Salpeterzuurfabriek, capaciteit 900 ton HNO3 per dag, met en zonder afgasreductie

... Sal

.

.P.e

.ter.z.u.ur.!.a.b.r.

.

i

.

e..k.,

..

..

_,..,~,

... ,

....

.

.

.

..

'-:~:.

900

ton

HN03

er

'

dag.

AMMONIAKOVERVERHI TTE R

SCHEMA SALPETERZUURFABRIEK MET AFGASREDUKTIE

900 ton HNO PER DAG W WISSE . JUNI 1968

TOTALE INVESTERING I; 3.500.000 INVESTERING AFGASREDUKTIE $ 250.000

OPBRENGST PER JAAR (BIJ STOOMPRIJS $ 3ITON)

stoom

$ 500.000

STOOMTURBINE lUCHTC OMPRE SSOR

l.d stoom lucht

..

RESTGASV OORVERHI TTER

produkt

alp.tefzuur

, / I' , \'" : 'J

-",-':,,1-RE ST GA 5 OVERVERHIT TER LUCHTVOOR VERWA RME R KOElER-CONDENSOR REAKTOR

AMMONLA KVERDAMPER MASSA8AlANS ,tromen in kg/~ WARMTEBALANS dromen in kw : oe NH VERO. H 177 T 23 REAKTOR Hl 34.074 O2 3.370 HP '.930 NO 5.060 STOOMKETEL RESTGASVERHtTTER N, 0, Hp NO, NO ABSORPTIEKOLOM 3<07. 0.500 N, 0,.0 5.070 0, 0.365 H,o NO, NO RESTGA SVERHITTERS '5.69' 2.790 0.266 0.055 0.066 H 5880 T 115 Ct\ 0.700 N, r-- --, ,..---, : R.G. ~ R.G. , : VW: I avo: .... _____ J .... _____ J H 100'0 H 25500 T 200 T '50 N, 0, H,o NO, NO STOOMKETEL '5.750 1.360 1.070 0.055 CH, 0.770 0.066 N, REAKTOR N, Co, H,o GASTURBINE .fgas naar schoor.tHn STOOMKETEL '6.850 1.960 1.875

SCHEMA SALPETERZUURFABRIEK ZONDER AFGASREDUCTIE

900 ton HNO) PER DAG R.PETERS JUNI 1968

INVESTERING

$

3.250.000

NH) OVERVERHITTER

STOOMTURBI NE LUC H TCOMPRESSOR

H.O.stoom

WATERPIJPKE TEL

VERDAMPER REAKTOR OVER VERHITTER RESTGAS VOORVERWARMER VERWARMER LUCHT RESTGAS

KOELER CONDENSOR lD. stoom 1,60 0,306 '--.:.--.-- - - - -N₂ 34,071. O2 3.370 H20 1..930 NO 5.060 N₂ 31..000 O2 10.250 H20 0.228 L.o. stoom N2 11.620 O2 3.1.20 H₂0 0.092 GASTURBINE : /." .. \ • : I "'-":-_";:"- -ABSORBER RESTGAS VOORVERWARMER 1.88 N2 1.5.691. 02 2.790 H20 0.266 NO 0.066 N02 0.055 2 RESTGAS VERWARMERS

-RG-:

:

RG : 4 - VW ;--- 4-: avo: -r-,..J

,

L_-,-_J : : I L _ _ _ _ _ . . . . _ _ _ _ _ ' MASSA BALANS ST ROM E N IN kg/s ARMTEBALANS STROMEN IN kW , I

Fabrieksvoorontwerp

van een ealpeterzuurfabriek met een productie van 900 ton HN0

3

per

da~. /OO~

En een kostenvergelijking van de

salpeterzuur-bereidin~ in een ~Abriek met en een rabriek zonder aÇgasreductte.

R.H.M. Peters. W. Wisse ,iuni 1968.

INHOUDSOPGAVE I. 11. 111. IV.

v.

VI. VII. Samenvatting p. Inleiding

De chemie van het proces

Beschrijving van de processen Massa- en warmtebalans Apparatuur Investeringsraming voor de afgas reductie-unit 1 • 2.

3.

4.

7.

13.

32.

VIII. Kostenvergelijking van beide

IX.

X.

processen Literatuur Appendices

Appe'ndix I, fig. stoomketel Appendix 11, symbolenlijst Appendix l I l , verklaring van

35.

38.

39.

40.

4 1 • ge tal bAnd IJ

J.

Appendix IV, pijpentabellen

44.

Appendix V, computorprogramma 48. 5"3

--- ----~~~---~ - - - . _ -

-1 •

I. S A MEN V A T TIN G

Aan de hand van de basisgegevens zoal!! deze in dit verslag

en in de literatuur voorkomen. werd een kostenvervelijking

gemaakt voor een fabrieksschema met en zonder a~gas­ reductie voor een fabriek met een capaciteit van 900 ton HNO) per dag.

Tevens werd een bel an~rij,k ~edeel te van de apparatuur ~eoptimaliseerd en werrlen de warmtewisselaars 'met behulp van een computorprogramma geheel rloorp-'erekenrl. ne warmte-wisselaar!!. zobelanQ"rijk voor de wRrmte-economie van het proces. konden zodoende volledig worden gespecificeerd. Uit de kostenverp'elijking bli.ikt dat het werken met een

installatie voor de reductie der afgassen. ook economisch

aantrekkelijk is dank zij de extra stoomproductie. De totale investering voor een salpeterzuur fabriek met afgasreductie is

$

3.500.000, hiervan is

$

250.000

voor de afgasreductie getnvesteerd. De jaarlijkse baten van de afgasreductie-unit bedragen $ 500.000.

2.

11. I N L E I J) I

N

G

Salpeterzuur wordt in steed~ ~rot~re hoeveelherlen gefAbri-ceerd in .erband me t de sterk e ti.; genrle behoefte hier-aan voor de productie van kunstmeststoffen, explosieven

en kleur~to~fen. Momenteel i~ de ~root~te fabriek die

~.:;I" de Herculel'! Powrler Co. in de U. S . A. met een

capaci-teit van 800 ton/da~. In de literatuur zijn hiervan echter

geen ~e~evens bekend. Een ~abriek met een capaciteit van

500 ton 100

i

HNO) per dag wordt beechreven door Bingham

( 1 ) •

In dit processchema is uitgegaan van een capaciteit van

900 ton 100

%

HNO) per da~. Er wordt salpeterzuur gefa-briceerd met een concentratie van

56

gewichtsprocenten

HNO) volgens het Dupont ho~e-drukprocee. Hierbij vinden

oxidatie van ammoniak tot etikstof mono-oxide en

absorp-tie van stikstof dioxide in water plaats bij een druk van

9 - 7

atOl.

Met deze geEevens zijn noy vele verechillende technische realisaties van dit proces mogelijk. De markantste ver-schillen betreffen de nlaatsing en het gebruik VAn

~

warmtewieselaars, stoomk~tels en turbines. Deze appara-tuur moet namelijk zodRnig ~eplaatst worden rlat het pro-ces warmte-et;onomil!!ch zo gunsti~ mogelijk wordt. Veel

aandar.ht werd dan ook besteed aan het vinden van de iuiste specificaties voor het ontwerp van de warmtewisselaars in het proCee.

ne luchtverontreinigin~ die ealpeterzuurfabrieken kunnen veroorzaken vormen een afzonderlijk probleem. ne be~te resultaten worden momenteel bereikt met een reductie van de ~tikstofoxiden in het efgas tot stiksto~. Omrlat maat-regelen ter bestrijdin~ van rle luchtverontreiniging het ima~e hebben duur te zi jn en dus kOl!! tpri.; s verhogend te werken, ie een analyse van deze maatregelen op de kost-prijs v&n,belang.

) .

111.

n

E C HEM 1 E V A l\j HET PRO CES --- "--',-

-De bereiding van salpeterzuur ~ebeurt technisch met ammo-niak als ~rondstor in twee ~tappen.

1. De oxidatie van ammoniak met lucht over een Pt - Rh katalysator:

4 N~) +

5

02

=

4

NO + 6 H₂0 + 216700 cal.

2. ne oxidatie van mono-oxide tot stikstof-dioxide en de ab~orptie van stikstordioxide in water, waarbij salpeterzuur wordt gevormd.

2 NO + O₂

=

2 ~02 + 26902 cal.

) .~02 + -"2° :: 2 I-INO) + NO + )25)0 cal.

Doo .. r inl'eiden van (secundaire)lucht in de absorptie-toren wordt het bij de reactie gevormde stikstoroxide weer tot stikstofdioxide geoxideerd.

De conversie van de ammoniak tot stikstoroxide is bij de gebruikelijke netvormige katalysatoren bij een nettempera~

IJJ.. J,. !(. wk ~\+.

'b"TO'7'7tuur van 900-

°c

en een druk van 9,2 ata ongeveer

~

,.

t, ...

~(

(2), ( ) . In goede rabrieken is het percentage

stikstor-oxiden in het re.stgas 0.15 - 0.20 ~ (volume) I"n slecht .. ~,Lt.. rabrieken kan dit gehalte wel tot

5

~ oplopen.

(4).

In het eerste geval is het rendement van de absorber 0,984.

r

De in het restgas overblijvende oxiden worden met methaan

en mpt h .. hu1 ... v;::on "en ppll;::odiumkatalyeator gereduceerd.

De stikstoroxiden worden tot stikstor en de zuurstor tot koolstordioxide en water gereduceerd. In de restgasreductie-unit treden nu de volgende reacties op:

CH

4 + 4NO = CO2 + 2 N2 + 2 H20 + 2774)2 cal (800 en

°

oC) CH

4 + 2 N02 = CO2 + N2 + 2 H20 + 207126 cal CH

4

+ 2 °2

=

CO2 + 2 H20 + 191260 cal

,Na de reductie bevat het Argas nog slechts 50-100 ppm. stikstoroxiden.().

4.

IV. BESCHRIJVING VAN DE PHOCESSEN

De twee beschouwde processen (met en zonder afgasreductie) r~1-1~

zijn identiek tot en met de afgaso~erverhitter. In het proces zonder afgasreductie komen de afgassen hierna di-rect in de gasturbine. In het geval dat wel afgasreductie plaats vindt doorlopen de afgassen eerst nog twee kata-lytische reactoren en de erachter geschakelde stoomketels alvorens via een gasturbine door de schoorsteen te verdwij-nen.

Vloeibare ammoniak van 22.6 oe en 9.2 ata wordt met behulp o

van stoom van 130 C en 2.75 ata verdampt. In de

ammoniak-.-~ 0-::

oververhitter wordt zij vervo~gens verhit tot 112 ~. Via . '

een fil ter word t de ammoni ak in een

~

geb;~cht.

waar-

~

~

in zij met de voor de ammoniakoxidatie benodigde lucht

wordt gemengd. Deze lucht is aa~gezogen door een drietraps-centrifugaal compressor met tussenkoeling. De lucht wordt hierin op een druk van 9.2 ata gebrach t en heeft na de

laatste compressietrap een temperatuur van 145 oe. Een

klein gedeelte van de lucht gaat naar de absorber

(scun-daire lucht) de rest komt via de lucht voorverwarmer in de

menger. In de lucht voorverwarmer wordt door

warmtewisse-ling met de hete reactiegassen uit de ammoniakconverter Je

\~c~t

~ 0--::'

op 292 C gebracht.

'-- ~ .

•

Het mengsel van lucht en ammoniak komt nu in de converter

waarin zich een platina net bevindt waarover de ammoniak

katalytisch geoxideerd wordt tot NO. Door het grot.

exo-therme warmte-effekt van de reactie loopt de temperatuur

op tot

900

°C. De hete reactiegaesen doorlopen nu (om de pijpen) een serie warmtewisselaars. Achtereenvolgens zijn

stoom-5.

ketel (680 naar 420 oe), de luchtvoorverwarmer (4?O naar

301 oe) en de restgasverwarmer (JOl naar 232 oe). Hierna

passeren de gassen een filter dat platinR stofdeeltjes

aCvangt. De reactiegassen worden nog verder afgekoeld in

de koeler-condensor (tot J5 oe), De waterdamp condenseert

en absorbeert een gedeelte van het door oxidatie gevormde

'N0

2 , Absorptie vindt pla~ts tot ongeveer 40

%

salpeterzuur, Ook de absorptiewarmte die hiermee gepaard gaat wordt in

de koeler-condensor afgevoerd. Koelwater zorgt voor de

af'-voer van warmte. Nadat in cyclonen de vloeistof'druppeltjes

uit de gasstroom zijn af'gescheiden worden de reactiegassen

onderin de ab~orptiekolom, voorzien vap klokjesschotels,

geleid. De vloeistof' wordt op halve hoogte in de kolom

ge-voerd ter plaatse van de schotel met corresponderende

con-centrátie (40

%).

Het N0

2 wordt geab~orbeerd in reeds ge-vormd zuur. Onderin de kolom wordt ook de secundaire lucht

ingevoerd die dient oa NO om te zetten in N0

2, Bovenin de kolom wordt water toegevoerd om dit gas te absorberen. liet

productzuur verlaat de kolom onderin met een concentratie

van 56

%.

De absorptiekolom is voorzien van externe koel-spiralen om de absorptie en oxidiltiewarmte af' te voeren.

Het restgas bestaat voornamelijk uit de chemisch niet

ge-absorbeerde gassen N₂• 02 en 11₂

°

en uit wat NO en N0 2•

Dit restgas wordt aCh~ereenVOlgenS opgewarmd in de rest- h~}--­

gasvoorverwarmer (met.stoom, van J5 naar 115 oe), de

rest-gasverwarmer (115 naar 2000e) en de restgasoververhitter

(200 naar 450 oe).

Dit is het punt vanwaar de vergeleken processen zich van

6.

elkaar gaan onderscheiden. In het ene geval, wanneer de

afgasreductie niet wordt toegepast, gaat het gasmengsel

•

direkt naar de gasturbine. Daarin treedt expansie op tot

1 ata en

de~ra

_

tu1::l

ff

daalt

l

tot

210 Oe. Een groot deel

van de compressie-energie wordt hierdoor teruggewonnen.

In het andere geval wordt aardgas toegevoegd, voldoende om het totale zuurstofgehalte (02.NO en N0

2) te halveren.

We moeten nameliak gebruik maken van tweè\reaktoren om de

7

t~eratuurstijging

te beperken.. tot maximaal J50 oe. Bij

een temperatuur boven 800 oe gaat de katRlysator (Pd op

een drager ) sinteren en wordt minder werkzaam.

In de eerste reactor vindt alleen zuurstof'reductie tot water plaats. omdat zuurstof' sneller reageert dan de

stik-t f' 'd D t t 1 t op tot 766 oe.

S 0 OX1 en. e emper~ uur oop Alvorens

over te gaan tot reductie van de resterende zuurstof en oxiden moet worden af'gekoeld tot 450 oe. Dit gebeurt in

een waterpijpketel waarin hoge-drukstoom wordt opgewekt.

Hierin wordt zoveel warmte af'gevoerd da~ na toevoegi ng van

een tweede hoeveelheid aardgas de temperatuur is terugge- ~

o /

~

rJ.I..~e~

brach t tot 450 C. De tweede hoeveelheid aardgas is (10

%

,

;,.

,

(

1- '"

'---.. _. ,JÁ

~ ~.

groter dan de eerste om he-t ~_~enwicht naar rechts te doen ~1...~

verschuiven. In de tweede reaktor loopt de temperatuur weer o

op tot 757 C. Ook nu wordt weer af'gekoeld door

stoomop-wekking. Tenslotte worden de afgassen met een temperatuur

van 500 oe in de gasturbine gebracht. Na exppnsie tot 1 ata

°

is de temper8tuur 244 e. Deze temperatuur li9t nog

(\

V. MASSA EN WARMTE BALANS

A. Massabalans

Alle hoeveelheden zijn in kg/sec en bij

oOe

en 1 ata in

ml~ec

,

tenzij anders vermeld.

De fabriek werd ontworpen voor een productie van 900 ton

117

'

V'

salpeterzuur per dag, of' 10,405 kg/ s of 165.3 mol/ s

Bij een / 2.960kg

: " --- r ...,

'--

hnqr

3, '

overall ef'ficiency van~% betekent dit dat er

?,

!6)~

_

NH nodig is, 10.~50 kg O

2 of 44,478 kg lucht (he~

~-J ~~;;~~

V'~ watergehal te i s o , 74. vol. % of 0,228 kg en het stik!

tof'ge-~;al"

halte

70,60 vol.% of' J4,OO kg.). Met de secundaire lucht

~//r~ )

l ~o wordt dit 59.600kg»f 9.550 m •

7)/

,.../

Geerlings)

Het

/

~engsel

dat

..-_____ / J,t8tJ'

uit

J4.(XI4

'

~

N

2, 3,370 )<g '~

(zie verslag Beverdam-de converter verlaat bestaat

ti,

7 ()

u-p/up s-, z.. 2. y

02'

4~JO

_{kg H20,}

-

5~~6?

kg NO.

,

In de koeler-condensor i 5 het gas verzadigd aan waterdamQ.J

I

De rest (4,790 ~g) condenseert. Er onstaAt 7~9 kg. ~ gew.

% HN0 3 • Het gasmengsel dat de koeler-condensor verlaat heeft

als samenstelling' )4,074 kg N₂, 0.500 kg ~2' 0,140 kg H

20

0,366 kg NO, 5.070 kg N0 2,

1/6 van de totale hoevéelheid lucht wordt in de abs~rber

~

-geleid ': 15,122 kg. Er wordt ~,~o ~g HN0

3 'gevormd. Bij

een absorptie-efficiency van 99~ wordt er 179.6 mol N0

2

geabsorbeerd. 8r komt dan 60,6 mol NO vrij. Met de reeds

aanwezige NO wordt de totale hoeveelheid 72,8 mol. Bij een ,

oxidatierendement van 0,97 blijf't 2,2 mol NO in het

gas-~

mengsel over. De resterende hoeveelheid N6

2 is 110,2 + 70,6

- ,1 79 ,6

=

_{1,2 mol N0 2 en 02: 122.4 - (;.70,6) • 87,1 mol.}

Er moet 3,854 kg H₂0 gesuppleerd worden. De samenstelling

<7

8.

N 2 16)2,0 mol

=

45,694 kg / t, ') I

"I

~ g1 °2 /7'87, 1 mol

=

2,790 kg H 20 14,8 mol

=

0,266 kg NO 2,2 mol

₌

0.066 kg NO 1 ,2 mol

₌

0,055 kg 2 1737.3 mol>: 48,8711 kg 4~ ,~ll

Het a~gas gaat nu o~wel direkt naar de gasturbine o~ het

---gaat via de reaktoren voor de reductie van de a~gassen

naar de gasturbine,

In het laatste geval wordt in de eerste reactor s~,

zuursto~ gereduceerd:

'3

Dat betekent dat voor de eerste reaktor 0.500_ m· CH

4 moet

---worden toegevoegd. Het te gebruiken aardgas heef't een

l

~~ \ I

samenstellimg van 92

%

CH

₄

en

0,04 m3 N

2 toegevoegd.

8

.

%

N

2

,

Er wordt dus ook nog

~lmfd

'

~

is de samenstelling van het f

~~.

-: Na de

~erbranding

van 1 m

J

O

2

gas als volgt geworden:

s. g. 45.750 kg '-!~P71

tJ/

7S-'

4tfj

t

1')..7 jirlQ] I/.t.N/:'" ~JIV> -In e..fo.d· 0.95J 1 ,4289 1 • J60 0.0268 2,.055 0,055 0,0492 1 • J40 1 0,066 1 • J J 1 0.804 1 .070

4~ ~

(),

Na dat de afgaRsen in de stoo~etel zijn

opnieuw aardgas toegevoegd om het restant zuurstof' en de stikstoroxiden te reduceren. Om zeker te zijn van een vrij-wel volledige reductie der oxiden (tot 60 ppm)

wordt

~%

~

tn,

over:aat toegevoegd, dus in totaal 0,598 mJ of 0,550 mJ CH

4.

-9.

Samenstelling naar de tweede reactor:

N 2 36,64 m3 1 .2506 , s. g. l.5,812 kg v' °2 0,953 1,11289 1 ,360 v H 20 1 , )

J

1 0,80'. 1 ,070 v' N0 2 0,0268 2,055 0,055 ,/

..

NO 0,0492 1 , )40 0,066 _J

co

₂ 0,500 1 ,96 0,980 v CH 4 0,550 1,400 0,770

~fJ

/

IJ;

"

De volgende omzettingen vinden ~laats in de tweede reaktor:

1 , CH₄ + 2 02 = CO 2 + 2 H20 0,477 0,953 0,477 0.953 m3 2,. CH 4 + 4NO = CO2 + 2 H20 + 2 N2 0,0121 0,0492 0,012) 0,0246 0,0246 m 1 3. CH 4 + 2 N02 = CO2 + 2 H20 + N2 0,0134 0,0268 0, ° 134 0,0:>68 0,0134 mJ

De reacties zijn aflopend.

De samenstelling na de tweede reaktor is nu als volgt:

N 2 : 36,6l• + 0,026 1• + 0. ° 1 )1.

=

)6,68 m3 of 46.212kg CO 2 0.500 + ö,477 + 0,(12) + 0,

°

1 111

=

1 .001 1',960 H 20 1 , J) 1 + 0.953 + 0,0246 + 0.0268= 2, , 36 1 .875 CH 4 0.550

-

0,477

-

0.0123

-

0,013Q= 0,0/17 0,066

Dit gasmengsel gaat tenslotte via stoomketel en gasturbine

naar de schoorsteen.

---

-10.

B. WARMTEBALANS

De soortelijke warmtes werden berekend met een nomogram dat is weergegeven in het handboek van Perry

(5J.

De in-vloed van de druk op de soortelijke warmte werd

verwaar-100 s d. -

1

1

·

~H

-Ammo oxidatie tot NO komt vrij 0.97 kcal, bij de oxidatie tot N

2

---0,0:1 2,96 4460

₌

_{326 kcal}

y

..---9556 kcal

₌

40050 kW

Na de converter is de warmte inhoud van het gas (bij 900 °C) (0,285 . )4.074 + 0.265 . 3. 37 + 0,520 • 4,93 + 0,275 •

5;ci6) . 900

=

13100 kcal

=

54900 kW

De warmte inhoud voor de converter is 1)100 - 9556

=

3544 kcal

=

14850 kW.

Ammoniakverdamper: bij 9,20 ata (22,6°C) isA?e verdampings-281 kcal/kg. Toe te voeren warmte: Z196 • 281/ = 8J2 cal = 3485 kW.

E~

~

/l/H.J

iJ

,u"C

,

:-

7j

j g-f)

-Ammoniakoververhitter: we moeten de temperatuur van de ammoniak en de lucht zo kiezen dat de totale warmteinhoud 3544 kcal word t. Kiezen we voor de ammoniak een

tempera

-tuur van 112 °c

,

dan is haar warmte

f)

2,96

.

0,60

.

4.19

.

112

₌

8)5 kW

.

inhoud

7

Bij 22,6 °c is zij 2.96 .0,6)

.

4,1 9

.

22,6

₌

177 kW.

De toe te voeren warmte is dus 658 kW.

De warmteinhoud van de lucht voor dè converter moet zijn 14850 - 835

=

14015 kW. Hieruit volgt een temperatuur van 292°C bij c

=

0,258 kcal/kg.oC.

p

De hete reaktiegassen worden in de serie warmtewisselaars

°

en de stoomketel af'gekoeld van 900 naar 232 C. Dit geef't een enthalpieval van -54900 - 12450

=

42450 kW.

Luchtvoorverwarme~: de lucht komt hierin met een

tempera-tuur van 145 0

cf

(compressi ewarmte). De tempera tuur word t o

gebracht op 292 C. De hete reaktiegassen worden dan om de pijpen afgekoeld van 420 tot )01 °C.

r-- --Af te voeren'warmte:

m

.c . T

=

47,4)4 m p

6\

1 ,28 .1 19

=

7205 kW 7200 kW. ~ !~~ warmte: 44,478 • 1.10 .147

=

Af asverwarmer: het afgns wordt hi er in van 115 op 200 °c

1 1 •

232

°c.

De af te voeren warmte is 47,414 1.27. 69

=

4160 kW

~

opgenomen warmte is 44.478 • 1,10 .85

=

4160 kW.

')tl~

ttaeoververhitter: de afgassen worden verwarmd van 200

naar 450 terwijl de reaktiegassen worden afgekoèld

o

van

lo

ot.fo.

, '-I ') ',0.

900 naar 680 C. De af te voeren warmte is:

t.f

.220 -, 14 20, kW • . De opgenomen warmte i s/,

4

~

1 ,42

47.4 }4

48,870 1 • , 9 .250 = 510 kW. De resterende warmte/wordt

verloren.

Stoomketel: van de totaal af te voeren hoeveelheid warmte is nog beschikbaar voor stoomopwekking:

42450 - (7205 + 4260 + 14820)

=

16165 kW.

In de stoomketel koelen de reaktiegassen af van 6HO tot 420 oe.

Koeler-condensor en absorptiekolom hierin moeten respec

-tieveliJk 7154.5en

)6ï4

kcal worden afgevoerd.

De absorptiewarmte va~ N0

2 in water is )2510 kcal. Dus af

te voeren 2.915 .126 .32530 =751 kcal.

De oxidatiewar~te van NO is 26902 kcal. Dus af te voeren

4 .694/ 60 • 26902 = 2100 kcal. Het gas komt met een

tempe-ratuur van 1800C in de koeler-condensor. De warmte inhoud

van het gas is dan 2400 kcal. In de koeler condenseert bij

een druk van on~eveer 7 at~ 4.790 kg H2~' De hiertoe af

---h~

(I~f.

7-kn-o

te voeren warmte is 2420 kcal. De totale warmte-inhovd van

de koeler-condensor is dus 7671 kcal. Na de koeler-conrlensor

i s de warmte-inhoud van het gas )Lf4.0 kcal en van de 1~0

'%

HNO, eveneens bij 15 Oe is 172.5 kcal. De totale warmte-inhoud na de koeler-condensor is )44.0+172.5=516.5 kcal.

De af te voeren warmte in de koeler-condensor i s

7671 - 516.5

=

7154.5 kcal

=

10000 kW.

In de absorptiekolom is de warmte inhoud de som van oxi-datie. absorptil warmte en de warmte inhoud van alle compo-nenten: totaal: 4479 kcal. Na de absorher is de

warmte-inhoud nog 845 kcal. De af te voeren warmte is 3634 kcal.

De restgassen worden voorverwarmd in de afgasvoorverwarmer

o 0

van 35 tot 115 C met stoom van 2,75 ata en 130 C.

De warmte-inhoud van het afgas na de voorverwarmer: 5880 kW

,

,

,

,

,

.

voor

.

,

17')0 kW

12.

Nadat de twee warmtewisselaars voor het restgas zijn

door-lopen i~ de temperatuur 450

°c

geworden. In de eerste

reac-tor wordt 1 mJ zuurstof verbrand, of 44,6 gmoI. De oxidatie.

warmte is 96 k~al/gmol. De vrijgekomen warmte is

44,6 • 96 . 4.19

=

17900 kW.

De warmte-inhoud van d~ , gassen v~or de reactor is

./ V1

1"

':;I) t1vV. (Jt.t;.. I!

49,tl22-. 1,14 . 450

=

25500 k\{~1 De warmte-inhoud van de

.I

v

~_. .--::--

.-.---

...

~

gassen na de eerste reactor is~ 17900 + 25500

=

4)400 kW.

Voor de temperatuur vinden we dan 766 oe bij c

=

1,15 .

P

Nu moet zoveel warmte worden afgevoerd in de stoomketel

dat na toevoeging van 0,770 kg methaan + 0,062 kg N

2 de

temperatuur is teruggebracht tot 450 °C. Voor de verwarming

van het aardgas van 15 nHar ~50 oe is nodig:

0,832 • 1,02 . 435

=

396 kW.

De warmte-inhoud van de gassen bij 450

°c

is:

50,114 • l , l J • 450

=

26000k~. In de stoomketel i~ voor

stoomopwekking beschikbaar ~ J400-26000-J69

=

170)1 kW

Bij de omzettin~en in de tweede reActor komen de volgende

warmtehoeveelheden vrij: omzetting O 2;

477

/

22,4

.

1 91 = 1~070 kcal

••

NO : 12.'3/ 22.4. '277

₌

1 52

,

.

N0 2 : 1 3 • Ij 122 • 4 . 207 = 124 totaal

41

1

_,6

_kcal

₌

₁₈₂₀₀

Warmte-inhoud van het gas na de tweede reactor:

18200 + 26000

=

44200 kW.

'k~

Dat betekent 50.751 1.15 . T

=

44200 o~ T= 757

°c.

Na de tweede reactor moeten de ga~sen opnieuw w~rden

afee-koeld door het opwekken van stoom omdat een temperatuur o

van 757 C te hoog is voor de gasturbine. Er wordt

a~ge-o

koeld tot 500 C. De gassen hebben dan een warmte-inhoud

van 50,751 . 1. 15 .500 = 29150 kW.

_ . _

-1

3.

VI.

APPARATUUR

Ammoniakverdamper

De verdamper is van het type met uitwendige circulatie, verticale pijpen en verdamping in de pijp.

Over te dragen warmte: ~

=

1485 kW

verwarmend medium: L.O. stoom (130 oe, 2,75 ata)

I

6. T

=

1 3Q/)-

@

2,~

/

~

107 ,l! oe. /' :

l~i()

klrJ,\ ~u-"" 1\'h'j.r,..~~hl~~~

De gebruikte pijpen zl jn ,4 ft. x 2 in. ~l~ ~1r

","wordt berek ...

J.

met behulp van grafiek

I~

"IJ,Jt

(6) .

Aan de stoomzijde geldt voor de temperatuur van de grens-laag T_f

=

Tc - J/ 4 A T b T

=

1"w - Tc = 73-2) = 50

=

130 - 37.5 = 92.5

Met het gegeven dat L. A T

=

1,220 . 5 0 = 61.0 vinden we voor de warmte-overdrachtscoefficient:

I

.try

, ,.., =

8.3 .

10 J W m • C.

1

2 0 VIst

Voor de ammoniakzijde geldt:

T f = Tc +

3

/

4

t::. T

=

22,6 + 37,5

=

60,1

3

1

2 0

Voor ()( vinden we nu

ex

= 7.0 ,10 W m • e

am am :J.. : foce

Omgerekend voor het buitenoppervlak van de pijp

3

.

J

2 0

0( = 7,0 • 10 ,

'-'.0234

/

0,0254

=

6,45 .10

W

i

m.

C.

am

Voor de pijpwand geldt : 0(

=

À

w -r-,+i-n-"(-r-/'-r-i ) N

J

2 0 ~

=

22.9 . 10

W

i

m

.

C. w u u

=

50 0.0254.lnfo,0254 ) 0,02'14)

Voor de Hoverall H overdrachtscoeffivi~nt geldt nu

1

/

u

= ,

1

0(

+

11

0(

t +

11

0(

I . c.",.,(J»J. \-l,l

_ am 3 2 8 . W ~ \"1Yl"'" -U

=

J.'

.10

Wim

.oC.

Het benodigde oppervlak is J485 . 103

'}

J . ' . 1 0 .

= 10,5 107.4

2

liet uitwendig oppervlak van 1 pijp is 0.1945 m Het benodigde aantal pijpen i8

10,5

1

0.19 4 5

=

54.

2

m

Bij een driehoekig pijpenpatroon is het standaard aantal pijpen dat hierbij hoort

79.

Bij een steekafstand van

t

=

1.25 • d wordt de uitwendige

u

D.

=

m.t + d + 3t

=

0,822 m, Met

1 u

diameter van de verdömper p.en wanddikte VHn 4 mm wordt D

=

0,830 m

u 6

Stoomverbruik: b H = 518.9 kcall kg = 2.'75. 10 J/kg

14.

Ammoniakoververhitter

o

De ammoniak wordt oVerverhit van

2Z,6

tot 112 C met behulp van L.D. stoom.

Type: pijpwarmtewisselaar. 1 in. pijpen. ~ T gr = 107, A T

kl

=

18 4 T = 50 Over te dragen warmte: 658 kW

Benodigd oppervlak: A = 658 • 10 J

=

32,9

t7

_~~1~

_@

_.

₅₀

_~î

2 m

Bij een pijplengte van

4

m. wordt het aantal pijpen n:

n

=

...:;3.;.;;2...1 • ....:

9;... _ _

=

50 het ~t~ndaard aantal pijpen ie 52.

m

m ID v

3,

14. 0,0524. 4

=

2,96 kg NII./s

=

0,48 m3

/

8

-

v

=

21,5

m

i

s

•

Bij een steekarstand van 1,25 d wordt de inwendige dia-u

meter van de shell: Di

=

7,211 • 0,0654 + 0,196

=

0,720 m Stoomverbruik: AH (bij 2,75 ata)

=

2,175 .106 J/ kg

m

_M = 658/ 2175

=

0,306 kg/ s of 1,11 ton/ho

Restgasvoorverwarmer

"3

He; restgas wordt van 35 tot 115 oe voorverwarmd met L.D.

~~~

po -

--stoom. 1Jft'"~~'"

Over te dragen warmte: Q

=

4090 kW, 6. T = 3J oe / rr"

nUij een totale warmte overdrachtscoerricient van

~

Ó~ordt

,

het benodigde oppervlak: A

=

4090 • 103 = 1240 m2

100 • 3J

Nemen we 1 in. pijpen met een lengte van

6

m, dan zouden 2594 pijpen nodig zijn. In dit gev~l is het heter gebruik

te maken van pijpen met vergroot oppervlak. Omdat de tem- a.A.~ ..

jO .J«1~&·

~~I peratuur laag is kunnen pijpen met ~~ld:erde ~ibben

~. gekozE'n worden. De stoom condenseert in de pijpen.

!

Gebruiken we pijpen met Dxiale vinnen van 3/ 4 in.

(Brown fintubes) en 12 vinnen op de omtrek dan is het w,o. oppervlak (vindfkte=0.OJ5 in.) 1,762 rt2/ rt of 0.548 m Het aantal pijpen van 6 m lengte wordt nu:

n = 1240/ (6,0,548) = 377. Het standaard aantal wordt h38 Om e.en gassnelheid van ongeveer 20 m/ s om de pi jpen te bereiken wordt het doorstroomde oppervlak:

~-- - -.

---~---A

=

m

/v

=

48,87

v

6,28

.

20

=

0,J89

m 2

Het oppervlak dat de pijpen in de doorsnede innemen is: n . ( 1

/4

.

~

.

.

d 2 + 1 2 •

3

i . h . ) u v n_{2 V1n} _)

=

4)8(1/4.J,14. 0,0254

+

12. 0,89.10

.

0,019)

2 lZ

0,110

m 2 1/4. ~.Di

-

0.310 lZ 0,189

Hieruit volgt voor de inwendige diameter van de w.w. 0.=

0.944

m

1

De steekafstand is nu te berekenen uit 0.= m.t + d + Jt

1 U t = 1 , 4 0 . d u Stoomverbruik:

m

=

ID /AH

=

4090/2175

=

1,88

kg/8 of 6,7(, ton/h m w De reactor-warmtewisselaartrein

De reactor met warmtewisselaartrein en stoomketels vormen ddn groot geheel ten einde warmteverliezen, materiaal en het benodigde gronctoppervlak te heperken. De warmtewisse-laars kunnen één geheel vormen dank zij de schone gas8en. liet is niet nodig om de pijpen in-of' uitwendig te reini~en.

nij nagenoeg alle, f'alpeterzllurfabrieken worden de reactie-gassen direct na de reactor af'gekoeld in een stoomketel.

Deze stoomketel is in het al~emeen een vuurgangketel. nij grotere fabrieken wordt het echter aantrekkelijk om een

vlampijpketel te gebruiken. ne investering hiervan is groter door de betere regeling die hierbij vereist wordt. De stoom van hogere druk die deze ketel kan leveren maakt deze kosten

ruimschoots goed.

In het geval van het hoge-drukproces met hoge-drukabsorptie willen we de afgassen voor ze de gasturhine ingaan opwAr-men tot de maximaal mogelijke temperatuur om de energie van het samengeperste gas zoveel mogelijk te henutten. En in het geval dat af'{iasrerluct :e wordt toegepi'll"t moeten deze gassen tot

450

oe worden opgewarmd om de reactie te kunnen starten.

_--

In deze twee gevallen

---- willen we de reactiew~rmte

-

\~ ()~ van de ammoniakverhranding benutten om de re ~ tga ~ sen Q.P

te warmen in plaats van er direct stoom mee op te wekken.

Vanwege de ho~e temperaturen, grote temperatuurvallen en

grote volumestromen leveren dnze technische moeili.ikheden op.

grote

,w.:.~

~-1"""

~t:t.À. ~:

)

_ _ _ _ _ _ _ _ --L----~_~"I

16.

In verband hiermee zijn windverhitters zORls c!pze bij de

hoogovens in gebruik zi jn of' een kni kkeroven mi 5 ~ld en p.en

oplossing die nader onderzoek verdient.

Met de huidige staalsoorten is het echter goed mogelijk een pijpwarm~ewisselaar te bouwen die aan de gestelde eisen voldoet.

De eerste warmtewisselaar: de afgasoververhitter levert hierbij de grootste problemen. Voornamelijk aan de hand

van deze warmtewissel~ar zullen de ontwerpmoeilijkherlen

besproken worden. Hiertoe is het noodzakelijk het

computor-programma van J. Enthoven (7) dat in een lichteliJk

gewij-zigde vorm gebruikt is, toe te lichten.

De berekening van de warmtewissela~r geschiedt zo

nauwkeu-rig mogelijk d.w.z.

- het logarithmisch temperatuurverschil wordt gecorrigeerd voor het aantal passes,

- dé berekening VAn de warmte-overdrachtscoef'f'icient wordt

gecorrigeerd voor de viscositeiten aan de wand,

- bij de berekening van het oppervlak wordt -rekening

ge-houden met de ruimte die de flenzen innemen,

- bij de berekening van de drukval worden de lekstromen

tussen pijpenbundel en romp, keerschotgat en pijp en

tussen keerschot en romp in rekening gebracht,

- de drukval bij omkering van de stromingsrichting wordt

berekend.

De berekening gaat nu als volgt: (zie bijlagen

][.JI(.12:,V)

Het w.o~ oppervlak wordt berekend met een geschatte U, een

opgegeven totale warmtestroom en een berekend logarithmisch temperatuurverschil. Als het thermisch rendement van de

w.w. te klein is, wordt een w.w. in serie gezet. Dan wordt

met het berekende oppervlak en opgegeven pijprliameter het

aantal pijpen berekend. Alleen als het aantal pijpen gToter

is dan het maximaal mogelijke (het laatste aantal in de pijpentabel). wordt een w,w. parallel geplaatst.

De snelheid in de pijp en de drukval over d~ pijpen wordt

berekend. Is deze snelheid groter dan de maximaal

toege-laten snelheid (deze wordt opgegeven), dan wordt de

17·

p

=

p + 100, waarna de berekening gewoon verder gaat.

max

De dimensionering van de w.w. naar maximaal toelaatbare snelheid en drukval gaat nu als volgt.

Als de drukval of' snelheid te groot is wordt het aantal tubepasses indien dit groter dan twee is verlaagd. Is Npass

=

2 dan gaat het programmA verder met de berekening om de pijp als het pro6ramma voor de eerste keer wordt doorlopen. Is di t niet het geval dan wordt een grotere maat w.w. gekozen indien het verschil van het standaard-aantal pijpen van de gekozen w.w. en het berekende standaard-aantal pijpen kleiner dan 0,1 x het standaard-aantéll pijpen is. In d~ praktijk komt dit er op neer dat alleen bij kleine (hiermee bedoelen we steeds een klein aantal pijpen) w.w. een groter maat wordt gekozen. De percentuele stijging per maat van het aantal pijpen is namelijk bij n 980 kleiner dan

la.

Wordt er geen grotere w.w, gekozen, dan worden de pijpen verkort, waarna opnieuw het aantal pijpen snelheid en drukval berekend worden. He t aa.n tal tubepasses kan alleen groter dan twee worden door de ~aximaal toelaAt-bare drukval zo hoog te stellen dat PP bij

4

tubepassel'l nog kleiner dan de maximaal toelaatbare drukval is.

De berekening om de pijp loopt geheel analoog. De bereke-ning hegint met de grootste keerschotopebereke-ning, d;cm worden stroomsnelheid en drukval berekend en getest. De keer-schotopening wordt verkleind tot tot de maximaal toelaat-bare drukval bereikt is.

Oe keerschotaCstand is een functie van de keerschothoogte en word t nu be rekend . ~te t de nldu s bèrekende pi jp - en l'Ihe 11-zijde snelheden wordt de w.o. coef'f'icient berekend. :'>let

deze nieuwe U wordt het benodigde oppervlak o[lnieuw bere-kend, i8 dit oppervlak groter dan het oppervlak van de ge-kozen w.w. dan wordt de gehele bereke~ing opnieuw gestart met deze U. In het andere geval worden alle uitvoerpnra-meters geprint. Omdat het programma alleen opnieuw door-gerekend wordt als Ast

<

Aber. is het van belang U in het begin te groot te schatten.

Omdat het programma op enkele plaatsen gewjjzigd is, is het in de appendix bijgevoegd.

18.

De Hestgasoververhitter

o 0

Ontwerpgegevens: inde pijp t e l : 200 C, tc2

=

450 C,

om de pijp tB1

=

900 oe, ts2 I : 680 oe.

4 8 106 /

over te dragen warmte Qw

=

1 , 2 J s.

Met de grote mnssastromen en de relatief kleine warmte

-overdragende oppervlakken - vanwege de grote drijvende

kracht - l i j k t een w.w. met zeer grote gassnelheden de

aangewezen oplossing, zolang de drukvallen over de w.w.

niet te groot worden. Aanvankelijk is dan ook geprobeerd

met de voor w,w. gebruikelijke J/~ inch pijpen een w,w,

te ontwerpen. Met een steek van 1,25 d kwam als computor

u

uitvoer: "steek vergroten of extra w.w. parallel". 8en

extra w.w. parallel ga€ dezelfde uitvoer. Vervolgens is

een nieuwe pijpentabel herekend met een steek van 1.50 d •

u

Met U

b egln .

=

400 en vm~x

=

80 Kerd de uitvoer:

npyp = 15J. U = 410, ,\ber = 66. As t = _73.

vsh =

63.

vpyp

=

350 en dp

>

dpmax.

Hoewel de w.w. niet aan de gestelde eisen voldoet wat

be-treft gassnelheden en drukval. wordt er wel einduitvoer

gegeven omdat Ast> Aber en bij de eerste doorrekening van

het programma doorgerekend wordt met I'max + 100.

Met een kleinere beginwaarde van U wordt als eerste keu7,e

een grotere w.w. genomen: de snelheden en (Irukvailen zullen

nu kleiner worden.

Met Ubegin

=

100 werd de uitvoer:

npyp = 594. U=256. Aber = 105, Ast

=

284.

De beginschatting van U en de berekende IJ verschillen nu

te veel. Een ni euwe berekr-ning mp t t:begin = 260 leverrl p.:

npyp = 153. tI

=

395. Aher

=

42, Ast

=

73.

vsh = JH. vpyp

=

25H,

lIet blijkt dat de berekening nu itereert naar de berekening

met Ubegin

=

400.

Het programma is zo georganiseerd dat het noodzakelijk ie

om een te ho~e beginwaarde voor U te kiezen. Tijdens het

iteratieproces worden de tot~le w.o. coefficienten steeds

kleiner. In dit geval was deze volgorde niet mogelijk omdat

er dan in het geheel niet aan he! iteratieproces hegonnen

1 9.

In _{dat geval is de eerste gekozen w.w. zo klein, dat bij}

de tweede berekening de _{pijp verkort is tot het minimum}

van viermaal de diameter van _{de w.w. en er geen grotere}

w.w. gekozen wordt _{omdat het versdhil van het}

standanrd-en IJerekende _{aantal pijpen kleiner is dan één tiende van}

het aantal standaard pijpen. De berekening stopt dan en

de ui tv~er _{i s "di vergro ten of' extra w. w. parallel"}

war bij een zeer kleine w.~. _{en een zeer grote warmtestroom}

een ongewenste oplossing kan zijn. In dat gaval kan some

door Ubegin lager te kiezen een w.w. met veel meer pijpen

berekend worden met slechts een geringe _{overmaat ean}

benodigd oppervlak. _{In feite wordt het programma nu in}

omgekeerde volgorde gebruikt; de iteratie verloopt v~n

kleine naar grote U.

Hoge gassnelheden blijken _{echter bij hoge tempera:turen}

- de warmtewisselaar staat _{roodgloeiend - eroderend te} werken.

Om _{de gassnelheden ver genoeg omlaag te krijgen}

is het

-~!~tga8oververhitter aantal w.w. parallel aantal w.w. in serie binnendiameter shell pijplengte aantal keerschotten keerschotafstand aantal pijpenrijen boven het midden die door keerschot bedekt worden

berekend w.o. opp.

~.o. opp. van de

gekozen w.w. 20. pijp: (m) (m)

(m

2)

totale w.o. coeff. (W/ m2 .oc)

log. gem. temp. verschil (oc)

drukval aan shellzijde (ata)

drukval aan pijpzijde

aantal tubep~sses

(ata)

gaAsnelh. a. shellzijde

(m

i

s)

gassnelh. a. pijpzijde

(m

i

s)

2" 1 ,28 10 10 0,87 3 217 244 1 54 444 0,109 2 12,98 getal v. Re a. shellzijde (105) 0.4) getal v. He a. pijpzijde (105) 5.96 w. 0 . coeff a. shellzi jde 20lj

w. o. coeff a. pijp?,ijde 866

(\\/m2 •oC)

d

u :: 0 .0'1

b2-d·\:o

.

ot'2.2.

S :. I.S

J..~

'. 2,5" 1

,70

10 1 J 0.69 5 273 '~9

5

122 444 0,152 2 12,80 49.20 0.53 ).56 186 )" 1 ,92 10 1 J 0.71 5 )20 J66 104 444 O,09S' 0,188 2 10. 119 J8.17 0.52 J.57 1 57 )/j)

21 • Restgasverwarmer Ontwerpgegevens: tc'

₌

, , 5 oe • tc2 = 200 oe

_•

tel ₌₌ 100 oe, ts?

₌

₂₃₂ oe

_,

Qw

₌

t, • 16 ,106 _{J/ s}

Ten aanzien van deze w.w, kunnen dezelfde opmerkingen

betreffende ga~snelheden _{en drukvallen gem8akt worden ale}

I

bij de reetgaeoververhitter. ne temperaturen zijn hier echter een stuk lager. zodat alleen de drukval een limi-terende factor is.

De uitgangstemperatuur van liet gas is zo gekozen dat met

de veel kleinere drijvende kracht hier een ongeveer gelijk gedi.mensi oneerde w. w. on t stond. [Je bui tendi élme ters V8n

alle warmtewisselaars moeten immers aaneensluiten.

Uit de berekeningen met verschillende pijpdiametere blijkt dat er niet naar investerings- en pompkosten geoptimali-seerd kan worden.

Restgasverwarmer pijp: aantal w.w. parallel aantal w.w, in serie binnendiameter shell (m) pijplengte (m) aantal keerschotten keerschotafstand (m)

aantal pijpenrijen boven het midden die door

keersehotbedekt worden

22.

berekend w.o. opp.

(m

2)

w.o. opp. van de

2" 1 .68 10 17 0.51

7

2,99

(m2 ) 1.88 gekozen w.w. 4

totale w.o. eoerr. (w/m2,Oe) 141

log. gem. temp. verschil (oe)

99

drukval aan shellzijde (ata) 0,161

drukval aan pijpzijcle (ata)

aantal tubepasses 2

gassnelh. a,shellzijde

(m

i

s)

9,40

gassnelh. a. pijpzijde

(m

i

s)

)1,80

getal v. Re a. shellz. (10

5 )

1,02

getal v. Re a. pijpz. (10

5 )

1,59

w.o. eoerr. a. shellz. (w/ m2•oe)211

w.o. coerr. a, pijpz. ,. 46J

clu.

-=

0

.

011:,'2..

di

-=

0.012.7.. 5 ::, . ç

cl",

2,5" 1 ,91 10 1 J 0,70 6 405 104

99

0.061 2 6. 15 2

J.

J4 0,84 J" 2.07 9.60

,6

6

JI55

95

99

0,058 0,071 2 h.58 159 260

,

21. Luchtvoorverwrlrmer Ontwerpgegeven~: t c l ts1 ~w = lijS

Oe.

tc2 =

=

l!? 0 0 C ft t ~ ? =: :: 7. 2 • 1 0 h, J

I

5 pijp: aantal W,w, parallel aantal w.w, in ~erie hinnendiameter shell {m} pijplengte (m) aantal keerschotten keer~chotafstand _(m)

aantal pijpenrijen boven het midden die door

keerschot hedekt worden

(m

2) berekend W,o. opp.

w.o. opp van de gekozen w.w.

totale w.o. coeff.

log.gem.temp,verschil (oC) drukval aan shellzijde(ata) drukval aan pijp~ijde (ata)

arlntal tubepassee gassnelh.a.~hellz.

(m

i

s)

2" 1 1 .8'3 10 21 0,45 8 589 112 118 0,112 2 1 1 ,27 gassnelh.a.pijpz.

(m

i

s)

10.14

getrIl v. Re a.shellz. (10

5 )

O,Q5 getal v. He a.piJp7-. (105) 2.71 w.o. coeff. a.shellz.(w/m2.oe) 216

w.o. coeff. A, pijpz.(\\/ m2.oe) 177

2.5" 2.10 10 1 J

n,76

7 618 610 91 118 O.O~l 0,018 2 6.68 21 .71 0,71 2,55 150

276

,"

2.7 l , 10 1 1 O.ó8 ~81 65 118

•

0,056 0,026 2 5.21 10.79 0,66 121 150

De w.w, met 2.5 inch pijpen voldoet in dit gev~l het be~t.

du..

=

0,

°

(Y'5

~

a

'

l ::::

O. 05" S

9

24.

Reductie Reactoren

De katalytische reductie van het restgas verloopt zeer

snel. Ove~ de kinetiek zijn echter geen numerieke gegevens

bekend. Uit de literatuur (8) is bekend dat een

gehruike-lijke space velocity

i~:

60.000 NrnJ/h.m'. Deze wBArde zal

verder gebruikt worden.

De benodigde hoeveelheid katalysator is nu bij een

rest-gasprouuctie van 42 NrnJ/s :

42. 1600 :: 2.52

m'

bO.OOO

Del breedte-diepte verhouding van het katalysator hed is

nu ui tslui tend van de drukval af'hankeli ,ik. Voor dp drllkval

geldt volgens r'~rgun:

AP/ L ::

9

v~.

1 ""l} 170

t{

(l- C ) + 1.75 )

d

P

c

J v _o .d _P

.

f

waarin v de superf'iciele gassnelheid is

o

IJij

d

P' de deeltjesdiameter

de di ch thei<1 van he t gas

~

[. _{de porositeit van het katalysatorbed}

650 Oe en 8 ata is ? = 2.98 kg/mJ

",

_'(.

₌

-5

2

11.7 • 10 N 5 / m

Bij een specif'iek oppervlak van 100 sq.f't./ cu.f't. lit.(9)

van de katalysatorbolletjes is de berekende porositeit

C = 0 ,65

d

=

0.615 10-2 m

lIet gasdebiet bij 650 ge en 8 ata is 17.8

rn'

/

~.

Nu geld t:

(volumedebiet)

(benodigde hoeveeHu:dd

katalysator )

In{~evuld in de vergel i jki ng van Ergun levert di t voor de 2 1/ 4. JC • D . v 2 0 1 / I,. :re • D • L 1

=

17,8 m- /s = 2,,52 ml drukval : 2 ~p .(l/4. :n: .D

)

1 - [ • ( 1 70

.

n

. (

1

/

4 .

'TC • D 2 ) • :: ( 1/4 .

n:

.

[)2) 2 . d - C3 p 1 7.8.d~ ~ 2.52 .( 1- [ ) + 1.75)

25.

Volgens Fletcher (9). zijn gebruikelijke wRarden voor de

drukval: 2 Nemen wij

- 3

psig. à

I

~

=

2, 5 2 P si g

=

1 7 ; 2 Ni m 2 dan

'

/d

.

je

.D ::

).72 m D =2.18m is

De diepte Vctn het k~talysatorbed is 2.52/ 1,72

=

Koeler-condensor

.6 J

/

s

af' te voeren warmte: ~w

=

30.0 ,-10

ts1 =232 oe, ts2

=

15 oe

U

=

100

w

/

m

2,oe

0,68 m

I

~

Het ontwerp hiervan wijkt niet af' van dat beschr.even in het

processchema van HeverdRm en Geerlings.

De condensor bestaat uit 10 pijpenbundels in serie. Elke

condensor bevat 1154 pijpen van 6m lengte die verdeeld ziJn

over

9

p~sses. Door de pijpen van 25 x )2 mm stroomt 800 1

water per uur, De totale benodigde hoeveE>lheid water is

103 m3 /h, Het totale oppervlak vam de w.w. is 545 m

2 •

Absorptiekolom

Uit de publicatie VAn Dingham (1) blijkt d~t het aAntal

benodigde schotels 37 is en de hoogte van de kolom 21.1 m.

Met behulp van de mAximale gAssnelheid dienog mogelijk is,

zonder dat vloeistof'druppels een bovenliggende schotel

bereiken en het gctsdebiet kAn de diameter van de kolom

be-rekend worden.

m ""

c , \ .

V

U

?

t

.

-

0 ).0 m l.q ) ({as ') gris 48,87=4,75.10-2. ,\.V (1000 -8) .8 2

,

\ =

1 1 15 m 1>i =1,8) m Oxidatiereactor

Dij het hoge druk proces worden mass velocitieg van 24 ton

ril.

stikstof' per vierkanto reactor per dAg toegeprIst.

Het henodigd plrltina netoppervlak is dan 8 ,8

2 ,960 kg NH./ s komt overeen met 2,',4 kg Ni s of 211

2 m •

l i t . (3")

2

ton Nim dflg

26.

~toomketels

le stoomketel; ketel n~ de Bfg~soververhitter.

Over te dr<!gen warmte: 16165 k\{ (11,9 . 10" tonc';l/h)

Ingangstemperiltuur verhittingsga!!:

6HO

Oe

Uitgang~temper~tuur verhitting~ga!!: 1120 oe

Het voedingsw~ter wordt door inblRzen van lage dntkstoom

voorverwarmd tot 80 oe. De ketel levert hoge drukstoom VRn

~en 1100 oe. ~óomproductie:

I ' oOo_251oe·.

opwarmen van voec1ngswater 0

verdampen bij 110 é'\ta:

oververhitten 2510 _ 4000

c:

De stoomproductie volgt ~it: ID ::; ID

m w AH

718.ID

kW m

1720.«>

kW m 101.1D kW m 2719.ID _{. m} kW ID ::; 16165 ::; 5,90 kgf !! m 27J9 of 21,2 ton/h

De ketel is een wfiterpijpketel Viln het La Mont type.

Omdat de verhittingsgassen een hoge druk hebben en de

stoom-ketel tussen de warmtewis~elR~rs moet pa~sen, vol(loet een

ronde ketel het best. Een principe tekening van een ronde

La Mont ketel met spiraalvormige pijpenbundels is gegeven

in f'ig. lit(9)

Grootte van de ketel

De warmteoverdracht in een ketel in het convectie gedeelte

kan beschreven worden door de volgende formule:

\l

:a

e2. C2 ::; J.5

_•

d : pijpdiameter ::; 2.5 cm

r.

::;

mé'\ssadebiet verhittingsgas tb: bulktemperRtuur rookgRssen ::; 680 - 420 + 420 ::; 550 oe 2 : 112 kCB1/ m2.h.oC ::; 110 W/m2•oe AT ::; 110 oe <-<\. ::;

U

.

A. b r lit(10) ::; 10

kg/s~m2vrije

doortocht

Q =

u.

.

.

\ .

.4T

w

16165 • 10

3

~

1)0 • A , 310

2

benodigd w.o. oppervlak A

=

400 ~

Bij .en pijpdiameter van 2,5 cm uetekent dit een benodigde

J. / - -2

pijplengte van 400 7.8b.l0

=

5100 m

Nemen we een steekflfstand van

4

cm. een vierkant piJpenl'n-troon en een buitendiameter van de hartlijn van oe buitenste pijp VRn 2.50 m, dRn kan 6~n pijpenlaRg 12.6 m pijp beVAtten.

Er zijn du~ totaal 405 pijpenlRgen nodig.

De lengte van de,La ~ont stoomketel i~ dan ongeveer 16 m.

2e stoomketel; ketel na de eerste reductie-reactor

Over te dragen warmte: Q _w

=

17400 kW (15.0. ' 0 '

tonc~l

/h)

Ingangstemperatuur

verhittingsga~:

766 Oe

Uitgangstemperatuur verhitting~gns: 1150 0 (,

Voor het voedingswflter en de stoom gelden dezelfde condjtie~

als bij de eerste stoomketel.

Stoomproductie:

m

=

17400/27'9

=

6.16 kg/ s

m

of 22,9 ton/h ~

Ua 115 kcal/m2. h. oe

=

128 W/ m2 . oe

ttiJ

l/IrvI

~

~

m.w}.

AT

=

368 oe

Het benodigde oppervlak is 1711_{00 . ' 0} 1 =

128 . ,68

2

m

1e stoomketel; ketel nA. rif> tweede reductie-reRctor

Over te dragen warmte: Q

=

15050 kW (12.9 10' toncRI/ h)

w

Ingangstemperatuur verhittingsgas 757 oe

Uitgangstemperatuur verhittingsgas 5000 e

Voor het voedingswater en de stoom gelden dezelfde condities

al~ hij de eerste stoomketel.

Stoomproductie:

m

=

15050/ 2719

=

5.50 kg/ s m / 2 0

u..

=

115 kcal m.h. e

=

~T

=

190 oe of 19.8 ton/h 128 Iv/m2. oe

Het benooigd oppervlak i~ 15050 .10

3

=

128 • 190

28.

Stoomturbine

ne hoee druk stoom die in de drie stoomketels eeproduceerd

w~rdt, wordt in " n ~toomturbine benut om mechanische

energie op te wekken. Een gedeelte van deze energie wordt benut om de compressoren RRn te drijven. Het groot!"te deel kan voor electriciteitsopwekkine hpnut worden.

De turbine is van het Curtis type. ingangsstoom 400

°c.

1'0 ata,

o

uitgangsstoom 110 C~ 2,75 ata.

lIet maximaal optredend vochtgehalte tijdens de expansie is hierbij

5

~. (het maxim~al toelaathare percentage is wegen~ ero.;;ie 10

%)

Thermodynamisch rendement tn _{' l th} :: "218 -_} 2724 _-

=

0,84 1218 -2628 Geleverd vermogen P

=

ID .~H m =

(.5

90 + () I 16 + 5, 50 ) /, 94 • 10

J

w

Dit is een 8 .. 8 ~w

mià!Q.Qgrote indus tri ele stoomturbine di e direct leverbaar is.

Bij een mechanisch rendement van 0.95 en e~n electriRch

rendement van 0,96 is het geleverd electrisch vermogen 8>0

Mw.

Gasturbines

a. Zonder afgasreducie:

Ingangstemperatuur 450 oe (

7

ata)

Uitgangstemperatuur bij isentropische expansie tot 1 ata is 150

°c.

Bij een thermodynamisch rendement van 0,8 wordt de eindtemperatuur 210 oe .

Geleverd vermogen: P

=

(J) • c . bT m p

p = 4 8, 87 1 , 1 4 _{• 2 1'0}

=

_{11380 kW}

Bij een mechanisch rendement van 0,'16 is het Rsvermogen

12,8 MW of 17,2 • 10

3

hp.

b. Met afgasreductie:

o

Ingangstemperatuur 500 C.

Uitganestemperatuur bij isentrope expansie tot 1 ata is

180

°c.

Bij .een thermodynami~ch rendement van 0,8 wordt

Geleverd vermogen: P=ID c . ll. T

m p

P

=

50

I

751 .

1 ~ 1 5 256 = 1LJ920 k\v

Bij een mechAnisch rendement VAn 0.96 is het geleverde

1 asvermogen 14.~ MW of 19,2 .10·hp

Compressoren

Pompvermogen: 59.6 kg lucht per seconde.

- -~._--

--Met de grote te verpompen volumestromen is een turbocom-pressor het meest geschikt.

De druk wordt vnn 1,0 op Q,2 Ata gebrAcht. Dit gebeurt in drie trappen met tussenkoeling. Voor elke trap geldt dezelfde drukverhouding.

E3=R2=~

p 1 p2 IJ 1 1/ 1 = (p4) . lC 2. 1 p1

met pl

=

ata volgt hieruit p2 = 2,1 ata, p1 = 11,11 ?tnt

p4

=

9.2 "tH.

Bij isentrope compressie geldt voor elke trAp:

K -1

~=t~~

Tl pl

K= 1 .4

Hieruit volgt Als Tl

=

15°(;

t2

=

81 Oe. !let

gil~

wordt nu

gekoeld tot

40°C,

dAn is

Tl

=

114, dit wordt gekoeld tot

L 5 0 C en Tl. = 1 4 5 0

e.

1 { t ...J

o • e 8svermogem VAn (Je compres~or

i~ nu: p

=

p as isentr

=

ID m • c .L... __ . A r

17.

hyd r ' 'lmpch

:

12

vo I

=

59.6 . 1 .(h8 + 74 + 80)

₌

27.7 MW 0,8. O,q • 0.7

30.

Áfgasafvoer

In een fabriek zonder afgasreductie is een hoge schoorsteen nodig om op alle plaatsen de volume concentratie van NO plus N0

2 op grond"i\leau benpden <}e ~~ !6_ ppm te houden. ( c krit = 0;272 mg/ mJ)

De benodigde schoorsteenhoogte wordt nu berekénd uit:

h

=

1. 58 . 10 t,

m •

A T v

~ID

) '3/ 2

C...l?- )

(C

_krit) h = 5choorsteenhoogte in m lit.(1S)

T

=

temperatuurverschil tussen het rookgns en de omgevingslucht in oe

ID = volumestroom van het gas in Nm ' /h v

ID = massastroom verontreinigende ~tof in kg/ h

p

c_krit

=

maximale concentratie verontreinieende

'1

stof op grondniveau in mg/m

-m

=42 • 1600 mJ/ h, T

=

200 oe.

v

Met 0,5 volume

%

NO+N0

2 in het afgas is h = JJ6 m Met 0,2 volume

%

NO+N0

2 in het nfgas is h = 86 m

Goede fabrieken kunnen zonder afgnsreductie een percentage A

vJ' -"-'

ï\

stikstof oxides van O~15 - 0,20 ~ in het afgas handhaven. Zij kunnen dan zonder afgasverhranding en met een redelijke schoorsteenhoogte (90 m) ann de wettelijke ei1"en ten ; 18n-zien van de lucgtverontreiniging voldoen.

Bij de kostprijsberekening zal blijken dat ook goede f nbri eken me t e_en afgas reduc ti e economi s cher werken.

Met afgasreductie is een volume gehnlte stikstof" oxides van ongeveer 100 ppm in het afgas aanwezig. In dit gevRl wordt de schoorsteenhoogte door de snelheid van natuurlijke convectie hepaald. Dan is het echter voordeliger geen grote schoorsteen te bouwen, maa~ een korte stalen ~choorsteen

11 . VentilAtor Te verpompen mAsSAstroom: ID m Effectief pompvermogen: ~ e =

53

kgfl s

=

m •

p + cD m m .g . h

9"

Stellen we de met de ventilAtor bereikte onderdruk

op

{rtvJ·;

lr~

(7

20 m, dan wordt het ~

2 100 Nim en de schoorsteenhoogte op effectief pompvermogen: P = 18,0 khT e p _as

=

_-...;;e P _{_ _ _}

=

18,0

=

G2 kW 0,6 .

0.5 .

0.98 of

8

;

hp (,

ft

l

32 ,

VIIINVESTERINGSRAMING VOOH DE AFGAS HEI>UCTIF--UNIT

De extra i nve5 teringen voor de reduc ti e Vém he t af"gs5

•

omVAtten twee reactoren, twee stoomketels, vergroting VAn de ga5turbine, een ventilator en alle hierbij benodigde pijpleidingen, appendages en regelapparatuur.

HeActoren

diamet~r: 2,18 m, wanddikte: 11 mmo

De reactor wordt gemaakt van een hittebestendige staalsoort ( A.l.S.I. 321). Het gewicht van de reactor is te berekenen uit:

G :::

9

.

Je • D • L . (d +2) • -10-3

hierin is G: gewicht in ton

9

:

dichtheid in ton/m'

=

7.85

D: diameter in m

=

2,18

L: lenete in m

=

2. 18

d: wanddikte in mm

=

13

G ::: 1,75 ton

Om de prijs van de reactor uit het gewicht te b~rekenpn

moet een extra toeslag voor deksels, flezen , enz. gegeven worden. In dit geval wordt dat 100

%

(zie Cust1l, ~ig 10)

Dij een rekengewicht van J, 5 ton is de prijs $ 9.500.

2 x~ $19.000.

Uit tabellen van Rauman (11) berekent men voor een stain-less steel tank met een inhoud van 2, 14 10 3 U. S. gallons:

Cost 2 x ::: (21110/ 500)°,6 7 , 1705

=

$

45

1₀

::: S

9020 ( 1 961 )

~~

~

Met behUlp van een nomogram (12) is nogmaals de prijs te

~

~

berekenen. Voor steel cyl inrlri cal t;mks (pre5 sure ves sel s )

r:;.,

geldt bij een capaciteit van 1000 tot 10.000 gallons x ::: 3.60, y

=

7.50 en een prijs van $ 8750 (E.N.R.I.

~~

•

1000

~

.

2 x ç/ $ 1 7 . 500

Gezien de verschillen tussen bovenstaande methodes heeft het winig zin correcties voor het jaArtal aan te brengen.

- - - -

- - -

- - -

-Als referentie jaartal kan het be~t 1966 gebruikt worden:

E.N.R. index

=

1000.

Katalysator

De benodigde hoe~eelheid katalysator voor de twep

reductie-reactoren is 2 x 2.525

=

5.0~0

m3.

Di j een I arlgdik te van depall rldiumka tal ys R tor vê'ln

1

,,;'t1

op bolvormig dragermateriaRI met een diameter van

l

/q

inch

betekent dit een hoeveelheid v,m

5.05 • 3.96

=

20 kg Pd lit.(13)

Er is dus 200 • 20 = 4000 kg katalysator nodig.

~

'I.

'l.J~~

Bi j e e n p r i j s van s:. 7, 5 per kg I i t . ( 8 ) Eli

I~

worden de katalysatorkosten: $ 83.500

Stoomketels

Voor stoomketels geldt een pr1J8 van ongeveer f.

125.--. 2

per m w.o. oppervlak (naar gegevens van de Shell) .

?

Hierbij is rekening gehouden met de bijzondere omstandig-heid dRt er geen stralingsrllimte nanwezig is en dat een ronde ketel met spiraalvormige pijpenbundels gebruikt is.

Volgens een andere methode is de prijs

r

.

5,-- per toncal/h

inclusief' waterbehandeling lit.(14)·

Volgens de eerste rekenwijze komen. de kosten van de ketels

op l' 60.000,- en l' 36.000,- . Dit komt overeen met een

prijs per toncal/h van resp. l' 11,_ en f 2,80.

---Stellen we de kosten van de ketels op elk l' 60.000.- dan

wordt de totale investering voor twee ketels $ 33.400.

Hierbij dient nog opgemerkt te worden dat bij gpbruik

-making van het diagram VAn winfield (12) de kosten van

stoomketels een 1'actor 10 maal zo groot zi jn •

..-=-- •

---.---

-34 •

Schoorsteen en ventilator

Zonder afgasreductie is een ~choorsteen van minimaal

80

m hoogte nodig. Naar Amerikaanse gegevens ziJn de kosten van stalen, bakstenen en betonnen schoorstenen voor een hoogte van 60 m ongeveer gelijk. Doven de 60 m zijn betonnen schoorstenen het goedkoopst. Naar gegevens van de Koninklijke Shell ligt voor 8uropa deze grens bij

ongevper 80 m. In ons geval is beton dus het <'langewezen

X

constructie materiaal. De kosten van betonnen

schoor-stenen zijn te berekenen met de volgende formule: (She11)

prijs

=

(440000 + 1,4 hierin is de prijs in guldens, h de hoogte in m

=

80

Db de diameter aan de basis

=

1.95

prijs

=

f 2)0.000

(1965)

$ 64.000

Voor een centrifugaal compre~~or (ventilator) is de prijs bij een vermogen van

7.5

hp $

8JO

l i t . ( l l ) .

Bij een vermogen van

8J

hp is de prijs:

cost

= (

8J )°.9

6 ( - )

(

7.5)

810

=

$ 7800

(1961)

35.

VIII KOSTENVEHGSLIJKIl'iG \' A,~ HI~Il)E PROCESSEN

Energiebalans

De extra investeringen die noodzakelijk zijn voor de

afgasreductie betalen zich snel terug dank zij de

stoom-opbrengst van de stoomketels in de afgasreductie-unit.

Het volgende overzicht geert een beeld van de energiebalans.

zonder afgasreductie H.D. stoomproductie: 21,2 t/h 6'3.9 t/h L,O, stoomverbruik NB) verdamper 5.77 t/h _{5.77 t}/h NH J oververhitter 1 • 1 1 1 • 1 1 restgas voorverw. 6.76 (,.76 voedingswater verw. 2.86 8.61 + + 16.50 t /h 22.25 t/h

In beide gevallen hoeft de stoom die nodig is voor

verwarmingsdoeleinden niet aan de hoge druk stoomproductie

ontrokken te worden. Geleverd vermogen gasturbine stoomturbine Benodigd vermogen compressor , 2 ,8 >"1, W • 2)

71

H,W. 27.7 M.W 1.2,2.

M."'

.

14,3 '1.W. 8 .. ~ M.W. 27.7 >"1.W

Ui t bovenstaande bliJkt dat in beide processen de

gastur-bine respectieveliJk

46

%

en 52

%

van het