TKP 4165 Prosessutforming Øving 12

Transkript

1 TKP 4165 Prosessutforming Øving 12 Åge Johansen Stud.nr: april

2 Innhold 1 Oppgave a) Simulering og oppfylling av massebalanse b) Varmeveskler, Separator og kompressor Oppgave Kostnadsberegninger av stort utstyr Kompressorer Reaktor Varmevekslerene Separator Oppsummert; store kostnader b) Totalinvestering c) Driftsinntekter og -kostnader Driftskostnader Driftsinntekter d) Internrente e) Oppskalering med 20% A Antall skall 12 B Workbook fra HYSYS 14 C Utskrift av Excelskjema 14 2

3 1 Oppgave a) Simulering og oppfylling av massebalanse Simuleringen ble gjennomført ved å bruke HYSYS med utganspunkt i innstillingene fra øving 6. I tillegg skulle det lages en dampstrøm på middel høyt trykk ved å bruke overskuddsvarmen fra reaktoren. Dette ble løst ved å sette varmestrømmen på en heater der all energien blir brukt til å fordampe vann. Dette kan ses i ytskjemaet som er lagt til som gur 1. Komposisjonen og strømmene er gjengitt i appendiks B. Massebalansen ble regnet ut ved Figur 1: Figuren viser et skjermbilde fra HYSYS simuleringen regnearkfunksjonen til HYSYS. ṁ inn ṁ ut = m = kg h 1 < 10 kg h 1 (1.1) 1.2 b) Varmeveskler, Separator og kompressor Alle størrelses og kostnadsberegninger ble gjort med excel, en utskrift av excelarket nnes i appendiks C. Størrelsen på varmevekslerene ble regnet ut ved å først legge på ere skall (shell) til at feilmeldingen om lav ft. Faktor forsvant. Deretter ble UA lest ut fra HYSYS, mens Overall U ble lest fra oppgaveteksten. Både for E-100 og E-101 ble antall skall 4. Dette ble sammenlignet med et varmestrøm,temperatur-plot, der man bruker en form for 3

4 Mc.Thiele for å nne antall skall, disse ga også totalt re skall i hver varmeveksler. En utskrift av disse plottene kan nnes i appendiks Det totale arealet ble deretter regnet ut i ligning (1.2). Og for vårt system er de gjengitt i tabell 1. UA A = (1.2) OverallU Separatortype og størrelse: Fra [1] kan følgende konkluderes om valg av se- Tabell 1: Tabellen viser varmeovergangstall og areal for begge varmevekslerene Enhet Overall U [kj m 2 K 1 h 1 ] UA [kj K 1 h 1 ] A [m 2 ] Ant. Skall E E parator: Velger vertikal framfor horisontal dersom volumet at væsken er liten kontra volumet av gass. Velger horisontal dersom volumet av væsken er stort eller dersom man trenger lang oppholdstid. Ser at både volumstrømmen og molstrømmen til gassen er betraktelig større enn væske strømmen. Velger derfor vertikal separator. Størrelsen på separatoren er beskrevet i kapittel 10.9 i [1], resultatene av størrelsesbergegningene er gitt i tabell 2. Sammenlignet Tabell 2: Tabellen viser utregninger for å kalkulere strørrelsen på separatoren Parameter Value Comment rhol 808,8 liquid density rhov 23,5 vapour density ut 0,40 settling velocity Vv 3,14 Flow rate us 0,40 us = ut if demister pad i present Dv 3,14 Minimum diameter of vessel tau 10 residence time [min] Dv 3,1 Closest standard size ql 147,2 volumetric liquid ow [m3/h] Vl 24,5 Volume of liquid in vessel hl 3,2 liquid height h tot 8,3 Total height V tot 62,6 Total volume of vessel [m3] m Total mass of shell med andre var det dette en ganske liten separator, dette kommer av den lave 4

5 volumstrømmen av væske. For kompressorene settes eektiviteten til 0.85 i HYSYS, deretter leses eekten av direkte. Fra tabellen 3 ser man at kompressoren i innløpet er svært Tabell 3: Tabellen viser eekten til de to kompressorene Kompressor Eekt [kw] K K mye større enn den i resirkulasjonen. Dette er naturlig, fordi hele prosessen går på uttrykket av kompressoren i innløpet (K100). 2 Oppgave Kostnadsberegninger av stort utstyr Generelt er kostnadene regnet ut med faktormetoden beskrevet i [1, pp ]. Tallene tar utgangspunkt i januar 2007 USGC (CEPCI 509,7), tallene er derfor blitt korrigert til jan 2014 verdi ved bruk av CECPI funnet i [2, p. 74]. Det fantes dog ingen CEPCI verdi for januar 2014 så det er antatt at desember 2013 = januar 2014 = 567,6. Derfor er alle verdier korrigert på følgende måte, gitt i ligning 2.1: Value 2014 = Value , 6 509, 7 (2.1) Kompressorer Generelt følger kostnadene til en sentrifugal kompressor følgende ligning: Kostnadene nnes i tabell 4. Cost = Duty 0,6 (2.2) Tabell 4: Tabellen viser kostnadene til kompressorene Kompressor Kostnad i USD (2007) Kostnad i USD (2014) K K

6 2.1.2 Reaktor Kostnaden av reaktoren ble beregnet ved hjelp av ligningen oppgitt i oppgaveteksten. Cost = Catalyst volume 0,6 Her er det verdt å merke seg at svaret blir gitt i millioner USD i januar 2014, slik at omregning ikke er nødvendig. Volum katalysator ble regnet ut ved å ta volumet av reaktoren - ufyllt volum (eng:void volume). Volumet av katalysator ble funnet å være m 3. Kostnaden til reaktoren ble dermed 12,85millioner USD Varmevekslerene For å regne ut kostnadene av varmevekslerene er det viktig å regne vært skall som en egen varmeveksler. Derfor regner man ut arealet per skall før man benytter formelen gitt i tabell 6.6 i [1, p. 313], gjengitt i ligning (2.3). Kostnadene er gjengitt i tabell 5 Cost, U-tube, shell and tube = Area 1,2 (2.3) Tabell 5: Tabellen viser kostnadene til varmevekslerene Varmeveksler Kostnad per skall Totalkostnad USD jan USD jan 2014 E E Separator Kostnaden av separatoren ble også regnet ut med utgangspunkt i tabell 6.6 [1, p. 314], etter følgende formel: Cost = Shell mass 0,86 Denne formelen korrigerer i motsetning til de andre for å bruke rustfritt stål (304 ss), som vil være lurt når man ser på prosjektet over en 20års periode. Den inkluderer ikke andre ting i forbindelse med separatoren som for eksempel demister pad. Disse ekstrakostandene er likevel ignorert i dette regnestykket. Kostnaden til separatoren ble funnet til å være USD (per jan. 2007). Korrigert for 2014 dollar ble kostnaden USD per jan

7 2.1.5 Oppsummert; store kostnader Alle verdiene i dette avsnittet med unntak av separatoren er blitt beregnet med vanlig stål (karbonstål). I dette prosjektet vil det være lurt å investere i rustfritt stål (304 stainless steel). Dette kan regnes ut ved å bruke en f m -faktor på 1.3 som beskrevet i [1, p. 309]. De endelige verdiene ble dermed utregnet på nytt og nnes i tabell 6. Tabell 6: Tabellen viser kostnadene til det store prosessutstyret, gitt i dollar per januar 2014, laget i rustfritt stål. Type utstyr Kostnad (USD, jan. 2014) Kompressor, K Kompressor, K Rektor, PFR Varmeveksler, E Varmeveksler, E Separator, V Totalt b) Totalinvestering For å regne ut totalinvestering må en ta hensyn til en rekke andre faktorer, som installasjonsfaktorer (rørlegging, transport, elektrisk, instrumentering, kontrollsystemer, bygninger, beskyttelse). I tilegg kommer kostnader utenfor systemet, design og ingeniørarbeid og beredskapstjenester). For å regne ut eekten av alle disse brukes parameterene og formelen om Total xed capital cost"i tabell 6.4 og ligning (6.13) i [1, pp ]. Formlene er gjengitt i (2.4) og (2.5), og tabellen gjengitt i tabell 7. Legger merke til at det som basis brukes karbonstål (CS), må derfor korrigere for dette med faktoren f m = 1, 3 for rustfritt stål (304 ss), der det er hensiktsmessig. C = i=m i=1 C e = C(1 + OS)(1 + D&E + X) (2.4) C e,i,cs (1 + f p ) f m + (f er + f el + f i + f c + f s + f l ) (2.5) Resultatene for totalinvesteringen i forbindelse med utstyret er gjengitt i tabell 8 Totalkostnaden for investeringen nnes dermed ved å summere høyre kolonne. Totalinvesteringen for anlegget ble funnet til å være 155 millioner USD per januar

8 Tabell 7: Tabellen viser en forenklet utgave av tabell 6.4 i [1] Parameter Verdi f er 0,3 f p 0,8 f i 0,3 f el 0,2 f c 0,3 f s 0,2 f l 0,1 O Sites (OS) 0,3 D&E 0,3 Contigency (X) 0,1 Tabell 8: Tabellen viser kostnadene til prosessenhetene når man korrigerer for alle utgifter knyttet til anlegget. Enhet C C e f m C e F K , K , PFR , V , E , E , Totalt c) Driftsinntekter og -kostnader I denne delen av oppgaven er det blitt oppgitt at anlegget får inntekter fra metanol, purge og damp. Mens utgiftene kun baserer seg på lønn til operatører, kostnaden av syntesegass og elektrisitet. Da væskestrømmen fra separatoren ikke utelukkende består av metanol er massestrømmen avlest fra strømkomposisjon i HYSYS. Det er antatt helkontinuerlig drift uten noen driftstanser i løpet av året. Dette er selvsagt urealistisk. Lønnskostnadene til operatørene er hentet fra kapittel (6.4.7) i [1, p. 342], og baserer seg på US Gulf Cost som passer bra i og med at det ikke er tatt hensyn til lokasjonsfaktorer for anlegget. For å korrigere for årlig prisvekst er lønnsveksten fra 2007 til 2014 regnet ut på samme måte som for prosessutstyret (via CEPCI verdier). Resten av prisene er oppgitt i oppgaveteksten. 8

9 2.3.1 Driftskostnader Tabell 9: Tabellen viser oversikt over de årlige utgifter for prosessanlegget Utgift Mengde Pris [USD/år] Syntesegass tonn/år USD/år Elektrisitet kwh/år USD/år Lønn 2*5,5= 11 personer USD/år Total utgifter USD/år De totale årlige utgiftene er på 205,9 millioner USD (per januar 2014) Driftsinntekter Tabell 10: Tabellen viser oversikt over de årlige inntektene til prosessanlegget Produkt Årsproduksjon [tonn/år] Årlig inntekt [USD/år] Metanol Purge MP Steam Total inntekter De totale årlige inntektene er på 284,1 millioner USD per januar d) Internrente For å regne ut internrente ble det tatt utgangspunkt i Excel-arket Rentabilitet-english.xls på It's Learning. Her ble investeringene, inntektene og utgiftene plottet inn, samt parameterene med 20% saldoavskrvining og 28% skatt lagt inn. Deretter ble det gjort ett målsøk (eng: Goal seek) for å nne internrenten over en tiårsperiode. Internrenten ble funnet til å være 40,2%. Regnearket er vedlagt i appendiks. Dette virker som en svært høy internrente, men her må man huske på at alt vedlikehold av anlegget er neglisjert, det er antatt kontinuerlig produksjon hele året i 20 år, noe som er lite sannsynlig og det er heller ikke tatt med andre utgifter f.eks til administrasjon og salg. Dette betyr at internrenten, burde vært lavere. Sammenlignet med kapitalkostnaden (eng: cost of capital) på 15% ser man at internrenten er høyere, altså er prosjektet lønnsomt. dersom man ignorerer overnevnte punkter. 9

10 2.5 e) Oppskalering med 20% Oppskaleringen ble gjort ved å legge til 20% ere rør i reaktoren, slik at antall rør økte fra til Dette får små endringer i størrelsen av utstyret som man kan se av tabell 11. Dette fører til endring av investeringskostnaden som man kan se av tabell 12. Endringen fører også med seg endringer i Tabell 11: Tabellen viser hvordan størrelsene endrer seg med 20% ere rør i reaktoren Størrelse verdi før oppskalering verdi etter oppskalering Diameter separator (V100) 3.1 m 3.1 m Høyde separator (V100) 8.3 m 8.3 m Masse separator (V100) kg kg Eekt kompressor (K100) kw kw Eekt kompressor (K101) 459 kw 380 kw Kat. volum, reaktor (PFR100) m m 3 Varmeveksler areal (E100) 3361 m m 2 Varmeveksler areal (E101) 6126 m m 2 Tabell 12: Pris av oppskalert utstyr Utstyr Pris før Pris etter K K PFR V E E Totalt Dieranse produksjonen og dermed også inntjeningen og utgiftene som man kan se av tabell 13. Endringen fører også med seg en endring av internrenten. Ved å bruke det samme regnearket som tidligere får man en internrente på 54,36%. Dette er en betraktelig høyere internrente enn tidligere (40,2%) noe som indikerer at prosjektet blir mer lønnsommt. Prosessteknisk sett betyr dette at reaktoren utnytter syntesegassen bedre etter enn før (den er ikke nådd likevekt med rør). 10

11 Tabell 13: Tabellen viser hvordan kontantstrømmene for prosessanlegget endrer seg ved oppskalering. Før oppskalering Etter oppskalering Inn Ut Balanse Referanser [1] Sinnot, R. and Towler, G., Chemical Engineering Design, 5th ed, 2009 [2] Chemical Engineering, March 2014, p

12 Figur 2: Utskrift av Heat Flow/Temperatur-plot for E-100 A Antall skall 12

13 Figur 3: Utskrift av Heat Flow/Temperatur-plot for E

14 B Workbook fra HYSYS HYSYSlene som ble brukt i denne øvingen nnes i tillegg elektronisk her: ntnu.no/agej/tkp4165/hysys/oving12-2e.hsc C Utskrift av Excelskjema Excellen som ble brukt i denne øvingen nnes i tillegg elektronisk her: http: //folk.ntnu.no/agej/tkp4165/oving12.xls 14