologie en der Materiaalkunde,

TU Delft.

Extractieve kristallisatie van

natriumchloride uit geconcentreerde

waterige oplossingen

periode: april 1993 - november 1993 C.A. Blom keizersgracht 283 Amsterdam tel.: 020-6233758

N.H.A. van Linden Plateelstr. 19

Delft

Tel.: 015-158437

(4)

•

• l

FABRIEKSVOORONTWERP #3045

Samenvatting

Op basis van een onderzoek naar extractieve kristallisatie van opgelost zout in water door toevoeging van di-isopropylamine (DIPA) door de Amerikaan D.A.

Weingaertner is een voorontwerp van een continu proces van zoutkristallisatie gemaakt. De fabriek is ontworpen voor een produktiecapaciteit van 1 miljoen ton NaCl per jaar. De procesomstandigheden daarbij zijn uitermate milt, dat wil zeggen dat de temperatuur varieert tussen de -5 °C en 25°C en de druk 1 atm. Wel moet worden rekening gehouden met de vrij grote processtromen en de

kristallisatorinhoud van 1398 m3

• Centraal in het ontwerp staat enerzijds de

kristallisator waarin de zoutstroom zich vermengt met de DIPA-stroom en anderzijds een gedeelte waar de drie componenten NaCl, water en DIPA weer gescheiden worden. Het scheiden gebeurt door middel van een fasesplitsing door

temperatuursverhoging. De fabriek is gesplitst in twee dezelfde productielijnen. Op

basis van een economische evaluatie is een grove schatting gemaakt van de

fabriekskosten. De totale investering bedraagt 66.8 miljoen gulden. De totale kosten per jaar bedragen 36.5 miljoen en de totale opbrengsten 50 miljoen.

Op

basis van deze eerste stap, op weg naar een eventuele realisatie van een zoutfabriek, kan dit proces rendabel beschouwd worden.

(5)

-•

• Inhoudsopgave

Blz.

•

1 Inleiding . . . 1

1.1

Huidig proces . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

1

1.2

Alternatief proces . . .

1

1.3 Afweging . . . 2

2 Uitgangspunten voor het ontwerp . . . 3

2.1

A l g e m e e n . . . 3

•

2.2 Keuze van het oplosmiddel . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .. 3

2.3

Evenwichtsgegevens van het vloeibare ternaire DIPA/H2 0/NaCl(sat)-systeem . . . .. . . 3

2.4

Fysische gegevens van stoffen. . . . . . . . . . . .. . . . 7

•

2.5

Corrosie-aspecten en materiaalkeuze .. . . . . . . . . .. . . . 8

2.6

Effecten op het milieu. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .. 9

2.7 Mengwarmte . . . .. . . . .. 9

3 Beschrijving van het proces

10

•

3.1

Algemeen 10

3.2

Zoutmijn. 11

3.3

Kristallisator 11

3.4

Fase-scheider

12

3.5

Procesregeling

12

•

4

Procescondities 13

4.1

Algemeen

13

4.2

Thermodynamica 13

4.3

Kristallisator

13

•

4.4

Reactiekinetiek

14

4.5

Regenerator

16

4.6

Warmtewisselaar 17

5

Apparatuurkeuze en bijbehorende berekening

18

•

5.1

Kr is tal lisator

18

5 .2

Cyclone

19

5.3

Droger

20

5.4

Oplosmiddel regenerator

20

5.5

Warmtewisselaars

21

•

6

Massa- en warmtebalans

22

6 .

1

Massabalans

22

6.2

Warmtebalans

22

6.3

Blokschema massa- en warmtebalans

23

6.4

Stromen/componentenstaat

24

•

6.5

Overzicht specificatie apparatuur

25

EXTRACTIEVE KRISTALLISATIE VAN NACL 11

-•

(6)

•

FABRIEKSVOORONTWERP #3045 7 Financiële analyse . . . . . . . . 7.1 Kosten... . . . . . 7.2 Opbrengsten... . . . . 7.3 Evaluatie . . . .. . . . 7.4 Invloeden op het bedrijfsresultaat . . .

8

Conclusie & aanbevelingen . . . .

9 Symbolenlijst . . . . 10 Literatuuroverzicht . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

26

32 33 34

35

36 37 12 B i j l a g e n . . . 38 12.1 Flowschema . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .. 38 12.2 Apparaatberekeningen . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .. 40 12.3 Warmtewisselaarpecificatieblad . . . 44

(7)

-•

•

1

•

1.1

•

1.2

•

• Inleiding

Dit verslag bevat het ontwerp van een fabriek van het continue produktieproces van natriumchloride. De natriumchloride wordt geproduceerd op basis van het alternatie-ve proces van extractiealternatie-ve kristallisatie.

Het onderzoek is uitgevoerd in het kader van het verplichte vierdejaars studieonder-deel Fabrieksvoorontwerp van de Faculteit der Chemische Technologie en der Materiaalkunde aan de TU Delft. Voorts vormt het voorontwerp een onderdeel van een groter onderzoek bij Akzo Chemicals Research in Hengelo naar het

produktieproces van natriumchloride op fabrieksschaal.

Huidig proces

Natriumchloride wordt wereldwijd op zeer grote schaal (ongeveer 30 tot 40..miljoen ton per jaar) geproduceerd om in zo'n drie miljard huishoudens te worden gebruikt als keukenzout, of om als grondstof te dienen voor de produktie van Chloorgas. Bij Akzo in Nederland wordt momenteel per jaar ongeveer 2 miljoen ton

geproduceerd in twee fabrieken. Bij het huidige proces, op basis van thermische evaporatie, wordt water in een zoutmijn gepompt, waarna de verzadigde

zoutoplossingen aan de mijn onttrokken wordt. Dan moet de ruwe zoutstroom gezuiverd worden en tenslotte worden de zoutkristallen verkregen door kristallisatie. De oplosbaarheid van zout in water neemt weinig toe met de temperatuur. Om zout te laten neerslaan wordt water onttrokken aan de zoutoplossing door koken (multi-effect evaporatie). Dit proces vereist echter erg veel energie. Hiertegenover staat dat er veel warmte kan worden uitgewisseld, wat de energiekosten drukt.

Alternatief proces

Een eerste aanzet voor een alternatief proces voor het huidige verdampingsproces werd in 1928 gegeven door Washburn (lit. [2]). Toevoeging van een organisch oplosmiddel aan een waterige oplossing kan de oplosbaarheid van enkele

anorganische opgeloste stoffen verlagen. Tot op heden heeft alleen Weingaertner [lit. 3] het proces van extractieve kristallisatie van een verzadigde natriumchloride oplossing volledig beschreven. Het ontwerp in dit verslag is grotendeels gebaseerd op Weingaertner's artikel [lit. 2].

Bij dit proces wordt aan een verzadigde zoutoplossing een organisch oplosmiddel toegevoegd, dat de eigenschap heeft het oplossend vermogen van zout in water te verlagen. Het oplosmiddel en water zijn wederzijds oplosbaar. Hierdoor zal een hoeveelheid zout uit de waterfase kristalliseren in de vorm van zoutkristallen en is het beoogde doel van zoutherwinning bereikt. De organische fase en de verdunde zoutoplossing worden door middel van fase-omtmenging gescheiden. Daarvoor wordt de temperatuur van het mengsel verlaagd tot beneden de lagere kritische

oplossingstemperatuur (LCST) van het organische oplosmiddel. De organische fase wordt teruggevoerd naar de kristallisator als recyclestroom.

(8)

-•

•

1.3

Hierdoor kan een continu, industrieel bruikbaar proces gecreëerd worden.

Afweging

Het ontwerp van een fabriek voor de produktie van natriumchloride op basis van extractieve kristallisatie uit geconcentreerde waterige oplossingen, moet op

rendabiliteit getoetst worden. Van doorslaggevend belang zijn de kosten ten opzichte van het huidige produktieproces van natriumchloride, waarbij NaCI wordt

geproduceerd op basis van thermische evaporatie.

(9)

-•

•

2

•

2.1

•

2.2

•

2.3

•

• Uitgangspunten

voor

het ontwerp

Algemeen

De capaciteit van de zoutfabriek dient 1 miljoen ton natriumchloride per jaar te zijn. Het aantal bedrijfsuren bedraagt 8000 per jaar.

Een verzadigde zoutoplossing wordt onttrokken aan een zoutmijn. Deze verzadigde zoutstroom ondergaat een voorbehandeling waarbij de verontreinigingen onttrokken worden. Deze voorbehandeling is al een bestaand proces en verder niet relevant om mee te nemen in het ontwerp. De voorbewerkte zoutstroom wordt voor dit ontwerp zuiver verondersteld. De zoutoplossing moet worden uitgekristalliseerd tot

zoutdeeltjes met een gemiddelde diameter van 500 micrometer met een spreiding van 150 micrometer. De zoutkristallen hebben een kubische structuur.

De temperatuur van de verzadigde zoutoplossing bedraagt 25°C.

Keuze van het oplosmiddel

Een eerste vereiste aan het oplosmiddel is dat het, zoals al in de inleiding vermeld, de oplosbaarheid van zout in water verlaagt. De toevoeging van een organische fase kan dit bewerkstelligen (lit. [2]).

Voorts zijn voor de keuze van de organische fase de volgende criteria van belang. Het proces bestaat enerzijds uit kristallisatie, anderzijds uit regeneratie van de organische fase. Deze tweezijdigheid moet ook in de organische fase terug te vinden zijn. Bij de kristallisatie moet de organische fase een hydrofiel karakter vertonen, bij de regeneratie een hydrofoob karakter.

In het simpelste geval kan dit bereikt worden door de temperatuur te variëren tussen de temperatuur in de kristallisator (TJ, waarbij beide fasen mengen, en de

temperatuur in de regenerator (T

J,

waarbij ontmenging plaatsvindt. Dit betekent dat een hogere/lagere kritische oplossingstemperatuur (LCST/UCST) zich binnen dit traject moet bevinden.

Om een energetisch gunstig proces te creëren, is een klein temperatuurstraject beter, met name wanneer dit zich rond omgevingstemperatuur kan bevinden.

Op basis van het artikel van Weingaertner (lit. [3]), waarin een aantal organische stoffen op deze eigenschappen zijn nagegaan, komt di-isopropylamine (DIPA) als beste naar voren.

Evenwichtsgegevens van het vloeibare ternaire DIPA/H

2

0/NaCI(sat

)

-systeem

Voor het bepalen van een acceptabel temperatuurstraject tussen de kristallisator en de regenerator is gebruik gemaakt van de gegevens in Tabel 1. (Weingaertner, lit. [3]).

(10)

-•

•

FABRIEKSVOORON1WERP #3045

TabeL 1. Evenwichtsgegevens van het vloeibare tweejasen-gebied van DIPAIHpINaCI(sat) (lit. [3]).

[;J

SamenstelliI1g waterfase. Samenstelling organische fase Oewichts% .' Oewichts%

...

°C NaCl DIPA HzO NaCI DIPA _HzÛ~ -6.8 24.1 2.4 73.5 7.5 52.0 40.5 -6.3 24.0 2.2 73.8 6.8 54.7 38.5 -4.9 24.5 2.0 73.5 5.3 61.3 33.4 -3.4 25.3 1.6 73.1 3.1 70.8 26.1 -1.8 25.4 1.5 73.1 1.9 76.6 21.5 0.3 25.4 1.5 73.1 0.9 81.9 17.2 25.0 26.0 0.6 73.4 0.1 93.2 6.7 38.7 26.1 0.8 73.1 0.1 94.9 5.0 54.0 26.9 0.0 73.1 0.1 95.5 4.4 73.8 27.4 0.0 72.6 0.1 96.8 3.1

Met behulp van Figuur 1. is een inzicht te verkrijgen in het fase-gedrag van het ternaire stelsel H20/DIPA/NaCI bij evenwicht. Het fase-gedrag wordt alleen

vastgelegd door de DIPA/H20-verhouding. De NaCI-concentratie is immers

verzadigd aanwezig bij evenwicht. Het ternaire stelsel kan voor fase-gedrag dus vereenvoudigd tot het binaire stelsel DIPA/H20. Waarden uit Tabel 1. zijn gebruikt

om de verhouding H20/DIPA te berekenen in de verschillende fasen bij verschillende temperaturen. Tevens is de LCST (Lower Critical Solution

Temperature) gebruikt met de volgende samenstelling in gewichts-% bij -7.5 °C: NaCI 13 %, DIPA 29 % en H20 58 %. De berekende waarden zijn uitgezet tegen de temperatuur in Figuur 1.

Gekozen is voor een kristallisatietemperatuur van -2 °C en een regeneratie temperatuur van 25°C (hoofdstuk 4, procescondities).

(11)

-•

•

FABRlEKSVOORONTWERP #3045

Tx·diagram voor water/DIPA (NaCI verzadigd)

2 fase gebied -1 · J U

...

:I

'"

· 5

I

... ~-.., E 4.> ~ -7 · 9 1 fase gebied -11 . 1 J -15 0.0000 0.1000 0.2000 0.3000 0.4000 0.5000 0.6000 0.7000 O.BOOO 0.9000 1.0000 DIPA fractie

Figuur geconstrueerd met meetwaarden ui t

'The extractive crystallizatlon of sodlum chloride', 'Nelngaertner. 0, (1988) Unlversity of Callfornla, 8erkeley

Figuur 1. Tx-diagram voor het HplDIPA-systeem (Na Ct-verzadigd)

(12)

-•

•

Voor het vloeibare één-fase-gebied, zoals aanwezig in de kristallisator, is gebruik

gemaakt van Figuur 2. (Weingaertner, lit. [3]). Hieruit is de oververzadiging van

NaCI als functie van de concentratie DIPA in de kristallisator bepaald.

Figuur 2.

NaCI -oplosbaarheid in DIPA/H20

o.mo 0.2000 0.1500 'IIeripunt: D/H=4. S6, ceq=O. 0092 a 1000 o.oSoo 00000 0

""'

;: ..., 0 ..., 0

...,

0 .,., 0 ..., 0 .,.., 0 .,.., 0 on 0 .,.., 0 0 0

"" ""

...,

..., ... ....

...,

""'

~ <D ... ... CC> co C7> C7> _~ 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 w% DIPA (NaCI-vr i i)

Figuur geconstrueerd met meetwaarden ui t·

'Extractive Crystallization of Salts from Concentrated Aqueous Solutlon-, 'Nelngaertner, D., (1991)

UnivuSI ty of Cal ifornla, Berteley

NaCt oplosbaarheid in DIPA/HP-oplossing in het één-fase-gebied .

(13)

-•

2.4

•

FABRlEKSVOORON1WERP #3045

Fysische gegevens van stoffen

De relevante fysische gegevens van de betrokken stoffen staan weergegeven in Tabel 2.

Tabel 2. Fysische gegevens van grondstoffen en produkten.

Stof

1) Gegevens uit lit. [7].

2) Gegevens uit lito [8].

Overige gegevens uit lito [5].

o

100 -61 84 58.44 801 413 Rha . (kgm-.) C_pO bij 25

oe

2.66 2) 0.85 1)

Voor het bepalen van een geschikte oververzadiging in de kristallisator is gebruik gemaakt van Figuur 3.

Figuur 3. is gebaseerd op experimentele gegevens van continue

kristallisatieprocessen (CMSMPR model, zie paragraaf 3.3) van een aantal

verschillende zout systemen. Figuur 3. geeft weer hoe de gemiddelde kristaldiameter afhangt van de relatieve oververzadiging.

(14)

-•

•

2.6

•

2.7

•

Ondanks dat hier met lage drukken gewerkt wordt, kan dit op sommige punten toch aanleiding geven tot aantasting. Hoewel duurder, wordt een goed alternatief gevormd door Mone!. Monel, een nikkel-koper legering in een verhouding van 2: 1, heeft een iets mindere bestendigheid tegen corrosie, maar is in aanwezigheid van chloride-ionen wel bestendig tegen de combinatie spanning/corrosie. Het heeft goede mechanische eigenschappen tot 500 °C. Het materiaal wordt veel gebruikt in de chemische industrie (onder andere bij de huidige zoutfabrieken van Akzo).

In het fabrieksontwerp zal om bovenstaande redenen gewerkt worden met Monel, daar waar apparatuur in kontakt komt met de zoute processtroom.

Effecten op het milieu

De afvalstroom bestaaat uit water, NaCI en DIPA bij 25

oe.

De temperatuur is practisch gelijk aan de omgevingstemperatuur en heeft dus verwaarloosbare invloed op temperatuursstijging in het milieu van de omgeving. In principe worden het water en het zout na een verdere behandeling teruggevoerd naar de mijn. Bij eventuele calamiteiten hebben het zout en het water geen gevaarlijke gevolgen voor mens en milieu. Met DIPA is het anders gesteled. Gelet moet worden op de explosiegrenzen en de giftigheidswaarden. Met de volgende waarden moet rekening gehouden worden:

De lethale concentratie voor 50% van (geteste) ratten bij inhalatie bedraagt 4.8 mg/!. Een eerst meetbaar effect treedt op bij 0.01 mg/!.

Mengwarmte

In figuur 4 is de mengwarmte als functie van de fractie dipa weergegeven. De mengwarmte treedt op bij het mengen van DIPA met pekel.

figuur 4: Mengwarmte van DIPA/pekel als functie van de fractie DIPA.

14

temperatuu rsverhoging bij mengen dipa/pekel*

\

O -.----~----~----~---~·

o 0.4 0.6

fractie dipa

<geldig voor het temperatuursgebied -20 tOt -8 C

(15)

-•

•

3

•

3.1

•

• Beschrijving van het proces

Algemeen

Het proces van extractieve kristallisatie van NaCI kan in 3 onderdelen uiteengezet worden:

De zoutmijn, De kristallisator , De fase-scheider.

Tussen de kristallisator en de fasescheider worden de zoutkristallen afgescheiden. Het cyclische proces van kristallisatie en fasescheiding is in figuur 3a schematisch weergegeven.

figuur 3a: Schematische voorstelling vö:n het produktieproces met behulp van extractieve kristallisatie.

25

o/cVno~N~a~C;I

'F

~111

1

_{low temperature}

crystallization salt mine 3% NaCI NaCI crystals liquid (extractantjwater

IN

aCI)

extractant high temperature

water separation

De basis van het proces bestaat uit het verzadigde zoutmengsel dat gevormd wordt in een zoutmijn.

De verzadigde zoutoplossing wordt vervolgens in de kristallisator geleid, waar het

(16)

-•

•

3.2

•

3.3

•

FABRlEKSVOORON1WERP #3045

uitkristalliseren van NaCI plaatsvindt. De kristallisator is de plaats waar het DIPA wordt toegevoegd, die het neerslaan van het NaCI bewerkstelligt.

In de fase-scheider worden tenslotte de verdunde zoutoplossing en de DIPA

gescheiden, zodat ze gerecirculeerd kunnen worden naar respectievelijk de oplosser en de kristallisator. In onderstaande paragraven worden de verschillende

componenten van het proces beschreven. Afgezien van bovenstaande schematische voorstelling van het produktieproces kan het best gekeken worden naar het

blokschema in paragraaf 6.3 (massa en warmtebalans) als illustratie. De numering van de componenten is hierin weergegeven evenals in het uiteindelijke flow diagram in bijlage 12.1.

Zoutmijn

De zoutmijn is niet opgenomen in het continuproces. De reden hiervan is dat er over de zoutmijn geen massa- en energiebalans gemaakt kan worden aangezien de omvang van het zoutdepot niet gedefiniëerd is.

Via de recycle uit de regenerator wordt een onverzadigde zoutoplossing in de mijn gepompt. Via het natuurlijke oplossingsproces wordt deze verdunde oplossing verzadigd met zout. Deze verzadigde oplossing wordt aan de mijn onttrokken. De uitgaande stroom wordt voorgezuiverd. De stroom heeft hierna een temperatuur van 25°C en dient als toevoerstroom voor het kristallisatieproces.

Kristallisator

De uitgangsstroom uit de mijn wordt naar de kristallisator gevoerd. In de kristallisator (Rl in 6.3) wordt de organische fase (DIPA) toegevoegd. De twee toevoerstromen zijn van te voren op kristallisatietemperatuur gebracht. De waterfase wordt op temperatuur gebracht in koeler (Hl) en de organische fase (FlO+ F12) in dezelfde koeler. De door DIPA veroorzaakte oververzadiging veroorzaakt het kristall isatieproces.

Dit ontwerp is gebaseerd op het CMSMPR model, het "continuous mixed suspense, mixed product removal" model. Dit model is gebaseerd op het zogenaamde CSTR (Continuous Stirred Tank Reactor) model. Het model bestaat uit één groot volumevat met daaraan toegevoegd één of meerdere toevoerstromen en daaraan onttrokken één afvoerstroom, die dezelfde samenstelling heeft als in het ideaal geroerde vat. In dit ontwerp worden de gekristalliseerde zoutdeeltjes met de DIPA- en waterstroom afgevoerd om vervolgens te worden gescheiden in een cycloon. Dit is in

tegenstelling tot een CMSCPR model (Continuous Mixed Suspense, Classified Product Removal), waarbij het produkt (de zoutdeeltjes) al in de tankreactor worden onttrokken.

In dit stadium van ontwerp is het voor de beheersing van het kristallisatieproces en de daarmee verbonden kinetiekvergelijkingen beter het beter te beschrijven

CMSMPR model te gebruiken.

(17)

-•

•

3.4 Fase-scheider

3.5

In de fase-scheider worden de organische fase en de waterfase door middel van temperatuursontmenging gescheiden. Daartoe wordt de temperatuur van stroom (F4

+

F6) verhoogd in warmtewisselaar (H2

+

H3). De fase-scheider wordt gevormd door een settler waarin de organische fase de lichtste fase is en aan de bovenkant wordt afgevoerd. De waterfase uit de fase-scheider wordt na zuivering teruggevoerd naar de zoutmijn. Deze zuivering is niet opgenomen in het proces (paragraaf 3.2, zoutmijn niet opgenomen in proces).

Procesregeling

Om het dualistische karakter van het proces ten aanzien van de temperatuur in de kristallisator en de temperatuur in de fase-scheider te verwezenlijken, is hier temperatuurregeling vereist. De temperatuur in de kristallisator (Rl) moet gemeten worden en wordt teruggekoppeld naar koeler (Hl). Koeler (Hl) moet dus variabel instelbaar zijn afgaande op een signaal van regelaar (TIC 1).

De temperatuur van de fase-scheider wordt direct beïnvloed door heater (H3). Om de temperatuur in de fase-scheider constant te houden wordt deze gemeten en teruggekoppeld naar Heater (H3) met behulp van regelaar (TIC2).

De ingaande stroom (Fl) en de uitgaande stroom (F8) moeten worden gemeten met behulp van (Fll) en (F12). Tevens moet de ingaande stroom instelbaar zijn via regelafsl uiter (Maf3).

(18)

-•

•

4

•

4.1

•

4.2

•

4.3

• Procescondities

Algemeen

Gekozen is voor twee produktielijnen omdat dit een betrouwbare oplossing is in verband met het uitvallen van een produktielijn en tevens de produktiekosten niet te hoog opjaagt bij het bouwen van meerdere proceslijnen. Dit betekent een halvering van de eis van de zoutproduktie per lijn. Het totale kristallisatorvolume van de produktielijnen tezamen blijft even groot. De kosten van twee produktielijnen zullen duurder zijn dan die van één produktielijn.

De invloed van verschillende variabelen, zoals de DIPA/H₂0-verhouding in de

kristallisator , de oververzadiging in de kristallisator (sigma) en het aantal

produktielijnen, op de procesgrootheden reactorinhoud, stromen en

kinetiekparameters is met behulp van een spreadsheetprogramma (Microsoft Excel

4.0) berekend. Het resultaat hiervan staat weergegeven in bijlage 12.2) .

Thermodynamica

De reactiewarmte gepaard gaande met de kristallisatie heeft een kleine invloed op de temperatuur. Het proces van de produktie van vast zout gebeurt niet spontaan, maar vereist energie. De minimale hoeveelheid benodigde energie kan worden afgeleid uit de formatie-energie van de aparte componenten.

NaCI (c) ~F NaCI (ag) Hoeveelheid arbeid = -6572.8

=

-6717.7

=

144.9 [KJkgo1] (bij 25°C) [KJkgo1 ] (bij 25°C) [KJkgo1] (bij 25°C)

Per kilogram gevormd zout wordt 144.9 KJ van de omgeving onttrokken. Het

gevolg hiervan is dat de temperatuur in de kristallisator zal dalen. De ingaande

massastroom in de kristallisator van 348.48 kgso1 met een gemiddelde

warmtecapaciteit 2.79 KJkgo10C-1 wordt 2.55 °C afgekoeld .

Een andere warmteëffect dat optreedt in het proces is de mengwarmte die vrijkomt

bij het mengen van DIPA en pekel [12]. In pragraaf 2.7 is de mengwarmte als

functie van de fractie dipa (in het gemengde systeem) weergegeven. Gewerkt wordt

bij een dipa fractie van 0.82. Dit levert een mengwarmte van 31 KJ/KgmeogseIOP .

Voor het scheiden van DIPA en de zout-oplossing is moet deze warmte juist worden

toegevoegd. Voor het mengsel levert deze vrijkomende/opgenomen warmte

respectievelijk een temperatuursstijging/daling op van 11.0°C .

Kristallisator

(19)

-•

•

4.4

•

FABRlEKSVOORONlWERP #3045

De procescondities in de kristallisator zijn niet berekend op basis van kinetische vergelijkingen, maar op basis van experimentele gegevens, samengevat in Figuur 3. Uit Figuur 3. is af te lezen dat, om een gemiddelde deeltjesgrootte van 500

micrometer (zie paragraaf 2.1) te verkrijgen, er gewerkt moet worden bij een relatieve oververzadiging tussen 0.0056 en 0.056. Omdat er verder geen specifieke eisen aan de oververzadiging zijn, is een waarde in het midden van dit gebied gekozen. Uitgangspunt voor verdere berekeningen is: a=0.0178.

Voor de bepaling van de optimale DIPA/H20-verhouding in de kristallisator is een

Tx-diagram gecreëerd (Figuur 1.). In deze figuur kunnen de procescondities worden weergegeven worden door middel van een werkpunt. Dit werkpunt geeft de positie van het proces ten aanzien van fasenovergangen aan. Aangezien een primaire voorwaarde is dat de kristallisatie in één fase plaatsvindt, kan met behulp van deze figuur worden nagegaan tot welke temperatuur gewerkt kan worden. Er zijn 2 procesvariabelen in de figuur. Ten eerste de temperatuur, ten tweede de DIPA/H2

0-verhouding.

Het effect van de temperatuur is als volgt: Hoe hoger de temperatuur in de kristallisator, hoe minder koeling er nodig is, en dus minder energiekosten. De temperatuur kan niet al te hoog gekozen worden, aangezien er dan in het twee-fasen gebied gewerkt wordt. De temperatuurgrens wordt dus bij een bepaalde DIPA/HzO-verhouding gevormd door de overgang van het éénfase- naar het tweefasegebied. Tevens moet voor de temperatuurskeuze rekening gehouden worden met een onnauwkeurigheidsmarge.

Het effect van de DIPA-fractie is als volgt: Hoe hoger de DIPA/HzO-verhouding, hoe hoger de ontmengingstemperatuur . Een hogere ontmengingstemperatuur betekent voor dit proces een ontmengingstemperatuur dichter bij omgevingstemperatuur, waardoor er minder hard gekoeld hoeft te worden. Tevens heeft een hogere DIPA/H20 verhouding een hogere zoutproduktie per "kristallisatieslag" . Bij een

hogere DIPA/HzO verhouding ligt immers de evenwichtsconcentratie opgelost zout lager, waardoor meer zout vanuit de verzadigde ingaande stroom kan neerslaan. Een hogere DIPA/HzO-verhouding heeft dus een gunstig effect op de mogelijkheden. Een nadelig effect is een grotere DIPA-recycle en dus meer pompkosten. Tevens wordt hierdoor de kristallisator groter (zie paragraaf 5.1, figuur 7 ).

Gekozen is voor een werkpunt met een DIPA/H20-verhouding van 4.56 en een

temperatuur van -2 °C. Dit is een compromis tussen een niet overdreven grote DIPA-recycle en een werkbare temperatuur ten aanzien van koeling en

hydraatvorming (onder -2.5

°c,

zie paragraaf 2.3).

Reactiekinetiek

Ondanks dat het proces niet gebaseerd is op kinetiekvergelijkingen, is toch een kinetische beschouwing gemaakt. Dit om in een verder stadium van de ontwikkeling van het proces, de bij uitvoering van experimenten verkregen experimentele

constanten te controleren met onderstaande kinetische constanten. Deze omgekeerde manier van werken is noodzakelijk omdat er nog geen waarden van de kinetische constanten van het DIPA/H20/NaCI-systeem bekend zijn.

Met een keuze van de oververzadiging (zie paragraaf 4.3) in de kristallisator, worden de kinetische parameters vastgelegd.

(20)

-•

•

Algemeen kan een kristallisatieproces met behulp van twee processen beschreven worden.

1. Kristalgroei, die beschreven wordt met de volgende vergelijking: 2. Nucleatiesnelheid, beschreven door:

Afgeleide formules zijn:

B Mt

-

= N(O)

= 6*p *(g*ï:)4*k_v G Mt

=

P *c_3v Reactorvolume ï:*F V_r

=

p Experimentele relatie: Ld

=

3*g*ï:

In formules (2) tot en met (7) zijn:

cr ₌ _Kristalgroei _[ms'l] b

kg

= Groeiconstante [ms-I ] Cf = Oververzadiging [-] B = Nucleatiesnelheid [ls-l m-3] Mt = Totale kristal massa per m3 _{kristallisator [kgm-}3_]

kb = Nucleatieconstante [ s/kg2

]

kv = Vormfactor [-]

p = Gemiddelde dichtheid in kristallisator [kgm-3

] F = Ingaande=uitgaande stroom [kgs-I_]

tau = Gemiddelde verblijf tijd in kristallisator [sJ ld = Dominante deeltjesdiameter [m]. G = Groeisnelheid [mis]

N(O) = Aantal nieuwe nucleatiedeeltjes bij

grootte praktisch nul [#]

(2) (3)

(4)

(5)

(6)

(7)

Met behulp van bovenstaande formules zijn waarden voor Kg en Kb bepaald die voortkomen uit een gekozen sigma en een Ld' Zodra experimentele gegevens over Kg en Kb bekend zijn, valt te controleren of de berekende Kg en Kb reëel waren.

Hiermee valt weer te controleren of de gekozen oververzadiging daadwerkelijk te

(21)

-•

•

4.5

•

FABRlEKSVOORONTWERP #3045 verwezenlijken valt.

Regenerator

In de oplosmiddel regenerator moeten uit één fase twee fasen, te weten de organische DIPA-fase en de waterfase, gescheiden worden. Bij een DIPA/H2 0-verhouding van 4.56 worden twee fasen verkregen bij temperaturen boven de 0 °C (zie Figuur 1.).

Aangezien er tussen 0.3 °C en 25°C geen waarden bekend zijn in de literatuur (zie Tabel 1.), zijn de evenwichtgegevens bij 25°C gebruikt.

In dit stadium is de drukinvloed op het kristallisatieproces nog niet exact bepaald. Omdat er in een vloeibare fase gekristalliseerd wordt zal de drukinvloed op het kristallisatieproces waarschijnlijk gering zijn en werken onder hoge druk zal niet nuttig zijn. De kristallisatie en fasescheiding vinden onder atmosferische druk plaats.

Verder is uitgegaan van een verblijf tijd van 1 uur, wat voor veel industriële kristallisatieprocessen een gemiddelde waarde is om te komen tot een juiste kristalgrootte.

(22)

-•

•

4.6

•

• Warmtewisselaar

Er zijn twee mogelijkheden om de koude stroom uit de kristallisator op te warmen. 1. Of met recyclestroom van 25°C uit de fasescheider

2. Of met de ingaande zoutstroom.

De daarbij behorende processchema's staan weergegeven in Figuur 5.

Op tie Op tie 2 ft flO Apparaat uitleg T in T u i t fl fll UOt H1 Koeler 25 -0.12 Ol

R1 Kristal Iisator -0 . 12 -2 Ql

M1 Cycloon -2 -2

H2 Warmte-wisselaar

H3 Verwarmer 12.55 25

M2 Fase-sche i der 25 25

FI

Stroom uitleg T _'"

Toevoer verz. zout 0

F 2 Kristallisator In -0 . 12

F 3 Kr istailisator UI t -2

4 opg zoutlwaterlDIPA -2

F 5 Vast zout -2

F opg zoutlwaterlOIPA 12.55

F 7 opg. zout Iwater IDIPA 25

F 8 waterlopg. zout 25 _"

w 1 tSOC

F 9 DIPA-recycle 25

F 10 DIPA-recvcle 5

Figuur 4. Mogelijke processchemn's ten aanzien van het warmtewisselen.

Gekozen is om de warmte te wisselen met de recyclestroom (optie 1) en niet met de ingaande zoutstroom. De recyclestroom is ruim vier maal zo groot als de ingaande zoutstroom. Bij dezelfde enthalpieoverdracht in de warmtewisselaar koelt de grotere DIPA recyclestroom minder af en houdt daarom een groter gemiddeld

temperatuursverschil ten opzichte van de stroom uit de kristallisator. Een groter temperatuursverschil geeft in het algemeen een efficiëntere overdracht.

(23)

-•

•

5

•

5.1

•

• Apparatuurkeuze en bijbehorende berekening

Kristallisator

De industriële kristallisatoren vallen onder te verdelen in twee hoofdtypen, de MSMPR (Mixed Suspense, Mixed Product removal) en de MSCPR (Mixed

Suspense, Classified Product Removal). De beide types kunnen dusdanig geopereerd worden, dat de uitgaande hoofdstroom met of zonder produkt kristallen de

kristallisator kan verlaten. Dit betekent dat de residentie-tijden van de kristallen en de voedingsstromen afhankelijk en dus gelijk, of onafhankelijk kunnen zijn. Er zijn dus vier mogelijke kristallisatoren. Deze staan schematisch weergegeven in Figuur 6.

Fm Product " , ; (a) Feed ~-+---., Overflow Product (b)' Feed Product (c) Feed ~-+----, Overflow Product (d)

Figuur 5. Schematische weergave van de vier mogelijke types kristallisatoren.

De werking van geclassificeerde kristallisatoren berust op het aanbrengen van een opwaartse stroom van onderaf de kristallisator. Alleen deeltjes groter dan een

bepaalde grootte kunnen tegen de opwaartse stroom in bezinken en worden onderaan de kristallisator afgevangen. Aangezien de kristallisatoren in dit ontwerp van

aanzienlijke grootte zijn is het dimensionering een grote stap. Zeker wanneer verondersteld wordt dat de kristallisator eigenlijk niet meer dan een grote opslagtanker (geïsoleerd) is en moeilijk specifiek geconstrueerd kan zijn.

Vanwege de ontwerp eenvoud is hier gekozen voor een CMSMPR model. De uitgaande stroom wordt op een willekeurige plaats afgetapt. De kristallisator wordt ideaal geroerd verondersteld. Voor dit model kan de fundamentele relatie tussen kristalgrootte en populatiedichtheid worden gegeven door:

n =

nOex~- ~")

(8)

(24)

-•

•

• _5.2

•

FABRIEKSVOORONTWERP #3045 Hierin is

= Aantal kristallen per volume-eenheid van kristallisator

= Populatiedichtheid van kristal-kernen

Deze vergelijking geïntegreerd naar de massa-dichtheid (derde moment) levert de aanwezige kristalmassa als functie van de kristallengte. In de relatie valt een

optimum te ontdekken die van belang is bij de vereiste deeltjesgrootte. Dit optimum is de zogenaamde dominante kristalgrootte. De meeste kristalmassa wordt gevormd door deeltjes rond de dominante kristalgrootte. Voor het zoutsysteem betekent dit dat de grootste massa van gevormde zoutkristallen in de afvoerstroom rond de vereiste specificatie van 500 micrometer moeten liggen. De geïntegreerde relatie voor deze dominante kristalgrootte wordt gegeven door

Hierin is ld G tau = Dominante kristalgrootte = Groeisnelheid = Verblijf tijd (9)

Op bovenstaande wijze is voor de dominante kristalgrootte de relatie verkregen. De dominante kristalgrootte bepaalt via Figuur 3. de relatieve oververzadiging en geeft hiermee een basis voor het ontwerp van de reactorgrootte en toegevoerde stromen. Met het vastleggen van de oververzadiging en het kiezen van de gemiddelde verblijf tijd in de kristallisator kan de reactorgrootte en bijbehorende in- en uitvoerstromen evenals het reactorvolume éénduidig berekend worden met massabalansen over de kristallisator.

De opschaling van het proces is in Figuur 7. schematisch weergegeven.

Op basis van de berekeningen, weergegeven in Figuur 7., wordt het volume van een kristallisatorvat bij 2 produktielijnen van 1398 m3 _gevonden.

Gekozen is voor een gemiddelde verblijf tijd van één uur, dat als een redelijk gemiddelde waarde beschouwd kan worden in kristallisatieprocessen.

Het materiaal van de kristallisator is Mone! (paragraaf 2.5).

Cyclone

Om de uitgaande stroom uit de kristallisator te ontdoen van de gevormde zoutkristallen, wordt deze stroom door cyclonen geleid. De stroom uit de

kristallisator vereist door zijn omvang apparatuur, dat continue een groot debiet kan verwerken. Van de talloze scheidingsapparatuur zijn voor de scheiding van

zoutdeeltjes uit de grote zoutstroom centrifuges en cyclonen de meest aangewezen apparaten. Vanwege de eenvoud van ontwerp en uitvoering is hier gekozen voor cyclonen. Het te gebruiken materiaal zal wederom Monel zijn. Het te verwerken debiet zal 248 kg/s zijn waaruit 17 kg zoutdeeltjes gescheiden moeten worden.

(25)

-•

•

• _5.3

•

5.4

•

FABRIEKSVOORONTWERP #3045 Zou ts troom onurol::l::en .!111!In m Ir

VerZadlQde

ZOul..ConCQ"tratt(Q

" M aS'iaba'e.ns over i::rs~UiHl.tor FS

'>--,-, o-~ U it= In -0 m z 1+----'---1

G Qm d d et! ft

d tnthed .,

t: riS la Its~ tor

F 3"'c 3 0: F 1 ... c 10 -F 5

u U!g b btsym bo I>n Invoerparl!lm a(Qors

1=\ its:ultatson en Wo!Iarden anQS de pIjlen

c=J p races 0 r verg91i;c ng

Figuur 6. Blokdiagram procesopschaling.

Droger

E •

I( 9U re

De produktstroom uit de cyclone wordt gedroogd met behulp van hete lucht. Gedroogd wordt in een rotary droger. Voordeel hiervan is dat deze geschikt zijn voor continue operatie met grote doorstroom. Rotarydrogers hebben relatief lage aanschaf en onderhoudskosten. Een nadeel is een hoge geluidsproduktie.

Oplosmiddel regenerator

De fase-scheider is ontworpen op basis van de evenwichtsgegevens voor de water-en de organische fase uit Tabel 1. bij 25

o

e.

Fasescheiding kan plaatsvinden in een horizontale of verticale fase-splitter. Voor verschillende aantallen vaten is met behulp van een spreadsheetprogramma het wandoppervlak en de vatinhoud berekend voor zowel horizontale als verticale fase-scheiders. Het resultaat staat weergegeven in bijlage 12.2.

(26)

-•

•

5.5

•

Kenmerkend voor de verticale fase-scheider is dat het totale wandoppervlak gelijk blijft, terwijl bij de horizontale fase-scheider het totale volume gelijk blijft voor één bepaalde scheidingscapaciteit. Het wandoppervlak is de grootste kostenfactor. Voor kleine aantallen vaten is een horizontale fase-scheiding qua wandoppervlak gunstiger, voor grotere aantallen een verticale fase-scheiding.

Beiden zijn gesimuleerd, variërend van één tot tien vaten per type fase-splitter. Tot 5 vaten blijft het totale wandoppervlak kleiner dan bij de verticale vaten.

Gekozen is voor het type horizontale fase-splitter met drie vaten, aangezien deze voor hetzelfde scheidingsresultaat minder totaal wandoppervlak nodig heeft.

Warmtewisselaars

In dit proces zijn drie warmtewisselaars opgenomen. Eén koeler (Hl) van de ingaande en de recycle-stroom, één verwarmer (H3) om de processtroom op te warmen tot de ontmengingstemperatuur in de fasescheider en één warmtewisselaar (H2), die de processtroom uit de kristallisator tegen de recyclestroom opwarmt. De specificaties voor warmtewisselaar zijn weergegeven in bijlage 12.3.

Vanwege het kleine temperatuursverschil waarover warmte wordt gewisseld (alles tussen -2 en 25°C) is gekozen voor de vaste pijpplaatconstructie gekozen. In principe geeft een volledige energieoverdracht, d. w.z. de processtroom F4 van -2

°C naar 25°C en de recyclestroom van 25°C naar -2 °C het beste

energierendement. Voor een warmtewisselaar is het echter moeilijk (cq vereist heel veel warmtewisselend oppervlak) om volledig de uitgaande stroom van de ene zijde de ingaande stroom van de andere zijde te laten bereiken. Daarom is gekozen voor een iets mindere prestatie en de recyclestroom F9 van 25°C naar 5 °C te laten afkoelen en niet naar -2 °C. Uit dit temperatuursverschil volgt de energieoverdracht naar de stroom F4, resulterend in een uitgaande temperatuur van 2°C. Dat de temperatuur van de uitgaande stroom (F4) zo weinig stijgt is te danken aan de warmteopname tijdens het ontmengen van het systeem (paragraaf 4.2) bij overschrijding van de ontmengingstemperatuur (O°C).

(27)

-•

•

6

•

6.1

•

6.2

•

• .

'

•

• Massa- en warmtebalans

Massabalans

Uitgaande van een produktie-eis van één miljoen ton zout per jaar verdeeld over twee produktielijnen wordt de massabalans van één produktielijn in Figuur 8. weergegeven. De produktie-eis (17 kg/s), tezamen met de verzadigingsconcentratie NaCI (aq) en bereikte concentratie in de kristallisator, legt de grootte van de ingaande stroom (Fl) vast. In de fasescheider bestaat een evenwicht waarover de drie componenten zich in de organische en waterfase verdelen. In de recycle stroom lost water op en in de uitgaande stroom lost ook een weinig DIPA op. Om de grootte van de recycle en van de uitgaande stroom te kennen is een iteratieve rekenmethode nodig, ervan uitgaande dat de grootte van de stromen convergeren. Met behulp van het computerprogramma Chemcad 2.6 is het gehele proces doorgerekend. Het resultaat is weergegeven in Tabel 3. Voor de massa en warmtebalans zijn alleen stromen Fl, F3 en F8 van belang.

Warmtebalans

Omdat er alleen gekeken wordt naar enthalpieverschillen in de warmtebalans, zijn de standaardvormingsenthalpiën niet in de enthalpieberekeningen meegenomen:

1

fT

HT = HT - I1H_F = Cp dT + I1H

25

(10)

De standaardomstandigheden, ten opzichte waarvan de enthalpiën berekend zijn, zijn 25°C en 1 atm. Voor de component NaCI wordt gerekend t.o.v. de opgeloste toestand.

Over iedere component is een enthalpiebalans berekend in de vorm van:

Voor de warmtecapaciteit van de gemengde stromen is een evenredig gemiddelde genomen van de warmtecapaciteiten van de afzonderlijke warmtecapaciteiten.

(28)

-•

•

6.3 Blokschema massa- en warmtebalans

In Figuur 8. is de massa- en warmtebalans van de zoutfabriek weergegeven.

IN Voorwaarts

Massa- en

Retour UIT

F Q F

Warmtebalans

F F Q r~a/sl r~Wl Q Q r ~al s 1 r ~Wl 0 5 F 12 n 'e 75 .8 F I F liJ l5 'e

l~'

C

M J F II

•

H 1 a I 2.02E .. 07 F2 LH 'e

•

R I FJ ·l 'e M 1 _{1 -}_...._._z_~_cs 17.0 2.00E+06

•

_" la ·z·c , 'C H 2

•

13H"C

,

}!-F 9 n 'e a 2 ! 2.22E ~ 07 -~ _HJ f ) zs 'e F9 M 2 f-- n 'e

~

n'c 59 J 75 ] 2.22E ~ 07

...

_TOTA.AL

•

₇₆_.₃ 2.22E .. 07

Figuur 8. Massa- en wamltebalans van de zoutfabriek.

•

EXTRACfIEVE KRISTALLISATIE VAN NACL - 23

(29)

•

F ABRlEKSVOORON'TWERP 1304' 6.4 Stromen! componentenstaat

In onderstaande tabel is de stromen/componenten staat van de gehele zoutfabriek weergegeven. apparatenstroom componenten in kg/s water DIPA NaCI (c) NaCI (aq) totale massastroom temperatuur °C totale energieinhoud apparatenstroom componenten in kg/s water DIPA NaCI (c) NaCI (aq) totale massastroom temperatuur °C totale energieinhoud apparatenstroom componenten in kg/s water DIPA NaCI (c) NaCI (aq) totale massastroom temperatuur °C totale energieinhoud Min kg/s QinW F1 M 55.73 0 0 20.07 75.8 25 F5 M 0 0 17.03 0 17 -2 F9 M 15.29 256.85 0 0.03 272.2 25

EXI"RACI1EVE KRISTALLISATIE VAN NAQ..

F2 Q M 71.02 257.38 0 20.1 348.5 -0.55 0 F6 Q M 71.03 257.34 0 3.08 331.4 12 i -390839 F10 Q M 15.29 256.85 0 0.03 272.2 5 0 F3 F4 Q M Q M Q 71.03 71.03 257.34 257.34 17.03 0 3.08 3.08 348.5 331.4 -2 -2

-3E+07 -3E+07 -3E+07

F7 F8 Q M Q M Q 71.03 55.74 257.29 0.54 0 0 3.08 3.05 331.4 59.3 25 25 -1E+07 0 0 F11 F12 Q M Q _M Q 71.02 0 257.38 0.53 0 0 20.1 0 348.5 0.5 25 -1E+07 -2E+07 0 24

(30)

-•

.

>

6.5 Overzicht specificatie

apparatuur

Tabel 4. Apparaten specificatielijst.

• r

•. apparaat

/

1

Hl

I

H3

I

M3

I

Rl

ij

!

MI

::

1

·

H2

....

[

M2

I

no;,··

type koele verwar mix kristalli cyclo warmtewissel fase3sch

r mer er sator ne aar eider

druk 1 1 1 1 1 1 1

•

temp inluit 5/-0. 13/25 5+ 0.55/-2 -2 "-2en 25

°C 55 25/ 25/13.05 en

5"

capaciteit in 1 1,1 MW

•

aantal 1 1 1 1 1 3

materiaal mon monel mon monel mon monel monel

el el el vulling roer

•

der dimensies 15000 pijpen van inhoud 1398 6 m lengte 258 m3 m3

•

pijpdiamete 25*2.5 mm 3.80 m r

•

EXTRAcrIEVE KRISTALLISATIE VAN NACL 25

(31)

•

7

•

7.1

•

• Financiële analyse

Kosten

Modelmatig gezien bestaan de totale kosten van de te bouwen fabriek uit twee hoofdgroepen:

Hierin is

= Totale kosten

=

Algemene kosten

= Fabricage kosten

De fabricage kosten zijn weer onder te verdelen in:

Met = Produktiekosten

=

Investeringskosten

=

Semi-variabele kosten = Indirecte fabricage-kosten [HFl/jaar] [HFl/jaar] [HFl/jaar] [HFl/jaar] [HFl/jaar] [HFl/jaar] [HFl/jaar] (11) (12)

Bij een continue produktie op maximale capaciteit, op basis van 8000 uur per jaar, bedragen de totale kosten voor het bouwen van één fabriek, bestaande uit twee produktielijnen:

Kt

= 36.5 miljoen gulden per jaar.

Onder de kostenpost algemene kosten (Kal vallen kostenposten als research en administratie. Deze kosten worden als vast percentage van de omzet (paragraaf 7.2) gekozen, bij zware industrieën is dit 5 %. Bij dit proces wordt voor Ka een waarde verkregen van:

Ka = 2.5 miljoen HFl.Ijaar.

De bij dit proces benodigde produktiekosten (K~ bestaan hoofdzakelijk uit de grondstofkosten van de DIPA, die niet voor 100% gerecycled wordt en uit de elektriciteitskosten.

In Tabel 5. staan de benodigde produktiekosten weergegeven.

(32)

-•

•

Tabel S. Grorulstof- en energiekosten, benodigd voor de produktie van NaCl.

NaCI DIPA 1000000 15350 (rest recycle)

.

-

.

:

.

:<

·

->

·

'.: :

1 ·· ....

'-'::_-" " 0 __ ' " 0 • • • Elektric 2.1 104 iteit

I

Totmli Opbre ngst 1000 0.1 2.1 106 17.3 106

De totale produktiekosten bedragen dan ook voor dit proces: Kp = 17.3 106

HFl./jaar.

De belangrijkste kosten. afhankelijk van de investering (KJ worden gevormd door de rente, de afschrijving en de verzekering. Voorafgaand aan deze berekening zal eerst de totale investering

(IJ

bepaald moeten worden, aan de hand waarvan rente,

afschrijving en rente berekend zullen worden. De totale investering

(IJ.

valt onder te verdelen in

It

= Ib

+ Ih + Iz + Iw Waarin

= Totale investering

= Investeringen in proceseenheden

= Investeringen in hulpapparatuur

=

Investeringen in niet-tastbare zaken

= Werkkapitaal, terreinen, voorraden

[HFI] [HFI] [HFI] [HFI] [HFI]

Voor een doorsnee Nederlandse Chemische Fabriek geldt de volgende vaste verhouding in de investeringsopbouw (p. III-2 van deel Ir van lito [1]):

1/_t= 0.64Ib + _0.16Ih+ 0.14Iz + _0.06Iw

(13)

(14)

Aan de hand van een berekening van de investering in proceseenheden (lb) -dit is de investering die relatief het nauwkeurigste te bepalen en het grootste is- is dan een schatting te maken van de totale benodigde investering voor de zoutfabriek.

(33)

-•

•

De Ib wordt in het volgende deel op 3 manieren bepaald:

1. Volgens de niet-modulaire methode van Zevnik-Buchanan,

2. Volgens een variant op 1., en

3. Volgens de modulaire methode van Janssen.

De stapmethode van Zevnik-Buchanan geeft op een zéér eenvoudige wijze een

indicatie voor het vaste kapitaal (lb

+

IJ.

De methode wordt, model matig gezien, weergegeven door het volgende, niet-modulaire, exponentiële model:

Met

= Vaste kapitaal [HFl]

= Aantal functionele eenheden in de fabriek[ -]

= Investering per functionele eenheid [HFl]

= Chemical Engineering Plant Cost Index [-]

(15)

Uit formule (15) blijkt het niet-modulaire karakter van de methode uit het feit dat de investering per functionele eenheid gelijk verondersteld wordt. -Bij functionele eenheden kan gedacht worden aan elementaire processtappen, bewerkingen of belangrijke apparaten.- Dit veroorzaakt een grove onnauwkeurigheid omdat

verschillende eenheden vaak onder totaal andere condities (materiaal, temperatuur en druk) bedreven worden.

De gemiddelde investering per functionele eenheid wordt bepaald uit een grafiek (p.III-19 van deel 11 van lito [1]), waarbij gebruik gemaakt wordt van een

complexiteitsfactor (Cf). Deze houdt rekening met de maximale overall druk en temperatuur, en het soort te gebruiken materiaal in de fabriek. De

complexiteitsfactor wordt berekend volgens:

met

= Complexiteitsfactor

= Temperatuurfactor

= drukfactor

=

Materiaalfactor

Voor deze fabriek is de complexiteitsfactor Cf = 3.304.

[-]

[-] [-]

[-]

Met een investering per functionele eenheid van IE = 3 106 HFI,

en een Chemical PLant Cost Index van Ci = 357.6,

wordt (Ib

+

IJ = 39.1 106 _HF!.

Hiermee komt de totale investering uit op

(16)

Een variant op formule (15) wordt gegeven door de volgende, herschreven formule: waarm

(34)

-•

•

FABRIEKSVOORONTWERP #3045 = Investeringen in proceseenheden [Hfl] = Aantal functionele eenheden in de fabriek[-]

= Complexiteitsfactor [-]

= Produktie van de fabriek [kton]

= degressie-exponent m=O.6 als Pi>4.5 kton m=O.5 als Pi<4.5 kton = C.E. Plant Cost Index

[-]

(17)

Formule (17) is niet meer gebaseerd op de investering per functionele eenheid (IE), maar op de totale produktiecapaciteit van de twee produktielijnen, gelijk verdeeld over het aantal functionele eenheden.

Omdat het accent van de berekening ligt op de gevoerde bedrijfscondities, druk, temperatuur, gebruikt materiaal en capaciteit, zal voor de produktiecapaciteit alleen de zoutstroom, en niét de "throughput", beschouwd worden.

Uitgaande van de voorgaande gegevens en een produktiecapaciteit van 1 106 _ton/jaar,

met m=O.6, wordt

Ib = 44.7 106 _HF!.

Hieruit volgt dat de totale investering gelijk is aan

Volgens de modulaire methode van Janssen (p. 111-16 van deel 11 van lito [1]), wordt op de volgende, eenvoudige wijze rekening gehouden met de individuele investering per functionele eenheid:

Hierin is Ib

Cf,' I

= Investeringen in proceseenheden

= Individuele complexiteitsfactor van een functionele eenheid

= Produktie van een functionele eenheid

= degressie-exponent m=O.6 als Pi>4.5 kton m=O.5 als Pi<4.5 kton = C.E. Plant Cost Index

[Hfl] [-] [kton] [-] [-] (18)

Deze methode zal met een grotere mate van nauwkeurigheid een schatting van de benodigde investering opleveren.

Om een goede vergelijking met de voorgaande berekening te kunnen geven, zal ook hier de zout- "produktie" per functionele eenheid bekeken worden, en niet de totale throughput door de functionele eenheid.

(35)

-•

•

In Tabel 6. staan de gegevens per functionele eenheid weergegeven.

Tabel 6. Benodigde gegevens per functionele eenheid voor de berekening van de investering in volgens de modulpim:lHICItbhdtiemn Janssen.

I

Eenh eid

I

COC)

T

I

Ft

I

Fp

I

Fm

I

Cti

I

pi

I

Cti*pi"m

I

Hl 25 0,00144

°

0,2 3,18 579.0 144.56 Rl 0,55 0,03290

°

0,2 3,42 579.0 155043 M1 -2 0,03800

°

0,2 3,46 579.0 157.26 H2 25 0,00144

°

0,2 3,18 89.5 47.15 H3 25 0,00144

°

0,2 3,18 88.6 46.87 M2 25 0,00144

°

0,2 3,18 88.6 46.87

Uitgaande van een C.E. Plant Cost Index van Ci = 357.6 komt de totale investering

in proces eenheden volgens formule (18) neer op

Ib

=

21.4 106 _Hfl.

De totale benodigde investering komt dan neer op

Dit bedrag vormt de investering die nodig is om één produktielijn op te stellen. Voor twee produktielijnen zal de totale investering vermenigvuldigd worden met twee.

Uit de niet-modulaire berekening van de investeringen blijkt hoe deze, door het uiterst eenvoudige karakter van de empirische formule, erg afhankelijk zijn van de empirisch te bepalen constanten ten opzichte van de in te voeren produktiecapaciteit. Opvallend is wel, dat de resultaten van de niet-modulaire methode, gebaseerd op produktiecapaciteit (formule (17», en de modulaire methode van Janssen (formule

(18» praktisch hetzelfde zijn.

De toegepaste modulaire methode van Janssen, die rekening houdt met de

individuele functionele eenheden binnen de fabriek, laat zien dat per functionele eenheid de kosten lager liggen dan de investeringen per functionele eenheid bij

formule (15) doordat de complexiteitsfactor van de individuele eenheden lager uitvallen dan de maximale overall Cf, gebruikt bij de niet-modulaire methode.

Tegenover de hiervoor behandelde stap-methoden staan de Factor-methoden. Deze methoden zijn ook weer onder te verdelen in modulaire en niet modulaire methoden.

De factor-methoden maken stuk voor stuk gebruik van factoren om tot schattingen

van investeringsbedragen te komen. Dezen zijn dusdanig specifiek, dat het in dit

(36)

-•

•

stadium van het ontwerp niet zinnig is de methode uit te voeren.

Voor de resterende berekeningen zal voor de totale investering de uit de modulaire methode verkregen waarde gebruikt worden:

It = 66.8 106 _HF!.

De termijn van afschrijving van de zoutfabriek vindt plaats in 11 jaar (p.IV-14 van deel 11 van lit. [1]). Na deze periode wordt er van uit gegaan dat de restwaarde van de fabriek verwaarloosbaar is.

Bij de onderstaande berekening wordt gebruik gemaakt van de annuïteiten methode (p. 264 van lit. [10]), waarbij er op een dusdanige manier wordt afgeschreven, dat de afschrijvingen plus de rente en jaarlijks gelijk bedrag vormen.

Dus:

annuïteit = afschrijving + rente (19)

De annuïteit wordt berekend volgens: Ann. = _ _ b_e_d_T-:ag",--* r_e_n_te __

(1- (1

+rent~),,~

...

l

(20)

Omdat er periodiek wordt afgelost, daalt de jaarlijks verschuldigde rente. Als er van uit wordt gegaan dat er een lening wordt afgesloten ter waarde van (Iclw) = 62.8

106 _{HF!. -dit is de waarde van de fabriek-, dan bedraagt de annuïteit:} ann = 8.8 106 HFl./jaar.

Voor de verzekeringspremie wordt doorgaans 1 % van de omzet betaald bij chemisch industriële bedrijven. Dit komt neer op 500000 HFl.Ijaar.

Samenvattend komen de totale kosten, afhankelijk van de investering, neer op: Ki = (8.8+0.5)106

= 9.3 106 _HFl.Ijaar.

Onder de semi-variabele kosten (KIl vallen de loonkosten, onderhoudskosten en royalty's. Aangezien over de grootte van de royalty's geen zinnige uitspraak kan worden gedaan, zal deze post niet worden meegenomen in de berekening.

De Wessel-relatie legt een relatie tussen het aantal benodigde mensen en de capaciteit van de fabriek:

manuren = k* aantal stappen

ton product CO.76

Met k C

= Wesselconstante

(1.1 voor dit continue proces)

= Capaciteit van de fabriek

EXTRACTIEVE KRlSTALLlSATIE VAN NACL

[-] [ton/dag]

(21)

(37)

-•

•

7.2

•

Formule (21) houdt alleen rekening met discontinuë, continue en gemengde

processen door middel van variatie in k. Een vaste-stof produktieproces zal echter in het algemeen meer mensen nodig hebben dan een niet-vaste-stof proces. Er wordt dus slechts een grove indicatie verkregen van de loonkosten.

Als nu de manuren per ton produkt vermenigvuldigd worden met de capaciteit van de fabriek per uur, wordt het aantal benodigde functieplaatsen verkregen. Hiervoor wordt een correctiefactor van 5 toegepast voor afwezigheid, vakantie, ziekte, overhead en continue ploegendiensten.

Het loonbedrag per functieplaats wordt op 350000 HFL./jaar gesteld. De totale loonkosten bedragen dan

Kl = (1.1 * 6 * 3000 *5)*350000 = 3.3 106 Hfl/jaar 30000.76 24

De onderhoudskosten worden bij zware chemische industrieën vaak als vast percentage van de waarde van de fabriek beschouwd:

Konderlwud

= 4%

*(lt -lw)

De onderhoudskosten bedragen Konderhoud = 2.5 106 HFl./jaar. De totale semi-variabele kosten zullen dan bedragen:

Kt

=

(3.3+2.5)106

₌

5.8 106

HFl./jaar.

(22)

(23)

Onder de indirecte fabricagekosten CKJvallen de specifieke kosten, die op het bedrijfsterrein worden gemaakt; ze worden dan ook wel "plant overheads" genoemd. Voor een zware chemische industrie geldt:

(24)

De indirecte fabricagekosten bedragen voor dit ontwerp:

Als nu alle kostenposten opgeteld worden (formules (11) en (12)), blijkt dat de totale kosten bedragen

Kt

=

(2.5+17.3+9.3+5.8+1.6)106

₌

36.5 106

HFl./jaar

Opbrengsten

De directe opbrengsten van de zoutfabriek komen voort uit de verkoop van een groot deel van de produktie van NaC!. Daarnaast wordt een groot deel van het

geproduceerde zout als grondstof gebruikt in andere fabrieken van Akzo voor de produktie van chloorgas.

De huidige verkoopprijs van zout bedraagt ongeveer 50 HF!. per ton. De winst