x - Gmehling

11.02.99
Erforderliche Stoffdaten zur Auslegung Technischer Prozesse
Reaktor
Chem. Gleichgewicht (ΔgB o , ΔhB o , cP o )
Reaktionskinetik
Phasengleichgewicht
Enthalpie
Viskosität
Stofftransport
.....
Phasenscheider (Flash Drum)
Phasengleichgewicht
Sättigungsdampfdruck
Verdampfungsenthalpie
.....
Pumpe
Viskosität
Dichte
...
01 01 003 Bedeutung
Wärmetauscher
Molwärme
Verdampfungsenthalpie
Wärmeleitfähigkeit
Viskosität
Phasengleichgewicht
.....
Destillationskolonne
Phasengleichgewicht
Sättigungsdampfdruck
Verdampfungsenthalpie
Dichte
Viskosität
.....
1

Beschaffung von Stoffdaten als f (T,P)
• Experimentelle Daten
(z.B. aus Tabellenwerken, Datenbanken, über Korrelationen)
• Anwendungen von Abschätzmethoden
1. Basierend auf empirischen, halbtheoretischen oder theoretischen Ansätzen
a) z.B. Guldbergsche Regel T S
/T kr
=2/3
Troutonsche Regel Δh V
=90 T S
[J/mol]
b) ideales Gasgesetz
c) Clausius-Clapeyron-Gleichung
2. Korrespondenzmethoden (generalisierte Zustandsgleichungen)
a) Zweiparameter-Korrespondenzprinzip
b) Dreiparameter-Korrespondenzprinzip
3. Gruppenbeitragsmethoden, basierend auf:
a) den Beiträgen der Elemente
b) den Beiträgen der Strukturgruppen
c) wie b) und zusätzlich Beitrag der nächsten Nachbargruppen
d) wie c) und zusätzlich Beiträge der übernächsten Nachbargruppen
2

Beziehungen zur Abschätzung verschiedener
Reinstoffdaten (Joback, Reid)
11.02.99
02 01 034 PvT
3

11.02.99
Ausgewählte Gruppenparameter (Joback)
02 01 035 PvT
4

11.02.99
Abschätzmethode nach Joback, ausgewählte Gruppenbeiträge
02 04 002 Bildung
5

Berechnung der Standardbildungsgrößen im idealen Gaszustand
Beispiel: Ethanol bei 298.15 K (Joback-Methode)
Standardbildungsenthalpie
(kJ/mol)
Gibbsche Standardbildungsenthalpie
(kJ/mol)
CH 3 -76.45 -43.96
CH 2 -20.64 8.42
OH -208.04 -189.20
ARTIST
68.29 53.88
Summe -236.84 -170.86
Literatur: -234.8 kJ/mol -168.28 kJ/mol
6

Verdampfungsenthalpie verschiedener Komponenten als Funktion der Temperatur
7

11.02.99
Schema einer Vinylacetat-Anlage
101 01 016 Bedeutung
8

Mengenbilanz ( kontinuierliches Verfahren, Molbasis )
n
o
- n
e
+ R = W
R
n : eintretender Strom
o
n : austretender Strom
e
n o
n e
R : Mengenänderung durch chemische Reaktion
R = r · V
i
R
W
W : Akkumulation
W = dn / dt
i
Grenzfälle: stationärer Fall: W = 0
keine chemische Reaktion: R = 0
diskontinuierlich: n
o
= n
e
= 0
Anmerkung: alle Ströme / Mengen: [kmol/h]
9

Enthalpiebilanz ( kontinuierliches Verfahren, Molbasis )
H - H + Q + Q = Q
o e T R W
Q R
H
o: eintretender Enthalpiestrom
H = n ·c · (T - T*)
o o P,o o
H o
H e
H
e: austretender Enthalpiestrom
H
e
= n
e·c
P,e·(T e
- T*)
Q : Wärmestrom durch chemische Reaktion
R
Q = -r ·V · Δh
R i R R
Q : ausgetauschter Wärmestrom
T
Q = k ·A· ΔT
T
w
Q
W: akkumulierter Wärmestrom
Q = dQ/dt
W
Q
T
QW
Grenzfälle:
stationärer Fall: Q
W
= 0
adiabatisch: Q
T
= 0
keine chemische Reaktion: Q
R
= 0
diskontinuierlich: H = H = 0
Anmerkungen:
alle Enthalpie- / Wärmeströme: [kJ/h]
T* = Referenztemperatur
o
10
e

Idealer Rührkessel ( continuous stirred tank reactor (CSTR)
( totale Rückvermischung ))
n
c
Ao
Ao
V
X
o
Ao
z.B. Reaktion 1. Ordnung:
c A
c A
c Ao
c Ao
c Ae
c
n V
Ae
Ae e
c
Ae
XAe
t
V R
c
A ≠ f(x)
c A ≠ f(t)
A
⎯→
B
r A ≠ f(x)
x
Bilanzraum V R
stationärer Fall
Mengenbilanz:
n - n + r V = 0
Ao Ae A R
11

Ideales Rohr ( plug flow reactor (PFR) (keine Rückvermischung))
pfr.cdr, 28.11.2000
z.B. Reaktion 1. Ordnung:
A
⎯→
B
Bilanzraum dV R
n
Ao
Vo
n
n A n
A
+ dnA
c
Ao
X
c
Ao
x
0 L
Ae
Ae
V
X
e
Ae
c A
c A
c
x = 0
Ao
c Ao
-r
A
= k · c
c
c
Ae Ae
c =
A
f(x)
x = L/2
x = L
t
r = f(x)
A
Ao
x L
-r
A
= k · cAe
c
A(x) ≠ f(t)
stationärer Fall
Mengenbilanz
für dV :
R
n
A
- (n
A
+ dn
A
) + rAdV R
= 0
12

Abhängigkeit der Selektivität vom Verweilzeitverhalten
( CSTR, PFR )
A
k 1 k 2
→ B →
C
MathCad
13

„Hot spot“ im Rohrreaktor
Temperatur T
Q
R
ΔT
L
1
A B
Thot spot = f (r,V,c
A0, Δh R,k W,k(T))
z.B. rA
k(T) c
QR
< QA
dQ
A = kW⋅dA ⋅ΔT = kW⋅2⋅π⋅rdL
⋅ ⋅
Reaktionsmedium
dQ R = k(T)
⋅cA⋅dVR⋅( −Δh
R)
2
steigende k(T)
= k(T) ⋅cA
⋅π⋅r ⋅dL⋅( −ΔhR
)
sinkende Konz. c
A
> Q
A
A
ΔT
ΔT
L
2
T K ü h lm itte l
(z.B. siedendes Wasser bei entsprechendem Druck)
Länge L
14

Thermische Trennverfahren
Trennhilfsmittel
(Energie oder/und selektive Zusatzstoffe)
Zulauf
Stufe i
Ströme
unterschiedlicher
Zusammensetzung
15

Verkaufspreis als Funktion der Ausgangskonzentration
a) Bioprodukte (Dwyer J. L., Bio/Technology 2, 957 (1984))
b) verschiedene Produkte
16

Dampf-Flüssig-Gleichgewicht
S
xi γiPi
=
y P
i
K-Faktor:
K
i
=
y
x
i
i
=
γiP
P
s
1
Trennfaktor α 12 :
K1
y1
/ x1
α
1,
2
= = =
K y / x
2
2
2
γ
γ
P
P
1
2
s
1
s
2
Mit x 2 =1-x 1 bzw. y 2 =1-y 1 erhält man daraus:
y
1
=
α12x1
1+ ( α −1)
x
12
1
Für x 1 =0.5 ergibt sich dann für den Molanteil in der Dampfphase unter der Annahme
α 12 =2.5 (z.B. Benzol-Toluol):
2.
5⋅
0.
5
y1
=
= 0.
7143
1+
( 2.
5 −1)
⋅ 0.
5
17

Erhöhung der Anreicherung durch Teilkondensation
•
V f,
y
f
•
F,z F
Stufe f
Dampf
•
L f ,
x
f
•
+1,
f +1
V f y
•
V f ,
y
f
Stufe f + 1
•
F,z F
Stufe f
•
L f +1, x
f +1
Kühlwasser
Dampf
•
L f ,
x
f
18

Erhöhung der Anreicherung durch Verdampfung und Kondensation
•
VN−1
N
•
•
V f +1 VN−2
V • f
f+1
Kühlwasser
N-1
Kühlwasser
•
LN−1
V • N
N
L •
Zulauf
f
Kühlwasser
•
Lf +1
−1
L • f-1
f
Dampf
•
Lf −1
V f
•
L3
2
•
V 2
•
V1
•
Dampf
•
L2
1
Dampf
•
L1
19

Realisierung in der Praxis
•
F
f
•
V N
Kühlwasser
−1
N
•
N
V N−2
N-1
L •
N
•
•
V f +1
LN−1
N-2
V • •
f
LN−2
f+1
•
L f +1
•
V f −1
•
f-1
L • V 3
f
•
V 2
• 3
L f −1
2
•
L3
•
L 2
•
V1
Dampf
1
•
L1
V •
N
•
F
V •
•
L1
20

Aufbau einer Rektifikationskolonne
21

Typische Bodenkolonne
Glockenböden
Ventilböden
Tunnelböden
Siebböden
22

Typische
Packungskolonne
23

Material- und Enthalpiebilanz für eine Gleichgewichtsstufe
(MESH-Gleichungen)
MESH_neu.doc
M
i, j
⋅
= L
j+
1
⋅
x
− (V
j
i,j+
1
⋅
+ S
⋅
+ V
V
j
E ij ,
y ij ,
K ij ,
x ij ,
)y
j−1
i, j
y
i, j−1
= 0
⋅
+ F
j
z
i, j
⋅
− (L
j
⋅
+ S
= − =0
( K yij
,
ij ,
=
) xij
,
= ∑ − 10=
0
= ∑ − 10=
0
S yj ,
y ij ,
.
S xj ,
x ij ,
.
L
j
)x
i, j
H
j
⋅
= L
j+
1
⋅
− (V
h
j
L
j+
1
⋅
+ S
⋅
+ V
V
j
)h
j−1
V
j
h
V
j−1
⋅
+ Q
j
⋅
+ F
j
= 0
h
F,j
⋅
− (L
j
⋅
+ S
L
j
)h
L
j
N(2n+3) Gleichungen und Unbekannte
Für n = 4 Komponenten und N = 45 Böden
ergeben sich 495 Gleichungen24

Bodenkolonne
25

McCabe-Thiele-Verfahren
Vernachlässigung der Enthalpiebilanz, unter der Annahme dass:
1.) Δh v1
= Δh v2
2.) h E = 0 3.) Wärmeverlust = 0
Mengenbilanz im Verstärkungsteil:
V
y
j
j
=L
j+1
x
j+1
+D
x
D
D,x D
Nach Umstellung:
L
j+1 D
yj
= x
j+1
+ x
V
V
j
j
D
Bei Vernachlässigung der Enthalpieeffekte gilt:
= L =L
=L
bzw. = V =V
= V
Lj+1
j j-1
Vj+1
j j-1
v=L
Nach Einführung des Rücklaufverhältnisses
und Substitution des Dampfstroms V
=L+D erhält man:
D
yj
Vj
x j+1
L j+1
y
j
=
L
x
L + D
j+
1
+
D
x
L + D
D
26

McCabe-Thiele-Verfahren
Nach Division durch die Destillatmenge ergibt sich:
y
j
=
L
L
D
x
D+D D
j+
1
+
L
D
D
x
D+D D
D
bzw.:
v
y
j= x
j 1+
+
v+
1
x
D
v+
1
Für die sogenannte Verstärkungsgerade gilt:
x=0
x=x
D
→
→
y=x
y=x
D
D
(v+1)
27

Beeinflussung der Ströme auf dem Zulaufboden durch die Zulaufbedingungen
28

McCabe-Thiele-Verfahren
Mengenbilanz für den Abtriebsteil:
bzw.
′ i +1
= L
′
i
=L
′
i-
=L
′
L
1
′
i +1
= V
′
i
= V
′
i-
= V
′
V
1
yi
Vi
x i+ 1
L i+ 1
L
′
y
i=
x
V
′
L
′
V
′
B
− x
V′
i+ 1
Mit L=V+B ′ ′ ergibt sich:
B
wird durch den thermischen
Zustand des Feeds beeinflusst
B,x B
x
= x
→
y =
B
x B
29

Ermittlung der Steigung der Arbeitsgeraden
Gesucht: L, V, L’, V’
L/V L’/V’
Steigung der
Arbeitsgeraden
F=10 kmol/h
(flüssig,
gesättigt)
D= 6 kmol/h
v = 3
B
30

Bilanzgeraden in Abhängigkeit vom Rücklaufverhältnis
31

Bestimmung von v min und N min im McCabe-Thiele Diagramm
32

Abhängigkeit der Stufenzahl und Kosten vom Rücklaufverhältnis
Anzahl der
Trennstufen N ⎯→
Kosten ⎯→
Gesamtkosten
Investitionskosten
Betriebskosten
N min
Rücklaufverhältnis v ⎯→ Rücklaufverhältnis v ⎯→
v min
v min
33

McCabe-Thiele-Verfahren für das System Methanol-H 2 O
34

Fenske-Gleichung zur Ermittlung der minimalen Stufenzahl N min
Annahme: α ij
=
konstant
α
12
=
y
y
1
2
/ x
/ x
1
2
=
y1x
y x
2
2
1
=
γ1P
γ P
2
S
1
S
2
1. Stufe (Sumpf B):
⎛ x
⎜
⎝ x
1
2
⎞
⎟
⎠
2
⎛ y
=
⎜
⎝ y
1
2
⎞
⎟
⎠
1
= α
12
⎛ x
⎜
⎝ x
1
2
⎞
⎟
⎠
1
2. Stufe:
⎛ x
⎜
⎝ x
1
2
⎞
⎟
⎠
3
⎛ y
=
⎜
⎝ y
1
2
⎞
⎟
⎠
2
= α
12
⎛ x
⎜
⎝ x
1
2
⎞
⎟
⎠
2
= α
2
12
⎛ x
⎜
⎝ x
1
2
⎞
⎟
⎠
1
Für N min
Stufen gilt:
⎛ x
⎜
⎝ x
1
2
⎞
⎟
⎠
D
= α
Nmin
12
⎛ x
⎜
⎝ x
1
2
⎞
⎟
⎠
B
Durch Umstellung erhält man die Fenske-Gleichung:
N
min
=
( x1
/ x2
)
( x / x )
⎡
log⎢
⎣ 1
logα
12
2
D
B
⎤
⎥
⎦
35

Anzahl theoretischer Stufenzahl als f(Trennfaktor, Produktreinheit)
36

Material- und Enthalpiebilanz für eine Gleichgewichtsstufe
(MESH-Gleichungen)
MESH_neu.doc
M
i, j
⋅
= L
j+
1
⋅
x
− (V
j
i,j+
1
⋅
+ S
⋅
+ V
V
j
E ij ,
y ij ,
K ij ,
x ij ,
)y
j−1
i, j
y
i, j−1
= 0
⋅
+ F
j
z
i, j
⋅
− (L
j
⋅
+ S
= − =0
( K yij
,
ij ,
=
) xij
,
= ∑ − 10=
0
= ∑ − 10=
0
S yj ,
y ij ,
.
S xj ,
x ij ,
.
L
j
)x
i, j
H
j
⋅
= L
j+
1
⋅
− (V
h
j
L
j+
1
⋅
+ S
⋅
+ V
V
j
)h
j−1
V
j
h
V
j−1
⋅
+ Q
j
⋅
+ F
j
= 0
h
F,j
⋅
− (L
j
⋅
+ S
L
j
)h
L
j
N(2n+3) Gleichungen und Unbekannte
Für n = 4 Komponenten und N = 45 Böden
ergeben sich 495 Gleichungen37

Trennung des Systems Methanol (1) - Wasser (2) - Ethanol (3) -
Isobutanol (4)
DESW
01 01 004 Bedeutung
38

Schema einer typischen Produktionsanlage in der chemischen Industrie
Anlsched.cdr
6
Rückführung von A und B
Inerten-
Ausschleusung
Edukte
A + B
Vorbereitung Reaktion Aufarbeitung
1 2
3
5
7
Produkte
C + D
4
A + B C + D
evtl. auftretende
Nebenprodukte E + F
8
39

Gewinn = Erlös - Herstellkosten
Erlös:
Verkaufte Produktmenge * Preis/Mengeneinheit
Gewinn
Herstellkosten:
fixe und variable Kosten
Rohstoffe
Energien
Rücklagen
Löhne, Gehälter
Investitionen
Dividenden
Betriebskosten
Vertriebskosten, ....
Steuern ca. 65%
Zu unterscheiden sind folgende Verfahren:
1. rohstoffintensive (z.B. Naturstoffe)
2. energieintensive (z.B. elektrochemische Verfahren)
3. investitionsintensive (z.B. Petrochemie)
4. arbeitsintensive (selten in der chem. Industrie)
40

Gewinn (bzw. Verlust) aus einer Produktion
Erlöse
Fall I
Fall II
Gewinn
Gesamtkosten
Verkaufskosten
Verlust
Erlöse
Generalia
Forschungskosten
Herstellkosten
41

Entwicklung des Produktportfolios von BASF, Bayer und Hoechst von
Anfang der achtziger bis Mitte der neunziger Jahre (in %)
42

Größte Chemie-Nationen der Welt 2002
(Nach Umsatz in Milliarden Euro)
500 -
400 -
489
300 -
200 -
100 -
204
132 125
83
0 -
USA
Japan
Deutschland
China
Quelle: Cefic, VCI, in: Chemische Industrie im Überblick, VCI 2003
Frankreich
43

1700 Chemieunternehmen in Deutschland
Kleine
Unternehmen
49 %
Mittlere
Unternehmen
42 %
< 50 Mitarbeiter
50 bis 499 Mitarbeiter
> 500 Mitarbeiter
Quelle: Destatis, in: Chemische Industrie im Überblick, VCI 2003
Großunternehmen
9 %
44

Die größten Wirtschaftszweige in Deutschland
Ernährungsgewerbe
Beschäftigte in Tsd.
Umsatz in Mrd. €
Chemische Industrie
Maschinenbau
Elektrotechnik
Fahrzeugbau
0 200 400 600 800 1000 1200
45

Ermittlung Herstellkosten (Kalkulation)*
Vorkalkulation:
Berechnung der Herstellkosten für ein neues Produkt
Nachkalkulation:
a) Kontrolle der Produktionskosten
b) Verbrauchszahlen (Energie, Material):
wichtige Indikatoren ob Verfahren wie geplant läuft
Ermittlung der Kosten dient:
a) Rentabilitätskontrolle
b) Wirtschaftlichkeitsanalyse
c) Vergleich verschiedener Verfahrensvarianten
und liefert Hinweise zur Verbesserung und Rationalisierung des Verfahrens
* üblicherweise auf bestimmte Menge des Produkts (z.B. 1 t) bezogen
46

Herstellkosten
Beschäftigungsfixe Kosten
(von Produktionsleistung unabhängig)
1. Abschreibung für Anlage oder
Anlagenmiete (Leasing)
2. Kalkulatorische Zinsen für
investiertes Kapital,
Versicherungskosten für Anlage
3. Vermögensabhängige Steuern in
Abhängigkeit von der Höhe des Betriebsvermögens
(z.B. Katalysator Pt,.)
4. Gehälter und Löhne des Stammpersonals
der Produktionsstätte
Beschäftigungsvariable Kosten
(etwa proportional der Produktionsleistung)
1. Rohstoffe
2. Energiekosten
3. Löhne für zusätzliche Arbeitskräfte
4. Sonstige Betriebskosten (z.B. Wasser)
5. Vertriebskosten (z.B. Transportkosten)
6. Umweltschutzkosten, (sog. „pollution
control costs“) soweit nicht in
Investitionen enthalten
7. Analytik
47

Ermittlung des Kapitalbedarfs
Anlagenkapital (ca. 80-85%):
Mittel für die Planung und Errichtung der Anlage einschließlich Gebäuden,
für Erwerb von Grundstücken, Abwicklung des Projekts
Umlaufkapital (ca. 15-20%):
1. Vorräte an Roh- und Hilfsstoffen ( Katalysator, Absorptionsmittel, .. )
2. Lagerbestände an Zwischen- und Endprodukten
3. Forderungen für nicht bezahlte Produkte
4. Barmittel zur Aufrechterhaltung der Zahlungsbereitschaft (Löhne,
Gehälter, Rechnungen)
48

Ermittlung der Investitionskosten einer Chemieanlage
Neuanlage* bzw. bereits existierende Anlage:
• Anfrage bei Anlagebauern ( Linde, Lurgi, Krupp-Uhde, ... )
• Haupt- und Zuschlagfaktor
• Gesamtfaktor
• Umrechnung auf andere Kapazitäten: (Degressionskoeffizient)
• bei ähnlichen Verfahren (Preisindex, Länderindex)
* schwierige Aufgabe für den Technischen Chemiker bzw. Chemieingenieur
49

Zuschlagfaktoren zur Ermittlung des Anlagenkapitals
Hauptpositionen:
Apparate und Maschinen 1,00
Zuschlagfaktor
Schwankungsbreite
Direkte Nebenpositionen:
Apparatemontage 0,15 0,10...0,25
Rohrleitungen und Armaturen 0,60 0,40...1,00
Mess- und Regeltechnik 0,35 0,20...1,00
Elektrotechnik 0,20 0,10...0,30
Bauleistungen (Gebäude, Fundamente, Gerüste) 0,65 0,30...1,00
Verschiedenes (Isolierungen, Feuerschutz, 0,15 0,10...0,25
Anschlußleitungen für Energien)
Zwischensumme Z 3,10
Indirekte Nebenpositionen:
Planung (Engineering) 0,40 0,25...0,50
Unvorhergesehenes 0,20 0,15...0,25
Gesamtfaktor G 3,70 2,90...4,50
Aus: Chemische Prozeßkunde, Ulfert Onken, Arno Behr, Georg Thieme Verlag Stuttgart, 1996, 3, S. 173
50

Möglichkeit zur Berechnung der Investitionskosten
bei Erweiterung der Anlagenkapazität
Preis für Anlage
Preis für Anlage
1
2
=
⎛ Kapazität der
⎜
⎝ Kapazität der
Anlage 1 ⎞
⎟
Anlage 2 ⎠
χ
χ Degressionskoeffizient (oftmals 0.6 - 0.7)
Beispiel: Tank (vereinfacht als Kugel angenommen)
Kapazität C proportional dem Volumen V (V=4/3 Π r 3 )
Preis P proportional der Oberfläche A (A=4 Π r 2 )
(Materialpreis)
2
2 / 3
P
1
r
3
2
=
1 C1
r ⎛
1
C ⎞
1
r1
2 = ⇒
3
2
P r
2 2 C2
r
⎜ =
2
C
⎟
2
r2
⎝
⎠
P1
P
2
⎛ C
= ⎜
⎝ C
1
2
⎞
⎟
⎠
2 / 3
51

Abhängigkeit der Investitionen von der Anlagenkapazität
52

Ethylen-Herstellkosten einschl. 12% Rendite
in Abhängigkeit von der Anlagenkapazität
53

Abhängigkeit der fixen Kosten von der Produktmenge (stark vereinfacht)
54

Rohöl-Weltmarktpreis
55

Rohöl-Weltmarktpreis
56

Prices of Some Bulk Chemicals in Europe and the USA
(US $/t), January 1999 a
Chemical Europe, spot Europe, contract
USA,
contract
Ethene 320 – 330 (cif, nom) 404 335 – 340 (Oct)
Propene b 230 – 250 (cif, nom) 265 276 (Oct)
Butadiene 200 – 210 (fob, nom) 288 331 (Nov)
Benzene 207 – 212 (fob) 222 239 (Nov)
Toluene 170 – 175 (fob, nom) 184 204 (Nov)
p-Xylene 225 – 230 (fob) 315 325 (Q4)
o-Xylene 228 – 237 (fob) 243 287 (Q4)
Styrene 390 – 400 (T2, fob, nom) 467 – 492 507 – 520 (Oct)
Methanol 90 – 95 (T2, fob) 105 103 – 108 (Oct)
80 – 85 (T1, cif, nom)
MTBE 168 – 170 (fob, nom) n.a. n.a.
Ammonia 105 – 110 (CFR) n.a. n.a.
a Source: European Chemical News, 11 – 18 January 1999. fob = free-on board; cif = cost,
insurance and freight; T1 = imported material subject to EC common external tariffs; T2 = EC
material, not dutiable; nom = initial but unfixed negotiating range; n.a. = not available
b Polymer grade.
57

Rohstoffpreise (DM/t) und Dollarkurs 1988/1989
PRODUKT J F M A M J J A S O N D QUELLE
DOLLARKURS 1988 1.6517 1.6976 1.6780 1.6733 1.6934 1.7557 1.8440 1.8874 1.8669 1.8215 1.7497 1.7555
1989 1.8403 1.8521 1.8653 1.8704 1.9503 1.9809 1.8941 1.9260 1.9526 1.8400 1.8304
ROHÖL 1988 215.48 213.99 205.86 202.15 209.78 218.50 215.71 219.19 205.43 184.77 180.02 199.10
1989 225.32 244.52 251.41 274.14 276.82 272.10 255.68 245.37 254.80 261.34
NAPHTHA 1988 240 255 229 250 271 268 258 253 241 227 228 239
1989 279 294 318 334 343 329 297 291 298 283 286
ETHYLEN V 1988 835 820 815 815 838 835 908 908 1019 1060 1060 1060
ECN - LC
1989 1220 1220 1238 1240 1240 1240 1131 1115 1115 1059 945
S 1988 824 820 863 897 988 1076 1075 1103 1240 1406 1525 1538
ICIS
1989 1513 1509 1573 1638 1628 1292 1064 1031 968 909 812
PROPYLEN V 1988 620 620 610 586 588 588 621 626 787 840 840 840
FCN - LC
1989 950 973 1060 1060 1060 1060 966 825 825 743 716
S 1988 562 559 542 556 627 636 634 712 930 993 1069 1138
ECN
1989 1222 1167 1192 1132 1141 975 790 742 769 653 542
BENZOL V 1988 435 435 508 580 580 580 570 570 593 660 660 660
ECN - LC
1989 998 1000 963 850 850 800 650 650 656 663 660
S 1988 429 526 594 545 532 532 572 619 652 623 719 994
ECN
1989 1041 872 864 853 780 666 525 614 666 734 831
TOLUOL V 1988 317 351 360 406 460 470 470 470 483 520 520 520
ECN - LC
1989 635 750 750 720 690 690 561 529 526 518 518
S 1988 344 394 443 433 437 437 463 496 526 503 572 683
ECN
1989 710 604 651 686 657 543 449 449 486 538 518
p-XYLOL V 1988 627 610 610 705 800 800 868 940 1005 1070 1070 1070
ECN - LC
1989 1165 1170 1170 1198 1225 1225 1225 1225 1225 1225 1225
S 1988 629 822 1030 1006 1016 1015 1070 1159 1230 1404 1576 1605
ECN
1989 1700 1459 1487 1392 1274 1264 1155 1238 1261 1196 1128
o-XYLOL V 1988 480 480 480 533 585 585 583 580 630 780 780 865
ECN – LC
1989 954 965 955 925 925 874 720 720 703 650 650
S 1988 472 538 564 566 559 567 610 662 754 858 959 1027
ECN
1989 1102 1039 927 838 852 777 600 609 633 595 575
METHANOL V 1988 293 293 293 311 311 311 338 338 338 338 338 338 PLATTS
1989 318 318 318 318 318 318 253 253 253 180 155 PETROSCAN
S 1988 304 301 304 313 320 334 343 343 339 332 324 319
1989 315 315 314 307 289 257 220 168 135 150 165
STYROL V 1988 2220 2220 2220 2220 2350 2350 2475 2550 2550 2600 2600 2600
ECN – LC
1989 2495 2460 2460 2060 2060 2060 1660 1660 1575 1320 1320
S 1988 2382 2684 2671 2717 3092 3329 3528 3535 2847 2561 2334 2386
ECN
1989 2315 2213 2052 1913 1568 1622 1297 1333 1351 1230 1195
H O E C H S T A G RESSORT BESCHAFFUNG / G H I + K-PLOT 06.12.1989 V = Vertragspreis S = Spotpreis
DEUTSCHE
BUNDESBANK
BUNDESANT.
FÜR GEW.
WIRTSCHAFT.
PLATTS-MARKETSCA
58

Mittlere Energiepreise für Industrieverbraucher in Deutschland (1994)
elektrischer Strom
Dampf:
Niederdruckdampf (3-5 bar)
Mitteldruckdampf (15-25 bar)
Hochdruckdampf (80-120 bar)
Erdgas
0,10-0,12 DM/kWh
ca. 19,- DM/t
ca. 22,- DM/t
ca. 26,- DM/t
400,- DM/t
Kühlwasser (Flusswasser) 0,06-0,08 DM/m 3
Prozesswasser 0,80-1,20 DM/m 3
Trinkwasser 3,00-4,50 DM/m 3
entsalztes Wasser 2,80-4,20 DM/m 3
Kühlsole (-10°C)
0,10-0,12 DM/kWh
Druckluft 15,00-20,00 DM/10 3 Nm 3
U. Onken, A. Behr, Prozesskunde, Thieme-Verlag, Stuttgart 1996
59

Freizeit-Weltmeister Deutschland
Aus: Forschung & Lehre 7/2003
S. 348
60

Löhne je Arbeitsstunde in der Verarbeitenden Industrie 2001 in Euro
Deutschland
Norwegen
Schweiz
Dänemark
Belgien
USA
Japan
Finnland
Niederlande
Luxemburg
Österreich
Schweden
Großbritannien
Frankreich
Kanada
Deutschland (Ost)
Irland
Italien
Spanien
Griechenland
Polen
5.27
3.79
14.44
17.12
16.37
19.58
11.84
16.57
13.13
12.51
12.18
13.99
10.9
12.35
13.41
9.89
13.07
10.09
11.47
8.14
8.01
9.8
7.13
10.1
8.56
5.82
9.04
11.72
8.21
8.59
4.92
11.31
6.42
9.09
9.61
19,23
18,93
4.96 18,03
6.77 16,86
4.54 16,01
7.78 15,92
6.67 14,68
3.59
2.96 6,75 8,86
26,16
25,33
24,96
24,50
23,15
22,99
22,22
22,12
21,98
21,12
21,00
20,91
Aus: VDI nachrichten, 13.09.02, Nr. 27,
S. 27, Abb.: Arbeitskosten international
61

Personalkosten in der
Chemie*
*VDI-Nachrichten 20.10.2004
62

Personalkosten Deutschland (ca.1993)
Einschließlich Zuschläge und Werksgemeinkosten:
Facharbeiter Normalschicht DM 82 000
Facharbeiter Wechselschicht DM 88 000
Meister DM 115 000
Laborant DM 98 000
Betriebsführer DM 180 000
Techniker DM 145 000
Für reine Personalkosten 10% subtrahieren
63

Herstellung von Isopren
Prins-Reaktion (exotherm) bei 70-95°C und ca. 20 bar:
Pro t Isopren werden benötigt:
Isobuten+2 HCHO
H+
H 3
PO 4
CH 3
CH 3
3.95 t C 4 -Schnitt DM 320,-/t
0.75 t Formaldehyd (100%) DM 525,-/t
0.008 t Katalysator DM 5000,-/t
0.01 t weitere Chemikalien DM 4000,-/t
exotherme Reaktion
weiterhin:
Spaltung des Dioxanderivats bei 240 - 400°C:
CH 3 H Isopren + HCHO + H 2
O
3
PO 4
Träger
CH 3
Nebenreaktion bei der Rückspaltung:
5.6 t ND-Dampf ( 5 bar ) DM 18,-/t
3.5 t HD-Dampf ( 30 bar ) DM 20,-/t
220 kWh Strom DM 0,06/kWh
48 m 3 Stickstoff DM 0.08/m 3
Steuerluft
Kälte
Erdgas
VE-Wasser
Kühlwasser
Gutschrift pro t Isopren:
0.30 t Isobuten DM 400,-/t
2.70 t C 4 -Schnitt DM 320,-/t
0.20 t Heizmedium DM 162,-/t
CH 3
Isobuten + 2 HCHO
CH 3
64

Produktkostenschätzung
65

Herstellkosten ( ausführliche und vereinfachte Kalkulation )
Ausführliche Kalkulation
A Material
Rohstoffe, Hilfsstoffe (Katalysatoren, Lösungsmittel, Adsorptionsmittel, usw.)
BEnergien
Elektrischer Strom, Dampf, Gas, Wasser, Kühlsole, Druckluft
C Personal
Löhne und Gehälter
Zuschläge (Sozialversicherung, Schicht- und Feiertags-
Zulagen, Urlaubsgeld, Betriebsprämien usw.)
D Werksgemeinkosten
Innerbetriebl icher Transport, Straßen, Sicherheit, Feuerschutz
Sozialeinrichtungen (Umkleideraum, Kantine, Sanitätsstation)
Werksverwaltung
E Investitionskapital
Abschreibung des Anlagenkapitals
Zinsen auf Anlagenkapital
Zinsen auf Umlaufkapital
F Reparaturen und Wartung
G Steuern und Versicherungen
Vermögenssteuer und andere ertragsunabhängige Steuern, Versicherungen
H Verschiedene Kosten
Analysen, Verpackung und Versand (ohne Fracht)
Abwasser- und Abluftreinigung
Vereinfachte Kalkulation
A Material
BEnergien
C‘ Personal- und personalabhängige Kosten
Löhne und Gehälter
Zuschläge
5...15 % der Löhne und Gehälter
E‘ Kapital- und kapitalabhängige Kosten
1-3% des Anlagenneuwerts
10 % des Anlagenneuwerts
4-5% des Anlagenneuwerts
1,2% des Anlagenneuwerts
3-6% des Anlagenneuwerts
1,5% des Anlagenneuwerts
Σ = 20...27,5% des Anlagenneuwerts
H Verschiedene Kosten
2...10% von (A + B + C‘ + E‘)
Quelle: Chemische Prozeßkunde, Ulfert Onken, Arno Behr, Georg Thieme Verlag, Stuttgart 1996.
66

Daten zur Herstellung von Schwefelsäure aus Schwefel nach dem Doppelkontaktverfahren
Produktionskapazität 600 t SO 3 /d = 204000 t SO 3 /a
bei 340 Betriebstagen pro Jahr
Anlagenkapital (Bundesrepublik Deutschland 1994)
42 Mio. DM = 205,88 DM/t SO 3 /a
Rohstoffbedarf
Schwefel (Verluste 0,4 %: Abgas u. a.) 0,402 t S/t SO 3
Energiebedarf
Elektrischer Strom 40 kWh/t SO 3
Kühlwasser 25 m 3 /t SO 3
Energieerzeugung
Hochdruckdampf (45 bar, 255 °C) 1,3 t/t SO 3
Produkte
Schwefelsäure 98 %ig
Oleum 32 %ig
Oleum 65 %ig
Quelle: Chemische Prozeßkunde, Ulfert Onken, Arno Behr, Georg Thieme Verlag, Stuttgart, 1996, S. 178
67

Kalkulation der Herstellkosten von Schwefelsäure
(gerechnet als SO 3 ); Anlagenkapazität 600 t SO 3 /Tag; Kostenbasis: Bundesrepublik Deutschland 1994
Kostenart Einheitspreis (DM) DM/t SO 3
A
B
Material
0,402 t Schwefel 105,-/t 42,41
Energien
40 kWh elektrischer Strom 0,12/kW 4,80
25 m 3 Kühlwasser (Flußwasser) 0,07/m 3 1,75
-1,3 t Dampf (45 bar, 255°C) 23,-/t - 29,90
C‘ Personal- u. personalabhängige Kosten
(Berechnung s. unten) 1949500,-/a 9,56
E‘ Kapital- und kapitalabhängige Kosten
(22 % von 42,0 Mio. DM) 9240000,-/a 45,29
H Verschiedene Kosten = 3 % von (A + B + C‘ + E‘) 2,22
Herstellkosten 76,13
C‘ Personal- und personalabhängige Kosten
Personalbedarf Lohn bzw. Gehalt einschl. DM/a
Zuschläge u. Werksgemein-
Kostenanteil (DM/a)
5 Schichten mit 3 Facharbeitern/Schicht 88000 1320000
2 Facharbeiter (Normalschicht) 82000 164000
1 Meister 115000 115000
1 Laborant 98000 98000
1 Betriebsführer 180000 180000
1 Techniker zu 50 % 145000 72500
Insgesamt 1949500
Quelle: Chemische Prozeßkunde, Ulfert Onken, Arno Behr, Georg Thieme Verlag, Stuttgart 1996, S. 179
68

Ermittlung des Gewinns aus einer Schwefelsäureproduktion; Anlagenkapazität :
600 t SO 3 /d, (Auslastung 100 %);Kostenbasis: Bundesrepublik Deutschland 1994
Berechnung der Erlöse:
Produkt Anteil (%) Einheitspreis DM/t SO 3 DM
Schwefelsäure (98 %) 85 96,- 81,60
Oleum 15 118,- 17,70
mittlerer Verkaufspreis = 99,30 DM/t SO 3
produzierte Menge (340 Betriebstage pro Jahr, 100 % Auslastung) = 204 000 t SO 3 /a
Erlöse : 99,30 ⋅ 0,204 ⋅ 10 6 DM/a =
20,257 ⋅10 6 DM/a
Mio. DM/a DM/t SO 3
Erlöse (= Umsatz) 20,257 99,30
- Verkaufskosten (5 % vom Umsatz) 1,013 4,96
- Generalia (4 % vom Umsatz) 0,810 3,97
- Forschungskosten (2 % vom Umsatz) 0,405 1,99
- Herstellkosten 15,531 76,13
Gewinn 2,498 12,25
Quelle: Chemische Prozeßkunde, Ulfert Onken, Arno Behr, Georg Thieme Verlag, Stuttgart 1996.
69

Der Produktionsumfang (production scale)
als Kostenfaktor
Kosten_Erlös_Gewinn.cdr
Gewinn
Erlös
Kosten
Verlust
B
Gesamtkosten
variable Kosten
S
fixe Kosten
0 20 40 60 80 100 120 %
Kapazitätsausnutzung
70

Sensitivitätsanalyse
20
18
Investitionskosten
Auslastung
Herstellkosten
Produktpreis
Rendite in %
16
14
12
10
-20 -10 0 10 20
Änderung in Prozent
71

Eine Soda so teuer wie Sekt
72

Sehr schwer verdaulich
73

Anforderungen an den Standort
•gute Verkehrsanbindung ( Antwerpen, Rotterdam, .. )
•qualifizierte Arbeitskräfte
•gesicherte und günstige Rohstoffversorgung
•gesicherte und preiswerte Energieversorgung
•Nähe von Abnehmern
•gesetzliche Vorschriften ( Umweltschutz, Sicherheit, .. )
Ausschlaggebend für Rentabilität:
•Steuergesetze
•Ein- und Ausfuhrzölle
•politische Situation
•Möglichkeit des Transfers von Gewinnen
74

Flared Natural Gas around the World
75

Abhängigkeit des Erdgaspreises vom Standort (2002)
76

Abhängigkeit des Erdgaspreises vom Standort
77

Grundfließbild
Schematische Darstellung der Einzelschritte eines chemischen Verfahrens
in Form eines Block- oder Kästchenschemas
Soll-Informationen
a) Bezeichnung der einzelnen Stufen
bei Fabrikationsanlagen
bei Betrieben oder Teilanlagen
bei einzelnen Verfahrensstufen
b) Fluss (Richtung, Ein- und Ausgang) der
Hauptstoffströme
c) Benennung der Ein- und Ausgangsstoffe
Benennung der
Teilanlagen
Verfahrensstufen
Grundoperationen
Kann-Informationen
a) Benennung der Stoffe zwischen den Verfahrensschritten,
quantitative Angaben über Stoffströme
und Stoffmengen
b) Angaben über Energieströme und -mengen,
Benennung der Energieträger
c) Betriebsbedingungen (Druck, Temperatur,
Konzentration)
78

Grundfließbild
Vinylacetat-
Anlage
79

Grundfließbild
Deacon-
Verfahren
80

Verfahrensfließbild
Das Verfahrensfließbild (Verfahrensschema) soll die Arbeitsweise des Verfahrens
aufzeigen. Es soll alle für das Verfahren erforderlichen Apparate und Maschinen enthalten.
Für die Darstellung der einzelnen Elemente sind Bildzeichen nach DIN 28004 zu
verwenden.
Soll-Informationen
Kann-Informationen
a) alle für das Verfahren erforderlichen
Apparate, Maschinen, Hauptfließlinien
b) Benennung der Ein- und Ausgangsstoffe
c) Benennung der Energieträger
d) charakteristische Betriebsbedingungen
a) Benennung und Durchflüsse bzw.
Mengen der Stoffe innerhalb des
Verfahrens
b) Energieströme bzw. Energiemengen
c) wesentliche Armaturen (Ventile,
Berstscheiben)
d) Angaben über Mess- und Regeltechnik
e) Stoffwerte
f) Angaben über Größen von Apparaten
und Maschinen
g) deren Höhenlage
81

DIN 28004
82

DIN 28004
83

DIN 28004
84

DIN 28004
85

DIN 28004
86

DIN 28004
87

DIN 28004
88

DIN 28004
89

DIN 28004
90

DIN 28004
91

Schema einer Vinylacetatanlage
92

Rohrleitungs- und Instrumentenfließbild ( R & I-Fließbild)
Das R & I-Fließbild dient zur Darstellung der technischen Ausrüstung einer Anlage.
Es enthält:
Soll-Informationen
a) Apparate und Maschinen ( auch Antriebsmaschinen) einschließlich installierter Reserve
b) Nennweiten, Druckstufen, Werkstoffe und Ausführung der Rohrleitungen
c) Angaben zur Isolierung
d) Aufgabenstellung der Mess-, Steuerungs- und Regeltechnik
Kann-Informationen
a) Lösungswege der Mess-, Steuerungs- und Regeltechnik
b) Höhenlage der Apparate und Maschinen zueinander
Mess- und Regelschema
Das Mess- und Regelschema ergänzt das Verfahrensfließbild. Hierbei werden Messgrößen,
Messstellen und Regler als Sinnbilder gekennzeichnet. Man verwendet Kurzzeichen nach DIN
19227.
Bei der Bezeichnung eines Mess- oder Regelgerätes steht die Messgröße immer an erster Stelle,
dann folgen die Buchstaben, die die Funktion des Gerätes angeben.
Die Stelle, an der ein Regler durch Verstellung eingreift (z. B. Ventil für Druckregelung), wird mit
der Messstelle durch eine gestrichelte Linie verbunden.
93

Symbole für Mess- und Regeleinrichtungen nach DIN 19227
Messgröße oder andere Eingangsgröße
Erstbuchstabe
F Durchfluss
H Handeingriff
L Stand
P Druck
Q Qualitätsgröße
T Temperatur
W Masse, Gewicht
weiterhin:
D Dichte
E Elektrische Größe
G Länge
K Zeit
M Feuchte
R Strahlungsgröße
S Drehzahl
V Viskosität
Ergänzungsbuchstabe
D Differenz
F Verhältnis
Q Integral
Folgebuch- Funktion des Gerätes
staben:
O
Sichtzeichen/Ja/Nein
I
Anzeige (engl. indication)
R
Registriergerät („registration“)
C
selbsttätige Regelung („control“)
S
Schaltung (nicht fortlaufende
Steuerung)
Z
Noteingriff
A
Alarmgeber
(Reihenfolge O, I, R, C, S, Z, A)
Beispiel: Differenzdruckmessung, Anzeige und Regelung in Messwarte
P D I C
(Erstbuchstabe; Ergänzungsbuchstabe; 1. Folgebuchstabe; 2. Folgebuchstabe)
94

RI-Fließbild
95

Mengenstrombild: Styrolanlage
96

Wärmestrombild
97

Reaktionen im Steamcracker
(radikalischer Mechanismus)*
Primärreaktionen
C-Kettenspaltung
Dehydrierung
Isomerisierung
Cyclisierung
Aromatisierung
Sekundärreaktionen
Olefinpolymerisation
Aromatenkondensation
Rußbildung
*ca. 850 °C, Verweilzeit ca. 0.5 s
98

Thermische Spaltung von Kohlenwasserstoffen
99

BASF Aktiengesellschaft Ludwigshafen
Einfluss der Cracktemperatur auf die
Spaltgaszusammensetzung (Naphtha-Spaltung)
100

BASF Aktiengesellschaft Ludwigshafen
Einfluss der Verweilzeit und der Cracktemperatur auf
die Ethenausbeute (Naphtha-Spaltung)
101

Gibbssche Bildungsenthalpien verschiedener Kohlenwasserstoffe als f (T)
Benthalp.ppt,03.012.01
Δg ° B
, kJ / g atom C
C 20 H 42
C 2 H
C 6 H 14
2
C 2 H 4
C 6 H 6
CH 4
C 2 H 6
< C (Graphit)
H 2
Temperatur, K
102

Ausbeutespektrum Cracker (Rohstoffabhängigkeit)
103

Rohstoffverteilung für Crackanlagen 1990
104

Einführung in die Chemische Produktionstechnik
105

Einführung in die Chemische Produktionstechnik
106

Typische Zusammenhänge der verschiedenen Fraktionen
107

Einführung in die Chemische Produktionstechnik
108

Normalsiedepunkte und Schmelzpunkte der C6 - C8-Aromaten
109

Aufarbeitung des Pyrolysebenzins
Nichtaromaten,
Vergaserkraftstoff
C H
6 6
Pyrolyse.ppt 03.12.01
Pyrolysebenzin
Selektive
Hydrierung
BTX
C H ,C H
6 6 7 8
Ethylbenzol
C H
7 8
Aromaten
C 8
m/p-Xylol
Kristallisation
Isomerisierung
C 9+
p-Xylol
Xylole
o-Xylol
Hydrierung Extraktion Rektifikation Kristallisation Isomerisierung
110

Konzentrationsprofil der adsorptiven Gewinnung von
p-Xylol nach dem Parex-Prozess
111