TKP 4165 Prosessutforming Øving 12

TKP 4165 Prosessutforming Øving 12 Åge Johansen agej@stud.ntnu.no Stud.nr:724109 10. april 2015 1

Innhold 1 Oppgave 1 3 1.1 a) Simulering og oppfylling av massebalanse.......... 3 1.2 b) Varmeveskler, Separator og kompressor........... 3 2 Oppgave 2 4 2.1 Kostnadsberegninger av stort utstyr............... 4 2.1.1 Kompressorer....................... 5 2.1.2 Reaktor.......................... 6 2.1.3 Varmevekslerene..................... 6 2.1.4 Separator......................... 6 2.1.5 Oppsummert; store kostnader.............. 7 2.2 b) Totalinvestering........................ 7 2.3 c) Driftsinntekter og -kostnader................. 8 2.3.1 Driftskostnader...................... 9 2.3.2 Driftsinntekter...................... 9 2.4 d) Internrente........................... 9 2.5 e) Oppskalering med 20%.................... 10 A Antall skall 12 B Workbook fra HYSYS 14 C Utskrift av Excelskjema 14 2

1 Oppgave 1 1.1 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 Appendix B. Som man kan se fra dette er volumstrømmen og renheten av metanol, svært dårlig sammenlignet med øving 6. Dette er på grunn av at justeringer ("Adjust") i HYSYS er fjernet. Dette fører også med seg en svært stor strøm i purge, slik at purgestrømmen er større enn metoanolstrømmen. Dette er selvsagt svært uheldig, men er ignorert i denne oppgaven. Massebalansen ble regnet ut ved regnearkfunksjonen til HYSYS. Figur 1: Figuren viser et skjermbilde fra HYSYS simuleringen ṁ inn ṁ ut = m = 3.416 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 C. Størrelsen på varmevekslerene ble regnet ut ved å først 3

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,temperaturplot, der man bruker en form for 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. A = UA OverallU (1.2) 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-100 1800 6050226 3361 4 E-101 2160 13233041 6126 4 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 med andre var det dette en ganske liten separator, dette kommer av den lave 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 mye større enn den i resirkulasjonen. Dette er naturlig, fordi hele prosessen går på uttrykket av kompressoren i innløpet (K100). 2 Oppgave 2 2.1 Kostnadsberegninger av stort utstyr Generelt er kostnadene regnet ut med faktormetoden beskrevet i [1, pp. 306-319]. 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 4

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 64670 Total mass of shell Tabell 3: Tabellen viser eekten til de to kompressorene Kompressor Eekt [kw] K100 10668 K101 459 at desember 2013 = januar 2014 = 567,6. Derfor er alle verdier korrigert på følgende måte, gitt i ligning 2.1: Value 2014 = Value 2007 567, 6 509, 7 (2.1) 2.1.1 Kompressorer Generelt følger kostnadene til en sentrifugal kompressor følgende ligning: Cost = 490000 + 16800 Duty 0,6 (2.2) 5

Tabell 4: Tabellen viser kostnadene til kompressorene Kompressor Kostnad i USD (2007) Kostnad i USD (2014) K100 4876985 5432058 K101 1154350 1285732 2.1.2 Reaktor Kostnaden av reaktoren ble beregnet ved hjelp av ligningen oppgitt i oppgaveteksten. Cost = 2.0 + 1.0 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 53.22 m 3. Kostnaden til reaktoren ble dermed 12, 85millioner USD. 2.1.3 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 Cost, U-tube, shell and tube = 24000 + 46 Area 1,2 (2.3) Tabell 5: Tabellen viser kostnadene til varmevekslerene Varmeveksler Kostnad per skall Totalkostnad USD jan. 2007 USD jan 2014 E100 172610 690440 769022 E101 329421 1317682 1467654 2.1.4 Separator Kostnaden av separatoren ble også regnet ut med utgangspunkt i tabell 6.6 [1, p. 314], etter følgende formel: Cost = 15000 + 68 Shell mass 0,86 6

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 947639 USD (per jan. 2007). Korrigert for 2014 dollar ble kostnaden 1055494 USD per jan 2014. 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, K100 7061676 Kompressor, K101 1671451 Rektor, PFR100 16711990 Varmeveksler, E100 999729 Varmeveksler, E101 1907950 Separator, V100 1055494 Totalt 29408291 2.2 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. 308-309]. 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 e = C(1 + OS)(1 + D&E + X) (2.4) 7

C = i=m i=1 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 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 Totalkostnaden for investeringen nnes dermed ved å summere høyre 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 K100 5432058 9886346 1,3 36974934 K101 1285732 2340032 1,3 8751720 PFR100 12855377 23396787 1,3 87503982 V100 1055494 1920999,7 1 6147199 E100 769022 1399621 1,3 5234581 E101 1467654 2671130 1,3 9990026 Totalt 154602444 kolonne. Totalinvesteringen for anlegget ble funnet til å være 155 millioner USD per januar 2014. 2.3 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 ope- 8

ratører, 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. 2.3.1 Driftskostnader Tabell 9: Tabellen viser oversikt over de årlige utgifter for prosessanlegget Utgift Mengde Pris [USD/år] Syntesegass 1107247 tonn/år 199304390 USD/år Elektrisitet 97475066 kwh/år 5848504 USD/år Lønn 2*5,5= 11 personer 735118 USD/år Total utgifter 205888012 USD/år De totale årlige utgiftene er på 205,9 millioner USD (per januar 2014). 2.3.2 Driftsinntekter Tabell 10: Tabellen viser oversikt over de årlige inntektene til prosessanlegget Produkt Årsproduksjon [tonn/år] Årlig inntekt [USD/år] Metanol 882643 264793032 Purge 64044 5123549 MP Steam 1183954 14207448 Total inntekter 284124029 De totale årlige inntektene er på 284,1 millioner USD per januar 2014. 2.4 d) Internrente For å regne ut internrente ble det tatt utgangspunkt i Excel-arket Rentabilitet-english.xls på It's Learning. Her ble investeringene, inn- 9

tektene 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. 2.5 e) Oppskalering med 20% Oppskaleringen ble gjort ved å legge til 20% ere rør i reaktoren, slik at antall rør økte fra 11000 til 13200. 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) 64 670 kg 64 842 kg Eekt kompressor (K100) 10 668 kw 10 668 kw Eekt kompressor (K101) 459 kw 380 kw Kat. volum, reaktor (PFR100) 53.22 m 3 63.85 m 3 Varmeveksler areal (E100) 3361 m 2 3406 m 2 Varmeveksler areal (E101) 6126 m 2 6125 m 2 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 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 11000 rør). 10

Tabell 12: Pris av oppskalert utstyr Utstyr Pris før Pris etter K100 36974934 36974934 K101 875172 8212072 PFR100 87503982 96034913 V100 6147199 6161038 E100 5234581 5307086 E101 9990026 9988211 Totalt 154602443 162678254 Dieranse 8075812 Tabell 13: Tabellen viser hvordan kontantstrømmene for prosessanlegget endrer seg ved oppskalering. Før oppskalering Etter oppskalering Inn 284124029 319458981 Ut 205888012 205846490 Balanse 78236017 113612492 Referanser [1] Sinnot, R. and Towler, G., Chemical Engineering Design, 5th ed, 2009 [2] Chemical Engineering, March 2014, p. 74 11

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

Figur 3: Utskrift av Heat Flow/Temperatur-plot for E-101 13

B Workbook fra HYSYS HYSYSlene som ble brukt i denne øvingen nnes i tillegg elektronisk her: http://folk.ntnu.no/agej/tkp4165/hysys/oving12-1a.hsc,http://folk. 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