Processchema bereiding van ammoniak

...

P

.

R

.

O

.

C

_

E

_

S

.

S.CH.

E

.

f!1

.. A

... __

... _

.. _

... _

... __ ...

...

B

.

ER

.

EJDIN

.

G

... -

..

van.

-.

AM.MO-

N.lAK

... .

.

• • • • • • ~_ • • • • • • _ _ • •• • • _ • • • • • • • • • 4 • • • • • • • • • • • • • _ _ _ • · · . . . _ • • • • • • • • • • u • • • · · . . . . . . u . . . · • • • • • • • • • • • • • • • • • • • _ • . . _ . . . u . . . _ _ _ •• ____ . . . .

.

• • • • • • • • _ • • • • • • • • n • • • • • • • • • • • • • • • • • · · . _ . . . _ • • • • • • • • • • • • • • • • • • • _ • • • • _ . . . , • • • • • • • . • • . . . .. . . .. . . ' • • • • • • • • • • • • • • • _ • • • ~ • • • • • • • • • • • • • • • • _ . . . _ . . . . 0 _ . . . . _ •• : • • • • _ . . . , • • • • • • • • _ . . . _ • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • u... .... . ... O U " • • , _ , ' • • . _ _ . . . . 4 . . . ..-. • ••• , • _ _ • • • • • • • •

... _

...

_

... _

.. _

... _

... _

... _

... _ ...

_

...

~

.. _

...

F .

..

van

...

W

..

e

..

s

..

t.~e

..

n

...

.

November 1957

JW.Frisostraat 9

...

_

... _

... _

...

_

... _

...

_

... _

... _

... __ ...

_... . ... _

...

..

. -

.... D E

.

L

.

F.

T

.. _

... _

...

-•

•

A 6010-5

VERSLAG _{_======2================================} PROCESSCHEMA

B

_{=========================================} ~

REI DIN G

VAN

A MMO N

I

A K

November

1957

F. van Westen

J.W.Frisostr.

9

DELFT.

INHOUD.

Hoofdstuk I Inleiding pg 1

11 Korte beschrijving van het proces 1

111 Proceskeuze 3 IV Berekeningen

A.

Materiaalbalans

₅

B. Warmtebalans 13

c.

Absorbers 21

-U

V Beknopte beschrijving apparaten 25

Bijlagen 1. Vereenvoudigd scaema 2. Overzicht massastromen

3.

Grafiek amine-absorptie 4. Grafiek sOda-absorptie 5. Tekening processchema 6. Literatuurlijst.

I. Inleiding.

De opdracht voor dit processchema bevatte een-voudig: het bereiden van awnoniak. De keuze van proces en grondstoffen was dus geheel vrij.' In de komende hoofd-stukken zal worden bekeken welke mogelijkheden hiervoor zijn en waarom de keuze gevallen is op het proces zoals dit in dit schema is berekend en geschetst.

Voor de benaming van de verschillende apparaten wordt verwezen naar het vereenvoudigde schema, dat bij de bijlagen te vinden is.

lT.

Korte beschrij~~~g_~~n het proces.

Ret procee bestaat uit twee delen n.l. een lage en een hoge druk gedeelte. Het eerste omvat de bereiding van het synthesegas, het tweede de eigenlijke ammoniak-synthese.

a. Synthesegas bereiding.

Het uitgangsproduct is aardgas (CH4~. Het methaan wordt met stoom gekraakt in de reformer-ovens over een Ni katalysator. Reactie vergelijkingen:

1. CH₄ + _H20 "'" ~ CO + 3 _R2

2. CH₄ + 2H₂0 -. ~ CO₂ + 4 H

2

De reacties zijn sterk endotherm. De reformer-oven wordt verhit met gas ,hetzij aardgas, hetzij een ander.

Een gedeelte van de verbrandingsgasBen wordt in de voeding geleid ter verkrijging van de benodigde hoeveelheid N

2. Na de reformers gaat het gevormde gas naar de CO-convertor. Voor de hier optredende conversie is stoom nodig: CO + H₂0

=-

....

CO₂ + H₂

Ter verhoging van de warmte-economie wordt een gedeelte (22%) van deze waterdamp toegevoegd in een adia-batische verzadigingskolom. Hierin wordt het gas bij 90°C verzadigd. De rest van het benodigde water wordt als stoom teegevoegd.

Na conversie en koeling tot 250C wordt het CO 2 uit het gas verwijderd in twee absopptie torens.

In de eerste kolom vindt absorptie plaats in 2n dietha-nolamine. Het CO2-gehalte loopt dan terug van 28% tot

0,5%. De tweede kolom, waarin 2n soda-oplossing wordt

gebruikt, brengt dit gehalte op 0,005%.

Na deze bewerking is het synthesegas gereed. b. Ammoniak-synthese.

De hier gebruikte synthese is het zgn. Claude-proces. Het gas wordt gecomprineerd in viertraps compres-soren tot 240 atm, waarna tweetraps comprescompres-soren de druk

,op 1000 atm brengen.

Het gas dat nog een weinig COr bevat (1,5%) komt

eerst in de "methanator", waar dit verwijderd wordt daar het de katalysator vergiftigd. Onder invloed van dezelfde

katalysator als b~ de eigenl~ke synthese vindt de volgende

reactie plaats: CO + 3H2----? _CH4 + _H20

Het gevormde methaan is niet schadelijk. Het water wordt

door koelen afgescheiden. Door de exotherme reactie houdt de reactor zichzelf op temperatuur.

Het verse synthesegas gaat nu tesamen met de

re-cycle naar de eerste convertor. Het uitgaande gas bevat

41% NH

3, dat door koelen als vloeistof kan worden afgetapt.

Via de recycle-compressor gaat de gasrest naar een tweede convertor. Hierna wordt weer vers gas gesuppleerd.

De convertoren worden door de reactiewarmte op temperatuur

gehouden.

Om het gehalte aan inerte gassen niet te hoog te

laten oplopen(max. 20- 25%) wordt gespuid en wel daar waar

NH

3- en inertgehalte het hoogst zijn, dus na convertor B.

Het verwijderde gas kan in een scrubber met water van ammo-niak worden ontdaan. Het restgas kan als verbrandingsgas

dienen (52,6 mol% H2' 17,6% N_{2 ,29,8% CH4}+ A).

De productie aan vloeibaar ammoniak bedraagt 263,8 kmol/h d.i. 107,6 ton per dag.

De benodigde waterstof kan worden bereid: a. uit hoogovengas

b. uit cokesovengas

c. door electrolyse van water d. uit aardgas

Daar in eerste instantie aan een in Nderland te vestigen bedrijf is gedacht, valt de electrolyse door hoge stroom kosten af. De exploitatie van hoogovengassen is in handen van de Mekog, die zelf een ammoniak-producent is.

Dat aardgas verkozen moet worden boven cokesovengas, is

een gevolg van het feit dat het eerste in voldoend grote hoeveelheden beschikbaar is, goedkoopis en vrij eenvoudig te verwerken. In combinatie met een aardolie-bedrijf kan men bovendien beschikken over kraakgassen.

Naast waterstof is ook stikstof nodig. De berei-ding hiervan door gefractioneerde destillatie van

vloei-\ , I bare lucht is nogal kostbaar. Voordeliger is het gebruik

,L"\\:\ van verbrandingsgassen. In ons geval zijn de rookgassen van

1"\\" "V'

de reformer-oven zeer goed bruikbaar. Zij bevatten echter ca

9%

_{CO 2 , doch daar toch reeds kooldioxyde verwijderd moet}

worden is dit niet een groot bezwaar. 2. Gasverwerking en synthese.

De gasbereiding hangt samen met de keuze van het eigenlijke synthese-proces. Het gebruik van het Claude-proces vereenvoudigd deze bereiding aanzienlijk, daar dit proces niet zo gevoelig is voor inerten (Lit 1,2). Daardoor is het mogelijk reforming en CO-conversie in slechts één fase te laten verlopen.(Lit 3). Het gas behoeft dan dus maar één-maal door de reformer en door de convertor te worden geleid.

Voor de verwijdering van CO₂ uit het gas wordt de

voorkeur gegeven aan het zgn. Girbitol-proces d.i. absorptie

aan diethanolamine (Lit 3,4). ~en veel gebruikte methode is

ook het onder druk (50-100 atm) oplossen in water. Het Girbi-tol proces werkt bij atmosferische druk wat de compressie

I van ca 6000 m3/

h (OoC, 1 atm) aan CO2 uitspaart.

De regeneratie van het diethanolamine geschiedt zeer een-voudig door opkoken van de oplossing. De verliezen aan het

4-"

absorbens zijn zeer gering.

Het gehalte kan tot 0,5% worden teruggebracht. De rest

van het CO

2 wordt door absorptie in 2n soda-oplossing

verwijderd.

Na compressie in zes trappen (Lit~) tot 1000 atm

volgt de "met'anation". Hierbij wordt het nog aanwezige CO

omgezet in CH4 bij 45000. De reactie is vrijwel volledig.

~r blijft slechts 0,0001% over (Lit 3). Het gebruik van de

methanator maakt een absorptie van het CO als cupro formiaat

complex overbodig. Dit betekent dus een vereenvoudiging.

De Olaude-synthese werd gekozen vanwege de volgen-de voorvolgen-delen (Lit 3,6,7):

~/'/ ~. éénfase feforming en CO-conversie

-'/

~

12.

"methanation" mogelijk; geen cupro-absorptie nodig.

c. compactheid en eenvoud van convertor constructie.

d. eenvoudige afscheiding van NH

3 als vloeistof.

,..-'

.

e. hoge "space velocity" (40.000 sa vol gas/ vol kat per uur)

f. hoge conversie per doorvoering (41%)

Hiertegenover staan natuurlijk ook nadelen. Inde eerste plaats de hogere compressiekosten. Het

energiever-(

I bruik bij compressie neemt echter toe met de logarithme

van de uiteindelijke druk. Zo zijn de kosten voor 1000 atm

slechts 3,2 x die voor 100 atm (Lit

7).

Verder zijn de kosten van convertor-materiaal hoger en is er verlies door de spui van ca 10% van het synthesegas.

Aangezien de voordelen van het 1000 atm proces

groter geacht moeten worden dan de nadelen, is de keuze

gevallen op het Claude-proces.

De capaci 'tei ts-keuze werd beheerst dor)r twee

factoren 1. economische grootte

2. beschikbare hoeveelheid aardgas.

De meest economische grootte ligt bij ongeveer 120 ton/dag

(Lit

3,e,9).

Om aan de Nederlandse aardgasproductie ( ca 170 mln m3/jaar

1954) aangepast te zijn werd een capaciteit genomen van

110 'ton/dag, wat ca 50 mln m

3

/jaar aan aardgas vraagt.

-\...I.

IV. BER~KENINGEN.

A. Materiaalbalans.

Het uitgangsmateriaal is aardgas. Daar de samen-stelling daarvan nogal uiteenloopt op de verschillende vind-plaatsen, is een gemiddelde Westeuropese samenstelling

aan-gehouden (Lit 13). Deze is 97% CH4 ;2,2% N2 ; 0,6% C2H6+ ;

0,2% CO2 •

We gaan uit van 262,5 kmol/h OH4&hoger (6000 m3/h). Deze

hoeveelheid bevat 4,2 kmol N2 •

Voor de reactie in de reformer moeten we de verhouding stoom - methaan 2 : 1 nemen (Lit 6).

We krijgen dus CH4en hoger H 20 als samenstelling 262,5 kmol/h 525,0 " van stroom A: N2 totaal 4,2 kmol/h 791,7 "

De hoeveelheid rookgas die we moeten toevoegen om

straks bij het hogedruk gedeelte de vereiste 3:1 verhouding H2- N2 te krijgen moet met "trial error" worden gevonden, daar nu de uiteindelijk verkregen hoeveelheid waterstof nog onbekend is. Deze berekeningen zullen niet allemaal worden

weergegeven. Het blijkt dat we 14ö,~ kmol/h aan stikstof

no-dig hebben.

I

Is het rookgas ontstaan uit de verbranding van methaan, dan

volgen uit de vergelijking:

I

CH

_7'

+ 20 -~~ ~--- CO + 2H

°

2 2 2

de gehaltes aan kooldioxyd en water.

De luchtsamenstelling is 78% N₂; 21% 02 ; 1% A.

148,8

=

~~

x 2 x 002' Dit geeft _CO2

=

20,0 en H₂0

=

40,0 kmol

Stroom B wordt: N 2 148,8 kmol/h CH4 262,5 kmol/h 0°2 20,0 ~ A 2,0 " H20 40,0 totaal 210,d _" "

Verder is stroom C

=

stroom A + stroom B.

Stroom 6 _• • N2 153,0 kmol/h _cH4 262,5 kmol/h CO2 I 20,0

"

A 2,0

_"

H₂0 565,0

"

totaal 1002,5 It

'----'

Stroom C vormt de voeding van de reformer,

waar-van er twee parallel staan.

In de reactor treden twee reacties op (zie pg.l).

Door extrapolatie van evenwichtsgegevens van Lit 10 tot

8000C vinden we

=

22,05 eCO x PH~ Kl

=

:e----i-p-·CH 4 H20

We stellen van stroom D

H

2

=

x

,

CO 2

=

Y

,

co

= z H20

N_{2 = 153,0} A = 2,0.

Dan is: _Kl

₌

22,05

₌

-

;_v.u z.x3

----K 2

₌

₁

₇₅

₌

-y.!.!--, u.z Kl = u

,

_CH4 ( _Dtot. )-2

Uit de reactievergelijkingen volgt verder

x

=

3z + 4( y - C·'O ) v 2 565,0

=

u + z + 2( y - CCO ) 2 v = 262,5 - z - ( y - C 002)

=

38,55

=

v

(1) (2) ( 5)

De vijf onbekenden zijn uit de ~jf vergelijkingen te vinden.

Zo vinden we stroom D H2 293,2 kmol/h N₂ 153,0 kmo1/h CO ₂ 74,6

"

CH4 3,3 " CO 204,6 " A 2,0

"

H 20 60, 2

_"

totaal 790,9

_"

Voor de CO-convertor is een zesvoudige overmaat stoom nodig ten opzichte van het CO.

Toevoegen dus hetzij als stoom, hetzij in de adiabatische

verzadiger 6 x ,~04,6 - 60,2 = 1167,4 kmo1/h H₂0. Stroom E wordt nu : H2 293,2 kmol/h N 2 153,0 kmol/h CO₂ 74,6

"

CO 204,6

"

H₂0 1227,5

"

CH4 3,3

_"

A 2,0 ft totaal 1958,2 " 6.

. "

In de Gonvertor vindt de reactie plaats

Uit Lit 11 is ontleend :

log K = - 2188 + 0,0941 log T

T

+ 1,Oó6

Voor 3900c volgt hieruit

.

.

K

Peo

x

_PH

Dus 13,12 = - 2 2

Peo

x

P

_HZO

Stellen we nu voor stroom F

H 2 = a

e0

2 = b

eo

= c dan is

exd

a x b

₌

13,12 Uit de reactievergelijking

b

=

Eeo -

c +

Deo

2 a - E J_H2

=

Eeo -

c = EH

° -

d 2 x = - 0,63~O x 10-3T -'1 2 10 T + 2,2(38. 13,12. (1) (2) (3) ( 4) +

Uit deze vier vergelijkingen zodat stroom F wordt :

volgen de vier onbekenden,

H

2 488,1 n::mol/h 1032,6 kmol/h

N2 153,0 11

e02

269,5"

co

9,7 "

Het feit dat de totale stroom F gelijk is E komt overeen met de reactievergelijking. Stroo

_,

m

_-

G • aan

3,3

_" 2,0

"

1958,2 _" het totaal van

Stroom F wordt afgekoeld tot 25 oe. ~n gedeelte van het water zal condenseren. Tenslotte zal zoveel water in het gas blijven dat dit juist verzadigd is bij 25 oe. D~ verzadigde dampspanning van water bij deze temperatuur is

0,0~337 atm. Dus

0,0

~

337

=

~---.l \

"

Hieruit is G

hrO gemakkelijk te berekenen. Deze is 32,3 kmol/h. Er wo~dt dus uit de koeler/condensor afgetapt : FR 0- GR

°

=

1000,3 kmol/h.

2 2 Stroom H.

Na de amine-absorber blijft 0,5%

e0

_{2 over ( zie} berekening absorptiekolommen).

Tevens zal doordat de totale hoeveelheid gas afneemt ook waterdamp achterblijven.

Het totaal van H

2 ,N2 ' A , CH4 en CO is 656,1 kmol/h. Dus 1)

~20

_{= O,00337} 656,1 _{+ HH 0 + H",O} 2 v 2

Heo

2 0,005 = 2) 656,1 _{+ RH}

°

₊

_Heo

2 2

RH

°

=

22,9 ,

Heo

=

3,4

~ 2 2

Uit deze betrekkingen volgt

H_tot• = 656,1 + 22,9 + 3,4 = 6ö2,4 kmol/h.

Stroom J.

Stroom J is gelijk aan stroom H minus de hoeveel-heid CO₂ in H , dus totaal 679,0 kmol/h.

Na de compressoren tot 1000 atm. is de samenstel-ll.ng van het gasmengsel slechts in zoverre gewijzigd dat het water is gecondenseerd. Dus stroom K

.

.

H₂ 488,1 kmol/h N 2 1~3,O

_"

CO

9,7

_" Stroom L. In de methanator CO + 3H2 -De omzetting is volledig. CH ₄

3,3

kmol/h A 2,0

"

totaal 656,1

"

treedt de volgende reactie op :

I J Dus H₂: 488,1 - 3 x 9,7

=

459,0 kmol/h CH₄ : 3,3 + 9,7

=

13,O.kmol/h. De samenstelling wordt nu : 459,

°

kD101/h 15.5,0 " 9,7 _"

We zien hier dat de verhouding H2 Stroom M.

--

-

-totaal 13,0 kmol/h 2,0 636,7

"

"

Deze stroom is gelijk aan L verminderd met het daarin aanwezige water.

De hoeveelheid vers synthesegas voegd is hiermee bekend :

die per uur wordt toege-H2 459,0 kmol/h N2 153,0 " H₂0 0,0 ft totaal Stroom N. 13,0 kmol/h 2,0 627,0 11

"

De recycle-hoeveelheid moet zo worden gekozen dat maximaal 20% inerten hierin aanwezig zijn. Verder zullen we een waterstof hoeveelheid in N moeten aannemen zodanig dat de materiaalbalans klopt. Dit gebeurt het beste op de be-kende "trial e~ror" manier. Een waterstofgehalte van 88,2 kmol/h blijkt het bes0e te voldoen.

N₂ is dan 1/3 x 88,2

=

24,9 kmoJ/h. Na de reactie bevat het gas 41~~ NH 3 (Lit 6), dus ook hier: NH 3

=

0,41( H2 + N2 + NH3)

=

0,41(117,6 + NH3) Hieruit volgt NH 3 = 81,7 kmol/h.

2010 inerten, dus : inert

=

0,2_(H2 + _N2 + NH

3 + inert)

Inert is 49,8 kmol/h. De verhouding CH₄ : A zal hier net zo zijn als in M, dus 13 : 2.

CH4

=

13/15 x 49,8

=

43,2 kmol/h A

=

2/15 x 49,8

=

6,6 ft

De samenstelling van stroom H2 88,2 kmol/h _{CH 4} N₂ 29,4

"

A N NH 3 81,7

_"

totaal 43,2 kmol/h 6,6

"

249,1

"

0

Stroom 0 (spui).

Totaal inert in voeding M : 15 kmol/h , dus ook in 0 moet 15 kmol/h aan inert aanwezig z~n.

Deze 15 kInol vormen 2~~ van O. Dus

°

is totaal 75,0 kmol/h. De percentages van de andere componenten zijn in de spui uiteraard dezelfde als in N.

NH _~L 75,0

₌

24,6 kmol/h 3 - 249,1 x H 2

=

88₁2 249,1 x 75,0

=

26,5 ti N₂

₌

1/' H₂

=

8,8 ti CH 4

=

13,0'

_"

A =

_-

_-

2 0

_-'.

_{_-}

-"

Totaal 74,9 " Stroom P.

Deze is gelijk aan de som van de stromen 0 en N.

H2 = 88,2 + 26,5 :::: 114,7 kmol/h N₂

₌

29,4 + 8,8

₌

38,2 ti NH~ = 81,7 + 24,6 = 106" It CH 4

=

43,2 + 13,0

=

56,2 ti A

₌

6,6 + 2,0

₌

8,6

"

Totaal 324,0 kmol/h Stroom Q.

Na de koeler en vloeistofafscheider blijft nog

4% NH3 in het gas (Lit 12).

Dus: NH' :::: O,04( ~ot) (1)

Verder is 2(PNH - QNH ) + P + PH

=

QN + _QH (2) 3 , n2 2 2 2 QN

:::: 1/3

QH ( ~) 2 2

~ot

=

~ + QH + _{QNH + Qinert} ( 4) 2 2

₃

I

10.

1

..

V

Als we nu nog weten dat de hoeveelheid inerten in

Q

even

groot is als in F, is uit bovenstaande vier vergel~kingen

de samenstelling van Q te berekenen.

H2 250,2 kmol/h _CH4 56,2 kmol/h N 2 03,4 ft A 8,6 ft NH 3 1 6 , 6 " totaal 415,0 It Stroom R,

Hier is evenals b~ stroom N :

RNH

=

0,41 _(RN + RH + RNH )

3 2 2 3

Verder RN

=

QN RH = QH •

2 2 2 2

Dus te berekenen :

_RNH

=

231,8 kmol/h.

De inert en zijn weer he~zelfde als in Q •

Stroom R

.

.

H₂ 250,2 kmol/h _CH4 56,2 kmol/h N₂ ö3,4 n A 8,6

"

NH 3 231,8

_"

totaal 630,2

_"

Stroom S.

In de vloeistofafscheider wordt aan ammoniak

afgescheiden RNH - QNH

=

215,2 kmol/h.

3 3

Stroom T.

De hier gevolgde rekenmjze is analoog aan die b~

de berekeningen van Q. Dus: T_NH

=

0, 04 T t 3 to . 2( RNH - _{TNH ) + RN +} RH

=

TH + T_N 3 3 2 2 2 2 TH

=

_{3 TN •} 2 2 Tinert

=

Rinert

0

Deze samenstelling is

.

.

H2 547,2 kmol/h _CH4 56,2 kmol/h N2 182,4 " A 1"3,6 " NH 3 33,1 tt totaal 827,5 11 Stroom U.

Deze massastroom is de som van M en N.

H 2 547,2 kmol/h CH4 56,2 lcmol/h N 2 182,4 tt A tj,6 tt NH 3 dl,7 " totaal 876,1

"

Ter controle van de juistheid van de materiaalbalans voor het hogedruk gedeelte kan dienen dat U gel~k moet zijn aan T behoudens het ammoniak dat b~ V wordt afgetapt.

We zien nu dat het goed klopt. Stroom V.

De hier verkregen hoeveelheid NH

3

dit 4ö,6 kmol/h bedraagt. Stroom

W.

= U NH 3 - T _NH ,zodat 3

Dit is de totale hoeveelheid ammoniak die als vloeistof verkregen wordt, dus V + S

=

w.

Zo vinden we W

=

263,8 kmol/h , wat overeen komt met een productie van 107,6 ton/dag.

B~ de b~lagen is tenslotte een overzicht gevoegd van alle

samenstellingen van de diverse massastromen.

, ,

Bij diverse berekeningen in dit hoofdstuk werd ge-bruik gemaakt van de volgende gegevens (Lit 16)

H_{2 cp}

₌

6,85 + 0,2ö.10 -3 T + 0,22.10 -6 T 2 cal/mol a) N 2 -3 -6 2 n _b) cp

=

6,76 + 0,606.10 T + 0,13.10 T CO c

₌

6,76 + 0,606.10-3 T + 0,13.10-6 T2 tt p -3 6 ') CO 2 cp

=

7,70 + 5,30.10 T ~ 0,d3.10- Tc- n CH 4 5,90 + -? _Cal/mol (150 - 300 oK). cp

=

6,30.10

T

Reformer en warmtewisselaar

I.

De verbrandingswarmte van methaan bedraagt 191,759 kcal/mol bij 25°C (Lit 14). We hebben echter een verbranding bij ~OOoC. De verandering in verbrandingswarmte is :

A HöOO - IJ. H25

=

fp

dT. Reactievergelijking : CH_{4 + 202} ---- _{CO2 + 2H2}0 ~Cp = 2c + c - c - 2c • PH,O P~01 _~GU'i P 0.(, ~cp = 7,~9 + 18,5.10 t + 3,14.10-6 t 2 6 C_p = 8,34 + 2,5b.10-4t + 18717 (273+ t )2 ~cp ~ 6,63 + 5,54.10 t -3 - 2,47.10 -6 2 t

Verder is voor methaan : cp

=

16,36. Met deze gegevens is te berekenen :

(). H800 - 6. H25 = -9, 14~ kcal/mol.

Reactiewarmte dus: 191,759 - 9,148 = 182,611 kcal/mol. Stel we verbranden X kmo1/h CH_{4 • De vrijkomende}

reactiewarmte is dan 1b2,611.X.

Voor de verbranding moet echter de lucht en het gas worden opgewarmd.

Lucht 25° - 800°C

-

cp = 1,021 kcal/kg. Aan calorien nodig

775 ( 2X _{32 + 21} 2 x _x 78 ₂₈ x X ₊

=

0,26X Mca1/h. 2X ) x 1,021 x 10-3

=

40 x 21 c) d) e)

.

,----,,'

u

25° t;ooOe

-

=

16,36 cal/mol oe (Lit 15).

Methaan cp

warmte nodig 775 x X x 16,36 x 10-3

=

12,69x Mcal/h.

Verder warmte nodig voor het opwarmen van de stroom

rea-gentia

.

.

Stoom Dus 200° - 800°C

ë =

8,84 kcal/mol oe p

-3

600 x b,84 x 565,0 x 10

=

2999,62 Mcal/h 25° - 800°C; 775x16,36x262,5xlo-3 = 3329,05 - 5 775 x 7,05 x 4,2 x 10 · = 2,44 Mcal/h Mcal/h

Endotherme reacties (zie pg 1) ; Lit 17 geeft de

reactie-warmten : reactie 1) -49269 cal/mol ; 2) -39430 cal/mol. De benodigde reactiewarmte :

1) 10080,40 Mcaljh 2) 78d,40 Mcal/h

Een deel van de toe te voeren warm~e wordt echter

in WW I benut.

o

°

Rookgas afkoelen van 800 tot 200 e •

Totaal aantal kmol rookgas door WW I

.

.

N2 2 x 78 X

21

- 14b,t; kmol/h e02 X - 20,0

"

H20 2X - 40,0 _" A 2/21 .x - 2,0 ft 14.

De 6H maal het aantal kmol is voor de eerste twee gassen te

berekenen uit formule b) resp d). ,.roor water en argon zijn

de cpts b,b4 resp. 4,97 kcal/mol oe Hieruit vinden we de afgestane warmte 53,49X - 1071,11 Mca1/h

Totaal aan de ref'ormer'ltoe te voeren warmte :

182,611X - (53,49X - 1071,11)

=

17200,11 + 0,26X + 12,69X.

We vinden X

=

125,17 kmo1/h.

In WW I door rookgas afgestaan

53,49 x 125,17 - 1071,11

=

5624,23 Mcal/h.

Temperatuur voedingsgas vóór ~V I.

We mengen methaan 262,5 km01/h van 25°C met 525 km01/h

stoom van 200°C. Schatten we de temperatuur na menging op

138,5 oe dan is :

-, '"--/'

p

CH₄ 262,5 x

fep

dT =

De gekozen temperatuur is dus juist.

Temperatuur voedingsgas ná

ww

I.

273,7 Mca1/h

273,2 "

De ca10rien door het rookgas afgestaan (5624,2 Mca1/h

moeten worden opgenomen door het voedingsgas.

Schatten we de uitgaande temperatuur op 774,5 °c , dan is

.6T

=

774,5 - 138,5 = 636°C.

ë

=

8,777 cal/mol oe;

ë

=

16,10 P.,,() PCH"i Stoom 525,0 x 636 x 8,777 x 10-3 = IVlethaan 262,5 x 636 x 16,10 x 10-3 = Totaal (Lit 15). Dus: 2934,4 Mcal/h ~§~!~!

"

5625,5 Mca1/h

De totale hoeveelheid klopt met de afgestane hoeveelheid

dus temperatuur van 774,50e was juist.

CO-convertor.

We beschouwen de twee parallel staande convertors als één geheel. De reactiewarmte is 9839 kcal/kmol.

Er reageren 194,9 kmol/h

ce,

dus vrijkomende warmte

194,9 x 9b39 x 10-3

=

1917,62 Mca1/h.

Nemen we aan dat deze hoeveelheid warmte een

temperatuur-stijging van 1230e te weeg brengt dan is DH

H2 6,95 x 293,2 = 2,04 x 10.3 N 2 7 , 02 x 153,

°

= 1 , 07 ft " 00 7,02 x 204,6

=

1 , 4 4 "

"

e0 2 ~,ld x 74,6 = 0,61

_"

_" H20 8,46 x 1227,5 = lO,40 ft " Totaal 15,56 Mcal/PC Temperatuurstijging

.

_1917~6 123°C •

.

₌ 15, 6

De reactietemperatuur en uitgangstemperatuur van de

conver-tor is 390°0. Voeren we het gas met een temperatuur van

390 - 123

=

267°C in , dan bereiken we de gewenste

1

---'

Warmtewisselaar rra,b en verzadiger.

Beschouwen we deze apparaten als een geheel, dan

komt daar een gasstroom in b~ dOOoe en gaat er een uit b~

267°e. De warmte die b~ deze afkoeling vr~komt wordt benut

om : a. water te verdampen

b. dit verdampte water te verwarmen tot 267°C

c. toegevoegde stoom op te warmen van 200° tot 2670e.

Vr~ komende warmte :

Afkoelen van 800° - 267°0 : .6T

=

533°

De

Ic

p dT van de onderstaande gassen wordt verkregen door

integratie van de formules a) - d).

Verder is HOc _{2 p}

=

ö,84 cal/mol oe

CH4 cp

=

ld,28 ft A -cp

=

4,97

"

De warmtehoeveelheid : H2 1129,0 Mcal/h _H20 294,0 Mcal/h N 2 598,5 ft CH₄ 31,2

"

0°2 453,5 ft A 5,1 " CO óOO,O " Totaal 3312,3 Mcal/h

Stellen we nu : X kmol/h water verdampt

Y kmol/h stoom toevoegen

Verdampingswarmte b~ 900e is 22ó4 J/gr (Lit 15).

16.

Voor verdampen nodig: Xx18x22ó4 :4,19.10-3

=

9,84X Mcal/kmol h

Deze waterdamp opwarmen tot 267°0 ,é!. T = 157°;

ë

p

=

cl, 24

ö,24 x 157 x X x 10-3

=

1,293 Mcal/kmol h.

Stoom opwarmen van 200°- 267°0

ë

_p = d,33 kcal/mol oe (Lit lö)

Y x ë_{p x} T = 8,33 x 67 x Y x 10-3 = 0,55öY

Dus nu is

9,ó4X

+ 1,293X +

0,55óY =

3312,3

en X + Y

=

1167 kmol/h. We komen dan tot :

X

=

252 kmol/h ; y = 915,3 kmol/h.

Voor het verdampen van water in de verzadiger is dus nodig

,

v'

Stellen we deze afkoeling op 415°C, dan is de temperatuur

van het in de verzadiger komende gas 505°C.

Berekenen we voor het gas weer de

~cp

_{dT , dan vinden we :} H 2 2,940 Mcal/kmol N_{2 2,967 Mcal/kmol} CO 2 4,33 ti CO 2,967 n Verder

.

.

Zodat H 20 CH₄ A ~p = 8,35 Kcal/kmol °c (Lit 15)

-

_13,45 cp = ti ( _ti )

-cp

₌

4,97 ft (Lit 19) 2,94 x 293,2 x 10-3 ~ _{862,0 Mcal/h} 2,967 x 153,0 x 10-3

=

454,0

-3

4,33 x 74,6 x 10

=

322,2 2,967 x 204,6 x 10-3

=

607,1 ö,35 x 415 x 60,2 x 10-3 = 20ö,7 n ti n · tf H 2 N₂ CO₂ CO H 2Q CH 4 A 13,45 x 415 x 3,3 x 10-3

=

lö,4 4,97 x 415 _{x 2,0 x 10-}

3

₌

Totaal 4,1 ti 2476,5 Mcal/h. Aangezien dit tot op 0,1% _{klopt met de opgenomen}

hoeveel-heid warmte, is de ingangstemperatuur van de kolom dus

gelijk aan '505°C.

Aan het gas ,dat de kolom met een temperatuur van 90°C verlaat,wordt stoom toegevoegd van 200°C. De

tempera-tuur na menging vinden we WR_{er door te schatten en dan te}

zien of het klopt. Zo komen we hier tot eem temperatuur

van 144°C.

We weten nu de temperaturen van alle stromen die

WW _{rra,b in en uit gaan. Ter controle moeten nu de opgenomen}

hoeveelheden gelijk Zij,l aan de afgestane. Opgenomen: _Afgestaan H2 631,23 Mcal/h _{251,95 Mcal/h} N_{2 335,47} ft 130,ö5 ft CO _448,61 n 174,98 ft CO 2 261,67 " 74,64 ti H_{20 l62,9~} ft 1232,41 _ft Transport _{1839,94 Mcal/h 1864,ö3} Mcal/h

'-~ Transport OH₄ A Totaal 1839,94 Mcal/h 19,73 " 2,93 ft 1862,60 Mcal/h

Deze hoeveelheden kloppen to~ op 0,5

%

.

6

Warmtewisselaar WW 111. j ~ \,. .. 't (,V

, \

Gas afkoelen t<ht

90°0.

Er komt

6H =

f

p

_dT x aantal kmol H 2 2081,21 x 488,1 N2 2056,63 x 153,0 00 2056,63 x 9,7 0°2 2400,76 x 269,5 H₂₀ 2494,30 x 1032,6 OH₄ 3938,00 x 3,3 A 1480,0 x 2,0 Totaal

Water opwarmen van 20° tot

90°0

ë

_p

=

1,00057 Kcal/kg °0 ; b:. T

=

70°. 1864,83 Mcal/h 5,08 1,22

"

I t 1871,13 Mcal/h 18. dan warmte vrij. = Mcal/h

=

980,59 Mcal/h

=

314,66 ft

=

1 ~, 95

"

=

647,07

"

= 2576,13

"

= 12,62 It = 2₂98

"

4554,00 Mcal/h

AH

= 18 x 70 x 1,00057 x 10-3 = 1,3677 Mcal/h.

Totaal aan water doorvoeren 455_1,34₆

;°

₇

=

3330,5 Kmol/h (60 m3/h). Hiervan wordt 252,0 kmol/h gebruikt in de adiabatische

verzadigingskolom. Koeler/condensor K I.

Stel er blijft Xkmol waterdamp in het gas. De par-tiaalspanning van water bij 25°C is 0,0337 atm. De totaal-druk is 1 atm, dus

X X

gas + X

=

925,6 + X

=

0,0337 X = 32,3 kmol/h.

Afgescheiden 1032,6 - 32,3

=

1000,j kmol/h water.

Oplosbaarheid van CO₂ in water is 0,0447 mol per liter . In 1000,3 kmol water lost dus o~ : 0,8 kmol~ 002.

We nemen nU aan dat alle waterdamp eerst afkoelt tot de

gemiddelde t emperéltuur (53°C) , dan condenseert en vervolgens verder afkoelt.

Waterdamp van 90° - 53°C

ÄH

=

8,01 x 37 x 1032,6 = 306,03 x 103

Condenseren van 1000,3 kmol/h :

kca1/h

verdampingswarmte b~ 53°0 is 2368,7 J/gram (Lit 15)

Condensatiewarmte 23 68

₉

7 x 18 x 10JO,3

=

10153,92 Mca1/h 4,1

Water afkoelen van 53° - 25°c

ÓT

=

2~0;

ë

=

17,979 cal/mol °c (Lit 19)

P

Warmte

.

0 17,979 x 28 x 1000,3 = 503, 56 Mca1/h.

° ° 2dO .

-

= 7,92 cal/mol °c. Waterdamp van 53 -25 C : tlT - .

,

cp

Warmte 7,92 x 2ö x 32,3 = 7,Od Mca1/h

Het droge gasmengsel koelt af van 90° - 25°c • L\.T = 65° •

.6H x aantal kInol = warmte

H2 452,93 x 488,1

₌

221,07 Mca1/h N2 452,34 x 153,0 Q _69,21 " CO 452,34 x 9,7 ::: 4,39 ft CO ₂ 608,43 x 269,5

=

163,97

"

CH4 9,455 x 65 x 3,3 ::: 2,03 It A 4,97 x 65 x 2,0 :::::

°1

64 It Totaal 461,31 Mcal/h

In totaal door het koelwater af te voeren 11431,90 Mcal/h. Hogedruk gedeelte.

De moei1~kheid b~ de berekening van de warmtebalans in dit gedeelte is het ontbreken van gegevens betreffende de soortelijke warmte. Tot 300 atm z~n wel gegevens te vin-den, doch daar cp zowel van de druk als van de temperatuur

afhankel~k is, is extrapolatie vr~wel onmogel~k.

Slechts van stikstof zijn de cp-gegevens volledig tot 1000 atm en 600°C. (Lit 16)

Lit 20 geeft waarden voor de mengsels : H2 N₂ NH

3

=

5ó,6 : 19,6 : 2l,~ (mol%) en

A : CH

,

}

\u.~'

,

, \

Doch deze waarden worden slechts gegeven van 750 tot 1500C en van 1 tot 300 atm.

20.

Door het vergel~ken van deze gegevens met die voor stikstof onder dezelfde omstandigheden, kunnen we stellen dat we , als we voor ë

p de waarde van N2 nemen, maximaal 10% te laag zijn.

Om een indruk te krijgen van de temperaturen en de warmte-hoeveelheden, zullen we steeds de

ë

_{p nemen van N2} en deze 10% ophogen, dan zijn we aan de hoge kant.

Methanator.

Exacte gegevens omtrent de reactiewarmte bij deze druk ontbreken. Bij normale druk is deze 49,27 Mcal/kmol.

~r ontstaat naast _CH4 ook nog een weinig CH

30H ; hier hou-den we echter geen rekening mee.

Totale reactiewarmte: 9,7 x 49,27

=

477,92 Mcal/h.

Het uit de methanator komende gas zal dus deze calorien moeten bevatten. o - 0 Stel ÁT = 75 ; cp

=

9,G8 kcal/mol C 9,68 x ,6 T x 636,7

=

477,9 x 103 Dit geeft.1T

=

77,50 • De uitgangstemperatuur is dUB 25 + 77,5 = 102,50C. Koeler K 3

Hierin moet de bij de reactie in de methanator ontstane warmte worden afgevoerd, dus 477,92 Mcal/h.

Converton A.

In deze convertor ontstaat 198,7 kmol/h ammoniak. De reactiewarmte bij 550°C en 1 atm is 13000 cal/mol.

Volgens Lit 21 is de reactiewarmte bij 1000 atm 5,4% hoger dan bij 1 atm. Dus 13702 cal/mol.

Totale reactiewarmte: 198,7 x 13,702 = 2722,2 Mcal/h. Schatten we de temperatuur van het uitgaande gas op 500°C dan is -

c

= 9,14 cal/mol °c.

p 0

We berekenen hiermee een LlT van 472 C

Koeler K 5.

Hier weer de reactiewarmte van convertor A af-voeren, dus 2272,7 Mcal/h.

Convertor B. . )

, .

I '

Er ontstaan 89,7 kmûl/h ammoniak • Reactiewarmte 89,7 x 13, 702 = 1229,1 Mcal/h.

Stel uitgaande gastemperatuur 400°0 dan is c = Hiermee is te berekenen

~T

= 406°. P

9,34 cal/moloO Uitgangstemperatuur dan 406 + 25 = 431°C

Koeler K 4.

We voeren hier de reactiewarmte van convertor B af minus de warmte-inhoud van de spui.

-Warmte van de spui is cp x ~T x aantal kmol. Dit is 9,34 x 406 x 74,9 324,4 Mcal/h. Totaal af te voeren in K 4

1229,1 - 324,4

=

204,7 Mcal/h.

Amine-absorber.

Nemen we 2N diethanolamine-oplossing in w~ter en absorberen we het CO2 b~ constante temperatuur (25°C), dan vinden we gegevens over de evenwichtslijn in Lit 22 • Zie bijgevoegde grafiek.

Gegeven i s : Yl

=

0,280 mol/mol x2

=

°

G

=

689,2 kmol/h.

We _{verwijderen het CO2 tot 0,5 mol% dus: Y2}

=

0,005 mol/mol

Vergel~klng werkl~n : G(Yl - Y2)

=

_{L(x1- x2 )}

De gegevens ingevuld geeft dit : L.x

=

191,18

De werklijn mag de evenwichtslijn niet snijden. Voor Yl

=

0,280 vinden we op de evenwichtslijn Xl

=

O,710.

dan snijden we de evenwichtsl~n niet en is xl

=

0,695 en

L/ G = 0,4. \\\,:.,1,/

I \"'.'

Bepaling aantal transfer units ng_

ng

=

~Cl

-

y1ty -

y*)

y~ is in evenwicht met vloeistof x.

Met behulp van grafische integratie vinden we gg

=

5,0.' ';

(zie ook grafiek) Berekening Kg a.

22.

Daar de stofoverdrachtscoefficient van dit systeem onbekend is, maken we gebruik van de gegevens betreffende het systeem NH

3

-

H20 - lucht.

::0:

g:0;::r::::3ge[~:~:mJt2Î~igheden

geldt:

(Kg a)NH vinden we uit de correlatie

3

Kg a

=

B G~ GIm.

• •

Gg en Gl zijn hier massastromen in lb/hr sqft , de constanten B, n en m zijn adhankelijk van de gebruikte pakking. Voor

lxI" Rashig-ringen : B

=

0,048 , n

=

0,88 en m

=

0,09.

Zo berekenen we _{(Kg a)NH}

₌

9,034 mOI/hr cuft.

fr'

3

Sc = De:TI) berekenen we uit

.

_•

[ T3/2 1 I

D

=

0,0166 - - +

P(

v

al / 3 + V b 1/3 M a Mb Va,Vb

=

moleculairvolume

Ma,Mb

=

moleculairgewicht van de gassen.

Diameter van de kolom.

Deze berekening is voorafgegaan aan de berekening van de Kg a.

De diameter moet zodanig zijn dat gee~ "flooding" optreedt. We nemen lxI" Rashig-ringen, dan vinden we met behulp van gegevens en grafieken uit Lit 23 dat "flooding" optreedt bij een gassnelheid van 1,32 m/sec.

Maximale gasbelasting : v x

~

x 3600

=

1591,9 kg/hr m2

m IV

We hebben een gasstroom van 5166,0 kg/ho De minimale door-2

snede van de kolom: 5166,0: 1591,9 = 3,25 m •

Nemen we een

doo~snede

van 6,5 m2 , dan is de diam. 2,88m. Hoogte kolom. ng = Kg a x P x M x h

=

5,0 • Kg a ₌ Gg = G g 77,25 mol/hr 794,8 kg/hr m3 2 m ; P = 1 atm

M

= d,5 Zo komen we tot h

=

6.06 m HTU

₌

= 1,21 m. Berekeningen Soda-absorber.

Alle gegevens, die hier worden gebruikt zijn ont-leend aan Lit 22.

Evenwichtslijn

p

=

partiaalspanning in mm Hg s(l - f)(365 - t)

f - fractie totale base aanwezig als bicarbonaat N ~ normaliteit soda-oplossing

t

=

temperatuur in OF

s

=

oplosbaarheid van e0₂ in water van t OF

Bij 25 oe en met een 2N o~lossing is hiermee de evenwichtslijn te berekenen (zie grafiek).

-4

Y2 is theoretisch niet nul te maken, we nemen daarom 0,005% CO 2 in het gas, dus Y2 = 0,00025 Kg/kg.

We bepalen de werklijn zo, dat de kolom ook nog goed werkt als Yl wat groter wordt, dus bij minder goede werking van de amine-absorber.

24.

We nemen daarom maximaal O,d mol% , dan is Yl

=

0,070 kg/kg. Daaruit volgt dat L = 15,6 m3/hr soda-oplossing.

De minimale kolomdoorsnede wordt weer op dezelfde wijze bepaald als bij de amine-absorber.

We vinden v = 2,7 m/sec. Hiermee is weer een goede

max diameter te bepalen d

=

1,7d m Bepaling Kg a. Kg a = In Lit 22 vinden we -d O,ö4 x 10 (L)l-n( at)n c

Voor lxI" Rashig-ringen is c

=

0,000163 , n

=

_{0,36, a '}= 58. Verder is L

=

1414,7 lb/hr sqft.

Zo blijkt dat Kg a

=

0,0365 lbmol/hr cuft eenheid Dy

We moeGen hi(~:rop nog een correctie aanbrengen, !...

?

daar we werken bij een andere molariteit, dan waarvoor de (

getrekking geldt.

Corr;;ti~factor

is 0,9 •

?

We vinden tenslotte Kg a = 0,0329 lbmol/hr cuft eenh 6. Y

Hoogte kolom.

Voor deze absorptie geldt

h

=

G'_ ( dj" 2

~Kg a

Cl - y) Cy - y )

G' _m

=

lbmol/hr cuft

Door grafisch te integreren vinden we voor de integraal: 0,~33· De hoogte van de kolom wordt dan h

=

15,9 m

\l.

~ l

De reformer is gebouwd als een buisreactor.

De buizen met eendiameter van 20 cm en een hoogte van 6m

worden verhit door hete verbrandingsgassen. De

katalysator-massa in de buizen bestaat uit Ni(O) op een MgO drager

(Lit 24). De reactietemperatuur is 8000C. Er staan twee

reformers parallel.

2. Adiabatische verzadiger.

Dit is een gepakte kolom met lxI" Rashig-ringen.

Hoogte ~ m, diameter 2,6 m. (Lit 3, 6). De hoeveelheid

water van 900C die wordt rondgepompt is ca 120 m3/h.

3. CO-convertor.

De convertoren worden door de reactiewarmte op

temperatuur gehouden. De "space velocity" is 500 m3/m3kat hr. (Lit 25). Het is noodzakelijk de convertor te splitsen

in twee parallel geschakelde. Afmetingen : hoogte 7 m , diameter 2,75 m. Fe katalysator met Cr promotor.

Reactie-temperatuur 3900C (Lit 26, 28).

4. Convertoren.

Deze zijn van de gebruikelijke constructie. De

wanden worden gekoeld door de koude gassen, die de reactor binnen komen. De katalysator-massa bevindt zich in een aantal buizen, die omspoeld worden door de toevoergassen en geven die gassen de vereiste reactietemperatuur. De

temperatuur-regeling geschiedt door ~~~~ of minder koud

gas om de buizen heen te laten stromen. De katalysator

bestaat uit magnetisch ijzeroxyde met

3%

A1₂0

3 en 1% K20.

(Lit 27). De temperatuur is 550 °C. 5. Methanator.

De constructie hiervan is analoog aan die van de convertoren, alleen zijn de afmetingen ongeveer de helft kleiner. Als katalysator wordt de verbruikte kat van de

de convertoren gebruikt. De reactietemperatul~ is echter

6. Warmtewisselaars.

B~ iedere reformer staat één van deze voorwarmers. Lengte buizen 6100 mm

Aantal buizen 522, diam buis lt/l" Totale diameter 1550 mmo

Deze verwerken de totale gasstroom. Twee stuks in serie.

Lengte buizen 8000 mm , aantal buizen 1506

diameter buis lt/l" , totale diameter 250Omrn., 2 passes. 26.

ww

111. Lengte buis 6100 mm , diameter buis 1,66/1,38

Aantal buizen ld60 , totale diameter 2775 mmo Koeler K 1, Lengte buis e720 mm, diameter buis 1,66/1,38

Aantal buizen 1595 , totale diameter 2600 mmo 14 passes.

Kllelers K 2. Wegens de hoge druk worden hier spiraalkoelers toegepast. Binnendiameter spiraal 1200 mmo 58 windingen. Diameter buis I/i". Afstand windingen hart op hart 50 mmo Totale hoogte 2900 mmo

Koelers K3, K4 en K5. Deze z~n dezelfde als van K2 ,

echter bestaan K4 en K5 uit drie van deze spiralen in serie. Koeler K 6. Ook hier een spiraalconstructie met dezelfde

spiraal- en buisdiameter, doch nu slechts 34 windingen. de totale hoogte wordt dan 1700 mmo

7. Compressoren.

Zestraps compressor.

Hiervan staan er twee parallel. De eerste trap heeft twee cylinders, de derde, vierde eh ~jfde trap ieder één. Alle dubbelwerkend.

Na de vierde trap is de druk 245 atm.

De ~fde en zesde trap bezitten ieder één cylinder en z~n

,---,I

Recycle-compressor.

Hiervoor is een membraamcompressor gekozen, daar een benrekkelijk kleine hoeveelheid gas verpompt moet worden

(ca 16 m3/h). Tevens hebben we dan geen last van

veront-reiniging van het gas met olie. De drukval over het systeem

die hier overwonnen moet worden bedraagt ongeveer 50 atm.

8. Absorbers.

De gegevens betreffende de twee CO₂- absorbers

zijn reeds geheel gegeven bij de berekening van deze

I

..

B .IJ ·L A GEN _{=========================================} PRO CE S S C HEM A

[Uf:, ft tif ti !:1: :.:' ~; H.I+tH+t-f.H

•

~j

IN

tt:!1tt: ltiJ±j '.i~

•

mi

•

'm: ~

mi

•

ql Hl'l lHI li: ~

-FHH+i :HHH f1 tr

•

IJ:! l l i

ma

tti lLLlttUl f? • . ttTt .m ..

•

itl . rl .;.1.;: i·i :[ _~t

~

El

_Glt:

fEi; ~ I:ig ~

u

, lfffitttHl ' .

fi

~ 1111+1 ft lIUUtl

11"

'11: _lri

•

w Lilll1@

ill

ti

~."

_;1

UmHM

~ ,~

fm

UI

11

U::I

I

H t!: ltnt!. ld~ '~;,t lii HilIIf U .m ~t lt

, Literatuurlijst.

I'. Chem EngProgress 50 177 ... 181 (1954)

~2. Curtis H.A. Fixed'Nitrogen 235- (i932)

j

3. 'Ind EngChem 44 ,258 (1952)

4. Brit. Pat. 455.865 (1935) ,

us

pàt. Re 18958 . (1933)

~ 5. Ind Eng Chem'42 1266-78 (1950) \ 6 ' Chem Eng Progress ,48 470 (1952)

~

__ 7: Curtis H.A. Fixed Nitrogen 235" (1932) 8. Chem Eng 60 no 4 193 (1953)

9. Chem Inds 65 '53-6 (1949)

10. Curtis H.A. Fixed'Nitrogen 221 (1932)'

11. Perry J.H. Chemica1 Engineers' Handbook 311 (1950)' 12. Curtis H.A.'Fixed Nitrogen 228 (1932)

13.' Lehmann G.H. Erd~l-Lexikon 42, (1955)

14. Perry J.H. Chèmica1 Engineers' Handbook 244 (1950) 15. International Critica1 Tables 5 78ev

16. Curtis H.A. Fixed Nitrogen 257-9 (1932) . 17. Chem Eng Progress 48 273 (1952)

18. Browri. G.G. Unit Oper~tions 5e7 (1956) _,

19. Perry J.H. Chemica1 Enginee~s' Handbook 219 (1950) 20. App1 Scie Research· A4 178 ' (1954)

7

~21.

Chem Abstr· 40 17273 (1945) ,

22. Perry J.H. Chemica1 Engineers' HE!ndbook 677,679,703 ('50) 23. Brown G.G. Unit Operati,ons 362, (1956)

24. Brit. Pat. 12.978 (19ili3) , '

25. Chem Eng Progress 48 349 (1952) 26. Brit.Pat 16.494 (1914)

27. Chem Eng Progress 43 291 (1947) 28. Ind Eng Chem

.2.Q'

57e (193ö).

.;.'

, .,

,',

S-yroo)II. tç:>taa1 _H2

I

N2 NH3 I" 0°2 00 H20 OH4 A , A 791,7

-

4,2

-

-

-

525,0 262,5 .:~..,. ... , r\ .".1 B 201,8

-

148,8

-

20,0

-

40,0

-

2,0 ' 0 1002,5

-

153,0

-

20,0

-

565,0 262,5 2,0 , D '790,9 293,2 153,0

-

74,6 204,6 60,2 3,3 2,0 E 1958,2 293,2 153,0

-

74;6 204,6 1227,5 3,3 2,0 F 1958,2 488,1 153,0

-

269,5 9,7 1032,6 3,3 2,0 G 957,9 488,1 153,0

-

268,7 9,7 32,3 3,3 2,0 H 682,4 488,1 153,0

-

3,4 9,7 22,9 3,3 2,0 J 679,0 488,1 153,0

-

-

9,7 22,9 3,3 2,0 K 656,1 488,1 153,0

-

-

9,7

-

3,3 2,0 L 636,7 459,0 153,0

-

-

-

9,7 13',0 2,0 M 627,0 459,0 153,0

-

-

-

-

13,0 2,0 N 249,1 88,2 29,4 81,7

-

-

-

43,2 6,6

°

74,9 26,5 8,8 24,6

-

-

-

13,0 2,0 p _{324,0 114,7 38,2 106,3}

-

-

-

56,2 8,6 Q 415,0 250,2 83,4 16,6

-

-

-

56,2 8,6 -R 630,2 250,2 83,4 231,8

-

-

-

56,2 8,6 S 215,2

-

-

215,2

-

-

-

-

-T 827,5 547,2 182,4 33,1

-

-

-

56,2 8,6 .'. , U 876,1 547,2 182,4 81,7

-

_-

-

-

-

56,2 8,6 , V 48,6

-

-

48,6

-

-

-

.:..

-' . W 263,8

-

-

263,8

-

-

-

-

-, . ' -:" ...

.

' , ~

.

.'

A " v ( " . \ ',l f " I "- t-) dfd L~ t b -. ç :...: \... f -,C ' .... c: -' . . ,) tO · .... (' ( , t-.) \1 { , i ' ç ,(i, ~1 (1 , f ' ( \

,

.

~ , f~:; Sc L!Ji nl --.., •.

_---

, ,.-nC'f;o.yJ.8B2.eL';; .. ~ .. ~ -... - - ,.-... --.-.... _-,r:,:) ... ~.~~~\,;.J ",. ~ .... _--ftJ.:·S Sf: [~ " f ' I~ r. .. r ... ' t \' •. I :.;: I \. f ' -...

_.,

_"

.

> t f r r r ~. t ' .. r .,' _{t '.} " t ~ \ ," I " f'" .. -" ~ t \ { .-~. t :.V...:. '" f ' Ic \~ ... f \.~ 1 IJ ,-,

.

:

11 1I i ~4---!1 ; 1 'I I 1111----,:'-t'H heet ,.,.,..

t "

'''1-4'--'-'----+-''-!-SlOOM 9' WARMTEWISSELAAR .~-_.- ---CO- CONVERTOREN WNlMTEWISSELAARS KOELER

~

:r , ... : re ti. ,. • a , ,

~~H~~~

---, ZESTRAPS COMPRESSOREN AMIqIIAK llq.

BEREIDING van AMMONIAK uit

F. van WESTEN November '57