De produktie van ethanol door de hydrogenering van azijnzuur

,~i'

TU Delft

_{F.V.O. Nr:}

22

₂₇₄₅

Technische Universiteit Delft

Vakgroep Chemische Technologie

Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp

van

R.H.Krap

M.R.Kraaijenbrink.

onderwerp:

De produktie van ethanol door de hydrogenering van azijnzuur.

adres: Hommelveld 40, 2318

e

Leiden opdrachtdatum : 1 4 - 1 - 1 988

R.H.Krap

Hommelveld 40 2318VC Leiden

De produktie van ethanol door de hydrogenering van a7ijnzuur.

M.R.Kraaijenbrink v. HogendOrplaan 288 3135CP Vlaardingen

Opdrachtdatum: 14-1-1988 Verslagdatum: 24-5-1988

In dit voorontwerp Is de produKtie van ethanol door middel van de hydrogenering van azijnzuur bestudeerd, De reaKtie vindt plaats In een bulsreactor , waarin de Katalysator als een flxed bed aanwezig Is, Het geproduceerde ethanol/water mengsel wordt gescheiden door middel van azeotroplsche destillatie,

Oe productiecapaciteit van de fabrieK bedraagt 100 ton per dag, Oe selectiviteit van de reaKtie Is 99,99 " met een over -all

proces rendement van 99,8 ",

Het op deze manier produceren van ethanol bliJKt economisch

gezien niet rendabel te zijn, Als voornaamste oorzaaK Kan de hoge grondstofprijs van azijnzuur aangewezen worden ,.

Inhoudsopgave.

l.Inleiding.

2.Uitgangspunten voor het ontwerp. 2.1.Externe procesgegevens. 2.2.lnherente procesgegevens. 3.Procesbeschrijving. 3.1.HydrogeneringsseK tie. 3.2.0pwerKingsseK tie. 4.Dimensionering apparatuur. 4.1.Dimensionering Kolom. 4.2.Dimensionering warmtewisselaar. 5.Balansen en speciTicatie apparatuur.

5.1.Massa- en warmtebalans. 5.2.SpeciTicatie apparatuur. 6.Kostenanalyse. 6.1.Vaste Kosten. 6.2.Variabele Kosten. 7.Conclusie. 8.Symbolenlijst. 9.Literatuur. 10.Bijlagen.

Bijlage 1:ChemieKaarten van de gebruiKte stoTTen.

Bijlage 2:Processchema.

Bijlage 3:ReKenalgoritme evenwichtsreaKtor. Bijlage 4:Programma reaKtorbereKeningen. Bijlage 5:Process uitvoer "topping" Kolom. Bijlage 6:Publicatie van BlacK.

Bijlage 7:Process uitvoer concentratie Kolom. Bijlage 8:Apparatenlijsten.

Bijlage 9:Stroom/componenten staat. Bijlage 10:Massa- en warmtebalansen.

Pag. 2 3 3

4

6 6 10 12 12 13 19 19 19 20 20 22 26 27 29 30 30 36 38 39

44

56 65 80 92 98

~gas

Reformer Methanol ~ethanol

'W'

loop

t

FueI

I

Natural Synthesis Hydrogen Carbon

egas

Reformer gas carbon monoxide Acetic acid

monoxide unit Fuelt unit Hydrogen

,

Acetic acid

,

_{Fuet grade} Ethanol & Ethanol

Ethanol water Ethanol

unit 'dehydration _'unit

2

1.1n1e1d1ng.

Het wettelijk verplicht stellen van ongelode benzine heeft tot de ontwikkeling van alternatieve octaangetalverhogers zoals ethanol geleld.

Het Ensol ethanol proces is êên van de mogelijkheden om aan de vraag aan ethanol te voldoen. Dit proces is ontwikkeld door

samenwerking van Humphreys & Glasgow Ltd., Monsanto en BASF en gaat uit van aardgas [ 1

J.

Het Ensol proces is schematisch weergegeven In figuur 1. In dit proces kunnen de volgende deelprocessen onderscheiden worden: - Produktie synthesegas d.m.v. "steam reformlng" van aardgas; - Methanol synthese;

- Produktie azijnzuur uit methanol en koolmonoxide; - Hydrogenering van azijnzuur naar ethanol;

- Scheiding ethanol/water mengsel.

Uit dit blokschema bliJkt dat het Ensol ethanol proces

grotendeels gebaseerd Is op conventionele processen. Uniek Is echter de route waarop ethanol wordt gesynthetiseerd. De dlrekte hydrogenering van azijnzuur In dit proces Is ontwikkeld door

BASF. Zowel de reaktiekondities als de katalysator worden niet nader geSpeCificeerd. Er wordt echter door Humphreys & Glasgow wel geclaimd dat de katalysator al gedurende tien Jaar gebruikt

wordt voor de hydrogenering van andere organische komponenten op

commercl~le schaal [ 2

J.

In dit fabrieksvoorontwerp worden de laatste twee processtappen, de hydrogenering van azijnZuUr naar ethanol en de scheiding van het geproduceerde ethanol/water mengsel, bestudeerd.

-Fuel gradeH ethanol, d.w.z. ethanol met een watergehalte lager dan O,S gew.", wordt als additief en octaangetalverhoger In hoeveelheden van 5 - 10 gew." aan gasolie toegevoegd. Het

octaangetal ( (R+M)/2 )1 van ethanol bedraagt ongeveer 116. Het vereiste octaangetal In benzine voor een motor zonder katalysator bedraagt 96.

Ethanol kan zelf ook als brandstof gebruikt worden. De zuiverheidseisen zijn dan minder stringent.

In de literatuur [ 3 ] wordt melding gemaakt van een pIlotreactor dat door BASF In Ludwigshafen In werking Is gesteld. Verder wordt hierover geen Informatie verstrekt.

Wordt er uitgegaan van 5 gew." toevoeging aan gasolie, dan is er In Nederland een potentiële markt van 10 miljoen ton ethanol per jaar.

1 (R+M)/2 is het gemiddelde van het "research octane number" en het "motor octane numberH

2 .Ultgang~ten voor het ontwerp.

2.1.Extenne procesgegevens.

De Kapaciteit van de fabrieK Is op 100 ton ethanol per dag gesteld. De Kontlnue ethanolplant Is per jaar gedurende 330 bedrijfsdagen ( 7920 uur ) werKzaam.

Voor de produKtie van ethanol ZIJn een aantal grond- en hulpstoffen noodzaKelijK:

Grondstoffen:

- Azijnzuur: Deze stof wordt geleverd door de azijnZuurplant van het Ensol-proces ( zie figuur 1 ). De zuiverheidseisen voor azijnzuur ziJn niet groot volgens Winter [ 1 ] zodat het relatief goedKope technische graad aZijnZuur Kan worden gebruiKt.

- Waterstof: Dit gas wordt ooK van elders uit de plant geleverd en wordt afgescheiden van Koolmonoxide d.m.v. de cryogene scheidingseenheid na de synthesegasproduKtie In de reformer. Het waterstof zal dan ook licht verontreinigd ziJn met

koolmonoxide. Hulpstoffen:

- Pentaan: Dit Koolwaterstof wordt als entralner gebruiKt In de azeotroplsche destIllatiekolom .

Afval vloeistofstromen en afgasstromen :

In tabel 1 zijn de JaarlijKs geproduceerde hoeveelheden

afvalvloeistof en afgas vermeld die bij de produKtie van ethanol ontstaan.

Tabel 1: Jaarlijks geproduceerde hoeveelheden afvalstromen.

Omschrijving Samenstelling Vloeistof/Gas Hoeveelheid

bodemstîoom

voornamelijK vloeistof 6177 ton/jaar concentrator water

bodemstroom water vloeistof ... 122 ton/jaar

stripper

ethylacetaat water/ethanol/' damp of opgelost In

<

100 ton/Jaar ethylacetaat een afvalwaterstroom

waterstof waterstof gas

<

100 ton/Jaar

Het In het proces geproduceerde water zoals de bodemstroom stripper. Is dermate zuiver dat het elders In de plant gebruiKt kan worden als bijvoorbeeld ketelwater om stoom van te produceren of ~s voeding voor een reformer. Het waterstofgas dat moet worden gespuid kan worden teruggevoerd naar de cryogene scheidingssseKtie ( zie figuur 1 ) of Kan als brandstof worden gebruiKt.

2.2. Inherente procesgegevens.

In deze paragraaf worden de belangrijkste fysische konstant en van grondstoffen, tussen- en elndprodukten In tabelvorm

behandeld. Verder wordt er aandacht besteed aan corrosIe-aspekten, explosiegevaar en giftigheid van de desbetreffende verbindingen.

Tabel 2: Fysische konstanten grondst offen, tussen- en eindprodukten.

Komponent Mo I.gew. Kookpunt Sme Itpunt DlchtheldJlt Oplosbaarheid

g/mol "C 'C kg/m3

Az I jnzuur 60,053 117,19 16, 6 1 O~ 9, 2 w,al,ace,bz Waterstof 2,016 -252,8

Ethanol ~6, 070 76,5 -117, 3 789,3 w,eth,ace,bz

Water 18,015 100,00 0,00 1000,0 al

Ethylacetaat 86,107 77,06 -83,6 900,3 w, a I, eth, ace, bz

Pentaan 72, 151 36,07 629,~ bz

JIt T

=

20·C

Tabel 3: Thermodynamische gegevens. Komponent Az I jnzuur Waterstof Ethanol Water Ethy lacetaat Pentaan VerdampIngs-ent ha I p I eJlt

AH

_vap (kJ/mo I) 2~,33 39,37 ~O,656 37,63" 25,79 JIt T

=

overgangstemperatuur. Vrije vormlngs-enthalpleJltJlt

-4.Gf

(kJ/mo I) 382,0

o

168, ~ 228, 7 313,7 8, 5~ 3" • Vormlngs-enthalpleJltJlt

AHf

(kJ/mo I) ~36, ~

o

216,7 2~2, 0 ~27, 1 1 ~ 6, ~ " •

JItJlt vormingsenthalpie gasvormige komponent uit de elementen.

T

=

O·C. T

=

15·C.

Tabel 1: ryslsche eigenschappen met betreKKing tot explosiegevaar en arbeidsomstandigheden.

Azljn- Water- Ethanol Ethyl- Pentaan

Vlampunt ('C) Zelfontbrandlngs-t emperaZelfontbrandlngs-t uur( • C) Explosiegrenzen In lucht ondergrens(vol.~) bovengrens(vol.~) MAC-waarde(ppm) (mg/m3)

zuur stof acetaat

10

185

1,0

17

10

25

brand- 12 baar!

560

...

76

n.b. n.b.

370

3,1 19 1000 1900 -1

127

2 12 100 1100 -10

285

1 , ... 6 120

360

Voor verdere gegevens over brand- en explosiegevaar en bedreiging gezondheId wordt verwezen naar de chemieKaarten [ 1 ] In bijlage

1.

Corrosie -aspeKten :

Uit het flow schema bliJKt dat de azijnzuurvoeding In een aantal stappen wordt opgewarmd en verdampt waarna het na menging met waterstof naar de reaKtor wordt geleld. Vloeibaar azijnzuur heeft als eigenschap dat het zeer corrosief Is. Hierop zullen we

bedacht op moeten zijn bij de materiaalKeuze van de verdamper en warmtewisselaars. In de gasfase heeft aziJnzuur ziJn

corrosivIteit echter bijna geheel verloren.

BIJ het gebruiK van waterstofgas moeten we erop bedacht ziJn dat dit gas door verschillende metalen waaronder Ijzer geabsorbeerd Kan worden. IJzer wordt na blootstelling van waterstofgas broos en verliest zijn goede mechanische eigenschappen.

Het gebruiK van roestvast staal RVS

316

biedt aan belde bovengenoemde corrosieverschijnselen voldoende bescherming. De overIge stof.fen ethanol, water, ethylacetaat en pentaan ziJn weinig corrosIef •.

VeIlIgheidSaspeKten :

Uit het processchema bliJKt dat biJ verschillende apparaten onder redeliJK hoge druK gewerKt wordt. Het toepassen van druKmelders en veiligheidsKleppen zal noodZaKelijK zIJn.

In het proces wordt gewerKt met een aantal, In aanwezigheid van lucht, explosieve mengsels. Doordat het hele proces onder druK gehouden wordt, zal de Kans op explosie gering ziJn. In het geval van leKKage leKt er geen lucht naar binnen, maar het gasmengsel naar bulten.

AGI'CJ)

488BB

-~mm~---~---~~---~---~---~©RR

ZBB

78B

Figuur 2.Vrije reaKtie-enthalpie als funKtie van de temperatuur.

3.ProcesbeschrlJvlng.

Het proces voor de hydrogenering van azijnzuur naar ethanol Is weergegeven in een processchema ( zie bijlage 2 ). Uit dit schema blijkt dat de produktie van ethanol uiteenvalt In twee delen:

1. Hydrogeneringssektie: In deze sektie wordt azijnzuur naar ethanol gehydrogeneert en wordt vervolgens de overmaat waterstof teruggewonnen en het bijprodukt ethylacetaat gerecycled.

Hiertoe behoren o.a. de reactor, de vloeistof-gas scheider en de "topping" kolom;

2. Opwerkingssektie: Dit Is de sektie waar het In de

hydrogeneringssektie geproduceerde ethanol/water mengsel wordt gescheiden.

Tot deze sektie behoort o.a. de concentrator en de azeotroplsche destIllatiekolom.

De twee sekt les worden achtereenvolgens In de volgende paragrafen besproken.

3.1.Hydrogenerlngssektle.

De hydrogene ring van azijnZuur kan als volgt voorgesteld worden: azijnzuur + waterstof --) ethanol + water

Uit een patent op naam van BASF" [ 5 ] blijkt dat de

hydrogenerlngsreak tie onder bepaalde omstandigheden de volgende produkten oplevert:

66,2 gew." ethanol 29,0 gew." water

1,"1 gew." ethylacetaat 0,2 gew." azijnzuur

1,2 gew." overige produkten waaronder n-butanol.

De reaktie Is een katalytische hydrogene ring en vindt In de gasfase plaats. In de literatuur worden geen bruikbare gegevens over reaktleklnetlek vermeld.

Op basis van bovenstaande produktsamenstellIng wordt er vanuit gegaan dat de volgende reaktie-evenwichten ( over-all) bij de hydrogenering van azijnzuur een rol spelen:

(1)

CH3COOH + 2 H2 = CH3CH20H + H20 AHr=-22,2 kJ (2)

2 CH3COOH + 2 H2 = CH3COOCH2CH3 + 2 H20 AHr=-3"1,2 kJ (3)

Belde reaktles zijn exotherm. In figuur 2 Is de vrije reaktie enthalpie ( AGr ) van de evenwichtsreakties weergegeven als funktie van de temperatuur ( T )1.

Uit deze figuur blijkt dat het reaktiesysteem sterk de neiging heeft ethanol te vormen. Dit Is gunstig want de vorming van het bijprodukt ethylacetaat ( estervorming ) moet zoveel mogelijk vermeden worden.

1 Voor verklaring van de symbolen wordt verwezen naar hoofdstuk 6

8.995

8.998

P=5M1t

8.985

8.998

~~~~~+-~-r~~~~~~~-+~~-+~~~~©BR

418

518

688

788

.

._

--+>TCI)

Figuur 3.Conversie ais funKtie van de temperatuur.

De druK

is

de lopende parameter

(H2/Ac=10).

lUI=28

8.995

8.998

8.985

8.988

~-+~~-+~~~~+-~~~~~~~-+~+-~~~©RR

411

588

688

-)T(I)

Figuur 4.Conversie als funKtie van de temperatuur.

De verhouding

H2/AC

is de

lopende

parameter

(P=20

Atm).

Uit de reaktievergelIjkingen blijkt dat de ligging van het

evenwicht niet alleen een funktie van de temperatuur, maar ook een funKtie van de druk en samenstelling. In de figuren 3 en '1 Is voor de eerste reaktie de evenwichtsconversie Cf;;)

weergegeven als funktie van de temperatuur. De molenverhouding waterstOf/aZIjnzuur van de

voeding C H2/Ac ) Is de druk CP) zijn de parameters. Uit deze figuren kan afgeleid worden dat zeer hoge

evenwichtsconversies C

>

99" ) kunnen worden bereikt door

verhoging van de druk en/of verlaging van de reaktietemperatuur, en vooral door het toepassen van een overmaat waterstof. Door het bij lage temperatuur optreden van C porle- ) condensatie moet de reaktietemperatuur . boven de condensatietemperatuur liggen van alle komponent en.

Door het ontbreken van kinetische gegevens en Informatie over de benodigde hydrogeneringskatalysator zal de reactor beschreven worden met evenwichts thermodynamica.

BIJ de beschrijving van de reactor wordt uitgegaan van de vOlgende veronder stellingen:

- ThermodynamisCh evenwicht wordt bereikt C evenwichtsreactor ): - Adiabatisch proces:

- Geen drukval over reactor:

- Reaktie 2 en 3 bepalen het evenwicht: Ideaal gasfasegedrag.

Keuze procesvariabelen:

Als Ingangstemperatuur van de reactor Is '150 K gekozen. Deze temperatuur ligt ruim boven de temperatuur waarbij êên van de componenten uit de dampfase condenseert. Met behulp van de Clauslus-Clapeyron vergelijking Is de condensatie temperatuur van azijnzuur In de voeding afgeschat en blijkt ongeveer '109 K te zijn. Ook het optreden van capillaire condensatie Is biJ deze temperatuur en druK niet waarsChijnlijk.

De molenverhouding waterstof/azijnzuur moet, om een zo groot mogelijke evenwichtsconversie te verkrijgen, groot worden

gekozen. Een overmaat waterstof resulteert echter In een groter reactorvolume C nadelig ). Door Juiste keuze van druk en overmaat waterstof kunnen de optimale procesomstandigheden worden

gecreëerd. BIJ deze economische optimalisatie spelen

compressieKosten, reactorinvesteringen en scheidingskosten C het bijprodukt ethylacetaat wordt gerecycled) een sleutelrol. Door het ontbreken van essentiële procesgegevens Is een nauwKeurige analyse niet mogelijk.

De druK In de reactor wordt op 20 bar ges teld, en voor de mOlenverhouding wordt mr=10 gekozen. Nu de procesvariabelen temperatuur, druk en voedlngs samenstelling vastliggen Kan met behWp van de thermodyna~ca het systeem worden doorgerekend. Voor een systeem dat In thermodynamisch evenwicht verkeert gelden de volgende relaties [ 6 ]:

8

K(T)

=

V _V2

X1 ' X2

Voor een gasfasereactie geldt verder:

XI

=

PI/P

=

CI/Ctot

Uit vergelijking

~

t/m 6 kan voor het reaktiesysteem worden

afge I e I d:

CEtOH CH20

K1(T)

=

_ _ _ _ _ _ . Ctot . ( P/PO )

CAc

CH2

2

CEtac CH202

K1(T)

=

Ctot . ( P/PO )

CAc

2

_CH2

2 ( 5) (6) (7) (8)

Het doorrekenen van de reactor blijkt al leen Iteratief te kunnen

gebeuren. Het rekenalgoritme Is In bijlage 3 weergegeven. Het

bijbehorende computerprogramma Is In Pascal geschreven en Is In

bij lage

~

afgedrukt.

Het berekenen van de recyclestromen ( waterstof en ethylacetaat )

geschiedt op de volgende manier:

Het nIet-omgezette waterstofgas kan worden teruggewonnen deer het

reactorprodukt partieel te condenseren tegen koelwater. Aangezien

waterstofgas nlet-kondenseerbaar Is wordt verondersteld dat de

hierop volgende gas-vloeistof scheiding Ideaal verloopt. AI het

waterstofgas dat niet gereageerd heeft kan op deze wijze. nadat

het gas op de gewenste druk Is gebracht. worden gerecycled. Het

In de gasfase achterblijven van resten ethanol. water of

ethylacetaat Is geen probleem omdat het reaktie-evenwicht

hierdoor nauwelijks wordt belnvloed. Het condensaat dat ethanol.

water en een kleine hoeveelheid ethylacetaat en azijnzuur bevat

wordt naar de "topping" kolom gebracht. In deze destl Ilatiekolom

wordt het bijprodukt ethylacetaat dat biJ de

hydrogeneringsreaktie onstaat geconcentreerd en aan de top van de

kolom afgetapt. De "topping" kolom Is met het

processimulatieprogramma "Process" ( versie 2.01 ) doorgerekend

( zie bijlage 5 ). De topstroom van deze destl I latlekolom Is de

tweede stroom die naar de reactor wordt teruggevoerd. Om ophoping

van verontreinigingen of bljprodukten In de reactor te voorkomen

wordt een klein deel van belde recycles gespUid. De ethylacetaat

en waterstofrecycle worden met de azijnZUurvoeding gemengd nadat

deze in een verdamper Is verdampt.

Tabel 5:Procesomstandlgheden en processtromen hydrogeneringsreaKtor.

Ingaande stroom

Temperatuur T(K) ~50,O

DruK P(1E5 Pa) 20,0

Volumedebiet JI!IV(m3/s) 0,533

Componentstroom .-1 (mo I/s)

az I jnzuur 25,0 waterstof 250 ethano I 7, 16 water 2, 78 ethylacetaat 1, 79E-~ t otaa I 285 WarmteproduKtie Qp(KW) 667,9 Conversie ~(") 99, 82 Se I ect I v I tel t S(") 99,99 U I tgaande 525,2 20,0 0,568 O,O~52 200 32, 1 27,7 1, 79E-~ 260

De bodemstroom van de "topping" Kolom bevat grotendeels water en ethanol en een Kleine hoeveelheid azijnzuur. De gehele

hydrogeneringsseKtie wordt op een druK van ongeveer 20 bar gehouden.

Het resultaat van de reactor- en "topping" KolombereKeningen staan in respectievelijK tabel 5 en 6 vermeld.

stroom

Tabel 6:Procesomstandlgheden en processtromen "topping" Kolom*.

Voeding TopproduKt

Temperatuur T(K) ~50,O ~5~, 1

DruK P(1E5 Pa) 20,0 19, 9

Componentstroom .-1 (mo I/s)

az I jnzuur O,O~52 0

ethanol 32, 1 7, 16

water 27, 7 2, 78

ethy lacetaat 1 , 79E-~ 1 , 79E-~

totaa I 59,9 9, 95

Overige procesvariabelen Reflux ratio

₌

* Zowel reactor als "topping" Kolom verKeren In stationaire toestand. Bodemprodukt ~55,9 20,0 O,O~52 2~, 9 2~, 9 0 50,0 3,0

Uit deze tabellen blijKt dat in stationaire toestand de

evenwichtsconversie 99,8 " bedraagt met een selectiviteit voor ethanol van bijna 100 ". Wordt de produKtsamenstellIng vergeleKen met de samenstelling uit bovengenoemde patent dan blijKt dat het percentage ethylacetaat In het produKt veel Kleiner Is dan

experimenteel waargenomen. De evenwichtsreactor schat de selectiviteit dus te optimistisch In. Dit heeft tot het gevolg dat de ethylacetaatrecycle veel Kleiner uitvalt dan In de

praKtijKsituatie. Hierdoor zal in de top van de Kolom ooK geen ternaire azeotroop van ethanol, water en ethylacetaat ontstaan, waarvan In de literatuur volgens Arnê [ 2 ] spraKe Is.

10

Reactoruitvoering:

Ondanks het ontbreken van kinetische gegevens kan er toch een uitspraak gedaan worden over de uitvoering van de

hydrogeneringsreactor. Om een hoge konversie te bewerkstelligen In een minimaal reactorvolume zal naar propstroom gestreefd

moeten worden. De bes te uitvoering Is dan een bulsreactor waarin de katalysator als een "flxed bed" aanwezig Is.

3.2.De opwerkIngssektIe.

De bodemstroom van de eerste toren bestaat voor ongeveer 50 ~ uit ethanol, ongeveer 50 " uit water en voor een heel klein deel uit

aZijnzuur. Om de ethanol In voldoende zuiverheid uit deze stroom te verkrijgen, moet deze stroom worden opgewerkt. Deze zuivering vindt plaats In de opwerkingssektie, waar de ethanol wordt

opgewerkt van 50 mOl" naar meer dan 99 mOl" zuiver.

Deze opwerking brengt enige problemen met zich mee, daar water en ethanol een azeotroop vormen onder normale omstandigheden.

Voor deze sektie bestaan er verschillende mogelijkheden, waarvan Black [ 7 ] (zie ook bijlage 6) er een aantal geoptimaliseerd

heeft met behulp van het simulatieprogramma Process. HIJ heeft drie verschillende soorten destillaties gesimuleerd, deze zijn: -1 Destillatie bij een verlaagde druk, waar de azeotroop van

ethanol met water niet meer bestaat, en scheiding dus wel mogelijk Is.

-2 Azeotroplsche destillatie, waarbij de ethanol/water azeotroop gebroken wordt door een relatief vluchtig oplosmiddel toe te voegen (In dit geval pentaan,benzeen of dlethylether). De aanwezigheid van dit oplosmiddel verhoogt de vluchtigheid van êên van de componenten, waardoor de azeotroop verdwijnt. -3 Extractieve destillatie, waarbij een relatief niet vluchtig

oplosmiddel (In dit geval ethyleenglycol of gasolie ) wordt

toegevoegd. Ook de aanweZigheid van dit oplosmiddel verandert de vluchtigheid van êên van de componenten, waardoor ook hier nagenoeg volledige scheiding mogelijk wordt.

De opwerking moet In alle drie de gevallen plaats vinden In twee stappen, waarbij de eerste stap voor alle drie een normale destillatie Is. In deze destIllatiestap vindt een

voorconcentratie van ethanol plaats, zodat de samenstelling van het product In de buurt van de azeotroplsche samenstelling komt. Voor de tweede stap moet nu gekozen worden uit een van de drie bovengenoemde mogelijkheden.

VOlgens Black [ 7 ] blijkt dat de lage druk destillatie niet die scheiding oplevert die vereist Is. De azeotroplsche en de extractieve destillatie blijken wel te voldoen. BIJ de

azeotroplsche destillatie Is pentaan duidelijk de beste (en goedkoopste) entralner, terWijl bij de extractieve destillatie gasolie het goedkoopst Is. Hierbij geven zowel de azeotroplsche als de extractieve destillatie nagenoeg dezelfde resultaten. De azeotroplsche destillatie heeft hierbij het voordeel dat naast gaSOholook Industrie Ie alcohol geproduceerd kan worden. De keuze is dan ook gevallen op de azeotroplsche destillatie met pentaan als entralner.

Uitvoering:

De concentrator Is gesimuleerd met behulp van Process (bijlage 1). De bodemstroom bevat water met de laatste resten van het azijnzuur, en over de top gaat de ethanol/water stroom die dichtbij de azeotroplsche samenstelling ligt.

De azeotroplsche destillatie bestaat uit twee torens. In de

eerste toren komt de voeding binnen In de topsektie, evenals de

. entralnel". Over de top gaat de stroom die voornamelijk bestaat uit de entralnel", maar ook water en ethanol bevat. Deze stroom wordt gecondenseerd, en vervolgens In een vloeistof/vloeistof scheider gebracht. De lichte fase (pentaanrijke fase) wordt

teruggevoerd naar de eerste kolom, en de zware fase (waterrijke fase) wordt naar de tweede kolom gevoerd. Deze tweede kolom doet niets anders dan het water/ethanol mengsel weer In de buurt

brengen van de azeotroplsche samenstelling. De overmaat water wordt hier weer vla de bodem afgevoerd. De bijna azeotroop wordt weer terug naar de topsectie van de eerste kolom. Ook deze twee kolommen zijn met process geprobeerd, maar dit leverde niet de beoogde resultaat (meestal zelfs totaal geen resultaat). Om toch lets aan deze laatste kolommen te kunnen doen Is met het

12

1.Dlmenslonerlng apparatuur.

1.1.Dlmenslonerlng kolom.

De concentrator:

De uitvoer van Process (bijlage 7 ) Is gebruikt voor de

dlmenslonerlng van de concentrator. Als handleiding Is deel 2 van het cOllegedictaat fysische scheidingsmethoden [ 8 ] gebruikt. Voor de berekeningen Is de kolom In twe~en gesplitst, de topsectie en de bodemsectie, omdat er duidelijke verschillen kunnen optreden tussen de bodem en de top.

Met de Process uitvoer kan de flowparameter JI1 uitgerekend worden. Daarbij wordt de volgende formule gebrUikt:

Hierbij Is L

G P(l)

PC,)

=massa snelheid vloeistof (kg/m2_s) =massa snelheid gas (kg/m2_s)

=d1chthe1d vloe1stof (kg/m3) =d1chthe1d gas (kg/m3)

L en G kunnen niet direkt berekend worden, maar daar het

oppervlak voor belde stromen gelijk zIJn, Is de verhouding tussen L en G gelijk aan de verhouding tussen de totale massa debieten. In process staan alleen de molenstromen, dus moet er nog

gecorrigeerd worden met de molmassa's van de stromen. De formule wordt nu:

JI1= fmo 1 ( 1 ) If M ( 1 ) / ( fmo 1 (g ) If M ( g ) ) If [p ( g ) / p ( 1 ) ] "0 • 5

pel) iS d1rekt te vinden 1n de Process uitvoer, en peg) is te berekenen met de algemene gaswet en de molecuulmassa (11).

p(g)=MVVm=~P/(R~T)

Dit levert voor de waarde van JI1 In de concentratiekolom twee waarden op; êên voor de topsectie, en êên voor de bodemsectie. Met deze waarden voor JI1 kunnen nu de bijbehOrende waarden voor A,max In figuur 10 op bladzijde 5"1 opgezocht worden. Hierbij

Is een schotelhoogte genomen van O,S m , een vloeistofhoogte van 50 mm en een overlooprandlengte van 1,0 m per vierkante meter schotel.

Om floodlng te voorkomen moet voor A een lagere waarde dan

~,max genomen worden, en wel A=O. 7~A,max. Met A

kan nu de superflclele gassnelheid berekend worden (12 ):

A=Ug, Slf [p(g)/p( 1)] "0.5

En nu Ug,s bekend Is, kan Ul,s berekend worden (13):

JI1

=

U 1,

s

jU g, S If [p ( 1 ) / p ( g ) ]

Nu zowel de snelheid als het debiet van het gas bekend is, kan het schoteloppervlak berekend worden, door de snelheid door het debiet te delen. (9 ) (10) (11) ( 12) • ( 13 ) .

Om het werkelijke oppervlak van de kolom te bepalen, moet er bij dit oppervlak nog het oppervlak van de valpijpen worden

opgeteld. Dit oppervlak ligt tussen de 5 en de 25" van het totale oppervlak. In dit geval Is gekozen voor 15". Nu het totale

oppervlak bekend Is, kan vrij eenvoudig de diameter berekend worden. Tot slot moet nog gekeken worden naar het schotel-rendement, om van het theoretische aantal schotels naar het praktische aantal te komen. Hiervoor Is gebruik gemaakt van figuur ~ op bladzijde 59 van het collegedictaat. Voor de concentratiekolom geeft dit de volgende resultaten (tabel 7):

Tabel 7: De resultaten van de dlmenslonerlng van de concentratie kolom. TOP BODEM vloelstofstroom(kmol/s) 0.17 0,20 dichtheid vloelstof(kg/m3) 612 996 mo I massa ( kg/mo I) 36. 9 16, 1 gasstroOm(kmol/s) 0.20 0.16 dichtheid gas(kg/m3) 3,56 1. 66 molmassa(kg/mol) 36.6 16. 1 * ( - ) 0,056 0.0~5 A, max (mIs) _0,092 0,094-A(m/s) _0.064- 0,066 Ug,s(m/s) 0.973 1,62 U I. s(m/s) 0,006 0.006 sChoteloppervlak(m2) 7.99 2.02 oppervlak valpljpen(m2) 1 ... 1 0,356 totaa I opperv I a k (m2) _9,"0 2, 376 '- DI ameter ko lom (m) 3, .. 5 1.7" overlooprandlengte(m) 7.99 2.02 rendement(-) 0.60 0.60 aanta I schotels(theoretlsch)

'"

'"

aanta I schotels(praktlsch) 5 5

Voor dlmenslonerlng andere kolommen zie bijlage 6 .

".2.Dlmenslonerlng warmtewisselaar.

De reboller van de topping kolom:

In dit voorbeeld wordt de reboller van de topping kolom uitvoerig onder handen genomen. In deze warmtewisselaar wordt de vloeibare bodem stroom weer verdampt met behulp van stoom. Omdat deze stroom een vrij hoog kookpunt heeft ("'56K), Is het zelfs noodzakelijk om

volgende samenstelling (zie bijlage 9 ): 0,09 mol x azijnZuUr ~9,95 mol

x

water ~9,95 mol

x

ethanol

<

0.01 mol x ethylacetaat

De totale molenstroom Is ~,039 Kmol/s. Met de soortelijKe warmtes en de verdampingsenthalpien van de Komponenten Is nu te bepalen hoeveel energie er In de vloeistof gestopt moet worden om deze te verdampen. Omdat de Cp temperatuur afhankelijK Is, moet deze met de volgende formule eerst bepaald worden (1~):

In deze formule zijn a,b,c en d stofconstanten en Is T de

temperatuur In Kelvin. Van de 6 In ons systeem gebruiKte stoffen staan de waarden van a,b,c en d In tabel 8. De benodigde

hoeveelheid warmte wordt bepaald door het ver schil In warmteinhoud voor en na de warmtewisselaar. De relatieve

warmteinhoud wordt bereKend door vanaf een bepaald nulpunt te werKen en alles ten opzichte van dit referentiepunt te nemen. WIJ hebben geKozen voor een enthalpienulpunt bij 298 K, waarbij alle stromen gasvormig Zijn. De warmteinhoud Is dus gelijK aan (15):

Q=Cp(gem)~(T-298)~molenstroom

voor stoffen In de gasfase. Hierbij Is ep (gem) het gemiddelde van de Cp waarden bij T=298 K en biJ T=T. Voor vloeistoffen geldt (16):

Q=[Cp(gem)w(T-296)-AHvap]wmolenstroom

Deze belde formules gelden voor de componenten en er moet dus gesommeerd worden over alle komponenten in de stroom. Voor koelwater wordt er een uitzondering gemaaKt. Hier wordt Uitgegaan van de vloeistoffase bij zowel de ingaande als de uitgaande

temperatuur. Omdat biJ Koelwater zich geen faseverandering optreedt zal dit verder geen Invloed hebben. Deze Ingreep voorKomt dat er met grote negatieve getallen gewerKt wordt.

(1~).

(15) •

( 16 ) •

Tabel 8 De constanten voor de bereKening van de soortelijKe

warmte en de verdampingsenthalpien. Lewls

&

Randal I

[ 9 ], The chemlcal dynamlcs of Organlc compounds

[ 10 ] en het Handbook [11 ].

Component a b

c

d AHvap

J/mol/X J/mo 1/X2 J/mol/X"3 JX/mol kJ/mol

waterstof 27,28 3, 26e-3 5, OOe~

water 30, 5~ 1,03e-3 ~O,65

az I jnzuur 21,86 1 , 8~ e-1 -7, 3ge-5 -3, 52e5 2~, 33

ethylacetaat -9, 5'" "',25e-1 -1,86e-'" 1, 10e6 37,63

ethanol 10,27 2,0ge-1 -7, 92e-5 -2, 85e'" 39,37

Als voorbeeld wordt de soortelijke warmte van water biJ .. 56K berekend:

De warmteinhoud van de stroom die de reactor verlaat Q= 2255 kj/s (zie tabel 9 ).

Tabel 9 Een overz i cht van de gegevens voor de berekening van

warmteinhoud van de stroom die de reactor verlaat

( stroom 9 ).

komponent Cp(298K) Cp(525K) Cp(gem) ... 1 QI

j/mol/K j/mol/K j/mol/K kmo I/s kW

azijnzuur 66,"8 97, 35 81,91 ",53e-5 8, .. 2e-1

wat erst of 28,81 29,17 28,99 2,OOe-1 1,36e+3

water 33, 61 35, 9 .. 3",78 2, 77e-2 2,1ge+2

ethano I 65, 39 120, 2 92,81 3,21e-2 6, 76e+2

ethy lacetaat 120, 1 167,0 110,2 1,7ge-7 5, 70e-3

totaa I 2, 26e+3

Op deze manier Is te berekenen dat de benodigde hoeveelheid energie voor de verdamping gelijk Is aan 1639 kj/s. Deze energie moet worden opgeleverd door hoge druk stoom te laten condenseren. Omdat deze condensatie biJ hele andere omstandigheden plaats

vindt, moet hier een ander waarde voor de Cp van water genomen worden. Deze Is :Cp(523 K)=",86 j/moVK. Omdat de stoom

oververhit Is, moet hier ook de soortelijke warmte van stoom meegenomen worden Cp(683 K)=2,35 j/moVK. Op deze manier blijkt dat er voor deze verdamping 1,07 kg stoom per seconde nodig Is. Om de warmtewisselaar verder te kunnen dimensioneren, moet er eerst nog het logaritmische temperatuurverschil worden

uitgerekend (17): de

ATIn=ATmax-ATm1n/In(ATmax/ATm1n)

ATmax=Twi-Tku

(11) • (18 )

ATmin=Twu-Tk1

Met Twl=683, Twu=523, Tkl= .. 56 en Tku=156 K. Dit levert voor

ATln op: A TIn=131 X.

In het geval dat er bij geen enkele stroom een faseovergang plaatsvindt, moet de ATln gecorrigeerd worden met een P, en

een R factor. De P factor Is de zogenaamde temperatuurefficiency

en Is als volgt gedefinieerd (20): P=(Tku-Tkl)/(Twl-Tkl)

De R factor Is de warmtecapaciteitsverhouding tussen de warme en de koude stroom en luidt als volgt (21):

( 19 )

1 6

R=(Twi-Twu)/(Tku-Tkl) (21)

Met behulp van een correctiefactor F, die afhankelijk Is van P,R en de configuratie van de warmtewisselaar, Is nu een re~le waarde voor ~T

te berekenen.

~T=FJIt~Tln. F Is te vinden In

verschillende tabellen achterin het diktaat apparaten voor de procesindustrie deel apparaten voor warmteoverdracht [ 12 J. In dit geval heeft F een waarde van 1. Nu AT bekend Is, kan het minimaal noodzakelijke oppervlak uitgerekend worden met (22):

Hierin is Q de over te dragen hoeveelheid warmte, ku de overall warmteoverdrachtscoëfflclent en A het minimale

warmte-uitwisselingsoppervlak. Om de warmtewisselaar wat flexibeler te

(22)

maken is het minimale oppervlak In het uiteindelijke ontwerp vergroot met 10 ". Voor een verdamper ligt de waarde van ku tussen de 80 en de 180 btu/hr/fti!/F. Als een waarde van

130 btu/hr/ft2_{/F wordt genomen, dan is dit omgerekend naar het SI}

stelsel gelijk aan 852 W/m2_{/K. Nu kan met (22) A uitgerekend}

worden: A=1"1,7 m2 • Als hierbij 10 " wordt opgeteld, dan wordt het uitwisselend oppervlak van de verdamper A=16,1 m2 • De

warmtewisselaars hebben een uitwendige pijpdiameter van 25 mm en de wanddikte Is 2,5 mmo De steek van de warmtewisselaars Is 32 mm In een driehoek. Met deze gegevens en tabel "I op blz A-11 uit het diktaat [ 12 ] Is nu de rompdiameter en de lengte van de

warmtewisselaar te berekenen. Hierbij moet In de gaten worden gehouden dat de verhouding tussen de lengte en de diameter niet groter mag worden dan 10. De lengte van de pijpen kan als volgt worden berekend (23): .

Ou Is de uitwendige pijpdiameter , n het aantal pijpen en L is de lengte van de pijpen. De tabel uit het diktaat geeft op dat bij een rompdiameter van 19,25 Inch er 112 buizen In de

warmtewisselaar gaan In het geval er zes passes zijn. Dit levert voor de lengte L van de buizen: L=1,8 meter. BIJ een verticale opstelling (wat de minste ruimte kost) zijn de mogelijke

(23)

pijplengtes 1,5 , 2 of 3 m. Er moet hier dus ·gekozen worden voor een lengte van 2 m.

De snelheid door de buizen Is niet precies te bepalen, omdat niet op elke plaats In de buis de vloeistoffractie bekend Is. BIJ de Ingang Is de stroom echter volledig vloeibaar en bij de Uitgang volledig gasvormig. Van deze situaties Is nu wel de snelheid te berekenen met (2"1):

De dichtheid van de vloeistof (p(l)) Is gelijk aan 8"11 kg/m3

en de molmassa Is 32 g/mol. De dichtheid van het gas gelijk aan 16,9 kg/m3. De snelheid van de vloeistof wordt nu v(I)=O,22 m/s en de gassnelheid wordt 10,8 m/ s.

Voor vloeistoffen geldt dat de maximale snelheid niet groter mag Zijn dan 2,"1 m/s en voor gassen is de maximale snelheid

(2"1)

afhankelijk van de druk en de molecuulmassa. Deze waarden zijn te vinden in het diktaat op blz A-10 [ 12

J.

Nu de snelheden bekend zijn kan vervolgens het Reynolds-getal bereken worden, waarna met

behulp van figuur 1 op blz A-1~ de frictiecoëflclent fc bepaald kan worden. Tot slot kan nu de drukval over de pijpen berekend worden, waarbij voor de snelheid en voor de dichtheid een

gemiddelde wordt genomen van de Ingaande en van de uitgaande stroom. Voor de drukval geldt:

(25) Hierin Is dl de inwendige buisdiameter, en Is (l1/l1w)"m

nagenoeg gelijk aan 1.Een dergelijke berekening voor snelheid en druk val kan gemaakt worden voor de mantelzijde van de

warmtewisselaar.

Hier geldt voor de snelheid:

v=massastroom/p/denkbeeldlg doorstroomd oppervlak

(2~)

Het denkbeeldig oppervlak As Is (27):

(27) Het enige wat hier echter van belang Is, Is het aantal baffles, en dus het aantal passages van de stroom. De druk val aan de mantelzijde bleek namelijk overal verwaarloosbaar laag te zijn. Een overzicht van deze dlmenslonerlng staat In tabel 10.

Tabel 10:Een overzicht van de dlmenslonerlng van de rebol Ier van de topping kolom. soort fluldum massastroom (kg/s) Tin (K) Tuit (K) vgem (m/s)

Re

fc drukva I (Pa)

ATln (IC)

A

(m2 ) aanta I pijpen rompd I amet er (m) lengte pijpen (m) pi jpz I jde mengsel van ethanol en water 1,07 ~56 ~56 5,5 28613 0.03 1,56e5 algemeen 131 17, 9 112 0, ~9 2 mante Iz I jde hoge druk stoom 1, 29 683 523

Van de andere warmtewisselaars Is niet zo'n uitgebreide dlmenslonerlng gemaakt. Wel Is van Iedere warmtewisselaar de benodigde hoeveelheid stoom, en het uitwisselend oppervlak bepaald (zie bijlage 8). Deze berekeningen gaan analoog met de hierboven staande berekeningen, waarbij de volgende waarden genomen zijn:

1 8

voor middendruk stoom:

Cpe

water "153 K)

₌

"1, "10 j/mo I/k;

Cpe

stoom "153-"193 K)

₌

2,37 j/mo I/K;

voor koelwater

Cp

₌

"1, 18 j/mo I/K;

waarden voor ku

van een condensor

ku

₌

1136 W/m

2

_/K;

koeler

ku

₌

568 W/m

2

_/K;

rebo I I er

ku

₌

852 W/m

2

/K;

S.Balansen en specificatie apparatuur.

5.1.Massa- en warmtebalans.

Van alle genummerde stromen is van alle componenten de

massastroom berekend en tevens de totale warmtestroom. Dit Is gedaan volgens het voorbeeld in hoofdstuk "t.2 waarin de

warmteinhoud van de stroom die de reactor verlaat is berekend. Voor de massastromen is voor de eerste twee kolommen gebruik gemaakt van de Process uitvoer uit de bijlagen 5 en 7.Bij de andere twee kolommen is het artikel van Black (bijlage 6)

gebruikt. De warmte inhoud is berekend vanaf een referentiepunt waar alle enthalplën van de gasvormige componenten nuigesteld is. Dit referentiepunt ligt bij 298 K. Voor de vloeistoffase moet dus van de enthalpie bij een bepaalde temperatuur nog de

verdampingswarmte worden afgetrokken. Voor de resultaten wordt verwezen naar de stroom/componenten staten in bijlage 9.

Van de totale massa- en warmte stro men is ook een overzicht gemaakt in de vorm van stromen die een apparaat in- en uitgaan. Dit Is gedaan om te kijken of de massa- en de warmtebalansen over de apparaten en over de gehele plant In orde zijn. Deze stromen zijn te vinden In de massa- en warmtebalansen In bijlage 10. In deze bijlage valt op dat de massabalans vrij goed klopt, maar dat de warmtebalans toch een kleine afwijking vertoont tussen de ingaande en de uitgaande warmtestromen. De oorzaak van deze afwijkingen zijn voornamelijk te vinden In de twee torens T19 en T25. De warmtebalansen over deze twee torens blijken niet goed te kloppen. De oorzaak voor T25 moet waarschijnlijk gezocht worden In het feit dat de resultaten van deze kolom omgerekend zijn uit lIteratuurgegevens [ 7

J.

De afwijking zou ontstaan kunnen zijn doordat de voeding van deze kolom niet exact dezelfde

samenstelling heeft als die in het artikel. Voor T19 Is de oorzaak veel moeilijker vast te stellen. Hier ligt de oorzaak waarSChijnlIjl:< door de expansie in de voedingspijp, waardoor de warmteinhoud van de voeding van de kolom niet gelijk is aan die van de stroom die de topping kolom verlaat.

S.2.Speclflcatie apparatuur.

In bijlage 8 zijn de gegevens van de verschillende apparaten en de procesomstandigheden vermeld. Deze bijlage laat de

belangrijkste afmetingen en de configuratie van de apparatuur zien. De apparatuur kan In drie groepen worden onderverdeeld: - Reactoren, kolommen en vaten;

- Warmtewisselaars;

- Pompen en compressoren.

De kolommen zijn daarnaast nog nader gespecificeerd, omdat de bovenstaande lijsten te weinig Informatie verstrekken.

20 6.Kostenanalyse.

In dit hoofdstuk wordt gekeken of deze fabriek winstgevend kan draaien. Om dit te kunnen doen, moeten er verschillende

kostenposten als de bouw van de fabriek, de aankoop van grond- en hulpstoffen en de loonkosten worden beschouwd. Deze kosten zijn dan te vergelijken met de opbrengsten.

6.1.Vaste kosten.

Volgens het diktaat" De chemische fabriek" [ 13 ] zijn er verschillende methodes om de investering die nodig is voor de bouw van de fabriek te schatten.

Deze methodes kunnen onderverdeeld worden in 6 verschillende groepen:

-1 Omzetmethode:voor het geven van een eerste Indikatie; -2 Scale up :het bepalen van capaciteitsinvloeden;

-3 "Stappen" methodes: voor routevergelijking;

-1 "Factor" methodes: voor globale absolute bepaling; -5 Office type methode: meer gedetai I leerde methode; -6 Gedetal I leerde methode.

Om een eerste Indruk te krijgen Is met de eerste methode een sChatting van de Investering gemaakt. Hierbij Is een omzet

aangenomen van 33000 ton/Jaar met een prijs van

I

1000 per ton. De omzet Is dus 33 miljoen gulden/jaar. Uit figuur 111-7 blijkt

dat de gemiddelde rv ligt bij rv=O,75. Met formule ( 28) Is nu een grove Indruk te krijgen van de Investering.

rv

=

V/I (28)

Hieruit volgt voor I: I = 33 miljoen/O,75 = 11 miljoen gulden.

De tweede methode Is In dit geval niet te gebruiken, omdat voor deze methode gegevens bekend moeten zijn van een vergelijkbare fabriek.

Er bestaan verschillende "stappen" methodes. Hier zijn de methodes van Taylor en van Wllson gebruikt.

Volgens Taylor geldt voor de Investering (29):

Hierin is Ib = de investering in proceseenheden f = de cost I iness index

p = de produkt I e In k I lot onnen/ jaar C I

=

I

n

d

e x u

I t EP E

3,35 = koers van de Britse pond

( 29)

p Is al bekend ( =33 ), Cl heeft een waarde van 776 In 1987 en f moet worden uitgerekend met behulp van tabel 111-22 op bladzijde 111-20 ( zie tabel 11 ).

Dit levert voor de Investering Ib = 11 miljoen gulden.

Algemeen wordt aangenomen dat Ib ongeveer 6"1 " van de totale Investering bedraagt. De totale Investering wordt llepaald door Ib met 100/6"1 te vermenigvuldigen. Dit heeft als resultaat It = 21,9 miljoen gulden.

Tabe I 11 De berekening van de cost I iness Index volgens de methode van Taylor.

Doorzet Constr. reakt ie druk totaa I

Mat. t i j d temp. Reactor 2 1 3 kolommen Topping 2 1 1 ~ concentr. 2 1 3 azeotroop ~ 1 5 stripper -2 1 -1 t otaa I

Volgens de methode van Wllson kan de Investering berekend worden met (30).

(30) Hierin zijn f, Fp, Ft en Fm factoren die afhankelijk zijn van

respectievelijk het soort proces, de druk, de temperatuur en het materiaal. N is het aantal apparaten, exclusief pompen en (AUC) is de eenheidskosten per apparaat (zie bladzijde 111-22).

De factor 3.35 Is de wisselkoers van de Pond. De verhouding PI'88/PI'71 is geïntroduceerd omdat de (AUC) figuur dateert uit 1971 en wij de gegevens van 1988 willen berekenen.

In de figuren op bladzijde 111-22 en 111-23 Kunnen de waarden van de verschillende factoren afgelezen worden waarbij voor het

aantal apparaten N=31 genomen Is en de jaar doorzet = 33000 ton/ j. Dit geeft voor:

(AUC) = 10000 Pond/un i t Fp

₌

1,05 Ft = 1,08 Fm = 1, 5 f = 2 PI' 88 = 70~ PI' 71

₌

115

Als deze waarden Ingevuld worden In (30), dan Is Ib = 21,6 miljoen gulden. It wordt nu 100/6~)I(.21.6 miljoen = 33,8 miljoen gulden.

Voor de laatste drie methodes zijn meer gedetailleerde prijzen van apparatuur nodig. Daar niet alle apparatuur zover

gedimensioneerd is dat de prijs ervan kan worden opgezocht, Is het niet goed mogelijk om nu deze methodes toe te passen.

Als de drie toegepaste methodes met elkaar worden vergeleken, dan blijkt dat er vrij grote verschillen bestaan. Dit Komt doordat de toegepaste methodes alle drie een vrij grove benadering zijn voor het bereKenen van de investering. Vooral de eerste methode is niet erg betrouwbaar, omdat hier alleen een gemiddelde waarde

f 2,2 2, 8 2, 2 3, 3 0,8 11, 3

22

voor rv genomen wordt, waarbij de gegevens voor de berekening van rv ook niet allemaal in de buurt van rv liggen. De methode van

Taylor is evenals de methode van Wllson ook nog geen nauwkeurige benadering van de werkelijke investering, omdat hier ook nog met faktor en gewerkt wordt, waarvan de nauwkeurigheid niet al te groot Is. Voor de verdere berekeningen Is de waarde, die met behulp van de methode van Wllson Is berekend, genomen.

6.2. Variabele kosten.

De totale jaarkosten van de plant kunnen in vier delen worden gesplitst:

-1 Kosten van de grondstoffen;

-2 Kosten van de hulpstoffen (als stoom/koelwater / electriciteit en katalysator);

-3 Arbeidskosten;

-~ Afschrijving van de fabriek;

De prijzen van de grondstoffen zijn vinden in het diktaat In

hoofdstuk 2. De prijs van waterstof kan direkt worden overgenomen (f 1800 per ton). De prijs van azijnzuur Is alleen bekend van

november 198~ (US $ 0,25 per US Ib). Deze waarde kan worden omgerekend naar een prijs In gulden per ton. Hierbij moet echter een correctie worden toegepast voor de prijsverandering tussen 198~ en 1966. Hiertoe Is genomen de prijsstijging van methanol, omdat In dit geval het zuur verkregen wordt uit een reactie van methanol met koolmonoxide (198~ US $ 160 per ton en 1988 US $ 125 per ton). De prijs per ton wordt nu :

0.25J1t1.69J1t125/180/0.~5359J1t1000=

f

729 per ton.

Er Is ook bekend hoeveel er van belde stoffen nodig Is, en dus kunnen de grondstofkosten nu berekend worden (zie tabel 13 ). De kosten voor de hulpstoffen is te splitsen in de stoomkosten (hoge en lage druk), koelwaterkosten, stroomkosten en de kosten voor de katalysator. De prijs voor middendruk stoom Is f 33 per ton, voor hoge druk stoom

f

'"15 per ton. Koelwater kost

f

0,06 per ton en electriciteit

f

0,185 per kWh. De benodigde hoeveelheden

kunnen uit de balansen gehaald worden (zie tabel 13 ). De kosten van de katalysator zijn moeilijker In te schatten, omdat er niet veel bekend Is over de benodigde hoeveelheid en levensduur. Daarom Is hiervoor een waarde genomen van f 300000 per jaar. Om de loonkosten te bepalen, moet eerst bepaald worden hoeveel mensen er In de plant nodig zijn. Dit kan op verschillende

manieren gebeuren: -1 factoring methode; -2 Wessel relatie; -3 Steln relatie.

De factoring methode kan In dit geval niet toegepast worden, omdat hiervoor loongegevens nodig zijn van een gelijksoortige plant.

De Wessel relatie luidt (31):

manuren/ton produkt=kJltaantal stappen/(kapaclteit/dag) .... O, 76 De faktor k is voor een kontinu proces in 1986: k=1,7. Het aantal

stappen is in dit geval gelijk aan 5. De kapaciteit/dag Is 100 ton/dag. Per dag wordt er 100 ton geproduceerd, dat wil zeggen dat het aantal manuren per dag gelijk Is aan het aantal manuren per ton x100. Dit levert voor het aantal manuren per dag =26 uur. Met een achturige werkdag komt dit op "" personen per dag

(afgerond naar boven). Voor continudienst moet dit getal nog met 1,5 vermenigvuldigd worden, dus worden het er 6 mensen per dag. Deze mensen zouden In drie verschillende ploegen werken. De

meeste fabrieken hanteren tegenwoordig een vijfploegendienst, wat betekent dat het aantal mensen dat nodig is om de fabriek te runnen komt op 10.

De Stein relatie is (32):

aantal mensen=7xIAO.88 (32)

De investering moet hier gegeven worden In US $ omdat de relatie gegeven is voor de Amerikaanse markt. Ook moet er nog

gecorrigeerd worden voor de verschillen in produktiviteit In Amerika en Nederland. In 1978 gOld wanneer de produktiviteit In Nederland op 100 werd gesteld, de produktiviteit In Amerika gelijk was aan 112. Het aantal mensen wordt nu

112/100x7x(33/1.89)AO.88 = 98 mensen. In deze relatie Is echter ook opgenomen het personeel voor hulpdiensten, staf en onderhoud.

Als de Wessel relatie wordt vergeleken met de Steln relatie, dan blijk t dat de Steln relatie een veel hoger aantal mensen

oplevert. Dit komt omdat de Steln relatie eigenlijk alleen voor grote complexen (meestal meer dan een plant) geldt. In de verdere berekeningen Is uitgegaan van de Wessel relatie.

De kosten van een manjaar komen neer op f 350000. Met deze gegevens kunnen nu de loonkosten berekend worden (zie tabel 13 ). De afschrijvingskosten kunnen op verschillende manieren berekend worden. De meeste gebruikelijke en eenvoudigste methode Is de zogenaamde rechtlijnige afschrijving. BIJ deze methode wordt Jaarlijks eenzelfde bedrag afgeschreven, totdat na de

afschrijvingsperiode de restwaarde bereikt wordt(zie tabel 12 ). Bij de declining balance methode wordt er jaarlijks een vast

percentage ( meestal 20 " ) van de boekwaarde van het begin van dat jaar afgetrokken. Een nadeel van deze methode is, dat er nooit een restwaarde van 0 bereikt wordt ( zie tabel 12 ). Ook bij de "Sum of the years dlglts" methode wordt er In het begin van de afschrijvingsperiode hogere bedragen afgetrokken, dan aan het eind van de periode. BIJ deze methode moet eerst de som van het aantal jaren bepaald worden ( bljvoorbeeld:een afschrijving over 5 jaar som=5+""+3+2+1=15 afschrijving In het eerste

jaar=5/15xlnvesterlng enz. ). Met deze methode Is het ook weer mogelijk om op een restwaarde van 0 te komen (zie tabel 12 ). In de tabel Is te zien dat voor de eerste en de derde methode er na 10 jaar een restwaarde van f 0 Is. De tweede en de derde methode hebben als voordeel dat deze In de eerste jaren een verhoogde afschrijving hebben, waardoor de winst in de eerste jaren gedrukt kan worden, wat weer een belastingvoordeel

oplevert. Het nadeel van de tweede methode is, dat er na 10 jaar nog een restwaarde is, waar verder niet veel mee gedaan kan

2"1

worden. Hoewel de derde methode waarschijnlijK financieel het voordeligst Is, zal er verder alleen gereKend worden met de rechtlijnige methode, omdat deze het voordeel heeft dat er gemaKKelijKer op Jaarbasis gereKend Kan worden.

Tabe I 12 De boeKwaarde van de plant bij de drie verschl I lende methoden van afschrijving bij een Investering van 33,8 mi Ijoen gulden en een afschrijving over 10 jaar.

Jaar BoeKwaarde

recht I I j nlg dec Ilnlng balance sum of the

0 33,80 33, 80 1 30,12 27,0"1 2 27,0"1 21,63 3 23,66 17,31 "I 20,28 13,8"1 5 16,90 11,08 6 13, 52 8,86 7 10, 1 "I 7,09 8 6,76 5,69 9 3,38 "I, 5"1 10 0,00 3, 63

Een overzicht van de Kosten Is weergegeven In tabel 13.Voor de benodigde hoeveelheden Is uitgegaan van een continue

bedrijfsvoering, waarbij er 330 dagen per jaar geproduceerd wordt. years 33, 80 27, 65 22,12 17,21 1 2, 91 9,22 6,15 3,69 1, 8"1 0, 61 0,00

Tabel 13 : Een overzicht van de Kosten van de ethanolplant op Jaarbasis. Kostenpost Grondstoffen waterstof aZijnzuur HUlpstoffen h druK stoom m druK stoom Koelwater Elect r I c I tel t Katalysator Arbeid Afschr I jv I ng Totaa I omzet/s (Kg) 9,982e-2 1, 501 Omzet/jaar (ton) 2860 "13100 5"1118

230526

5"119911 (KWh) "12863"16 (mensen) 10 Pr I js/eenhe I d ( f / t on) 1800 723 "IS

30

0,06

(f/kWh) 0,18 (f/manjaar) 350000 Pr I js/ Jaar

Cl

JIt 1 e3) 51"18 31178 2"135 1601 325 771

300

3500 3380 5"16"1"1

Uit de bovenstaande tabel blijkt dat de jaarlijkse kosten voor de produktie van ethanol neerkomen op 5",,6 miljoen gulden per jaar. De prijs van ethanol Is op het moment

f

1000 per ton, wat bij een jaaromzet van 33000 ton een bedrag van 33 miljoen oplevert. Dit bedrag Is lager dan de produktiekosten, wat betekent dat de plant op het moment niet winstgevend kan zijn.

Op het moment Is het namelijk zo dat niet ethanol uit azijnzuur wordt gemaakt, maar dat azijnzuur uit ethanol door middel van een oxidatie van ethanol. Hierdoor Is de prijs van azijnzuur dus

gekoppeld aan de prijs van ethanol. Zolang deze twee prijzen op deze manier aan elkaar gekoppeld zijn, Is het niet rendabel om ethanol uit azijnzuur te produceren.

Daar bij deze plant het overall produktieproces niet winstgevend Is, Is het niet mogelijk om van deze plant dingen als de Pay-out time en de Return on Investment te berekenen. De Pay-out time Is gedefinieerd als het minimum aantal jaren dat nodig Is om de

oorsprOnkelijke Investering terug te verdienen. De pay-out time wordt voornamelijk gebruikt om te kijken of verbeteringen aan de fabriek die achteraf worden toegepast zichzelf nog terugbetalen. De return on Investment Is gedefinieerd als de Jaarlijkse winst gedeeld door de totale Investering. Met deze methode kan worden gekeken na hoeveel jaar de fabriek zichzelf heeft terugbetaald. Volgens een artikel uit EeN [ 1~

J,

kan dit proces echter wel

geld opleveren wanneer ver afgelegen gasbronnen gebruikt worden, omdat dit gas haast niet economisch te gebruiken Is. Als naast een ethanol fabriek ook nog een ammoniakfabriek geplaatst zou worden, dan zou de opbrengst nog groter worden omdat dan de overmaat aan waterstofgas, dat gevormd wordt In de reformer, zo goed mogelijk gebruikt wordt. Omdat In deze fabriek alleen de

laatste stap van de ethanol fabriek In beschouwing wordt genomen, Is deze extra toepassing van waterstof niet meegenomen. Verder Is er niet van een ver afgelegen locatie Uitgegaan, maar van een locatie hier In Nederland, waar de produk tlekos ten nu eenmaal hoger liggen. Tot slot moet nog gezegd worden dat hier Is

Uitgegaan van waterstof en azijnzuur prijzen, zoals ze nu op de markt zijn, terWijl In een Ensol plant de waterstof en het

azijnzuur uit voorafgaande stappen komen, en de enige grondstof methaan Is. De werkelijke produktiekosten voor waterstof en azijnzuur zullen zeker lager liggen dan de marktprijs.

26

7.Conclusle.

In dit fabrieKsvoorontwerp Is een fabrieK ontworpen voor de produKtie van 100 ton ethanol per dag. De produKtie vindt plaats door middel van hydrogenering van azijnzuur. De selectiviteit van de hydrogeneringsreaKtie bedraagt 99,99 ".

Door het ontbreKen van geschiKte Kinetische gegevens is het niet mogelijK een ontwerp te maKen voor de hydrogeneringsreactor. Er Kan wel een uitspraaK gedaan worden over de uitvoeringsvorm van deze reactor. Het is namelijK een bulsreactor, waarin de Katalysator als een "flxed bedil aanwezig Is.

Uit de evenwichtsbereKeningen volgt dat de ethylacetaat

concentratie in de uitgaande reactorstroom zeer Klein zal zIJn, hetgeen niet In overeenstemming Is met experimentele gegevens. WaarschijnlijK speelt de reaKtieKInetieK In dit verschijnsel een belangrijKe rol.

Uit de Kostenanalyse blijKt dat de scheiding van het in de reactor geproduceerde ethanol/water mengsel een relatief dure aangelegenheid Is. Alternatieve opwerKIngsmogelIjKheden zoals scheiding met gebruiKmaKing van permeabele membranen of van moleculaire zeven Kunnen economisch aantreKKelijKer zijn. De produKtie van ethanol uit azijnzuur blijKt verre van

winstgevend te zijn. Als oorzaaK Kan de hoge grondstofprijs van azijnzuur aangewezen worden en de lage verKoopprijs van het geproduceerde ethanol. Door deze ongunstige prijsverhouding Is het nu economisch aantreKKelijKer om azijnzuur uit ethanol te maKen, hetgeen ooK op grote schaal plaatsvindt.

Verder Kan nog opgemerKt worden dat de hoogte van de

investeringsKosten van de apparatuur sterK afhanKelijK Is van de schaal waarop gewerKt wordt.

Alleen wanneer de prijs van aardgas zodanig daalt, dat de prijs van azijnzuur ruim onder het huidige prijsniveau Komt te liggen, Kan dit proces als levensvatbaar worden beschouwd.

8.S ymbolenliJs

t.

a

A

As

AUC

b B

c

C

Cl

d

dl

Ou f

fe

Fm,Fp,Ft

G

4.Gr

4.Hr

4.Hvap

I

Ib

k

ku

KeT) L LI M N P P PO

4.P

Q Qp R

Re

rv

s

S T

4.Tln

u

v

V XI

fit konstant e

opperv lakt e

dwarsdoorstroomdopervlak

Average Unit Cost

fit konstant e

keerschotafstand

fit konstant e

lengte tussenruimte

prijsindex

fit konstant e

Inwendige pijpdiameter

uitwendige pijpdiameter

cost I I ness index

friktiecoëffic

i

ënt

procesfactoren

massasnelheid gas

vrije reaktie-enthalpie

reaktie-enthalpie

verdampingsenthalpie

Investering

Investering proceseenheden

evenredigheidsfactor

warmteoverdrachtscoëfficiënt

reaktle-evenwlchtskonstante

massasnelheid vloeistof

pijplengte

lengte buizenrij

molekuulmassa

aantal pijpen

druk

temperatuurefficiency

produktie

standaarddruk

drukva I

warmtestroom

warmteproduktie

gaskonstante

warmtecapaciteitsverhouding

Reynoldsgetal

kapitaalomloopsnelheid

pijpsteek

selectiviteit

temperatuur

logaritmisch temperatuurverschl

snelheid

vloeistofsnelheid

geldomzet produkt

mo Ifract Ie

J/mo I/k

m

2

m

2

Pond

J/mo I/K2

m

J/mol/K3

m

JK/mol

m

m

m/s

J J

J/mol

Hf

I

Hfl

Pa

ton/j

Pa

Pa

W W

J/mo I/k

/ j

m

K K

m/s

m/s

Hfl/J

28

Griekse symbolen:

Indices:

Ac

EtAc

EtOH

f g

gem

H2 H20 I k I

max

mln

s

w

1, 2. 3. ~

flowparameter

componentstroom

volumedebiet

conversie

belastingsfactor

stoechlometrische coëfficiënt

dynamische viscositeit

dynamische viscositeit wand

dichtheid

az I Jnzuur

ethylacetaat

ethano I

vormlngs-gas

gemiddeld

waterstof

water

component

koude stroom

vloeistof

maximaal

minimaal

superficieel

warme stroom

component nummer

Pas

Pas

kg/m3

9. L I t erat uur.

1.C.L.Wlnter, Hydrocarbon Process

1986,

65(~),

71-73.

2.M.Arnê, Process Economie Program PEP

1986, Review

No.85-2-~.

3.J.Baker-Counsel I, Process Eng.

1986, 5, 53, SS, 57.

~

. J. J. Ko Ik e. a., Chem I ekaart en, Gegevens voor ve I I I g werken met

chemicaliën, 2e ed.(1980).

5.L.Schuster e.a.(BASF A.-G.), Continuous Ethanol Product Ion,

Ger.Offen. DE 3,221,077, 8 Dec 1983, Appl.

~

Jun 1982.

6.W.C.Reynolds, Thermodynamlcs, 2nd ed.(1968),

3~6, 3~7.

7.C.Black,Chemical Engineering Progress CEP 1980, (9), p. 78-8'1

8.F.J.Zulderweg, Fysische scheidingsmethoden

deel 2 apparaten, Delft

(1987), hfdst 7

9.G.N. Lewls en M. Randal, Thermodynamlcs, 2nd Ed., New Vork Toronto

London (1961), p. 66

10.R.C.Weast, M.J. Ast Ie, W.H.Beyer, CRC Handbook of Chemlstry and

Physlcs, 66th Ed., Boca Raton,Florlda (1985-1986),p. 0115,

C671-C673,

E16-E2~

11.D.R. Stul I, E.F. Westrum, G.C. Sinke, The Chemlcal

Thermodynamlcs of Organlc Compounds, New Vork, Londen, Sydney,

Toronto (1969),

p.~~9

ev

12.E.J. De Jong, W.J.B. v.d Bergh, Apparaten voor de

Procesindustrie, deel IV apparaten voor warmteoverdracht, Delft

(1986)

13.A.G. Montfoort, De Chemische fabriek, deel I I: Cost engineering

en Economische aspekten, Delft (1986), hfdst

2,3,~

en 5.

1~.C.Wlnter,

ECN Process Review, 1986, (10) p. 10-12

15.E.J. De Jong, W.J.B. v.d. Berg, Apparaten voor de procesindustrie,

deel

·1

I I apparaten voor vloeistof en gastransport, Mengen en

10.BIJlagen 30

Bijlage 1 Chemiekaarten van de gebruikte stoffen

-Azijnzuur -Ethanol -Ethylacetaat -n-Pentaan -Waterstof