Fabrieksschema: Acetyleen uit aardgas in Nederland

! '

-j

..

f'

I

Acetyleen uit aardgas in Nederland.

"

INLEIDING.

1.0 Overzicht van de verschillende acetyleenprocessen. 1.1 Het carbidproces.

1.11 Carbidbereiding.

1.12 Acetyleenontwikkeling uit carbid 1.2 Productie van acetyleen uit aardgas.

1.21 Electrisch proces. 1.22 Pyrolytisch proces. 1.23 Oxydatief proces.

2.0 Vergelijking van de genoemde processen.

2.1 Carbid in vergelijking met aardgas in het algemeen. 2.11 Carbidproces. 2.12 Aardgasproces. 1 2 2 2 2

3

4

7 9 12 12 12 13 2.2 Vergelfjking van de verschillende

2.21 Electrisch proces. 2.22 Oxydatief proces. 2.23 Pyrolytisch proces. aardgasprocessen onderling. 14 14 14 15, 2.3 Vergelijking van de verschillende processen in tabelvorm. 15

Koste~. 17

2.4 Conclusie. 17

3.0 Fabrieksschema voor de productie,van acetyleen uit

Nederlands aardgas volgens het proces van Wulff. 18 3.1 Beschrfjving van het procesverloop.

3.2 De capaciteit waarvoor de fabriek berekend wordt. 3.3 Benodigde gashoeveelheden.

3.4 Materiaalbalans over de oven. 3.41 stikstofbalans.

3.42 Verbruikte hoeveelheid water tfjdens de reactie. 3.43 stoom voor het schoonblazen.

3.44 Koolstofbalans. 3.45 Waterstofbalans.

3.46 Totale materiaalbalans over de oven. 3.5 Afmetingen van de ovens.

3.6 Watersproeifuoren K.02.

3.61 Diameter van de toren K.02. 3.7 Gaskoeltoren K.03.

3.71 Materiaal- en warmtebalans 3.72 Diameter van de toren K.03. 3.73 Het benodigde aantal sproeiers.

3.8 Koeltoren voor het verbrandingsgas. ~Ol. 3.81 Warmtebalans van Koeltoren K.Ol.

3.82 Diameter van de koeltoren K.Ol.

18 20 20

:n

21 22 22 23 23 24 24 25 26 27 27 27 28 28

29

29

3.10 Electrostatische precipitator. 3.11 Compressoren. 3.11.1 De vacuumpomp C.l. 3.11.2 De vacuumpomp C.2. 3.11.3 De compressor C.3. 3.12 Waterafscheiders K.06 t/m K.09.

4.0 Zuiveringsinstallatie t~r verkrijging van 99% acetyleen. 4.1 Absorptietoren voor diacetyleen. K.IO.

4.2 Absorptietoren voor acetyleen. K.12. 4.3 Vloeistofstabilisator. K.13.

4.4 Lagedruk tank. K.14·

4.5 Diacetyleen striptoren. K.ll.

4.6 Waswater voor de torens K.ll , K.12 ,. en K.13.

4.7 Acetyleeritoren. K.15·

4.8 Bezinktank. K.16.

4.9 Lagedruk tank. K.17.

4.10 DMF Destillatietoren. K.18. 4.11 Opslagtank voor zuiver DMF.. K.20. 4.12 Vloeistofafscheider. K.19.

4.13 Hoeveelheid restgas voor verhitting van de oven. 5.0 Overschot aan restgas. (bÜproduct van de fabriek}. 6.0 Warmtewisselaars. V~Ol t/m WW18.

6.1 Verloop van de berekening van de WWOl t/m WW14. 6.2 Verloop van de berekening van de WW15 t/m WW18. 7.0 Pompen. POl t/m P08.

8.0 Produc tieoverzicht .•

9.0 Berekening van het rendement. 10.0 Literatuuroverzicht.

Bijlagen.

Berekening van de warmtewisselaar WVf18. door H. van Veen. Berekening van de gaskoeltoren KOl. door A.B.H. Vervoorn.

30 30 30 31 31 32

.32

32 34

3b

38 39 40 41 42 43 43 45 45 45 46 46 46 47 48 50 50 51 53 53 58

-"

INLEIDING

Gedurende de laatste jaren, wordt in de chemische industrie een

groerende aandacht geschonken aan de fabricage van acetyleen uit

lichte koolwaterstoffen.

Het acetyleen is namelijk gróndstof voor vele producten, zoals:

vinylderivaten

acetaldehyde aceton

._____7

gechloreerde producten van het type IIFreon"

~ kunstrubber "NeoprenelI 11 Bunall

acrylderivaten

azijnzuur ,

'7 ~ kleurstoffen

~ ~en b~langrijke uitbreiding hieraan is"gegeven door het werk van

Reppe 1), 2) die bovendien methoden aangaf om acetyleen onder hoge

druk te verwerken. Deze ontwikkeling van de acetyleen-chemie heeft

een geheel nieuw gebied geopend voor de chemische toepassing en daarmee voor de productie van dit reactieve gas.

Tot voor enige tijd werd acetyleen uitsluitend uit calciumcarbide

gefabriceerd. ,

'Gedurende en na de,' laatste wereldoorlog zijn vele onderzoekingen gedaan naar de mogelijkheid om het op grote schaal uit aardgas te maken, waarbij de goedkope grondstof e.en goedkoop eindproduct op

zou leveren.

Deze onderzoekingen hebben zowel in Amerika als in Europa geleid

tot fabrieken welke produceren op commerciële schaal.

Blijkens een artikel in "Chemical week"

3),

werd in

1953 10%

van

het geproduceerde 'acetyleen, in de V.S., verkregen uit aardgas,

terwijl men verwacht dat dit in

1975 75%

zal zijn.

In

1953

werd

70%

van de acetyleenproductie omgezet in organische

producten; als volgt verdeeld: (verwachting voor

1955)

vinylchloride

30%

neoprene

28%

trichlooraethyleen

20%

acrylonitril

10%

vinylacetaat

8%

andere

4%

In Italie wordt voor

60%

van de acetyleenproductie uitgegaan van

1.0 Overzicht van de verschillende acetyleenprocessen. 1.1 Het carbideproces. 4), 5),

6).

Het carbideproces, dat reeds dateerd van 1892 (Moisson, Willson), en sindsdien vele verbeteringen heeft ondergaan, verloopt in twee fasen:

1.11 Carbidbereiding.

Ongebluste kalk en cokes worden in een electrische oven met watergekoelde wanden, verhit op 2000-2500°C, waarbij calciumcar-bide ontstaat volgens de endotherme reactie: CaO + 3C ---~ CaC

2 + In verband me~ de zuiverheid van het eindproduct en het oven-rendement worden alleen zeer zuivere grondstoffen gebruikt. De kalk moet vrij zijn van fosfaten en magnesiumcarbonaat, voor de cokes is een laag asgehalte gewenst. (petroleumcokes).

De grondstoffen worden van gebracht door te drogen.

J..

te voren op het juiste vocli~ehalte De koolstofelectrode wordt geleidelijk verbruikt.

Het carbid wordt in gesmolten toestand, bij 18000

c

_afgetapt,

daar-na gedurende 24-48 uur afgekoeld en tenslotie gebroken en gezeefdw Het zo verkregen carbid heeft een zuiverheid van 80-85%.

De capaciteit van een carbidoven varieert van 6000-35000 kW, wat overeenkomt met 50-250 ton carbid per dag.

1.12 Acetyleen ontwikkeling uit carbid.

CO.

Uit carbid ontstaat door toevoeging van water, acetyleen volgens de exotherme reactie: CaC

2 + 2H20 ---~ C2H2 + Ca(OH)2.

Hierbij worden twee methoden toegepast. 1.121 Het natte proces •.

Het carbid wordt samengevoegd met een overmaat water, waar-bij het water de vrijkomende warmte. opneemt.

Het calciumhydroxyde wordt afgevoerd als een 90% water bevattende kalkmelk, waaruit bezwaarlijk calciumoxyde terug te winnen is, in verband met de daaraan verbonden kosten.

Een ander nadeel is, dat er een zekere hoeveelheid van het acetyleen oplost, waarom men dan ook de temperatuur van de generator op 50°C houdt.

1.122 Het droge proces.

De bovengenoemde bezwaren worden ondervangen in het droge proces, waarbij de verhouding van water tot carbid 1:1 is.

De vrijkomende reactiewarmte (1480 kCal/m3 ), doet het in geringe overmaat aanwezig~zijnde water verdampen.

Het droge calciumhydroxyde dat achterblijft, wordt of v.erkocht, of teruggevoerd naar de carbidbereiding, waardoor dus een bélangrijke kostenbesparing verkregen wordt.

Om te voorkomen dat de temperatuur plaatselijk te hoog oplo9Pt wordt het carbid geroerd.

tuur van resp. 1,2 at. en 150°C.

De capaciteit van de generatoren varieerd van 1000-2000 kg. carbid per uur.

Het gevormde technische gas bevat geringe hoeveelheden verontreini-gingen, afkomstig uit bijmengsels van de grondstoffen voor de car-bidfabricage, zoals zwavelwaterstof, siliciumwaterstof, ammoniak en fosforwaterstof.

Is een 'zeer zuiver gas gewenst~dan wordt ter verwijdering van de genoemde stoffen een waterwassing of een behandeling met een oxydatieve zuiveringsaarde toegepast.

1 kg. carbid (80-85%) levert 0,32 kg. acetyleen. 1.2 Productie van acetyleen uit aardgas.

De bereiding van acetyleen uit methaan verloppt volgens de reactie: 2 CH

4 + a cal. --~ C2H2 + 3 H2

Voor de reactiewarmte worden de volgende waarden opgegeven: 90 kCal./Mol.

7),

91 kGal./Mol.8), 95,5 kCal./Mol. 9).

In plaats van methaan kunnen als uitgangsstof ook andere lichte koolwaterstoffen gebruikt worden, b.v. aethaan en propaan.

Voor het evenwicht, methaan, waterstof en acetyleen geldt, bij ver-schillende temperaturen een evenwichtskromme zoals die is weerge-geven in bijlage 1. 10).

Bij hogere temperatuur schuift het evenwicht naar de endotherme kant, waarbij dus meer acetyleen gevormd wordt.

Blijkens de reactievergelijking zal bij drukverlaging het even-wicht eveneens naar grotere acetylee~ en waterstof concentraties verschuiven.

Hierom werkt men onder verminderde druk of mengt met het reactie-gas een inert reactie-gas, om de partiële spanningen te verlagen.

Aangezien acetyleen beneden 2000°C thermodynamisch instabiel is, moet de bij de reactie gevormde acetyleen zo sne1 mogelijk afgekoeld

worden, tot een temperatuur waarbij de reactiesnelheid van de ont-ledingsreactie zeer klein is.

Hieruit volgt dus een korte contacttijd.

Het percentage acetyleen₁dat in het reactiegas aanwezig is, ligt bij de in de practijk gebruikte condities bij ongeveer 10%, hetgeen een omvangrijke zuiveringsinstallatie nodig maakt.

De voor de reactie benodigde warmte kan op verschillende manieren toegevoerd worden. 14), 15).

1.21 Electrisch proces.

Door electrische ontladingen in het gas. 1.22 Pyrol#tisch proces.

Door warmteoverdracht van een medium, dat door verbran-ding van stookgas verhit is, naar het reactiegas.

1.23 Oxydatief proces.

Door tijdens de reactie een gedeelte van de grondstof met zuurstof of lucht te verbranden.

1.21 Electrisch proces. 11), 12), 13). Hierbij bestaan twee methoden.

1.211 Werkwijze waarbij electrische vlamboog toegepast wordt. Dit proces is voormamelijk ontwikkeld door de l.G. Farben'hvanaf 1938 op grote schaal toegepast in Hülls (Duitsland). In Amere-rika heeft men één "pilotplant" bij Jasco Inc. te Baton Rouge La.·De dagelijkse capaciteit van de fabriek in Hülls bedroeg 200 ton, 97% -ige acetyleen. Als grondstof werd aanvankelijk een gas gebruikt afkomstig van de kolen-hydrogeneringsfabriek te Scholven, met een samenstelling van 70% methaan 25% ethaan en 5% propaan. Later ging men in verband met de bombardementen over op aardgas uit Bentheim met 92% methaan. Het gas komt vol-gens sommige rapporten direct, of volvol-gens anderen na de verwij-dering van zwavelwaterstof met "Alkazid", in de reactor.

De reactor bestaat uit een watergekoelde ijzeren buis van 1 me-ter lengte en 90 mmo diameter, als negatieve electrode. De buis loopt van boven uit in een cylindrische kamer waarin zich vas-te leischoepen bevinden. Deze schoepen geven het onder 1,8 ata binnentredende gas een draaiende beweging.

Hierdoor verplaatst zich het negatieve einde van de vlamboog langs de ijzeren buis,waardoor de levensduur ergan verhoogt wordt tot 150 uur.

Boven in de cylindrische kamer bevindt zich een holle water-gekoàde, geisoleerde koperen electrode.

Het beneden uit de ijzeren buis komend gas wordt plotseling afgekoeld door een watersproeier. Het toegepaste voltage is 7000 volt, de stroomsterkte 1000 amp. De temperatuur in de vlamboog is 1600-2000 °Ci na de watersproeier 150-200 °0. De capaciteit van een reactor is 3000 m~ per uur. De contact-tijd is ca. 0,001 seconde.

Bij het passeren van de vlamboog wordt 50% van het methaan om-gezet in acetyleen. Per kg. acetyleen in het reactiegas is 3,79 m2 aardgas nodig van 92% methaan.

Gebleken is dat de optimum samenstelling van het voedings-gas gekarakteriseerd wordt door een n-waarde van 1,7, waar-bij n het gemiddelde aantal C-atomen per mol,cule gas is. Het reactiegas bevat 12 gram per m~ vrije koolstof d.w.z. 3% van het methaan in de voeding wordt omgezet in roet, dä& door het uit de reactor tr~dende gas in fijnverdeelde toestand mee-gesleurd wordt.

Ter verwij dering hiervan dienen achtereenvolg.ens, cyclonen, .. ~ .... watersproeitorens en zakkenfilters.

In de cyclonen wordt 70-75% van het roet afgescheiden, waarbij de wanden verwarmt worden om condenseren van het in het reactie-gas aanwezige water te voorkomen.

De watersproeitorens koelen het gas tot een temperatuur van 30°C, om het week worden van de zakkenfilters door te hoge temperaturen tegen te gaan.

De filters worden verwarm~ om condensatie van water en daar-mee aankoeken van het roet te voorkomen. Het regelmatige ver-wisselen van de filters, levensduur 400-500 uur, vergt veel onderhoud in vergelijking met dat van andere delen van de ap-paratuur.

De BASF gebruikt roetfilters van andere constructie.; voor het verwijderen van roet voorkomend in reactiegas in een concentra-tie van 2 gram per m3, wat overeenkomt met hèt gehalte na de cy-clonen bij het proces in H~lls.

Door toepassing van een dergelijk filtersysteem zouden de zakken-filters vervallen.

De volgende tabel geeft de samenstelling van het reactie gas in samenhang met dat van de voeding. 16)

Voeding I reactiegas Voeding I I reactiegas

H 2 N 2

co

CH

4

CO 2 C 2H2 hogere acet.

2,5

10,8 3,0 80,2 C 2H4 (a) andere kwst. (a) 54 8 (b) 23 (b) 8 6 (a) (a)

(a) is bij CH~ inbegrepen. (b) is bij stikstof inbegrepen.

52

rest 100 25 13 rest rest

Met voeding I is bedoeld, een gelijk volume aardgas en .omlpop.""-gas van de zuiveringsinstallatie.

1.212 Werkwij,ze waarbij gloeiontladingen gebruikt worden.

IB~

It)

Deze methode is in 1942 ontwikkeld door E.P. Schoch van de

T

universiteit van Texas en later overgenomen door de Houston

Oxygen Comp., en toegepast op "pilot plant" schaal. Dit proces verschilt met dat van de l.G. Farben, doordat gloeiontladingen van relatief lage temperatuuren'~grote spreiding ~egruikt worden. De capaciteit van genoemde fabriek was in 1951 van 30-60 m3 aardgas per uur.

De voeding kan bestaan uit lichte gasvormige of vloeibare koolwaterstoffen, waarbij de laatste vergasti moeten worden.

De reactor is een gesloten ruimte, in de wand waargan drie vaste, maar verstelbare,electroden zijn aangebracht,die een centrale roterende electrode omgeven.

Tussen ieder van de drie vaste en de roterende electroden wordt een electrische ontlading onderhouden. Dè roterende electrode is uitgevoerd als een waaier, die het gas een radiale stromings-richting geeft, waardoor een goed contact met de ontladingen verzekerd is.

De waaier heeft veel dikke schoepen,waardoor ze bovendientlde wärmte van de ontlading goed afvoer'''' naar het koude inlaat gas , zod~j;"vernieling van de electrode voorkomen wordt. Om een goede

omzet~ing te krijgen schakelt men zes reactoren in serie, waar-bij het gas aet eerste onder een druk ,van 1,7-2 ata binnenkomt. De drie v~ste electroden zijn aangesloten op de drie fasen van een draaistroomnet; de roterende electrode is geaard. Het span-ningsverschil tussen elke vaste en de roterende electrode is 8,5 kVolt, het verbruik 770 kW.

Van belang is dat de stroomsterkte absoluut constant gehouden wordt.

60% van de verbruikte energie wordt omgezet in voelbare warmte en opdat de temperatuur niet boven 290"oC zal komen, moet deze afgevoerd worden. Dit wordt bereikt door recirculatie door een koeler, na voorafgaande verwijdering van roet.

Uit 7500 m3 aardgas wordt 11000 m3 reactiegas gevormd.

Per 'kg. acetyleen in het reactiegas is 6,16 m3 aardgas van onder-staande samenstelling nodig.

Per m3 acetyleen wordt er 200 gr. 7) of 100 gr. 6), roet ge-vormd. Deze wordt verwijderd in de cyclonen v6~r de tussen-koelers, en na de laatste reactiekmmer door cyclonen en zak-kenfilters.

De samenstelling van het reactiegas is als volgt: 16)

.... t-'!" " "t CH

4

CO 2 C 2H6 andere kwst. H 2 CO C 2H2 hogere acet. 6 2H

4

voà.ding reactiegas 84,5 39,2 4,3 1,0 6,8 2,2 4,6 2,2 ",'- 42,2 2,1 9,9 0,7 0,5

1.213 Werkwijze waarbij donkere ontladingen toegepast worden. Deze methode is vooral ontwikkeld in Rusland. In Italie werkte C. Padovani 7) hieraan. Er zijn weinig gegevens over en het pro-ces bevindt zich nog in het experimentele stadium.

1.22 Pyrolytisch proces. 17), 18), 19).

Sinds 1925 zjjn door R.G. Wulff nasporingenverricht over de kra-king van lichte koolwaterstoffen in de dampfase tot acetyleen. Nu wordt gedurende drie jaar in Amerika reeds acetyleen gemaakt volgens het Wulff-proces; door de Wulff-proces comp. te Los Angeles in samenwerking met de Lummus Co. op "pilot plant" schaal. Binngkort kan productie op grote schaal verwacht wor-den. (Girdler in licentie van Wulff Proces Comp.en Fluor Comp.). Bij het proces 'volgens Wulff kan de voeding bestaan uit lichte koolwaterstoffen zoals aardgas, ethaan en propaan.

Omzetting tot acetyleen wordt verkregen door het gas te leiden door een van te voren met stookgas opgewarmde oven.

De reactie wordt uitgevoerd bij 0,5 ata. Menging van het gas met stoom verlaagt de partiaal druk van de koolwaterstof nog ver-der. De voeding wordt afwisselend gedurende 1 minuut aan één van de twee zg. regeneratieve ovens toegevoerd. De beide ovens zijn gemaakt van uit aluminmumoxyde bestaand vuurvast materiaal, waari~ in de lengterichting van de oven kanalen zijn uitgespaard. Het geheel is omgeven door een laag vuurvaste steen~waar omheen een laag isolatiemateriaal en stalen wand is aangebracht.

In het midden van de oven bevindt zich de verbrandingskamer voor het st.Ookgas • Symllletrisch ten opzichte hiervan zijn op gering e afstand twee kleinere injectieruimten in het materiaal uitgespaard waarin de aanvoerpijpen voor het stookgas uitmonden.

Aan beide uiteinden van de horizontale oven komen de gaskanalen uit in een lege kamer, van waaruit het gas achtereenvolgens aan-en afgevoerd wordt. Het verloop van het proces in als volgt:

1e fase.

Aan de rechter zijde van de oven komt lucht binnen. Deze wordt door de hete vulling opgewarmd tot 1000-1100 °C, bij welke tem-' peratuur menging met stookgas in de injectiekamers plaats heeft. Door de verbranding van het gasmengsel stijgt de temperatuur in de verbrabdingskamer tot 1300-1400 °C·~':t-;·

Het gas stroomt nu door'het linker gedeelte van de oven naar buiten, waarbij het zijn warmte afgeeft en " afkoel~ tot

32q

°C.

2e fase.

Het voedingsgas komt van links in de oven en wordt opgewarmd tot 1000-1100 °C. In de verbrandingskamer bereikt het een toptempe-ratuur van 1300-1400 °C. In het rechter gedeelte van de oven wordt het weer afgekoeld tot een eindtemperatuur van 320°C, in de tijd van 0,02 sec.

De verb~ijftijd in de reactiezone is 0,03 sec. De totale verblijf-tijd in de oven is ongeveer 0,1 sec.

3e fase.

Deze fase is analoog aan de eerste, met dit verschil/dat de stro-mingsrichting van links naar rechts is, waarbij het stookgas ook links van de verbrandingskamer ingevoerd wordt.

4e fase.

Deze is gelijk aan de tweede fase, uitgezonderd de stromingsrichting, welke omgekeerd is.

Door de toegepaste stromingsrichting van het stook- en voe-dingsgas (tegenstroom) wordt een hoog thermisch. rendement ver-kregen.

Elke fase duurt één minuut. Door de korte duur van een cyclus blijven de variaties in temperatuur op een bepaald punt gering, n.l. 14-16 °C. Dit komt de bestendigheid van vulmateriaal ten goede.

Bij gebruik van minstens twee ovens~die juist één fase verschil-len , wordt een continu~:Jverloop verkregen.

Door ontleding van acetyleen enz. ontstaat'ook bij dit proces tijdens de reactie vrije koolstof. Deze zet zich echter gro-tendeels af op het vulmateriaal en verbrandt tijdens de verhit-tingsfase. Het in het gas achterblijvende deel van de ontle-dingsproducten, een teerachtige olie, wordt afgescheiden in een afscheider en een electrische precipitator. Voor 1 kg. ace-tyleen is 4,7 m3 aardgas van 15°C en 1 at. nodig (19 ). Vol-. ~~gens Capponi 7) 6,8 m3 methaan waarvan 1,1 voor het verhitten

~ van de oven.

'~A~

l'

Om hogere opbrangsten te krijgen wordt een gedeelte van het van }t.\\(~ acetyleen gezuiverde reactiegas t~ruggevoerd in de oven

ter-~ wijl een ander gedeelte verbnand wordt voor het verhitten.

Voeding I reactie gas Voeding II H 2 61,4 N 2 CO 3,5 CH₄ 84,3 22,6' 94,1 CO 2 4,3 1,5 0,8 C 2H2 9,0 hogere acet. 0,5 C 2H4 0,9 C2H 6 6,8 0,2 3,9 andere kwst. 4,6 0,4 1,1

Samenstelling van voeding en reactiegas I 16). Samenstelling van voeding en reactiegas II 19).

reactie gas 60,0 2,2 10,0 18,6 2,0 6,1 0,4 0,3 0,1 0,1

Het Duitse proces van Ruhrchemie paste verticale reactors toe, waarbij echter de voelbare warmte van de reactie gassen niet

0-vengedragen werd op het vulmateriaal van de oven, maar afgege-ven aan watersproeikoàers.

De druk in de oven was 76-80 mmo Hg. absoluut, en er werd geen stoom bij vermengd. Reactietemperatuur 1500 °C,reactietijd op-timaal 0,01 sec. 10).

In het bovenste deel van de oven, het heetste, bestond de vul-ling uit aluminiumoxyde, in het lagere deel uit vuurvaste steen.

."-"", de volgende samenstelli{j.g: CH 4 15,7 C 2H2 9,8 diacetyleen 0,3 H 2 70,7 N 2 3; 1 Q2 0,1 ; CO 2 0,7

Blijkens Bios Surveys 30 5) werd 40% van de methaan omge~et in acetyleen, 40% tot koolstof en waterstof en 20% bleef onveran-derd. Voor 1 kg. acetyleen was 4,2 - 4,6 m3 methaan van 15 °C en 1 at. nodig.

Het Amerikaanse patent U.S. 2520096 van J.H. Harter, beschrijft een pyrolyse, waarbij stukjes vast materiaal~"pabble's"Jcircu­

leren.

Voc.dl: -~ ...

...

... _•

, ! De stukjes worden boven in de

reactor continue verhit, door verbranding van stookgas.

De hete stukjes zakken dan naar het onderste compartiment, waar aardgas door gevoerd wordt, dat kraking ondergaat. Het reactie-gas verlaat de reactor via een koeler.

Naast de genoemde methode worden er nog verschillende in patenten beschreven, die

oi

dezelfde prin-cipes berusten, maar minder ver uitgewerkt zijn, zodat deze hier niet behandeld worden.

1.23 Oxydatief proces. 8), 9), 14), 15).

Dit procesIwaarbij de voor de acetyleenvorming benodigde warmte geleverd wordt door partieële verbranding van het voedingsgasJ

is ontwikkeld door de l.G. Farben in Oppau (:, Dr. H. Sachsse, Dr. E. Bartholomé) •

Nu heeft de BASF twee fabrieken in Italie en één in de U.S.A. gebouwd. De productie van de fabrieken in Italie bedraagt circa 16 ton acetyleen per dag.

Als grondstof kunnen lichte koolwaterstoffen gebruikt worden b.v. aardgas. In dampvorm gebrachte koolwaterstoffen van een iets hoger moleculair gewicht gevenrevenals bij voorgaande processen.weer wat hogere acetyleen opbrengsten.

De energie voor de reactie:2CH

4 ---~ C2H2 + 3H2 - 90cal., wordt geleverd door de verbrandingsreacties:

CH4 +

i

0 2 ---~ CO + 2H2 CH

Hierbij zullen de te stellen:

,3CH 2

volgende evenwichten zich trachten in

==>

C6H6

CO + H

20

-

--Om niet te veel zuurstof te verb~en voor het op:temperatuur brengen/wordt zowel de koolwaterstof- als de zuurstofvoeding teJvoren zo hoog mogelijk verwarm4~ Dit moet geschèfuden geschie-den, daar anders verbranding ge,.durende de opwarmperiode kan plaats hebben. Daar de tijd voor goede menging langer duurt dan de

levensduur van het gevormde acetyleen is, moet vlamyorming bij de menging voorkomen worden. De mengtemperatuur is 600°C. De omzetting in de reactiekamer is nu onafhankelijk van het mengproces,maar alleen afhankelijk van de samenstelling. Dit maakt het mogelijk de verblijf tijd van het aC,etyleen bij de hoge temperatuur sterk te verkorten. De drie factoren welke een vlam zouden veroorzaken bij het mengen zijn:

a) terugslag van de vlam uit 'de reactiekamer. b) vorming van een vlam zonder terugslag.

c) uit de'aardgasleiding meegevoerde luchtdeeltjes worden in de voorverhitter gereduceerd. In de mengkamer ontbranden deze door contact met zuursto~ en ~eroorzaken dan een vlam.

De beide eerst genoemde oorzaken worden door de constructie van de brander voorkomen. Daar de laats,te, oorzaak nooit geheel voorkomen kan worden zocht men een oplossing in ~et instabiel ' maken van een eventueel gevormde vlam. Lewis en Elbe 20) von-den dat een stabiele vlam ontstaat waar de snelheid van 'het gas-mengsel kleiner is dan de vlamsnelheid. Door de snelheid van het mengsel groter te maken dan de vlamsnelheid, zou een eventueel gevormde vlam naar de reactiekamer geblazen worden.

Omtrent de plaatselijke snelheden is dan nog niet voldoende ze-kerheid verkregen. Theoretisch is het verband tussen stromings-' condities en mengapparaturen nog niet voldoende bekend, zodat pas na veel proberen een geschikte vorm verkregen werd. Daar de gassen een temperatuur van 600°C en hoger hebben, zal het meng-sel, aan zich zelf Overgelaten, na een zekere tijd spontaan ontvlammen (zg. inductietijd)! Om dit te voorkomen moet dus de verblijf tijd van elk volume elementje van het menggas, tus-sen mengpunt en de plaats waar de reactie optreed~ korter zijn dan de inductieperiode.

Om tenslotte terugslag van de vlam te voorkomen.worde.nde reactie.-en mreactie.-eng zone gescheidreactie.-en door ereactie.-en gebied, waar de snelheid van het gas op elke plaats groter is dan de vlamsnelheid.

11.

Hierin wordt voorzien door een blok keramisch materiaal met cylindervormige kanalen. Door zijn geometrische vorm moet het tevens de vlam in de reactiekamer stabiliseren.

Klassieke methode om dit te bereiken als, a) voorwerpen in de reactiezone.

b) lokvlam.

zijn niet voldoende,daar de niet te vermijden koolstof afzetting 1 de oppervlakte van de voorwerpen voortdurend veranderil en daar-mee de vlam. Daar de reactie zone zich ver uitst~Ekt in de richting loodrecht op de gasstroom, zouden er veel lokvlammen nodig zijn om de vlam voldoende te stabiliseren. Deze lokvlammen zouden veel menggas verbruiken zonder dat er acetyleen gevormd wordt. Het gebruik ervan blijft nu beperkt tot het aansteken van de vlam. Na doorstroming van de kanalen wordt de gassnelheid plotseling veel kleiner door de grotere doorsnede. Hierdoorren mede doordat aan het eind der kanalen wervels optreden, terwijl de vlamsnel-heid in turbulente stroming groter is dan in een laminaire, wordt de vlam daar ter plaatse gestabiliseerd.

De optredende turbulentie veroorzaakt een heel vlamfront, in tegenstelling met het geval van laminairè stroming, waarbij ach-ter elk der kanalen een conti..s.-'.1;.. vormige vlam zou optreden, zo-als dat bij een bunsenbrander het geval is.

Het voordeel van het vlamfront is dat de contacttijd overal de-zelfde waarde heeft. Door water in te spuiten i"' direct na de vlam,wordt het gas van

1500

°C afgekoeld tot,

80

oe.

De samenstelling van het gas na de brander is als volgt:

voeding reactiegas CH

4

84,3

5,8

CO

2

4,3

5,9

C

2

H6

6,8

andere kwst.

4,6

0,2

H

2

51,3

co

26,3

C

2

H

2

8,5

hogere acet.

0,4

C

2

H

4

0,1

N

2

1,6

Het gas is bovendien verzadigd met waterdamp na de watersproeier. Per kg. acetyleen

6,63

m3 CH

4

nodig.

8), 5,4

volgens

6) 5,9

vol-gens 7).

De verhouding zuurstof tot methaan heeft een optimum bij

38%

zuur-stof. Te weinig zuurstof doet den mate van omzetting afnemen, waar-door de hoeveelheid zuurstof in het reactiegas groter wordt, en te veel zuurstof geeft een overmatige verbranding van het gas met als gevolg een lagere acetyleenopbrengst.

Om de magverhouding nauwkeurig te regelen is een speciale apparatuur aangebracht. Hiermede worden tevens kleine wijzi-gingen in de aardgas toevoer opgevangen. Het uit de reactor komende gas bevat 4,1-2,5 gr. roet per m3,8).

Het roet wordt verwijdErd door het gas in tegenstroom doorceen bewegend bed van gegranuleerd filtermateriaal te laten stromen. Het deel van het filterbed met de hoogste roetconcentratie wordt

continu,~ van roet gezuiverd en weer teruggevoerd in de filter. Na het filter is de concentratie in het gas enkele mg./m3. In Gppau'.'!gebruikt men cokes als filtermateriaal , waarbij deze dis-continu~ afgevoerd wordt. Het terugewonnen roet heeft geen hoge kwaliteit en wordt gebruikt voor pigment.

Een andere methode voor partiële verbnanding gebruikt lucht in plaats van zuurstof. De acetyleen in het reactiegas is uiteraard veel minder geconcentreerd nl. 3,5% • Per kg. avetyleen is 5,8 m3 aardgas nodig. De lucht en de voeding worden gescheiden voor-verwanmd, tot 820°C.

Menging, verbranding, plotselinge afkoeling en zuivering worden als bij het voorgaande proces uitgevoerd.

S.P. Rob~nson geeft in de Amerikaanse patent~n U.S. 2482438 en U.s. 2572664 een afwijkende apparatuur weer. Het voedingsgas wordt voorverwarmd tot 1100 °C in een zg. " p ebble heater" waar-bij de door stookgas verhitte "pebbles" in tegenstroom met het gas circuleren. De zuurstof wordt vooaeeigenlijke reactor ge-mengd met stookgas bestaande uit 84% waterstof, en het mengsel verbrandt. Het ontstane verbrandingsgas van 2200 °C wordt dan vlak voor de reactor in een venturibuis gemengd met het boven-genoemde voedingsgas, waarbij het mengsel een eindtemperatuur krijgt van 1670 °C.

Bij deze temperatuur treedt kraking tot acetyleen op. De snel-heid van de gassen door de reactor is zeer groot, ten gevolge van de thermische uitzetting, waardoor een contacttijd van

0,e2 sec. verkregen wordt. Het reactiegas bevat 9% acetyleen,

61% waterstof en 18% waterdamp bij een voeding van 92% methaan bevattend aardgas. Per kg. acetyleen is 2,9 m3 aangas en 1,5 m3 zuurstof van 15°C en 1 at. nodig. Als stookgas wordt van acety-leen gezuiv~rd reactiegas gebruikt.

2.0 Vergelijking van de genoemde processen. 6), 21), 22). 2.1 Carbide in vergelijking met aardgas in het algemeen.

2.11 Carbideproces.

De bereiding van acetyleen via het carbide is een beproef-de methobeproef-de, met alle voorbeproef-delen van dien. Zeer gunstig hierbij is dat het carbide gemakkelijk vervoerd kan worden, terwijl ter bestemde plaatse op een eenvoudige manier, die verder weinig kosten met zich meebrengt, de omzetting in acetyleen uitgevoerd kan worden.

Echter is de carbidfabriek aangewezen op goedkope electrische energie, terwijl bovendien kalk en cokes van goede kwaliteit aanwezig moeten zijn. Dat het eerste zeer belangrijk is blijkt uit het feit dat per kg. acetyleen 10 kWH verbruikt wordt. De genoemde factoren bepalen de plaats van de fabriek; ze gaan zelden samen, zodat dikwijls de kalk en cokes over zekere af-standen vervoerd moeten worden. In de huidige toestand van de energievoorziening betekent, een nieuwe caroidfabriek, een n±èuwe electrische centrale. Het via het carbide geproduceerde acetyleen is zeer zuiver n.l. 99,5% • Om deze zuiverheid te bereiken is een eenvoudige waterwassing voldoende.

De benodigde investeringen voor het carbidproces Z~Jn laag verge-leken bij die voor het aardgasproces. Het carbidproces is der-mate geperfectioneerd, dat geen belangrijke technische verbe-teringen te verwachten zijn, zodat de kostprijs alleen nog ver-laagd kan worden door go~opere electriciteit of grondstoffen.

2.12 Aardgasproces.

Ook de aardgasprocessen z~Jn aan zekere plaats gebonden, ech-ter in mindere mate, daar het aardgas over grote afstanden door pijpleidingen vervoerd kan worden, welke meestal toch al voor andere doeleinden aanwezig wijn. Zo bezit Noord-Italie een zeer uitgestrekt net 'van aardgasleidingen. In 1952 waren reeds 3257 km. in gebruik, terwijl nog plannen voor uitbreiding in uitvoering

zijn. 23)

,

Het grootste nadeel van de aardgasprocessen is de lage acetyleea-concentratie in het reactiegas, welke een omvangrijke zuiverings-installatie met zich meebrangt. Voor deze zuiverings-installatie zijn rela-tief grote investeringen nodig. Ongeveer de helft van de acetyleen-kostprijs komt voor rekening van de zuivering. In enkele geval-len,zoals de acetonr.0en de vinylchloridebereiding,v:.rvalt dit bezwaar, doordat het reactiegas direct omgezet wordt. 24)

Om een aardgasproces rendabel uit te voeren

moe~inst~~9000

ton per jaar acetyleen geproduceerd worden. 18), 25). In dit geval liggen de prijzen lager dan die voor het carbideproces. Dit maakt het noodzakelijk dat er z±eh een grote acetyleenver-werkende industrie in de nabijheid van de fabriek bevindt, daar het vervoer in cylinders (dissousgas) te hoge kosten met zich mee brengt. Het nettogewicht acetyleen in een cylinder is 5% van het brutogewicht. .

Het grootste voordeel van een aardgasproces voor landen met een grote aardgasproductie zoals de Verenigde Staten,··Italie en Zuid-Frankrijk is de lage prijs van de grondstof (in de V.S. een 0,5-0,7 dollarcent per m3).

Verder is van groot belang de geringe hoeveelheid benodigde e-lectrische energie (dit geldt alleen voor het oxydatieve en het pyrolytischeproces). Dit speciaal voor landen die geen e-lectriciteit met behulp van waterkracht kunnen opwekken.

2.2'Vergelijking van de verschillende aardgasprocessen onderling. 2.21 Electrisch~ proceSL

Het grootste bezwaar van de electrische processen is het hoge electriciteit verbruik n.l. bij het proces in Hülls 13 kVffi per kg. 98% acetyleen 22), 9,5 tot 10,5 per kg. 97% acetyleen 5) en 6,75 tot 7,10 kWH per kg. acetyleen, exclusief zuivering' 12).

, J"

• Voor het proces volgens Schoch 12 kWH per kg. exclusief zui-vering 6). Deze waarden zijn ongeveer gelijk of iets hoger dan die voor het carbideproces. (10 kWH per kg. acetyleen voor nieuwe ovens of 13,7 kWH per kg. voor oude ovens

5)}

Hier gelden dus dezelfde bezwaren als bij het carbideproces ten aanzien van de electrische energie. Er moet echter rekening mee worden gehouden dat de electris9he aardgasprocessen nog vei~ beterd kunnen worden, aangezien thermody~amisch slechts 4,0 kWH per kg. acetyleen nodig i9.

6)

~

De vorming van vrije koolqtof als bijproduct, welke door sommige een voordeel voor het proces genoemd wordt, is wellicht toch niet zo gunstig, aangezien de koolstof van minderwaardige kwaliteit is en daardoor minder gewenstUals vmller vo~r de rubberindust~ie. De verkoopbaarheid ervan is nog niet pr-é'cies vastgesteld. Als verdere nadelen kunnen' genoemd worden h~t werken onder vermin-derde druk, de ~oge recirculatieverhouding en wat het vlamboog-proces betreft,-de korte levensduur van de stalen electrode. Bij het proces van Schoch wordt het gas niet gerecirculeerd, maar na afscheiding van het acetyleen voor ander e doeleinden gebruikt, zoals de opwekking van de voor het proces benodigde electriciteit. De levensduur van de electroden is bij dit ppo-ces groter door de lagere temperatuur in de reactor.

2.22 Oxydatief proces.

Het grote voordeel van dit proces verbruik n.l. 1,5 - 2 kWH per kg. vering, maar zonder zuurstof. 15) clusief zuivering. 6)

is het lage electriciteits-acetyleen, inclusief zui-En 0,015 kWH per kg.

eK-zuurstof

Hier staat tegenover dat men 90%-ige /in aanzienlijke hoeveel-heden nodig is, n.l. 4,9 kg. per kg. acetyleen (vergelijk 4,3 kg. aardgas per, kg. acetyle,en). Dit maakt een speciale zuurstof-fabriek noodzakelijk, die 2,1 kWH per kg. acetyleen verbruikt

6).

Het oxydatief proces'heeft de voor- en nadelen van een combi-natiefabriek, dooràae vorming van Fischer-Tropsch synthesegas àls bijproduct. Alleen op plaatsen waar dit afgezet kan worden

is het proces gunstig. .

Voor het proces met verbranding met lucht, is het electriciteits-verbruik 0,03 kWH per kg. acetyleen in het reactiegas. Met de zuivering e~bij 0,3 kWH per kg. 6)

Ook volgens het proces volgens Wulff geldt dat het electri-citeitsverbruik laag is n.l. 0,03 kWH per kg. acetyleen ex-clusief zuivering. Met de zuivering (extractie met oplosmiddel) komt men op 0,02 kWH per kg. 6),19). Bij het Duitse proces in Holten,waa:rfonder 70-80 mmo Hg. druk in de reactor gewerkt werd, terwijl de zuivering bij 11 ata uitgevoerd werd, was het verbruik 2,95 kWH per kg. acetyleen.

Het proces volgens Wulff heeft boven het oxydatieve proces het voordeel~ van een betere benutting van de voelbare warmte van de reactiegassen. Immers bij het proces volgens WulffJ wordt deze voor het grootste deel afgegeven, terwijl bi~ het oxydatieve proces door het sproeien van water stoom ontwikkeld wordt, welke verder waardeloos is. Dit laatste geldt niet voor de aceton-' bereiding volgens: 3C2H2+6H20 --~ 2CH30CH3+3H2+2C02,daar de hier-voor benodigde stoom dan reeds in het reactiemengsel aanwezig , is (BASF Ludwigshafen), 15).

2.3 Vergelijking van de verschillende processen in tabelvorm. Electriciteitsverbruik:

Hülls Schoch Saèhse lucht- Wulff Carbide

kWH per kg. oxydatie

acetyleen in reactiegas. 7 12 2,1 0,03 0,03 gezuiverd acetyleen

extractie met vloeistof. 9,5 gezuiverd ~cetyleen hypersorptie. 12,19 2,3 12,13 2,2 Aardgasverbruik en omzettingsgraad: 0,30 0,22 10 0,24 0,16

Hülls Schoch Sachse lucht- Wulff m3 aardgas voor 1kg.

acetyleen in reactiegas. 3,79 6,2 5,4 percentage van methaan en

homologen omgezet in acetyleen

in de reactor. 26 26

31,5

oxydatie

5,8 4,7

28 26

' ! ) ~ ... samènstellin~ verse"voeding Hülls H 2 b 1i 2 5,0

co

3,0 CH 4 92,0 0°2 C 2H2 hogere acet C 2H4 C 2H6 andere kwst. roet ~ inbegrepen bij 6H 4 b inbegrepen bij N 2 andere 84,2 4,3 6,8 4,6 "î:IÜlls 0,137 0,285 b 0,468 b 0,264 0,036 a 0,036

Schoêli "Sachse lucht-oxydatie 0,053 0,0990 0,093 0,039 2,90 0,040 0,648 0,502 0,394 0,082 0,11

°

0,028 0,228 0,295 0,161 0,194 0,174 0,009 0,010 0,011 0,041 0,026 0,057 0,015 0,005

-Wulff verse voeding Wulff met zonder recyclE Wulff met re- recycle

cycle 0, 085 0,154 0, 0,079 0,068 0,362 0,250 94 0,385 0,045 0,7 0,103 0,161 0,205 0,014 0,028 0,017 3,9 0,011 0,004 0,003 0,004 1 ,2 0,010 - - - -- - -- - - -

-

---2.3 Kosten.

De prijs van 1 kg. acetyleen, via het carbideproces, is 3,4 x de prijs van 1 kg. carbid vermeerder~ met de kosten van de hydrolyse, die voor een bedrijf dat 9000 ton acetyleen per jaar produceert, onge~eer 20 cent bedragen. Bij een prijs voor het carbide ván 30 cent per kg. kost het acetyleen dus f. 1,25 per kg.

Voor het verbrandingsproces geldt het volgende. 16). De prijs van 1 kg. acetyleen is 4,6 x de aardgasprijs, vermeerderd met 13 tot 20 dollarcent per kg. voor omzetting en zuivering en is afhankelijk van de mogelijkheid tot afzet van de restgassen. 1 kg. acetyleen komt dus op 17 tot 24 dollarcent. Nemen we voor Nederland het aard-gas op 7t cent per kg. dan k~mt 1 kg. acetyleen op f. 0,85 tot f.1,15, als we een soortgelijke ber~~toepassen.

Sommige auteurs geven een vergelijking van prijzen voor de verschil-lende processen. Happel geeft in 6) het volgende:

Prijs in dollarcent per kg. acetyleen voor een fabriek,die 9000 ton per jaar produceert. Als grondstof werd aardgas van 84% methaan ge-nomen.

Carbid Schoch Sachsse

lucht-ongezuiverd oxydatie 13,4 13,0 5,9 gezuiverd met 21,6 21,1 19,4 hypersorptie gezuiverd met 24,9 23,2 23,6 25,5 oplosmiddel

Hierbij werden de volgende prijzen aangenomen: aardgas 0,5 ~ollarcent per m3,

electriciteit 0,7 dollarcent per kWH.

Wulff

5,0

12,9

15,3

Als de electriciteitsprijs

o;n.

dollarcent per kWH hoger wordt, stijgt de prijs van het acetyleen voor het proces volgens Schoch 1,26 dollarcent, voor het proces volgens Sachsse 1,22 dollarcent, voor het carbideproces 1,02 dollarcent, terwijl dit bij het proces volgens Wulff practisch geen invloed heeft.

2.4 Conclusie.

Het niet beschikbaar zijn van goedkope electriciteit in voldoende hoeveelheden in Nederland maakt de methode volgens Schoch en het vlamboogprocew bezwaarlijk. Verder is de aardgasproductie in Neder-land beperkt zodat de verbruikte hoeveelheid aardgas per kg. acetyleen van belang is 26),27). Hierdoor wordt een proces als dat van Sahhsse, waarbij geen recirculatie mogelijk is omdat de niet in acetyleen om-gezette methaan verbrand wordt, minder gunstig. Dit geldt tevens voor het luchtoxydatieproces, hoewel bij b~ide genoemde processen de om-zettingsgraad iets hoger ligt. Het.Wulffproces heeft de minste bij-producten, wat. dit voordeel heeft, dat het rendabel zijn van het proces niet afhangt van de afzetmogelijkhàden voor deze producten, ter plaatse.

Ook in verband met de prijs menen wij dat het proces volgens Wulff het gunstigst is.

3.0 Fabrieksschema voor de productie van acetyleen uit Neder-lands aardgas volgens het proces van Wulff.

3.1 Beschrijving van het procesverloop. 28).

Aardgas wordt vermengd met stoom en omloopgas. De verhouding van stoom tot aardgas is 2:1 aan gewicht,-terwijl de hoeveelheden aard-gas en omloopaard-gas molair gelijk zijn.

Het gasmengsel komt dan in één der ovens bij een druk van 0,5 ata, en wordt in het eerste deel van de oven opgewarmd van 320 °C tot 1200 °C, dan bij 1300 °C in het midden gek~aakt, en in het laatste. deel afgekoeld tot 320°C. We zullen in het vervolg in analogie met de voor een watergasgenerator gebruikte terminmlogie, spreken over kraakga~g en stookgang.

Een kraakgang duurt even lang als een stookgang;"n.l. één minuut. Drie seconden voor het einde van de kraakgang wordt de toevoer van voedingsgas gestopt, en de oven met stoom doorgeblazen. Het snelle omschakelen van de gasstromen gebeunt met 4-weg kranen van speciale constructie.

Het bij 440 °C uit de oven komend verbrandingsgas van de stookgang, wordt in een watersproeikoeler K.01 gekoeld tot 32°C en via een roterende vacuumpomp C1 naar de schoorsteen afgevoerd.

De kraakgassen welke bij 320°C uit de oven komen gaan naar de water-sproeikoeler K.02, waar ze afgekeeld worden tot 65°C. Hier wordt ook een groot gedeelte van de bij de kraking ontstane teerachtmge pro-ducten afgescheiden, welke afgevoerd worden naar een teertank K.02a. Het gas wordt dan van 65°C afgekoeld tot 35 °C in de watersproeikoàer K.03, hier wordt de, in het uit de oven komende gas aanwezige, stoom gecondenseerd.

De vacuumpomp C.2, wèilike de onderdruk in de oven handhaaft, pompt het gas met een druk van 1.09 ata door een vloeistofafscheiding K.04, waar het door de compress±ëeen gelijktijdige afkoeling ontstane con-densaat wordt afgescheiden. In de afscheider heeft tevens ,menging plaats met omloopgas van de vloeistofstabilisator K.13. In de elec-trostatische precipitator K.05 worden de fijnverdeelde teerdeeltjes uit het gas verwijderd om vervuiling van de compressor te voorkomen. Tussen de electr. precipitator'en de compressor is een gashouder ge-schakeld als buffervat, met het doel om bij het uitvallen van één der ovens, waardoor een intermitterende gasstroom zou ontstaan, toch een continue stroom naar de zuiveringsinstallatie te krijgen.

Het gas van de kraakgashouder wordt door de compressor C.3 gecom-primeerd va~,1 àta tot 11,2 ata in 4 trappen. De warmtewisselaars WW.15 t/m wW.18 en de afscheiders K.06 t/m K.09 dienen voor de keeling resp. waterafscheiding, na de t~appen.

Als oplosmiddel voor de zuiveringsinstallatie dient dimethylformamide. Daar het in het'reactiegas aanwezige diacetyleen veel beter oplosbaar is dan de andere acetylenen, als acetyleen, methylacetyleen en vinyl-acetyleen, ""en deze op hun beurt weer beter dan de andere voorkomende componenten verloopt de afscheiding van het acetyleen als volgt.

Deggssen worden bij 11,2 ata en 92°C gewassen met een geringe hoeveelheid DMF in de diacetyleen-absorptietoren K.10, zodat bij-na alle diacetyleen samen mett5% van het acetyleen opgelost wordt. Het bodemproduct wordt na de diacetyleenstripper K.11 geperst waar een druk heerst van 1,34 ata. Door de drukvermindering en door was-sing met gas van de acetyleenabsorptiekolom, wordt het DMF van op-geloste besfanddelen bevrijd. Het topproduct van de laatste toren

(K.11.) wordt, na wassen met jater ~ om de meegevoerde DMF terug te winnen, teruggevoerd naar de oven als een gedeelte van het ?mloop-gas.

Het diacetyleen vr1Je kraakgas gaat van de diacetyleenabsorptietoren

(K.10) naar de acetyleenabsorptietoren K.12, waar het bij een druk van

11,2 ata gewassen wordt met voldoende DMF 'om'àlle acetyleen op te los-sen. Hierbij lossen ook andere gassen enigermate op.

Het topproduct wordt na een waterwassing als restggs afgevoerd, en gebruikt voor de diacetyleenstripper en als brandstof voor de ovens, stoomketel en compressors. Het bodemproduct van de acetyleenabsorptie-toren dat rijk is aan acetyleen, gaat door een smoorkraan naar de vloeistofstabilisator K.13, waar een druk van 1,68 ata heerst. Een warmtewisselaar

WW.

01 ,.."faàh':lde bodem van de stabilisator, waarin de DMF met stoom verwarmd wordt zorgt er voor dat de bodemtemperatuur

87°C blijft. Boven in de toren wordt verse DMF gevoerd om de acetyleen ·concentratie in het topproduct laag te houden. Bij deze .condities

worden alle in het DMF aanwezige gassen behalve de acetylenen uit

de oplossing gedrevenT Om een voldoende zuiver bodemproduct te krijgen, is het nodig àok een aanzien4ijke hoeveelheid acetyleen uit de oplos-sing te laten ontsnappen. Het gas dat boven uit· de toren komt wordt daarom na een waterwassing als omloopgas naar de afscheider K.04 ge-voerd.

Het water waarmede de uit de top van de torens K.11, K.12, K13 ko-mende gassen gewassen worden, om geen DMF verloren te laten gaan , gaat gezamelijk naar de bezinktank K.1~.

Het bodemproduct van de vloeistofstabilisator , dat nu dus"·, alleen nog acetylenen bevat, wordt verhit in warmtewisselaar MV.03, waarna het via een smoorkraan in tank K.14 komt, waarin een druk van 1,24

ata heerst. Door evenwichtsdestilatie krijgen we nu een bodemproduct bestaande uit vrijwel zuivere DMF, terwijl alle gassen met een deel DMF als damp naar de acetyleentoren K.15 gaan. Tussen de tank en de toren wordt eerst.:· gekoeld tot -17,8 oe, in de warmtewisselaars WW.05

en vvw.06. De warmtewisselaar

WH.04

zorgt ervoor dat de op de bodem van de toren aanwezige oplossing tot 100

oe

opgewarmd wordt.

Het bovenste deel van de toren bestaat uit een warmtewisselaar, die ervoor zorgt dat het topproduct, dat 99% acetyleen bevat, een tempe-ratuur heeft van -15°C, zodat het practisch droog is. In de top van de toren wordt verse DMF gevoerd als terugvoervloeistof. Op deze ma-nier ~eikt men dat alle gassen, behalve het ~cetyleen,in het bodem-product , dat continu". afgevoerd wordt, blijven. Het verkregen acety-leen wordt afgevoerd, evt. via een gashouder.

20.

De zuivering van het gebruimte DMF wordt als volgt uitgevoerd: Het water~dat het voor het wassen van de gassen uit de torens K.11, K.12 en K13 is gebruikt,komt samen met de DMF uit de bodem van de diacetyleenstripper (K.11) in de ~inktank K.16, waar ver-ontreinigingen,welke bezinken of drijven op de vloeistof, worden afgescheiden. Het DMF-watermengsel (50%) wordt nu verhit onder een druk van 2,70 ata, geleverd door pomp P.04,en vervolgens door een smoorkraan in de tank K.17 gelaten)waar een druk 1,68 ata heerst. De vloeistof verdampt nu; een gedeelte wordt als vloeistof teruggevoerd in de bezinktank om vervuiling van de apparatuur te voorkomen. De damp wordt in de DMF-toren K.18 gevoerd met een tem-peratuur van 120

oe.

Hierin wordt aan de top water als terugvloei vloeistof gevoerd. Aan de~bodem wordt het vloeistofmengsel gedeeltelijk verdampt door warmte-wisselaar WW.11.

Ook het bodemproduct van de acetyleentoren wordt in de DMF-toren gebracht. Het door ontleding van DMF ontstane mierenzuur hoopt zich op in het bodemproduct. Om de concentr~tie ervan binnen zekeregren-zen te houden tapt men periodiek iets van dit bodemproduct af. 'Uit de top van de toren komt een meggeel van waterdamp en gassen als methyl- en vinylacetyleen. Na condensatie van de waterdamp en af-scheiding van het water in de tank K.19, wordt het restgas als om-loopgas teruggevoerd naar de oven en het water wordt weer gebruikt voor het wassen van de gassen ehsals terugvloeivloeistof voor de DMF-toben. De uit de DMF-toren komendel zuivere DMF gaat, na warmte-afgifte, naar de opslagtank K.20. .

3.2 De capaciteit waarvoor de fabriek berekend wordt.

Uit verschillende literatuuropgaven blijkt,dat de minimum-capaciteit: waarbij een acetyleenfabriek volgens het Wulff-proces rendabel is, 9000 ton per jaar bedraagt.6),18),19).

Daar de N.V.Electro Zuur-en Waterstoffabriek te Amsterdam eveneens een aan 9000 ton per jaar acetyleen aequivalente hoeveelheid carbid produceert,berekenen wij het schema voor eenzelfde productie.

Voor 900~ ton acetyleen per jaar is nodig aan aardgas ongeveer 135000 m per dag. .

Het aardgasveld te Wanneperveen leverde.volgens een opgave uit 1952, 27),lOeOOO'm

3

per dag;terwijl de totale productie ~an Nederland toen 200.000 m3 per dag ~as.

Nu zijn deze opgaven blijkens 26) aan de lage kant gehouden,om vol-doende garanties te hebben. .

We menen daarom dat een productie van 9000ton acetylëen per jaar niet onmogelijk is.

3.3 Benodigde gashoeveelheden.

Als samenstelling van de verse voeding wordt die van het aardgas uit de put bij Wanneperveen 27) gebruikt,daar deze wat de percentages aan methaan en stikstof aangaat,een gemiddelde is voor Nederlands aardgas·De gewichtsverhouding van stoom tot vers aardgas in de voeding moet 2 zijn,terwijl er aequimoleculaire hoeveelheden vers gas en omloopgas worden gebruikt.

De samenstelling van het reactiegas is globaal berekend op grond van diverse Amerikaanse literatuurgegevens,met analoge samenstel-ling der verse voeding.De samenstelsamenstel-ling van het omloopgas is bere-kend uit de samenstelling van het reactiegas,door procentueel dezelfde verandering van samenstelling aan te nemen als de betref-fende literatuurgegevens voor analoge samenstellingen van reactie-gas • (Mol-%) .

Samenstelling. aardgas reactiegas omloopgas (droog) ( droog) waterstof 85h·15 57,1 58,8 methaan 89,15 15,3 17,1 aethaan 2,74 0,1 0,1 propaan 0,73 0,1 0,1 hogere kwstn. 0,38 zuurstof 0,1 stikstof 6,8 9,0 9,9 hogere acet, 0,3") 0,3") methylacetyleen 0,4 0,4 acetyleen 5,8 0,6 koolmonoxydè 9,8 10,7 aetheen 0,3 0,3 kooldioxyde 0,1 1,8 1,9 MoL.gewicht 17,61 11,62 11,14 ") 6,1% diacetyleen 0,2% vinylacetyleen.

In verband met het acetyleengehalte van het reactiegas en de ver-langde capaciteit moet er aan reactiegas 8820 kg./uur of 758,5 kMolluur gevormd worden. Voor een fabriek,die 18.000 ton acetyleen per jaar produceert,29),wordt een gewichtsvermeerdering van totale voeding (droog)t.o.v. reactiegas tdroog) gevonden van 21,5 gewichts-procent. (reactieproducten van stoom en gas

!).

Bètrekken we deze totale gasvoeding

toename 100 121,5

op onze hoeveelheden, dan vinden we: • 8820 kg./uur = 7260 kg. luur Bij aequimoleculàire

de hoeveelheden: 17,61

hoeveelheden vers gas e~~omloopgas worden

vers gas

ï7;bï-;-ïï;ï4.

omloopgas 7260 - 4450 =

7260 = 4450 kg./uur. ( 253 kMol/uur.). 2810 kg./uur. ( 253 kMol./uur.).

3.4 Materiaalbalans over de oven. 3.41 Stikstofbalans.

In de oven komt per 200 kMo1. totale voeàing: 6,8 + 9,9 =16,7 kMo1.N2. Uit:9,0.302/100 kMol.

=

27,2 kMol.N2.

Er is dus een toename van 10,5 kMol.stikstof. Procentuele toename

!Q12!_gê!_!Q2~

=

10,2%

200. 14,38 .

Deze stikstof is afkomstig uit de luchtJdie gebruikt wordt tijdens de st.o.okgang.

3.42 Verbruikte hoeveelheid water tijdens de reactie.

Tijdens de kraking wordt een gedeelte van het water omgezet in CO

2 ~n H2 ten gevolge van het watergas evenwicht. De hoeveelheid wa~er die omgezet wordt~berekenen we uit de verandering van de CO

2-concentratie, die we echter moeten corrigeren voor de C02~ie als rest van het verbrandingsgas in de oven is achtergebleven. We nemen aan dat tijdens de stookgang volledige verbranding plaats heeft waarbij alleen li

20, CO2 en N2 gevormd worden in de verhouding 19,6%, 14,3% en 66,1% {zie later). Een toename van 10,5 kMol. N

2 per 200 kMol voeding,in het reactiegas betekent dat tevens 2,3 kMol CO

2 en 3,11 kMol H

20 in het reactiegas komen door achterblijven van een gedeelte van het verbrandingsgas.

De totale voeding bevat 0,1 + 1,9 = 2,0 kMol' CO

2/200 kMol gasvoeding. Uit de 0,1 kHol 02' die de verse voeding bevat wordt nog 0,1 lfMol CO

2 gevormd. Het reactiegas bevat 1,8. x 302/100= 5,4 kMol CO2 per 200 kMol voeding.

De hoeveelheid CO

2 die door het water gevormd moet zijn, bedraagt dus 5,4 - (2,3 + 2,0 + 0,1)= 1,0 kMol CO

2/ 200 kMol. Hiervoor waren no-dig 2,0 kMol.H

20 per kMol.

De totale voed~ng bevat 10,7 kMol CO /200 kMol. Het reactiegas bevat 9,8 x 302/10.0

=

29,6 kMol CO/200 kMol.

Het verschil: 18,9 kMol CO komt overeen met een waterverbruik van 18,9 kMol H

20/200 kMol voeding. Totaal worden er dus 2,0 + 18,9 = Per uur wordt dit 7260

14,38 x 20,9 kMol H 20/200 kMo 1 omgezet. 20,9 = 52,7 kMol J( 949 kg.) H 2

0.

200

De hoeveelheid waterdamp in de totale voeding bedraagt 2 x 4450 kg. = 8900 kg. aan bijgemengde stoom ,

152 kg. stoom die aanwezig was in het omloopgas, en

7260 ~ 8 4

14,38 x 200 x 1 kg. è 1 2 kg. H

20 in de achtergebleven rest van het verbrandingsgas.

Uit de reactor komt dus 8900 + 152 + 142 - 949

=

8245 kg. H

20/uur. Deze waarde moet nog gecorrigeerd worden voor de sttom welke ge-bruikt wordt voor het doorblazen van de oven.

3.43 Stoom voor het schoonblazen.

Na de 57 sec. durende kraakgang wordt gedurende 3 sec. met stoom doorgeblazen om de laatste resten kraakgas te verwijderen.Nemen we aan dat dit bij dezelfde druk en temperatuur gebeurt,dan: is het vo-lume stmom dat in 3 sec. door de oven gaat te berekenen uit het to-taal volume gas. Het toto-taal aantal kMol gas plus stoom dat per uur doorgeleid wordt is:

505 •

82451~

949

=

1015 kMol per uur. Voor het schoonmaken wordt dus gebruikt: 3/57 x 1015

=

53,4 kMol H

,

.

Hiervan blijft een gedeelte achter in de reactor, dat tijdens de stookgang verdwijnt. Deze hoeveelheid verwaarlozen we. Uit de re-actor komt dus totaal 8245 + 961 kg./uur

=

9206 kg. H

20!uur. 3.44 Koolstofbalans.

Uit de Mol-percentages derdverschillende componenten in voedings-en reactie gas vinden we het aantal gramatomen koolstof per 199 kMol verse voeding in het voedingsgas, omloopgas en reactiegas (op droge basis). Samenstelling methaan ethaan propaan hogere acet. methyl acet. acetyleen koolmonoxyde aetheen kooldioxyde hogere kwstn. gramat. C/100 kMol verse vooiing 89,15 5,48 2,19 0,1 1,90 98,8 reactiegas 15,3 0,2 0,3 1,2 1,2 11,6 9,8 0,6 1,8 42,0 omloopgas 17,1 0,2 0,3 1,2 1,2 1,2 10,7 0,6 1,9 34,4

De verhouding van het aantal kMol reactiegas (droog) ten opzichte van kMol totaal voedingsgas(droog) is gelijk aan 8820 x 14,38 _ 1 51

11,62 x 7260 - , • Uit 200 kMol totale voeding ontstaan dus 302 kMol reactiegas. In de oven komen.dus 98,8 + 34,4

=

133,2 grat.C + 2,3 grat.C afkomstig . van het sto.okgas· dat per 200 kMol achterblijft. Uit de reactor gaan

42,0 x 302/100

=

126,1 grat. C. Het verschil bedraagt dus 9,4 grat.C (112,9 kg. koolstof)per 200 kMol totale voeding. Procentuele af-name is dus 112,9 % % ( )

200x14,38 x 1000

=

3,90 gew • • (Literatuur Chem. Eng. Progr. (Bogart) : 3,5%).

3,45 Waterstofbalans.

De waterstofbalans wordt berekend over het natte gasmengsel, echter zonder de hoeveelheid stooIDJdie voor het doorblazen gebruikt wordt) daar deze niet reageert met het koolwaterstofmengsel. In de r~actor komen: 9194 kg. water (510 kMol waterstof),

44850 kg. verse voeding ~ (724 kMol waterstof). 2 10 kg. omloopgas j

Totaal komen dus in de reactor 1234 kMol waterstof per uur. ··Uit de reactor gaan: 8245 kg. water(457 kMol waterstof),

8820 kg. reactiegas (729 kMol waterstof).

Totaal gaan dus 1186 kMol waterstof per uur uit de reactor. Het ver-lies aan waterstof bedraagt dus 48 kMol waterstof per uur. Het procen-tuele waterstofverlmès is dus1~~4 x 100% $ 3,9% (ten opzichte van

het ingaande waterstofgewicht). Berekend op het totaal gewicht dat de reactor binnenkomt wordt dit 96/16454 x 100%

=

0,6%.

Opmerking: Daar de hoeveelheid stoom in het reactiegas/berekend is op een 0$ verlies hiervan)zijn deze percentages dus iets te laag.

3.46 Totale materiaalbalans over de oven. In de oven: 4450 kg. verse veeding (droog),

2810 kg. omloopgas (droog),

1136 kg. verbrandingsgas (nat), (mol. gew. 28,3), 9052 kg. stoom,

961 kg. stoom, gebruikt bij het doorblazen, totaa118409 kg. per uur.

Uit de oven: 8820 kg. reactiegas (droog), 9206 kg. stoom,

totaal 18026 kg. per uur.

H~t procentuele verlies bedraagt dus 383/18409 x 100%

=

2,08% (gew.). 3.5 Afmetingen van de ovens.

14" 1400

'1

1-10<0

" i-.... -. ""-

"- I ••• /1. . . ~'

"-'oe

...

.... " "-

..

(

"-'""

....

...

"-. / "-100 ...- "-I .. &0.

•

0

('~~:)

~ 0.. 'E ot . 0 ; . e ~

Het inwendige van de oven bestaat uit drie gedeelten:

a. een vulling van vuurvast mate~iaal, waarin over de lengterichting van de oven cylindrische kanalen zijn uitgespaard. De temperatuur loopt in de kanalen op van 320

oe

tot 1200

oe.

b. een open ruimte waarin een temperatuur van 1300

oe

heerst.

c. een gedeel~~ als a;-hierin wordt het gas weer afgekoeld tot 320

oe.

De totale verblijf tijd van het gas in de oven is 0,1 sec., waarvan 0,03 sec. doorgebracht~wordt in de open r~imte b.

De gemiddelde gassnelheid in de kanalen is 55 mtr. per sec. Uit het bovenstaande blijkt dat de verblijf tijd in de kanalen 0,1 - 0,03

=

0,07 sec. is.

De lengte van de kanalen moet dus 55 x 0,07

=

3,85 m. zijn. ,H~"t aantal kanalen berekenen we uit het gasvolume ,dat per

tijds-eenheid moet passeren. .

320 De gemiddelde temperatuur in de kanàlen is De' druk is 6,50 ata.

Totale hoeveelheid gas,die de oven binnekomt is per uur.

Uit de oven gaan 758'-5 kMol reactiegasper uur,

+ 1200

₌

760

oe.

2

505 + 559

=

1060 kMol 482 kMol stoom per uur. Totale hoeveelheid gas die de oven verlaat is dus 1240,5 kMol per uur. Gemiddeld gaan er dus door de oven 1150 kMol gas per.uur.

specificeerd:

9052/18 = 502 kMol stoom in het voedingsgas, 53,4 kMol stoom in de blaasperiode.

De uitgaande hoeveelheid stoom is gelijk aan de ingaande hoeveel-heid stoom van 555 kMol verminderd met de omgezette hoeveelhoeveel-heid stoom (53 kMol)en de hoeveelheid stoomJdie in de reactor àchter-blijft (19,7 kMoI). Deze laatste waarde werd gevonden door het ~ume van liet achterblijvende verbrandingsgas hieraan gelijk te stellen.

Het gemiddelde gasvolume dat perm±.n.door de reactor gaat'is 1150 x 22,4 x 1/0,5 x 1033/273 x 1/3600'= 54 m3 per sec. Bij een gemiddelde snelheid van 55 mtr. per sec. wordt het totale door-stroomde oppervlak 54/55 = 0,98 m2.

Nemen we kanalen met een diameter van 0,25 inch aan is het opper-vlak van de doorsnede van één kanaal 0,312 x 101 m2.

Het aantal kanalen wordt dus 0,98/0,312 x 10-4 = 3,12 x 104 • Nemen we een har.~afstand voor de kanalen van 0,5 inch)dan is het totale oppervlak van een kanaal plus omgeven materiaal 0,5 x 0,5 x 2,542x 10-4=1,61 x 10-4m2.

Het totale oppervlak van de doorsnede van de oven bedraagt dan

3,12 x 104 x 1,61 x10- 4 m2 = 5 m2. Dit levert een diameter van 2,6 m. De lengte van de open ruimte van de reactor berekenen we uit het gas-volume dat erdoor stroomt gedurende een verblijf tijd van 0,03 sec. De gemiddelde temperatuur in de kraak.zone is 1250 °C, de druk 0,50 ata. Het gasvolume bedraagt dus 1143 x 22,4 x 1/0,5 x 1523/273 x 1/3600 m3

h

8

per sec. is gelijk aan 79, m3 per sec.

Het oppervlak van de dwarsdoorsnede in de oven is 5 m2. De gassnel~ heid wordt dus 79,8/5 = 196 m.per se~. Hieruit volgt een lengte van 16 x 0,03 = 0,48 mtr.

De totale lengte van de oven wordt dus 3,85 + 0,48=4,33 mtr. Een laag isolatie van 35 cm. dikte wordt om de oven aangebracht. 3.6 Watersproeikolom K.02.

In de watersproeikolom K.02 wordt het reactiegas afgekoeld van 320°C tot 65,5 °C met water dat van 55°C tot 80

oe

in temperatuur stijgt. De druk in de koeler is 0,54 ata.

Daar in de koeler tevens het grootste gedeelte van de met gas mee-komende teerachtige reactieproducten worden afgescheiden, wordt een speciale pakking toegepast. die we voor de verdere berekening gelijk zullen stellen aan 2 inch gestapelde Raschig ringen. Aangezien de teerachtige producten goed vloeibaar moeten blijven wordt de tem-peratuur van het koelwater hoog genoemen.

In verband met de soortelijke warmte zullen we bij de bere~ing van de warmtebalans het water apart houden.

De soortelijke warmte van het gas werd berekend uit de Mol-percentages der componenten van het gas en bedraagt 0,646 kCal. per kg. per °C. De warmteafgifte door dewaterdamp berekenen we uit de enthalpie~ver­ schillen van~in- en uittredende waterdamp.

De partieel druk van de waterdamp in het inkomende gas is 482~41 x 0,54 ata = 0,210 ata.

De warmteinhoud van stoom van 0,210 ata en 320°C is 745 kCal. per kg. Voor de eenvoud van de berekening nemen we aan dat het uit de koe-ler komende gas verzadigd is met water.

De dampdruk bij 65,5°C van deze waterdamp is 0,252 ata.

De hoeve,elheid waterdamp~die het gas dan bevat is 0,252 x 758,5 kMol 0,54-0,252

per uur = 658 kMol per uur.

Uit de toren gaan dus 658 x 18 kg. per uur '=11850 kg. per uur, In de toren kwam 482 x 18 kg. per uur =8670 kg. per uur.

Er verdampt dus 3180 kg. per uur.

De warmteinhoud van de uit de koeler komende waterdamp is 625 kCal. per kg. (verzadigd bij 65,5 °C).

De warmteinhoud van het inkomende water is 94,9 kCal. per kg.

Warmteafgifte door het gas:

8820 x (320-65,5) x 0,646 kCal. per uur = 1,45 x 106 kCal./uur. Warmteafgifte door de waterdamp:

In: 8670 x 745 kg./uur = 6,46 x 106 kCal./uur, (inkomende stoom).

In~: 3180 x 54,9 = 0,17 x 106 kCal./uur, (inkomend water dat verdampt). Totaal (6,46 + 0,17) x 106 kCal./uur = 6,63 kCal./uur. De warmteighoud van de uitgaande stoom bedraagt 11850 x 625 kCal./uur = 7,40 x 10 kCal. per uur. Totaal worden dus

Q,40 -

6,63) x 106 kCal.per uur = 0,77 x

106 kCal./uur opgenomen. '

Het water moet dus (1,45 - 0,77) x 106 kCal./uur = 0,68 x 106 kCal./uur opnemen.

Hiervoor is 0,68 x 106

(80-5~)x1

dus nodig een hoeveèlheid water van

kg. water per uur= 27200 kg. water per uur.

Tellen we hierbij de hoeveelheid verdampt water op dan vinden we

de totale hoeveelheid water die boven in de toren gebracht moet worden: 27200 + 3180 kg. per uur= 30380 kg. per uur.

Daar er 1% (gew.) van het droge reactiegas als teer afgescheiden wordt, wordt er per uur 88 kg. teer afgescheiden.

3.61 Diameter van de kolom K.02.

De diameter berekenen we uit maximaalltoelaatbare belasting van de toren en wel voor de omstandigheden z'oals die aan de bodem heersen (grootste belasting).

We doen dit aan de hand van fig. i8 uit L. Ciliarke. Manual for process engineering calculations blz. 410.

Deze geeft de vloeistofbelasting in Gallon/sq.ft. per min. als functie LIG x ~g/dl, waarin LIG = de gewichtsverhouding van de vloeistof en gasstroom en dgldl = de verhouding van de dichtheden van gas en vloeistof.

De dichthèid van het gas, dat bestaat uit 8670 kg. water en 8820 kg. gas is (8820 + 8670) x 273 x 0,54 = 0,157 kg. per m3.

1241 x 22,4 x 593 x 1

LIG x vag/dl = 30380 ~157/1000 = 2,2 x 10-2. 1!f~90

Voor 2 inch gestapelde Raschig ringen vinden we een maximale vloeistof-belasting van 2,2 Gallon per sq.ft./min. of 2,2 x 3,785 x 60 ltr./m2 uur=

92,9 x10-3 5390 ltr./m2 per uur.