De produktie van MTBE door middel van reactieve destillatie

•

.

'

•

•

•

•

•

•

•

•

•

~

/ ',,"? ",,/:'

TU

Delft

Technische Universiteit Delft

~ ~/1J1

{I

jo

ti

---

~

F.V.O. Nr:

2..B1-T

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp

van

C.

A.

C'1l1l2klfNIdaaL

H.

G.

M

Orb0115

onderwerp:

ct.

t11.V tuA.c.tje,VI,

dtstiUa.t1'e.

adres:

C. A .

~w eNt

dutll

vlctk1,i~q&twtcti (.[0 tL

2b11 K"k

DeAft

H.6·M.

Orb<rn5

P.

V«M

A

ft

rvoj

hUU1 ol 4

ç

bbC

E'

TtyVJer.t fttt opdrachtdatum: s~t "q~o verslagdatum:

Sept

/f~'f1

•

:

I

.

•

I

•

•

•

•

•

•

•

•

De produktie van Metyl-Tertiaire-Butyl Ether

door middel van reactieve destillatie.

•

• 1 Inhoudsopgave 1. Inhoudsopgave

1

•

2.

Samenvatting 3

3.

Conclusies en aanbevelingen

4

•

4.

Inleiding

5

5.

Proceskeuze

5.1

Ontwikkeling van de reactieve destillatiemethode

6

•

voorMTBE

5.2

Modellering van het proces

6.

Uitgangspunten voor het ontwerp

•

6.1

Produktiegegevens

8

6.2

Veiligheidsaspecten

9

7.

Beschrijving van het proces

10

•

8.

Procescondities

8.1

Reacties en kinetiek 11

8.2

Thermodynamica

12

•

9.

Motivering apparatuurkeuze en berekening

9.1

Berekening van de destillatie en absorbtie kolommen 13

9.2

Dimensionering van de kolommen 13

9.3

Berekening van de reactor

15

•

9.4

Berekening van de warmtewisselaars

9.4.1

De condensors

16

9.4.2

De reboilers

17

9.4.2

De koelers

18

•

10.

De warmte- en massabalans

10.1

Toelichting op de warmtebalans

19

•

1

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

11.

Economische aspecten

11.1

De investeringen

11.1.1

Investeringen volgens Zevnik-Buchanan

11.1.2

Investeringen volgens Taylor

11.1.3

Vergelijking van de verschillende methoden

11.2

De semi-variabele kosten

11.3

De variabele kosten

11.4

De indirekte kosten

11.5

De investerintsafuankelijke kosten

11.6

De kosten van het proces

12.

Literatuur

13.

Symbolenlij st Bijlagen

1.

2.

3.

4.

5.

Fysische constanten en veiligheidsgegevens Overzicht schotelrendements-berekeningen Specificatiebladen Apparaatlij sten Chemcad uitdraaien 2

25

26

27

29

29

30

31

31

31

33

35

38

40

41

50

53

•

•

•

•

•

•

•

'

.

•

•

•

2 Samenvatting

Dit fabrieksvoorontwerp beschrijft de produktie van MTBE door middel van reactieve destillatie, uitgaande van een raffinaat-I stroom en methanol.

Reactieve destillatie is een vrij nieuwe procesvoering waarbij reactie en scheiding in één apparaat worden uitgevoerd. Naast een eenvoudiger procesvoering resulteert dit tevens in een hogere conversie en in een betere warmte-huishouding.

De uiteindelijke simulatie is uitgevoerd als een katalytische reactor gecombineerd met een scheidingskolom.

De capaciteit van de fabriek is circa 90.000 ton MTBE per jaar. De conversie van iso-buteen uit de raffinaat-I stroom bedraagt 97%, de zuiverheid van de gevormde MTBE is 99,9%. Gezien de grootte van de voedings- en produktstromen zal de fabriek deel uit maken van een raffinaderij complex.

De totale kosten van het proces worden geschat op 45 Mfl bij een omzet van 61 Mfl. De "Return on Investment" bedraagt 11 %.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

- -- - - - -- - -- ---_.-3 Conclusies en aanbevelingen

- Reactieve destillatie is uitermate geschikt voor de produktie van MTBE uit iso-buteen, afkomstig van een C4 kraakfractie, en methanol.

- De jaarproduktie bedraagt 90.000 ton MTBE met een zuiverheid van 99.9%. - De return on investment bedraagt 11 % .

- Gezien de grootte van de voedings- en produktstromen zal de fabriek deel uit moeten maken van een raffinaderij complex.

- Chemcad is niet geschikt voor het de simulatie van gecompliceerde reactorsystemen en zeker niet voor de modellering van reactieve destillatie. Bij dergelijke berekeningen moet gebruik worden gemaakt van Aspen.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

4 Inleiding

Methyl-Tertiaire-Butyl Ether wordt tegenwoordig steeds meer toegepast als additief in benzine. Hierbij fungeert MTBE als antildopmiddel en vervangt het milieu-onvriendelijk tetra-ethyl-lood. MTBE is een goede octaanverhoger, met een octaangetal van 113 (RON), bovendien is MTBE goed mengbaar met benzine. MTBE is gemakkelijk te synthetiseren uit relatief goedkope grondstoffen. Gezien de toenemende zorg voor het milieu, is het begrijpelijk dat de vraag naar MTBE toeneemt. Sinds 1986 is de produktiecapaciteit voor MTBE jaarlijks met zo'n 10 à 20% toegenomen en men verwacht dat deze trend zich voortzet, tot 18 miljard kilo in 1993 [1].

MTBE kan vrij eenvoudig geproduceerd worden door een selectieve reactie van iso-buteen met methanol waarna afscheiding van het gewenste product en recycling van de reactanten plaatsvindt. Isobuteen maakt deel uit van de raffmaat I stroom, de C4-fractie afkomstig van een stoomkraker na butadieen extractie.

Een nieuwe ontwikkeling in de procesvoering is de toepassing van reactieve destillatie waarbij de katalytische reactie en scheiding in één processtap plaatsvinden. Naast een eenvoudiger procesvoering en een betere warmte-integratie is er bij reactieve destillatie ook sprake van een hogere iso-buteen conversie.

Dit verslag behandelt het voorontwerp van een fabriek waarin MTBE wordt geproduceerd door middel van reactieve destillatie. Deze fabriek zal vrijwel altijd deel uit maken van een raffinaderij complex.

, - - - -- - - -- - - - -- -FEED

-

---j

--

-

---l

.- .- - - -"--_ ..

_

..

-"

---'-1 "- -_.-.- -DESTILLAT

c::>

SUMPFPRDOUKT

figuur 5.1 Vulling van een reactieve destillatiekolom

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

5 Proceskeuze

•

5.1 Ontwikkeling van de reactieve destillatiemethode voor MTBE

• Reactieve destillatie is een betrekkelijk nieuwe manier van procesvoering waarbij twee processtappen gecombineerd worden; de reactie en de scheiding. Niet alleen wordt het aantal bewerkingsstappen hierdoor verminderd maar men gebruikt tevens de vrijkomende reactiewarmte voor het verdampen van de vloeistof. Hierdoor wordt het thermisch

•

rendement verhoogd. Doordat het produkt, MTBE, steeds verwijderd wordt uit het reactiemengsel, krijgt het reactie-evenwicht geen kans om zich in te stellen en wordt de reactie steeds verder naar de MTBE-zijde 'getrokken'. Bij toepassing van reactieve destillatie worden conversies van meer dan 97% behaald. De onwikkeling van de reactieve destillatie techniek kan beschouwd worden aan de hand van de octrooien die • voor de verschillende methodes zijn aangevraagd. Als katalysator wordt vrijwel altijd een

sterk zure ionenwisselaar gebruikt.

•

•

•

In een eerste opzet van de reactieve destillatie van MTBE werd de katalysator in de downcomers van de destillatiekolom gebracht. De reactie vond plaats in de vloeistoffase, de destillatie op de schotels. De downcomers waren echter te klein voor voldoende katalytisch oppervlak. Andere nadelen waren een grote drukval, flooding en doorregenen van de schotels. Vervolgens werd de katalysator op de zeefplaat aangebracht, in zakjes of tussen platen. Hierdoor ontstond echter te weing open ruimte voor de damp-doorgang en werd de drukval te hoog.

De katalysator werd ingepakt in gaas en opgerold tot balen. Deze balen diende vervolgen als kolomvulling (zie figuur 5.1). Het resultaat hiervan was een opener structuur, met een lagere drukval [2].

Ook is het mogelijk de katalysator in verschillend bedden in de destillatiekolom aan te brengen. In 1984 wordt al de mogelijkheid van het fluidiseren van deze bedden door de opstijgende damp [3] beschreven. In 1989 wordt een methode beschreven waarbij de destillatie vloeistof over de verschillen katalysator bedden, die zich in een destillatie/ reactie zone bevinden, loopt. De reactie vind plaats in de vloeistoffase. Door het • katalysator bed bevinden zich passages voor de damp. Het destillatie effect is goed, de opbrengst aan MTBE redelijk, daarom dat deze opzet gepaard gaat met een primaire reactor waarin de isobuteen eerst voor ca. 75 % wordt omgezet [4].

•

•

6

•

•

5.2 Modellering van het proces

Schematisch zou men reactieve destillatie kunnen modelleren als een opeenvolging van

plakjes reactor en plakjes destillatiekolom. .

Aangezien ten tijde van de opdracht de 'katalytische destillatie module' in 'ASPEN' nog

• niet beschikbaar was [5], is getracht om in 'CHEMCAD' reactieve destillatie te

modelleren als een opeenvolging van plakjes reactor en plakjes destillatiekolom. Het reactiemengsel bevat echter twee azeotropen (methanollMTBE en methanollC4) waardoor de afscheiding van MTBE uit het Cimethanol/MTBE mengsel niet mogelijk was. De

•

•

•

•

•

•

•

•

methanollMTBE azeotroop zorgde ervoor dat er steeds een grote hoeveelheid MTBE met de topstroom verloren ging. Het bleek niet mogelijk te zijn deze azeotroop te omzeilen

[6].

Uit telefonisch kontakt met dhr.A.Bakshi [7] bleek echter dat de methanol/MTBE

azeotroop geen rol speelde wanneer men beneden de "azeotropische limiet" voor methanol van de methanollC4 azeotroop bleef (zie hoofdstuk 8.2).

Deze voorwaarde maakt het echter onmogelijk om het reactieve destillatie-proces in CHEMCAD te modelleren.

In overleg met professor Montfoort is vervolgens besloten om de reactieve destillatie te beschouwen als een black-box reactor met de in de literatuur gevonden omzettingsgraad. Het produkt wordt hierna afgescheiden in een destillatiekolom.

•

•

I

•

•

•

•

•

•

•

•

6 Uitgangspunten voor het ontwerp

6.1 Produktiegegevens

De fabriek is ontworpen op een capaciteit van 90.000 ton MTBE per jaar.

De capaciteit van de fabriek, die 8000 uren per jaar in bedrijf is, is gebaseerd op de gemiddelde grootte van de raffinaat-I stroom, afkomstig van een kraakproces. Het percentage iso-buteen in deze stroom is bepalend voor de uiteindelijke capaciteit van de fabriek.

De samenstelling van de raffinaat-I stroom die bij dit voorontwerp is gebruikt, is te vinden in tabel 6.1.

Tabe16.1 Samenstelling van de raffinaat-I stroom afkomstig van een "stoom-kraker" [8]. Component gewichts % i-butaan 4,5 n-butaan 12 i-buteen 44 l-buteen 24 cis 2-buteen 6 trans 2-buteen 9 1,3-butadiëen 0,5

De katalysator die wordt toegepast bij reactieve destillatie is een sterk zure ionenwisselaar, bv. "amberlyst 15" [9]. Deze katalysator is gevoelig voor water zodat het vochtgehalte in de voeding maximaal 0,01 gew. % water mag bedragen [10].

Bij een temperatuur van 50 0 C kan een omzettingsgraad van 97 % bereikt worden [9]

wanneer reactieve destillatie wordt toegepast.

De toegevoerde methanol heeft een zuiverheid van 99,9 %.

De geproduceerde MTBE kan rechtstreeks worden toegevoegd aan benzine terwijl de eveneens geproduceerde raffinaat-2 stroom verder wordt bewerkt tot brandstoffen (alky1ate gasoline) of gerecyce1d wordt naar de kraker.

Eventueel ontstane bijprodukten zullen met één van de produktstromen het systeem verlaten.

•

•

6.2 Veiligheidsaspecten

De processtromen hebben geen van alle corrosieve eigenschappen zodat bij de constructie

kan worden volstaan met koolstofstaal.

Butenen, MTBE en methanol zijn brandgevaarlijke stoffen en kunnen samen met lucht • explosieve mengsels vormen (zie bijlage 1). Men dient er dus voor te zorgen dat deze stoffen niet in aanraking komen met open vuur, vonken en hete oppervlakken. Tevens moet men zorgen voor goede ventilatie en explosievrije, gesloten apparatuur.

•

•

•

•

•

•

I

•

•

9

Koelwater .. "c. j / r-- -I

~

RAFF!NAAT 1.:rl-

1

~

@

î--L,

Koelwater ~_ I I I I

Z

R3 TC } l - -- --i Methanol recycle M2 ,---.---_._---~

RJ SELECnEVE REACnE VAN I-BUTEEN MET METHANOL TOT MTBE

14 AFSCHEIDING VAN IoITliE UIT C4)\AETHANOL MENGSEL T9 METHANOL STRIPPER

11:1 DESnLLAnE VAN IAETHANOL EN WATER

--- ---

---

.

--

..

I

RAFFINAAT 2

T4

P1S

METHYl t-BUTYL ETHER

PROCESSCHEMA voor de PROOUCllE van METHYL t-BUTYL ETHER uitgaande van RAFFINAAT 1 en METHANOLI

C.A. Groenendaal

0

FVO Nr 2877 H.G.M. Orbons 0 Stroomnummer 0 Temp. In oe Absolute druk In bar august\~S 1991

'--- - _._- - _._---- ._--- -- ---_ .. _ .. -..

_-

_.

_

_

._--_. _._--_._.

-

----

.-

-_

.. _. _ ... -

.

-

---

-

-

.-

-

.

_--

-_

.... -

•

.

r-•

•

7 Beschrijving van het proces

Het processchema is weergegeven in figuur 7.1.

• De voeding (raffmaat 1) wordt gemengd met een kleine overmaat methanol (3 mol %), waarna het geheel naar de katalytische buisreactor Rl wordt gevoerd.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

In de buisreactor Rl vindt de exotherme reactie plaats van methanol met isobuteen tot MTBE. De omzettingsgraad van de reactie is 97 %, dit wordt bereikt wanneer reactieve destillatie wordt toegepast. De reactiewarmte wordt afgevoerd met behulp van koelwater. De hierop volgende destillatie kolom T4 levert een zuiver bodemprodukt (99,9% MTBE) wat uit het systeem wordt gevoerd.

De methanol bevattende topstroom van kolom T4 wordt gestript met water in kolom T9. Deze gezuiverde stroom verlaat het systeem vervolgens als raffinaat 2.

De raffinaat 2 stroom is verzadigd met water zodat er make-up water moet worden toegevoegd aan de stripkolom T9.

In destillatiekolom T12 vindt de scheiding van methanol en water plaats waarna de methanol wordt teruggevoerd naar reactor R3 en het water naar stripkolom T9.

•

•

8 Procescondities

8.1 Reacties en kinetiek

• MTBE wordt geproduceerd door middel van een zuur gekatalyseerde reactie tussen methanol en isobuteen in de vloeistoffase.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

H CH3 CH3

I

\

kat.

_I

H-C-OH

₊

C=CH2 +:% CH3 - C - 0 - CH3

I

/

I

H CH3 CH3

methanol isobuteen MTBE.

t.Hr = -65.44 kJ/mol

De reactie is exotherm, als katalysator wordt een sterk zure ionenwisselaar gebruikt. Hogere

temperaturen versnellen de reactie maar beinvloeden de ligging van het evenwicht ongunstig. .,/,_/,,,,,.'.

Bij gebruik van een overmaat methan in de reactorvoeding verschuift het reactie-evenwicht

1,.1-

c"'"~

~ -. .

enigszins naar rechts. Door het afvoeren van de MTBE tijdens de reactie, via gelijktijdige destillatie, krijgt het evenwicht geen kans om zich in te stellen. Hierdoor kunnen conversies van 97 % en hoger worden bereikt. Bij reactieve destillatie kan de temperatuur van de reactie goed in de hand gehouden worden, de reactiewarmte word afgevoerd door het verdampen van de C4 componenten.

Op technische schaal is isobuteen niet zuiver beschikbaar, maar maakt deel uit van een C4

kraakfractie. De reactie naar de ether verloopt echter selectief, de overige componenten van de C4 fractie kunnen als inert beschouwd worden. Voordat de C4 kraakfractie geschikt is voor

het gebruik bij de MTBE produktie, vindt butadiëen extractie plaats, daar butadiëen tijdens het proces dimeren en oligomeren zou kunnen vormen.

Nevenreacties bij de produktie van MTBE zijn t-butanol uit isobuteen en water (als onzuiverheid in de voeding) en de vorming van di-isobuteen door dimerisatie van isobuteen. Deze twee bijproducten komen terecht in de MTBE stroom in concentraties van 1 tot 2 %.

Ter voorkoming van de vorming van bijprodukten en degradatie van de katalysator moet de reactie-temperatuur onder de 100

°c

blijven. Bij de simulatie van het proces is het optreden van nevenreacties verwaarloosd. Methanol additie aan n-butenen verloopt ongeveer 10.000 maal langzamer dan aan isobuteen en kan ook verwaarloosd worden.

•

v 1.30

•

1.00

•

~~

J?

"

No-,\rl'"

r 70 _,

/J'

r

•

40 RR

•

0.0 0.5 1..0 )( I' V figuur 8.1

•

v T-KV diagraM uan het systee" "athanoll'HTBE

1.30 T

V'

~Jt;}

•

1.20

•

•

1.08 RR 0.0 0.5 1..0 )( I' V

•

figuur 8.2

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

8.2 Thermodynamica

Het systeem bestaande uit MTBE, C4 compenenten, waaronder isobuteen, en methanol

gedraagt zich niet ideaal. Hoge activiteitscoëfficienten en azeotropen kunnen daarom optreden. Ontmenging van de fasen treedt echter in geen enkel geval op. Volgens Flato [11] voldoet de Wilson methode het best om het systeem bij een druk hoger dan 4 bar te beschrijven. Bij lagere druk voldoet het UNIQUAC model goed.

Alle binaire mengsels van C4 component - methanol en C4 component - MTBE zijn goed vergelijkbaar. Mengsels van de verschillende C4 componenten zijn bijna ideaal. Hierdoor is het mogelijk het systeem als een drie componenten mengsel te beschrijven, zodat slechts de interactieparameters tussen C4 (IB), methanol en MTBE gebruikt kunnen worden [12]. Het systeem methanol/C4 vertoont een minimum azeotroop bij hoge buteen concentraties (4 % methanol). Ook methanol en MTBE vertonen een minimum azeotroop (zie figuur 8.1 en 8.2). Het mengsel C4/MTBE gedraagt zich normaal. In de (reactieve) destillatie toren zullen zowel C4-componenten, MTBE en methanol aanwezig zijn, zeker bij gebruik van een overmaat methanol voor de reactie. Deze methanol zal twee azeotropen vormen. De C4/methanol azeotroop zal als topproduct afgescheiden worden. Als er echter nog meer

methanol in het systeem aanwezig, zal dit een azeotroop met MTBE vormen en zal ook een deel van de MTBE over de top komen, corresponderend met hun azeotropische samen-stelling. Om dit te voorkomen moet de overmaat me anol naar·de

reactorvoêd~g

beperkt

~

worden tot maximaal 4 % van de C4-componenten in de topstroom van deze destillatiekolom

n

[7]. p)1''' ~J"" •

~

lo"i'

Bij atmosferische druk heeft MTBE een lager kookpunt dan methanol. Pas bij een druk van 4,0 bar heeft methan0-L~n l~jsQokpunt dan MTBE:' Om MTBE nu via destillatie van methanol te kunnen scheiden moet de bedrijfsdruk van de eerste destillatiekolom (T4) boven de 4 bar liggen.

Voor de thermodynamische berekeningen van toren T4 is gebruik gemaakt van de Wilson methode. Bij de overige torens (T9 en T13) is gebruik gemaakt van de UNIQUAC methode.

12

t

1.5

la

0.5

DRUPPELS

,:}\":"",,::-{,:-:_FLOODING DOOR MEESLEURING • • • I • • • • • ' , _ ' . tt ,_ .,

... .

I. ,.l:. 't ••. '",I,., FROTH 00 . '-\,:-- .. ,'" , 0 " DOORREGENGRENS °iO---~5---~---+---4-10 _{15 20}

figuur 9.1 Stromingsregimes op de zeefplaat

•

•

•

•

•

•

I I

•

•

I I - - - -_{- - - -- -}

-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

9 Motivering apparatuurkeuze en berekening

9.1 Berekening van de destillatie en absorbtie kolommen

Bij de berekening van de schotelkolommen is gebruik gemaakt van het computer-programma 'CHEMCAD' waarbij de volgende eisen werden gesteld aan de kolommen:

de zuiverheid van de geproduceerde MTBE (bodem stroom toren 2) moet minimaal 99,9% bedragen terwijl de MTBE zo volledig mogelijk moet worden afgescheiden

de methanol recyclestroom (topstroom toren 3) mag maximaal 0,01 gew. %

water bevatten in verband met vergiftiging van de katalysator [10]

de stripkolom (kolom 4) moet zodanig werken dat er een maximale hoeveelheid methanol wordt verwijderd, de hoeveelheid water in de raffinaat

2 stroom zal hierdoor zijn evenwichtswaarde bereiken (0,7 gew %).

De diverse kolommen zijn berekend met de optie 'TOWER' waarbij voor het K-waarde

model de 'UNlFAC' vergelijking is gebruikt.

De enthalpie is berekend met behulp van het SRK-model.

9.2 Dimensionering van de kolommen

Bij het dimensioneren van de diverse kolommen is gebruik gemaakt van de diktaten van professor Zuiderweg [13,14]. De destilatiekolommen zijn uitgevoerd als

zeefplaten

-kolommen vanwege de lage prijs en eenvoudige uitvoering. De stripper is uitgevoerd als een gepakte kolom omdat deze betere resultaten geeft bij lage vloeistofbelasting,

zoals hier het geval is [15].

-Op de schotels zijn verschillende stromingsregimes mogelijk (zie figuur 9.1). De

schotels zijn zodanig berekend dat zij zich in het 'froth'-regime bevinden; hier is de menging tussen damp en vloeistof optimaal. De grenzen van dit gebied worden bepaald door de volgende relaties.

Er treedt flooding ten gevolge van bedexpansie op als de bedhoogte groter is dan de schotelhoogte.

De schotelhoogte moet zodanig worden gekozen dat:

•

•

•

•

•

•

•

•

I

•

•

•

Het druppelregime treedt op wanneer:

Ug

~Pg)

1 d 1

---"'--* -

*-*-

>

1

J(g*h

_I) PI

F hl

'

(2)

Het emulsieregime, waarbij het gas door de grote vloeistofsnelheid wordt geëmulgeerd treedt op als:

(3)

Wanneer zowel de damp als de vloeistofbelasting te laag zijn bevindt men zich in het bellenregime:

U_g

< 1.2 (4)

J(g*h

1)

~

De doorregengrens treedt v.ootál op bij een te lage gasbelasting. Dit kan

worden voorkomen als:

(5)

Bij de berekening is gebruik gemaakt van een computerprogramma die alle benodigde formules bevat en die aan de hand van de gegeven dimensies bepaalt in welk

:::---stromingsregime de schotel zich bevindt.

.---De formules die worden toegepast bij de berekening van het schotelrendement zijn eveneens afkomstig uit het diktaat van Zuiderweg [14]. Deze formules zijn echter allemaal gebaseerd op binaire mengsels terwijl er zich 10 komponenten in ons systeem bevinden. Om deze formules toch te kunnen toepassen zijn er sleutelkomponenten gekozen op basis waarvan het schotelrendement is bepaald. De sleutelcomponenten voor kolom 2, waar de afscheiding van MTBE uit de C-4 stroom plaatsvindt zijn 1-buteen en MTBE. Voor kolom 6, de methanol water destillatie, zijn de sleutelcomponenten methanol en water.

In tabel 9.1 is een overzicht te vinden van de dimensies van de kolommen. In bijlage 2 is een overzicht te vinden van de grootheden die een rol spelen bij de berekening van het schotelrendement.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

- - - -- - - ---

--Tabel 9.1 Overzicht van de dimensies van de schotelkolommen

TO

,;J

Toren 2 sch-

T°ti

Toren

~

schote otel "-.../ _{pakte m}

1-9 -I6~

-D kolom [m]

0

2

~

~

1,3) 0,7 m 0,5

-

-0 -05 0,05 Hw [m] 0,05

,

-f valpijpopp. 0,05 0,1

...---..

0,05 Hs [m] 0,5 0,5 V 0,13) 0,3 ~ f gatopp. 0,15 0,08

-

0,12 b

[m/m]

0,25 1 - 1 Hbed [m] 0,45 0,11 - 0,13 À

[mIs]

0,09 0,07 - 0,05 À max

[mIs]

0,1 .0,1

-

0,7 d gat [m] 0,05 0,025

-

0,015 Steek [m]

~

,004

_,...--- '-/

o,

~

_-

0,006 ~ H valp [m] 0,18 0,12 - 0,06 aantal 16 25 25 schotels

9.3 Berekening van de reactor

In werkelijkheid vindt de exotherme reactie van methanol en iso-buteen tot MTBE plaats in de reactieve destillatietoren waarbij de reactiewarmte wordt afgevoerd doordat een deel van de voeding verdampt.

Aangezien in dit FVO de reactie en scheidingssectie gesplitst zijn, zal de reactie plaats moeten vinden in een buizenreactor waarbij de reactiewarmte wordt afgevoerd via een koelmedium.

Bij de berekening van de reactor is gebruikt gemaakt van het artikel van M. Voloch et

al. [9]. Hierin worden diverse experimenten beschreven waarbij de industriele

omstandigheden zo goed mogelijk worden benaderd.

Uit de vermelde gegevens kan de verblijftijd in de reactor worden berekend waarbij een

omzettingsgraad van 97 % wordt bereikt.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

De verblijftijd in de reactor bedraagt dan

V

't = - = 0 58 uur

<l>v '

(6)

Wanneer de reactor in werkelijkheid onder dezelfde omstandigheden wordt bedreven als in dit artikel, zal de conversie van isobuteen eveneens 97 % bedragen.

Gezien het grote volume van de reactor (20 m3), die nodig is om een voldoend grote

verblijf tijd te verkrijgen, wordt gekozen voor een buislengte van 6 m. en een buisdiameter van 5 cm. De reactor bevat dan 1610 buizen die met een een driehoekige steek (s= 0,6 mm) bevestigd worden.

De drukval over de reactor wordt vervolgend berekend met behulp van de Kozeny-Carman vergelijking:

112 3

U

=

_IJ-=--_ * e *_I1_p (7)

180*" (1-e)2 L

Bij de berekening van de warmte-afvoer van de reactor wordt op dezelfde manier te werk gegaan als bij de berekening van een warmtewisselaar.

9.4 Berekening van de warmtewisselaars 9.4.1 De condensors

De condensors H6 en H13 van de destillatiekolommen T4 en T9 zijn berekend volgens de methode van v.d. Bergh [16]. Deze berekeningsmethode is uitgevoerd voor een als horizontale "shell and tube" condensor, waarbij koelwater door de buizen stroomt. Voor de overgedragen hoeveelheid warmte van de damp stroom geldt:

(8)

Hiervoor is uitgegaan van het door Chemcad berekende vermogen, zie bijlage 5.

Voor de massastroom van het koelwater geldt:

(9)

•

•

•

•

•

•

I

•

•

•

•

•

Het gemiddeld logaritmisch temperatuursverschil tussen de koude en de warme stroom wordt dan als volgt berekend:

In (Twu-Tki) (Twi-Tku)

(10)

Met behulp van onderstaande vergelijking en de geschatte globale totale warmteover-drachtscoëfficiënt Ic,. van 850 W/m2_{K kan dan het warmteuitwisselend oppervlak}

berekend worden:

(11)

Vervolgens worden de configuratie van de condensor bepaald. Een redelijke uitvoe-ringsvorm wordt aan de hand van de lengte van de bundel/inwendige rompdiameter gekozen (l/Di

<

10). Het aantal shell and tube passes wordt gekozen aan de hand van het gewenste drukverschil over de buizen (toP = 0,3-0,5 bar) [16].

Bij condensor H13 wordt een uitvoerige methode voor de correctie van de totale warmteoverdrachtscoëfficiënt gehanteerd. Vervolgens wordt de dimensionering opnieuw uitgevoerd met deze betere waarde voor Ic,.. Hieruit volgt opnieuw een waarde voor Ic,..

Dit berekening itereert dan naar een stapsgewijze naar een constante waarde voor Ic,. en

Au [16].

9.4.2 De reboilers

De reboilers H5 en H16 van de destillatie kolommen T4 en T9 zijn berekend aan de hand van de onderstaande methode. Alle .reboilers zijn kettle-type reboilers, waarbij stoom in de buizen condenseert.

De over te dragen hoeveelheid warmte aan de te verdampen stroom wordt berekend met vergelijking (8).

De massastroom stoom wordt berekend met:

(12)

Hierin is Hstoom de enthalpie van de stoom bij de inlaattemperatuur en Hcoodemaat de

enthalpie van de gecondenseerde stoom bij de uitlaattemperatuur.

,

I

.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Voor het berekenen van de gemiddelde logaritmisch temperatuursverschil wordt uitgegaan van:

(13)

Het verwarmend oppervlak wordt dan uitgerekend met behulp van de gekozen globale

warmteoverdrachtscoëfficiënt (850 W/m2_{K) en vergelijking (11).}

Vervolgens wordt net als bij de condensors het aantal shell and tube passes bepaald. 9.4.3 De koelers

De koelers Hl en HW zijn berekend volgens de methode van v.d.Bergh [16]. Alle koelers zijn horizontale shell and tube warmtewisselaars, waarbij het koelwater door de buizen stroomt.

De overgedragen hoeveelheid warmte van de te koelen stroom wordt als volgt berekend:

(14)

De massastroom van het koelwater wordt berekend met vergelijking (9).

Het gemiddeld logaritmisch temperatuursverschil wordt berekend met vergelijking (10). Vervolgens wordt het gemiddeld logaritmisch temperatuursverschil gecorrigeerd:

(15)

De correctiefactor F is behalve een functie van de temperaturen ook een functie van het

aantal shell en tube passes van de warmtewisselaar. Deze kan grafisch bepaald worden

[16].

Het verwarmend oppervlak wordt berekend met behulp van de gekozen globale

warmteoverdrachtscoëfficiënt (850 W/m2_{K) en vergelijking (11).}

Vervolgens worden het aantal shell and tube passes bepaald.

I

•

10 Warmte- en massabalans

•

10.1 Toelichting op de warmtebalans

• Bij het opstellen vande warmtebalans zoals weergegeven in de stromenstaten is uitgegaan van de door Chemcad gegenereerde enthalpie-w~den. Chemcad definieert de enthalpie van een massastroom als volgt:

•

•

•

•

•

•

•

(16) ~~ : correctie voor d

Hs : arbitrair geko en basiswaarde ... /

De in de warmtebalans gegeven waarden komen rechtstreeks uit Chemcad. Op één plaats is een correctie nodig. De reactie-enthalpie ~Hr die Chemcad gebruikt geldt voor gasfase reacties. De synthese van MTBE vindt echter plaats in de vloeistoffase, waardoor de reactie enthalpie lager zal zijn. In de warmtebalans wordt dan ook een reactiewarmte ingevoerd op basis van ~Hr l'

•

IN

Voor-Massa -en

waarts

Warmtebalans

Retour

UIT

M

Q

M

M

tv1

Q

Q

Q

•

•

~

o.o6yq -11,1

H1

O,1l

0 koel wa.rU- k: 0 ti wa. te-r

0.12..

1-,8

•

-,..-0,06=/-9 _{--- 3} - 34-.9

1,136

-b-1J,4-

Me.tl-1(U10L

-""

'--..

1. ...,.

•

4-,

bS9

I 02..ç, d

t..a.+fi

_l..

Y1atd

1.

M:L

•

_15,865 3"1-'"-5 - - - - -- -- - ---~ ,Ir

•

Q

~Cll.h(. 2.32.0,0

14-,6

0

/eoe,( wlli~r

t3

leoel

wa..ttl'

2lt-,

b

1€4D,O

--Si 13

6-3

_b

116~,1

-•

...

•

T4

I

1MTC3E

3,1.2.3

f r

12.1

1 ,

Lt

•

-•

1,1-

3613,

~

st-oom

~

H5

LDl1d~.

j

•

1,f

0

I

,

_I

•

.1.0

•

It

1

t

49,6

0

ko

eJ

w(.tte,,r _•

Hb

1<.0 eJ wtttey

LiJ,6

2.-01-

2,

1

•

...

~

I

·

•

•

V

1

j

...

~

•

\

...-L

PB

•

..

0,02.02.

-1.4-,03

Wttter

O.2.Sf3 11

..

12.. -305' 8 Q·UiYlA.A.t :l..

_2,69

₁ 14-4-0,0

9

...

•

T9

~.:t39

_{- -}

_{- -}8 _- -14b2.,0 ~ r

+

•

r

-•

~ 0.32S1..

_-

_{- - -}

_-

10

_-

_-

_...

_112.

-338,3

•

'-~~

•

~

•

H16

0

/

323

686,0

stooWl

L L.611

ct

eH SCU< t 0,323

0

..

~

..

•

,

,Ir

I

I

I

21

________

__

__________________ __

'

.

0 t

•

1

1

8

t

•

8

,qlf

•

•

•

•

•

92.,q6cS

•

•

4~

_

...

P1l

10-,.... o 2.'513 _---

_---

₁₃ -1<S8

,S-0

koeAwa.tu

0

k:vtiwrttty

699

8

,&

~

Massa in kg/s

Warmte in kW

,.---H10

_koQAwllter

1/J7

_{11 / ,3}

o

T

OIZS~O

--1Î

-30~ 8

r-L.

1-113

lcoe)wLtu

8/1'-1

gbo,'5'

..

r

...

,....

l'

,....--V1lt

'--,.-~L

'Pi'S"

,

_-

o,oó79

14-

- 2=f, 1

Totaal

~

_91..'9

68

fOto,

1

Fabrieksvoorontwerp

2l

No:

28

71

•

~

•

•

~ppaï-aa1sTroom

~

Componenten

_

J-

_

bu.ttm

.L~.l2uttfJt

..

iVI1e.J

haM

oL

_

__

MIG€"

-4'

1

-

butCLf1.11

WaJ~r

_

_

_

L -

b

~ta

a

!1

__

cis -2-

bIJ

ttfÁrt -lltut~

-

2 -

bu.tetJt--L

J

=--'0

u

hldi

f

-

fAIt

Totaal:

A~~at

aats hoom

j

Componenten

1-loutttrt

i -

b«.te.m

ll11 (.;tt,aMO

L

(V1TIóE

vt-

butalM1

__ Wt\~

tU-i

-

~

u

r4!.Vl1

~}-2-hutU14 ~§·1

,b!(rUtt

-.J

_

(

3

~_

buraw.tut

Tolaal:

M in kg/s

n

j'l

kW

•

1

M

a

1,1361 -6IqI4~ , -1.1 ~bl

-

619,4~

-6

M

Q

1,11,9

4-0,061'5

o,obsr.

3,11S0 o,S66~ 0, lOBS 0,2&00 0,4.2;00 0,0233

5,8630

1163/1

•

•

•

•

_•

_•

_•

_•

:z..

3

4-

G

M

0.

M

Cl

M

Cl

M

a

1.1183 0,0011 _{- - --} 0,00-11 1,119lf :2..,O§9$" 0,0001 0/0001

_1,OÇOb

- - --- - - -- --

-- - - -

o,ovsb

-- - ---- - - _1.~o1"1 .- JJ)o11

- _ ... --_.

-0/ SSdS" _{- ------} o,t.;Ç"8S

- - - - --

-0, i0.94- o( 0001 0,0001 O,2.~

o,lt-2b

0,0004- 0,0004 0,1.8~

o,41,9'f

o,oooS'

_{- ---}

o,oooS

o,Yl,co

0,02.33 _{- - - -} 0.0233 _{- ---}

-ij,6t;.9'

102S/9

O,oó1-9

-3lf,!J0

1,20~O

- b54-.3'

~,&6.30 3=;I,lóJ.

- - -

-T

8

:;

to

M

a

M

a

M

Q

_M

_Q 0,0004- 1,11,90 _{- ---}

î

11 i8

0,001t _{- - -}

-O,061S

_{- - -}

o,061lf

0,0001

o,obSf

_{- ---}

O,ObSb

3,1~

12

0,0031 0,00"51 0,0001 0,0003

o ,

S'5'" Bl. _{- ----- - - -}0,t;S8l _{- - -- o/OOOt} - --- - - -

_

...

_

-

0,0201 ~2.ÇSó _{- - -}

-°

,l.ogS"

_- . _ ... 0,20

,94-

_{- -} O,OOOl -0,0002>

o,219'f

_{- - -- - -} 0,2.1-23

o,oooL

_{- - ---.. --}

-~QQlJ._ _{- -- -}

O,ll196

_{- - -} __ 0, 'i1~i _{._ - - -----}

_

o,~e~L

_{_}

_.

_{_-}

_{._} -0,023"0 _{- ,--- - --}

0, o.t3~

_{- ---- . _ - - - - -- .. _-} -3,1~3Ç

_":L

f

21

4-3

:J.

a-

3

,Jb

14-31,9&

- - -

2,6!J1B

1

1f3

_9·

88 O,3.1s.:t

-338,2.8

Stroom/Componenterl

s

taat

•

~

•

•

•

•

•

.,

_•

_•

_•

_•

~pparaa

t

str oom

11

'11

13

_{- --_.-}

14-+

Componenten

M

a

M

0.

M

u

M

U

M

Q

1- hLtttut

o,ooob

0,0006 _{- - --} 0,0011 -. __ .. -

--i -

buttUt.

- ---._- _{- --} ~_.-

-o,ob'Sb

- --- ---~ --- - --- -lVY1

t-til

M1

ot

- --- - -

-fVl

Trof

0/0001 0/0001 _{- -_} .. _-- ---- . - -1l1-

Jo

Lda.cU1. O,OOOl. 0,0001 _{- --_ ..} -WCttU" 0(02-01 -2<t, 03 0(Q.5S3 O,l~Ç;b _--

-[- butaCU1-

0, DOO 2. 0,0002

-cis

-

a.. -~uttUt O/OOOJ... 0,0001.. _{- ---} O,OOOlf

tn.M

& ' 1 -

h

u.t

tf,t-t _- 0.0003 0,0003 _{- ---} O,OOOS'

~lr bt,{hto(jïUt _{- - -- - -- -}

-,

Totaal:

0,020.1

- !2-II,

03 O,)Sf3

- 30S',

B OI2.~r5

-188/54-

o{oót9

-111

DJ

APparaatsT'toom.

1 _ _ _ _ __ _ _ _ __ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _

f

Componenten

M

Q

M

Q

M

Q

M

u

M

Q - - - -- - - 1 -- ---- -1 0 -- -- -- -- -- -- -- -- -- -- -- - - 1- -- - 1 0- - - -- -- -- -- -- -- -- -- -- - - 1 - ---- -1 - -- - - 1- - - -1 0 - -_ -__ __ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ - 0 --- __ . _ _ _ _ __ _ 0 _ _ _ _ __ _ • _ _ __ _ _ _ - - - -1 0 -- -- .. _- -_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ __ _ _ _ ________ _ _ - - - -- 0 _ ______ _ - - - - -1- -- --- 1- -- - 1 - - - --- - -

.

.

_-- -_ -_ 0 . . _ __ _ _____ 0 _ _ _ _ _ - - - 1 - -- - -1 - - - -

-Totaal:

M

in

kg/s

n

i"

kW

stroom/Componenten

staat

- -- -

.

- - --- -._--- -. - -- - - - - -• - _ _ ____ _ 0 _ _ _ __ • ___ _ ----._---- --

.

- ---.

---•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

11 Economische aspecten 11.1 De investeringen

De investeringskosten nodig voor een chemische fabriek Z1Jn globaal als volgt opgebouwd:

= de investeringen in de proceseenheden - de investeringen in de hulpapperatuur

(17)

- de investeringen in niet tastbare zaken als licenties, start-up kosten en pre-operationele kosten

- het werkkapitaal, de voorraden, cash en terreinen

Er zijn diverse methoden ontwikkeld om van

4

en

Itt

een goede schatting te geven. Deze twee factoren hebben de grootste invloed op de totale investeringen en als deze bekend zijn kan er iets gezegd worden over de grootte van de totale investeringen.

De investeringen zijn berekend volgens de stapmethoden van Zevnik-Buchanan en Taylor.

Bij de jaarproduktie is de produktie van 90.000 ton MTBE en 78.000 ton raffmaat 2 aangehouden.

Bij deze berekeningen uitgegaan van een on-stream factor van 0.91, dit betekent 8000 produktie-uren per jaar.

c

.-E Cl.. ... _c.

-

0 a. ... )( ca a..E Cl c "0 ::l 0 .c. \.. GJ > :II! ::l '-'C 102 10

,

0 Drukfaktol"-curve Methode van . Zevnik - Buchanan 0.05 0.1 0.15 02 025 0.3 drukfaktor Fp figuur 11.1 Drukfactor F p

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

'

.

•

•

•

•

•

•

•

I

I

I

·

11.1.1 Investeringen volgens Zevnik-Buchanan

Deze methode gaat er van uit dat de investeringen een functie zijn van twee variabelen: de procescapaciteit en de procescomplexiteit. Voor een schatting volgens deze methode zijn er vier gegevens nodig:

1. De procescapaciteit (P in kiloton per jaar)

2. Het aantal functionele eenheden uit het flow diagram (N) 3. De complexity factor (Cf)

4. De Plant Cost index (Cu

Een grotere nauwkeurigheid wordt verkregen als de investeringen niet over het geheel uitgerekend worden, maar over de afzonderlijke eenheden wordt gesommeerd (Jansen variant).

Het aantal functionele eenheden is 8: Rl, T4, T9, T12 en 4 extra opslagplaatsen voor methanol, raffinaat 1, MTBE en raffmaat 2.

De complexity factor per eenheid is als volgt berekent:

(18)

De drukfactor F p is afgelezen uit figuur 11.1. De materiaalfactor Fm is nul voor

koolstofstaal. Als de temperatuur hoger is dan 290 K geldt voor de temperatuursfactor

Ft:

F= 0018* T-290

t ' 100

(19)

Als hiermee de complexity factor berekend is dan kan de hoogte van de investerings-kosten per eenheid Ie gevonden worden. De totale investering in de proceseenheden is dan:

(20)

De Plant Cost Index Ci is 362,0 (mei 1991).

De berekening van de investeringen is weergegeven in tabel 11.1.

De investeringen in de proceseenheden bedragen volgens deze methode 10,1 miljoen dollar.

•

methanolrecycle

waterrecyc le

..

j raffinaat 1

..

-

reactie en

₄

strippen

methanol-destillatie ... methanol _... water

•

methanol

..

water ... destillatie

I II III

r

lo

•

MTBE raffinaat 2

figuur 11.2 processchema voor Taylor methode

•

•

I

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Tabel 11.1 Berekening van de investeringen in de proceseenheden volgens Zevnik-Buchanan (Iansen variant)

Tmax P doorzet Ft Fp (K) (bar) (kt/jr) R3 323 6,3 169 0,006 0,077 T4 402 7,0 169 0,020 0,086 T9 316 4,0 79 0,005 0,061 T12 417 4,0 9,4 0,023 0,061 opslag 300 6,3 134 0,002 0,077 rafi.1 opslag 300 4,0 78 0,002 0,061 raii.2 opslag 300 7,0 90 0,002 0,086 MTBE opslag 300 6,3 33 0,002 0,077 MeOH

I

11.1.2 Investeringen volgens Taylor

De methode van Taylor gaat uit van de volgende vergelijking:

waarin C I = 93

*

i

*

pO.39

*

_ I b 300 Sj i - EN (1.3) = costliness index

Sj - complexity score,

ziè

figuur 11.3

p - capaciteit (in kiloton per jaar) Cj = kostenindex Fm Cf' ,I

°

2,42

°

2,55

°

2,32

°

2,43

°

2,40

°

2,31

°

2,45

°

2,40

Ib

tot.

Bij deze methode wordt uitgegaan van processtappen, zie figuur 11.2.

Ie

(M$) 1,9 2,0 1,2 0,3 1,6 1,1 1,3 0,7 10,1 (21)

I

Van iedere processtap wordt de costliness index bepaald. Allen tesamen vormen die de

Score

-J -2 -I

Itd.1liwc Ih,ou~hrut (11r rrodllctl . 0.1 0.35 0.6

RClC'lIon time In h h(action. crYH~is,lljon. CIC;"

StoUf:c time in .... :-rkl

TCOIflCulure uucmc (·Cl Mln 20

Tcm~'.2;lule extreme: rC) ~'ax

r'tcuurc u.reme: (:um) Min

l'rCHUrt e'(tlemc (~tnl, Mn

.\I:alcri:ab of c;:on,UuCll0n MS b

\fullisUumin". No. or Ilium I

~l't .. r.:1:IIl·(1nulllnn,:

I~I 1"·'I'h"inn. dUSI. odour Of to'Cu:îty l'uobk·ml. Score I If. m2Jor rroblcn\.

I'" KCO;JCliuru In nuMJ b('dL Score I.

1.1 I 2 -21 500 0.1 10' Ssc. Kc:cbudl KI.MS".lbUISc• rv("

(c J J)1,1illin~ mal('ri.Jl, or Jin,ilu b.rl. Scn,e I j( b.rt. dir(CfC'nc:c <S"'C .Jnd Scole 2 if < I"C',

(..!) TirJ" "r<ciCiution c.J. Sco,e J ir dishllation is 10 .educe 'kc)" con'ponenl to 10 rpm &cyel.

(d Film ('''''~'f2tion ('.~. in Lu~:I. Score I.

I ' ~j I ' 25 '2 69 5 8 -71 -125 1100 1700 2JOO 0.01 50" :00 700 1500

ELMSI Tiunium r,c:'C"ious

Inconel Ibslcllo)' m('ul~

t-.:1t,'aC'1 Tantalium

Moncl

rbUIS'

J 11

~<ur.I~1 -) -2 -I • 5 10 11 12 ]) \4 15 16

CO'ÛinclI index.f 0.4 0.6 0.8 I.J 1.7 l.l 2.R 3.7 4.8 6.3 R.l IO.f\ I" IR 23 JO J9 51 Cl"

'0 61 110

120

17 For liqukI rh~~ rcactions only. All othcfllCore • O. b MS. Mild IIccl css • St2ink" .teci. JRL~tS • Rubhcr linN mdd licel. "lbLMS • Ebonilc liMd mild s(ccllJ:l~S •

En2mcl lined müd "ccl tI"bLMS· L.c:ad lincd mild slecl.

figuur 11.3 Complexity-score voor relevante processtappen

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

costliness index van de hele fabriek. De gegevens voor het berekenen van de costliness index van de gehele fabriek staan vermeld in tabel 11.2.

Het kostenindexcijfer is gecorrigeerd voor 1991 en wordt dan 849. De PE Index [18] is ongeveer 156 voor het eerste kwartaal. Bij de kapaciteit is uitgegaan van de te verwerken raffmaat 1 stroom; 134 kton per jaar.

Tabel 11.2 Berekening van de costliness index.

I

I

relatieve tijd druk! totaal fi

doorzet temp. score storage/ handling raff. 1 0,7 1 0,6 2,3 1,9 methanol -2 1 0,6 -0,4 0,9 MTBE 1 1 0,7 2,7 2,0 raff. 2 -0,3 1 0,4 1,1 1 Process reactie en dest. 1,1

°

0,6 1,7 1,6 strippen

°

°

0,4 -1 0,8 methanol methanol! verwaar-water dest. loosbaar

I

f= 8,5

I

Met behulp van figuur 11.3 en de costliness index kan men dan de investering in de proceseenheden (I_b) uitrekenen. Deze bedragen 15,1 miljoen dollar.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

11.1.4 Vergelijking van de verschillende methodes

Volgens lit [17] bedraagt de lt, circa 64 % en de Ih circa 16 % van de totaal inves-teringen. Samen vormen zij het fixed kapitaal I_{f •} Wanneer de investeringen in de proceseenheden en de hulpapperatuur Ib en ~ dus bekend zijn kan er eenvoudig een schatting gemaakt worden van de totale investeringen It. De totale investeringen in de proceseenheden en de hulpapperatuur die volgens de twee verschillende methoden uit-gerekend zijn bedragen dan als volgt:

Zevnik-Buchanan: 10,1 miljoen dollar Taylor 15,1 miljoen dollar

Een van de eisen die aan deze methodes gesteld wordt is dat ze een onderlinge nauwkeurigheid van circa 30 % vertonen. Dit is inderdaad het geval. Omdat de methode van Taylor als het meest nauwkeurig wordt beschouwd van de verschillende stap-methoden, worden verder de investeringen volgens Taylor aangehouden.

Het totale bedrag van de investeringen is 23,6 miljoen dollar. Dit bedrag moet omgerekend worden naar guldens. Het best zou dit kunnen gebeuren door de "koopkrachtkoers" van de dollar te nemen [17]. Deze is echter niet vermeld voor 1991. De laatste jaren ligt de koopkrachtkoers voor de dollar echter dicht bij de gewone dollarkoers, zodat gerekend wordt met de gewone dollarkoers. Met een dollarkoers van fl. 2,00 (gemiddelde van tweede kwartaal 1991) is dit gelijk aan 47,2 miljoen gulden. 11.2 De semi-variabele kosten

Onder de semi-variabele kosten vallen zowel de onderhouds- als de loonkosten. De onderhoudskosten worden berekend door 4 % van de investeringen te nemen. Dit komt neer op 1,89 Mfl. per jaar.

De loonkosten zijn berekend met behulp van de Wesselrelatie [17]:

manuren

=

k

*

aantal stappen ₍₂₂₎ ton produkt (capaciteit/ dag)o.76

De constante k geeft aan of het proces continu of discontinu bedreven wordt. Voor een continu proces geldt dat k = 1,7 (1986). Deze waarde wordt gecorrigeerd voor 6% produktiviteitsstijging per jaar en wordt dan k = 1,3 voor 1991. Het aantal stappen is vier: een reactor en drie scheidingstorens. De capaciteit per dag is 459 ton, 247 ton MTBE en 212 ton raffinaat 2. Na invulling van deze waarden wordt een waarde van 0,05 manuur per ton product berekend. Vermenigvuldigen met het aantal tonnen per

29

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

dag en delen door 24 geeft een aantal functieplaatsen. Dit is 0,94 functieplaats à 350 kfl. per functieplaats. De loonkosten zijn dus 0,33 Mfl. per jaar. Het aantal mensen dat nodig is is vijf maal het aantal functie-plaatsen en is dus 5.

Het totaal aan semi-variabele kosten komt op 2,22 Mfl. per jaar. 11.3 De variabele kosten

Bij het berekenen van de variabele kosten worden de jaarlijkse kosten van de grond- en hulpstoffen bij elkaar opgeteld. Hieronder vallen onder andere de kosten van proceswater en katalysator.

Als rekenprijs voor grondstoffen en produkten in bulkhoeveelheden wordt 70 % van de gepubliceerde prijs aangehouden [17]. Voor de prijzen van raffrnaat 1 en raffrnaat 2 wordt bij benadering de prijs van nafta aangenomen.

Voor de katalysator is uitgegaan van van een levensduur van twee jaar. De kosten van de katalysator bedragen ca. fl. 20 per kg. Het stortgewicht is 400 kg/m3 _{[19]. De pakking van} de stripkolom heeft een geschatte levensduur van drie jaar. Raschig ringen hebben een stortgewicht van 670 kg/m3 _{en kosten fl. 6900 per m}3 _[20].

Een overzicht van de verschillende variabele kosten wordt gegeven in tabel 11. 3. Tabel 11.3 De kosten van de grond- en hulpstoffen.

I

I

verbruik pnJs kosten per jaar (kton/jaar) (fl/ton) (gulden)

raffinaat 1 134,2 267 35.831.000 methanol 32,7 221 7.227.000 proceswater 0,58 2,50 1.500 stoom 58,6 24 1.406.000 koelwater 2452 0,05 122.600 katalysator 0,0038 20.000 75.000 pakkingsmateriaal 0,00029 10.300 3.000 totaal kosten: 44.666.100 30

•

I

i

.

I

I

I

I

.

•

•

•

•

•

11.4 De indirekte kosten

De indirekte kosten worden ook wel de "plant overheads" genoemd. Als benadering wordt 75 % van de produktielonen en 50 % van de onderhoudskosten gerekend [17]. Met de eerder berekende getallen voor de loon- en onderhoudskosten komt dit neer op 1,2 Mfl. per jaar.

11.5 De investeringsafbankelijke kosten

De investeringsafuankelijke kosten worden vaak als vaste kosten omschreven. Ze omvatten de kosten door rente, afschrijving en verzekering.

De totale investering wordt afgeschreven over een periode van tien jaar. Bij een rentevoet van 8 % is de annuïteit 14,9 %. De afschrijvingskosten bedragen dan 7,0 Mfl. per jaar. Een benadering voor de verzekeringskosten is 1 % van de omzet (zie 11.6). De verzekeringskosten bedragen 0,61 Mfl.

Hiermee komt het totaal van de investeringsafuankelijke kosten op 7,6 Mfl. per jaar.

11.6 De kosten van het proces

Uit de voorgaande paragrafen kunnen de totale jaarlijkse kosten worden berekend, zie tabel 11.4.

Tabel 11.4 De kosten van het proces.

1

de verschillende kosten:

I1

Bedrag in Mfl. per jaar

I semi-variabele kosten 2,22 variabele kosten 44,67 indirekte kosten 1,20 investeringsafu. kosten 7,61 1 totaal: I1 55,70 I

De inkomsten uit de verkoop van 90 kton MTBE à fl. 447 per ton en 78 kton raffmaat 2 à fl. 267 per ton bedragen 61,1 Mfl. per jaar.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Een manier om te bepalen of het proces en de investeringen rendabel zijn, is het berekenen van de Return on Investment (R.O.I). De R.O.1. is gedefmieerd als:

W

R.O.I.= - -

*

100%

If+~ (23)

De berekening van de R.O.1. is weergegeven in tabel 11.5. Bij de jaarlijkse kosten is uitgegaan van deze kosten zonder de afschrijvings kosten.

Tabel 11.5 Berekening van de R.O.1.

fIxed kapitaal 37,8 Mfl.

.

werkkapitaal

+

2,8 Mfl.

vastgelegd kaptitaal 40,6 Mfl.

jaarlijkse inkomsten 61,1 Mfl.

jaarlijkse kosten -48,7 Mfl.

inkomsten minus kosten 12,4 Mfl.

afschrijving 10 % per jaar - 3,8 Mfl.

netto belastbare inkomsten 8,6 Mfl.

inkomstenbelasting (50 %) - 4,3 Mfl.

netto inkomsten 4,3 Mfl.

De R.O.1. bedraagt dan 4.3/40.6

*

100% = 10.6 %. Dit kan redelijk genoemd worden.

•

•

•

•

•

•

•

12 Literatuur 1. 2. 3. 4.

5.

F.P.J.M.Kerkhof, A.N.S.Mak, R.Krishna, 1₂ procestechnologie, 1991 , 6/7, 59-65.

L.A. Smith, Catalytic Distillation Structure, pat. nr. 4,443,559, 4-1984.

F. C. Franklin, staged, fluïdized bed distillation reactor and a process for using such reactor, pat. nr. 4,471,154, 9-1984.

D. V.Quang, P.Amigues, J.F.Gaillard;J.Leonard, J.L.Nocca, Process for manufactur-ing a tertiary alkyl ether bij reactive distillation, pat. nr. 4,847,430, 7-1989.

S.Venkataraman, W.K.Chan, J.F.Boston, Chemical Engingeering Progress, 8-1990, 45-55.

6. privécommunicatie met Dhr.G.Setz, hoofd afdeling fysische scheidingen AKZO.

7. privécommunicatie met Dhr.A.Bakshi, medewerker CDTECH, afd. MTBE

8.

9.

technologie.

E.Bartholomé ed., Ullmanns Encyklopädie der technischen Chemie, 5. ed., 16,

Verlag Chemie, Weinheim (1990), 543-550.

M.Voloch, M.R.Ladisch, G.T.Tsao, Reactive polymers 4 (1986), 91-98.

10. Catalytic Distillation Technologies, MTBE from Steam Cracker C4 Feed, Technica!

Volume, 9-1990.

11. J.F1ato, Aufbau und lnbetriebnahme einer Füllkörperreaktionskolonne für die

MTBE-Synthese, dissertatie, TU Claustha! (1990).

12. A.Rehfinger, U.Hoffmann, Chem. Eng. Sci., 1990, 45 (6),1605-1617.

13. F.J.Zuiderweg, Fysische Scheidingsmethoden, deel 1. Collegedictaat TU Delft

(1988).

14. F.J.Zuiderweg, Fysische Scheidingsmethoden, deel 2. Collegedictaat TU Delft (1988)

hfdst VII.

• 15. J.M.Coulson, J.F.Richardson, Chemica! Engineering, volume 2, Pergamon Press,

New York (1984), third edition.

•

•

•

•

16. W.J.B. van den Bergh, Apparaten voor warmteoverdracht, Collegedictaat TU Delft

(1987).

17. A.G.Montfoort, De Chemische Fabriek, deel 2, TU Delft (1989).

18. Process Engineering, 1911, 7.

19. M.T.Oudkerk, H.J.Sjollema, FVO nr. 2743, juni 1988.

20. Z. Olujic, A preliminary process cost estimation method, Handleiding G-opdracht,

TU Delft 1988.

21. O.Levenspiel, Chemica! reaction engineering, 2nd ed., John Wiley & Sons, New

York (1972) 282.

22. J.Tejero, F.Cunill, J.Izquierdo, Ind. Eng. Chem. Res. 1989, 28, 1269-1277.

23. Kirk Othmer, Encyclopedia of Chemica! Technology, 3rd ed.,!, John Wiley & Sons,

New York (1978)

I

•

•

24. Chemiekaarten, gegevens voor veilig werken met chemicaliën, 4e editie 1988. 25. R.H.Perry, Perry's Chemical Engineers' Handbook, 6th ed., McGraw-Hill, New

York (1984).

26. A.G.Montfoort, De chemische fabriek, deel 1 B, TU Delft (1990) II-49.

27. J.A.Wesselingh, Scheidingsprocessen één, Collegedictaat TU Delft (1987) bijlage

•

kolomontwerp.

28. A.G.Montfoort, F.A.Meijer, A.van den Ham, Handleiding voor het maken van een fabrieksvoorontwerp, TU Delft (1989).

29. P.J.v.d.Berg, W.A.de Jong, Introduction to Chemical Process Technology, Delft

•

University Press (1983) 83-87.

30. R.C.Weast (ed.), CRC Handbook of Chemistry and physics, 67th ed.,1987.

•

•

•

•

•

•

•

34

•

•

13 Symbolenlijst

•

Au m2 oppervlak van een warmtewisselaar

cp I/kg K warmtecapaciteit

•

C kton/jr capaciteit van een proces

Cf complexity factor

Ci kostenindex

cp I/mol K warmtecapaciteit

D dispersiecoëfficiënt

•

Di m inwendige diameter kolom of vat

~ overall schotelrendement, gaszijde

~ plaatselijk schot~lrendement, gaszijde

Eo overall schotelrendement

•

f costliness index Taylor

F vrije ruimte van een schotel

Fm materiaalfactor kostenberekening

Fnt kostenfactor voor het aantal schotels

•

Fp drukfactor kostenberekening

Ft temperatuurfactor kostenberekening

g m/s2 zwaartekrachtsversnelling

ge dimensieloze constante, 1 in het SI stelsel

•

H kJ/mol enthalpie

Hs kJ/mol arbitrair gekozen enthalpiewaarde (Chemcad)

hl m heldere vloeistofhoogte, hold-up

hl.ow m vloeistofhoogte boven overlooprand

hlw m vloeistofhoogte beneden overlooprand

•

hs m vloeistofhoogte t.g.v. uitstroomweerstand valpijp

Hs m schotelafstand

Hw m hoogte overlooprand

Ib $,j investeringen in de proceseenheden

I

-

Ie $,j hoogte van investeringskosten per eenheid

Ih $,j investeringen in de hulpapperatuur

II $,j investeringen in niet tastbare zaken als licenties, start-up

I

-

la $,j kosten en pre-operationele kosten investeringen in referentiesituatie bij opschalen

It $,j totale investeringen Iw $,j investeringen in werkkapitaal kg mts stofoverdrachtscoëfficiënt gaszij de

kt

mts stofoverdrachtscoëfficiënt vloeistofzijde

•

35

•

•

•

•

•

:

e

•

•

•

•

•

•

I

m N Nog NIt P P Q Qov r Re S Si T u y ~Hvp ~P ~Ph ~Pp ~Ptotaal Pa ~TIn € €l,w m bar bar kl kW klIK °C

mIs

mIs

mIs

mIs

mIs

mIs

mIs

mol % mol %

m

kllmol m bar,Pa Pa Pa

overall stofoverdrachtscoëfficiënt gaszijde overall warmteoverdrachtscoëfficiënt

verdelingscoëfficiënt, verhouding molfracties lengte van reactorvaten, kolommen

verdelingscoëfficiënt, verhouding concentraties aantal functionele eenheden uit het flow diagram overall aantal stofoverdrachtseenheden, gaszijde aantal schotels

partiaalspanning druk

warmte

overgedragen warmte (warmtewisselaars) condensatiewarmte

reynoldsgetal stripping factor complexity score temperatuur

snelheid in het reactorbed

gem. dampsnelheid, op 'bubbling area' berekend max. min. " " " " " " " " " " dampsnelheid in de perforaties

vloeistofsnelheid op 'bubbling area' berekend uittreed snelheid vloeistof uit de valpijp concentratie in de vloeistof

concentratie in gas

totaal schotel drukverlies in vloeistofhoogte

correctie op de enthalpie voor de gebruikte toestandsver-gelijking (Chemcad)

vloeistofhoogte in valpijp drukval

drukverlies t.g.v. holdup drukverlies in perforaties totaal drukverlies van schotels

logaritmisch temperatuurverschil porositeit van het bed

fractie vloeistof in tweefasenmengsel beneden de overlooprand 36

I

I

-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

(J 17 À Àmax Pg PI cPv cPm

NIm

oppervlaktespanning Pas viscositeit

mIs

belasting factor

mIs

belastingfactor bij flooding

kg/m

3

dichtheid van de damp

kg/m

3

dichtheid van de vloeistof

m

3

_/s

volumedebiet kg/s massastroom