Steenkoolvergassing in een gesmolten ijzerbed (MIP Proces)

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

,

lA~~,i(·

•

TU Delft

_{F.V.O. Nr: 2613}

Technische Universiteit Delft

Vakgroep Chemische Technologie

Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp

van

J •. W. van der Vecht

H.M.

Venderbosch

onderwerp:

steenkoolvergassing in een gesmolten ~jzerbed (MIP Proces)

adres: Poptahof noord 109 2624 RB Delft

Korvezeestraat 277 2628 DM Del ft

opdrachtdatum:okto ber 1987

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

I INHOUDSOPGAVE SAMENVATTING CONCLUSIES/AANBEVELINGEN 1. INLEIDING 2. UITGANGSPUNTEN ONTWERP

3. KORTE BESCHRIJVING STROOMSCHEMA 4. BESCHRIJVING BELANGRIJKSTE REAKTIES 5. MASSABALANS OVER VERGASSINGSREAKTOR

5.l. Massabalans 5.2. Zwavelbalans

6. WARMTEBALANS OVER VERGASSINGSREAKTOR

7. OPLOSSNELHEID VAN KOOLSTOF IN VLOEIBAAR IJZER 8. REAKTORDIMENSIES

8.l. Dimensies van de reaktor

8.2. Warmteverlies door de reaktorwand 9. NOZZLEONTWERP

9.1. Stoom en zuurstof

9.2. Steenkool, kalk en dolomiet

10. PNEUMATISCH TRANSPORT VAN DE TOE TE VOEREN VASTE STOFFEN 11. BEREKENING CYCLOONBATTERIJ

12. BEHANDELING VAN DE SLAK

13. ONTWERP VAN DE WARMTEWISSELAARS

13.l. Warmteoverdracht van koelwater slak naar voedingswater

13.2. Warmteoverdracht van produktgas naar stoom via H12 13.3. Warmteoverdracht van produktgas naar water in

verdamper H11

13.4. Warmteoverdracht van produktgas naar stoom via H10 13.5. Warmteoverdracht van produktgas naar voedingswater

via H9 ii 1 2 3 6 7 8 9 9 10 12 13 15 15 15 18 18 19 20 22 25 26 26 29 30 32 34

I

•

I

.

•

•

•

•

•

•

I

e

•

•

14. 15. 16. 17. 18. COMPRESSORBEREKENING

BEREKENING VAN INVESTERING EN PRODUKTIEKOSTEN

15.1. Methode van Zevnik-Buchanan

15.2. Methode van Taylor

15.3. Methode van Wilson

15.4. De pay out time (POT)

15.5. Return of investment (ROl)

15.6. Internal rate of return (IRR)

RANDVOORWAARDEN EN GEGEVENS SYMBOLENLIJST

LITERATUURLIJST

BIJLAGEN:

a) Enthalpiegegevens produktgas en stoom b) Gecombineerde massa- en warmtebalans c) Veel gebruikte stofconstanten

d) Tabellen voor massa- en warmtebalans e) Tabellen met apparaatgegevens

f) Tabellen met stroom/componenten staten g) Berekening temperatuur water na mengpunt h) Ontwerpgrafiek/tabellen nozzles i) Flowdiagram i i i 36 38 39 40 42 44 44 45 46 48 50 52 54 55 60 63

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

SAMENVATTING

In dit verslag wordt het ontwerp van een steenkoolvergassings-fabriek beschreven waarbij de vergassing plaatsvindt in een bed bestaande uit gesmolten ijzer bij een temperatuur van 1500 ·C. De massa- en warmtebalansen alsook een proces schema zijn hierin opgenomen. Een indikatie voor de economische haalbaarheid wordt gegeven door een evaluatie van de kosten en investeringen.

De procesvoering gaat uit van de vergassing van steenkool in het ijzerbed bij een temperatuur van 1500 ·C en een druk van 4 bar. Bij deze temperatuur ligt de COjC02 verhouding sterk aan de kant van de CO, zodat de kwaliteit van het gas hoog is. Het zwavelgehalte van het gas is zeer laag « 50 ppm) doordat op het bed een vloeibare slak in stand wordt gehouden en deze de bij de vergassing vrijkomende zwavel aan zich bindt. Hierdoor is het produktgas uitstekend geschikt om als uitgangsmateriaal te dienen voor de synthese van hoogwaardige chemicalien (bijv. ammoniak). Wordt het gas toegepast in een verbrandingsturbine voor het opwekken van energie dan ligt het S02-gehalte ver beneden de milieunorm. Het energetisch rendement ligt op 85.7 % (upper calorie value of gasjupper calorie value of coal

*

100). Het voorontwerp gaat verder in op de technologische achtergronden zoals gasreiniging, warmte- en stofoverdracht en vaste stof-transport. De bijbehorende apparatuur wordt hierbij gedimen-sioneerd.

-1-•

•

•

•

•

.

'

•

•

•

•

•

CONCLUSIES

In de vergassingsreaktor wordt een produktgasstroom geproduceerd van (netto) 13.33 kgjs wat neerkomt op een jaarproduktie van 4.34 E8 mn 3 . Als dit gas in een verbrandingsturbine verbrand wordt is het totale vermogen van de centrale gelijk aan 42.608 MW. Het energetisch rendement is gelijk aan 85.7 %. De produktie van slak

is gelijk aan 1.278 kgjs met een zwavelgehalte van 4.0 %. Het

zwavelgehalte van het geproduceerde gas is lager dan 50 ppm. Het koolstofrendement bedraagt 96 %.

De investering bedraagt zo' n 84 milj oen gulden. De return of investment (ROl) heeft een waarde van 11.4 %.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

1. INLEIDING

De oliecrisis in de jaren '70 en de diverse ongevallen in kern-centrales in de jaren '80 (Harrisburg , Tchernobyl) hebben de interesse voor steenkool als energiebron de laatste jaren sterk doen toenemen. Dit wordt nog versterkt door het feit dat, gezien de naderende uitputting van de aardolie- en gasvoorraden en de sterk groeiende energiebehoefte, uitgekeken wordt naar andere energiebronnen. Ook de grotere spreiding van de steenkoolvelden over de wereld draagt hiertoe bij (dit betekent een veel kleinere afhankelijkheid van een relatief kleine groep landen in tegen-stelling tot aardolie). De voorkeur voor steenkool wordt ook nog aangetoond door het feit dat onlangs door de regering groen licht is gegeven voor de bouw van een kolenvergassingsinstalla-tie in het Limburgse Buggenum. Om de uitstoot van schadelijke stoffen tijdens de steenkoolverwer~ing zo veel mogelijk te beperken en zo te voldoen aan de in de toekomst steeds strenger wordende emissienormen, wordt er veel onderzoek verricht aan nieuwe technologieen. Steenkoolvergassing is zO,n nieuwe en nog in de experimentele fase verkerende techniek. Enkele vergassings-processen worden hedentendage al commercieel toegepast zoals het Lurgi vergassingsproces (fig. 1), het Winklerproces (fig. 2) en het Koppers-Totzekproces. De belangrij kste procesgegevens staan samengevat in tabel 1. oxygen steam gasiîieation coal ral'; gas conversion

Ree tisol l'lash

off-gas

rhptr~ll

011 ~~r!fied ~ gas r.anhtha

- gi?-S ~

llouor 0

"

gas

Figuur 1. Het Lurgi proces voor de vergassing van steenkool.

-3-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

coal drip catcher water tar.ks effluent

Figuur 2. Het WinkIer vergassingsproces.

Processen die nu nog op een kleine schaal worden beproefd zlJn o.a. het gesmolten zoutproces van Kellogg en de kolenvergassing in een gesmol ten ij zer-bed (MIP-proces

=

Mol ten Iron Puregas proces) .

In dit voorontwerp wordt een dergelijk gesmolten ijzerproces be-schreven. Dit proces is gebaseerd op het oplossen van de koolstof uit de steenkool in een bed van gesmolten ijzer, gevolgd door een reaktie van de koolstof m.b.v. een vergassingsmedium (stoom,zuur-stof). De wand van de vergassingsruimte moet vanwege de hoge temperatuur, vereist om het ijzer in vloeibare toestand te houden (1500 Oe), opgetrokken zijn uit hittebesendig materiaal

zoals vuurvaste stenen. Vanwege de extreme temperatuur moeten de buizen waarmee de kolen, stoom en zuurstof het bed worden inge-blazen uit speciaal materiaal bestaan (b.v. keramiek of silicium-carbide) of speciaal ontworpen zijn om inwendige koeling mogelijk te maken (concentrische met het koelmedium in de buitenste buis).

Tezamen met de poederkool (de oplossnelheid van de kolen moet voldoende groot zijn waardoor de diameter van de kooIdeeItjes niet groter mag zijn dan een bepaalde kritische waarde) wordt kalk aan de vergasser toegevoerd. De kalk dient ervoor om een (vloeibare) slak in stand te houden, welke op het bedoppervlak drij ft en continu wordt afgevoerd. Een groot voordeel van de aanwezigheid van deze slak in een dergelijk proces is het feit

•

•

•

•

•

•

•

•

•

dat de slak de tijdens de vergassing vrijgekomen zwavel opneemt onder de vorming van CaS, waardoor het gevormde produktgas ver-schoond blijft van een hoog zwavelgehalte (zie tabel 1). Een aparte (en dure) zuiveringsinstallatie, benodigd om de zwavel-verbindingen uit het gas te verwijderen kan op deze manier achterwege blijven. Voor dit type vergassingsproces kunnen nog meer voordelen worden opgenoemd:

- Ijzer heeft een oploscapaciteit voor koolstof (± 5.3 wt%) waar-door de gasproductie vrijwel geen fluctuaties vertoont in het geval er een verandering in de steenkoolvoeding optreedt, m.a.w. het ijzerbed fungeert als een buffer;

- Ijzer heeft ook een oploscapaciteit voor zwavelzodat de zwavel na eerst opgelost te zijn in het ijzer, opgenomen kan worden door de slak;

- Er hoeven geen restricties te worden opgelegd voor het type kool dat vergast wordt. Het proces blijkt onafhankelijk te zijn van het type kolen. Dit betekent dat een goedkope soort steen-kool gebruikt kan worden zonder d~t er een dure voorbehande-lingssectie nodig is;

- Er wordt een hoogwaardig synthesegas (60% CO, 36% H2) geprodu-ceerd met een zeer laag zwavelgehalte «50 ppm). Een gasbe-handeling voor het verwijderen van de zwavel uit het gas kan daarom achterwege worden gelaten;

- Door de hoge reaktietemperatuur worden de kolen volledig omge-zet, zodat er geen nevenprodukten als teer en hogere koolwater-stoffen gevormd worden.

Het principe van het in stand houden van het oplossen van koolstof in het bed decarbonisatie vindt zijn oorsprong in de al veel know-how is opgebouwd.

een gesmolten ijzerbed, en de daarop volgende staalindustrie waar dus

tabel l . Gegevens van verscheidene vergassingsprocessen [22] . proces temperatuur druk zwavelgehalte gas

( 0 C) (bar) (vol%) Lurgi 800-900 25 0.5 winkIer 850-1100 1 0.5 Koppers-Totzek 1500-1900 1 0.5-1 Texaco 900 15 0.7 Kellogg 930 85 0.3 MIP 1500 4 < 0.01

-5-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

2. UIGANGSPUNTEN ONTWERP

Aangezien er weinig tot geen kinetiekgegevens van de in het ijzerbed optredende reakties gevonden konden worden wordt in dit ontwerp uitgegaan van de resultaten van pilot-plant experimenten welke met dit type vergassingsproces zijn behaald. Deze gegevens zijn geput uit de artikelen die in de literatuurlijst opgenomen

zijn [1,2,3,4,27]. Een belangrijke kinetiekparameter kon echter

wel gevonden worden en wel de maximaal door het bed te verwerken hoeveelheid koolstof. Deze waarde volgt uit de staalindustrie en heeft een waarde van 10 kg c/min/ton ijzer.

De samenstelling van het gegenereerde gas volgt uit de hierboven

vermelde artikelen en zijn om de massa- en warmtebalansen

kloppend te maken aangepast.

-6-I I

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

3. KORTE BESCHRIJVING STROOMSCHEMA

De te vergassen steenkool wordt via pneumatisch transport vanuit silo M2 onderin het ijzerbed geblazen tezamen met aan deze stroom

toegevoegde kalk/dolomiet (vanuit silo M5,de dolomiet wordt

toegevoerd om de levensduur van de bekleding te vergroten). De steenkool en de kalk/dolomiet zijn via een speciaal sluissysteem

in de voor hen - bestemde silo' s terecht gekomen. Als drij fgas

wordt een gedeelte van het door de reaktor R14 geproduceerde

produktgas gebruikt, zodat er een continue recirculatie van

produktgas optreedt. Het gas komende uit de reaktor heeft een temperatuur van 1500 • C en moet eerst van z' n warmte en stof ontdaan worden al vorens het kan worden gebruikt in een ander proces (dit kan een verbrandings-proces zijn voor het opwekken van energie of een syntheseproces voor het vervaardigen van

andere produkten b. v . ammoniak, methanol). De gasstroom wordt

daarvoor door warmte wisselaars H9, H10, H11 en H12, de

cyclonenbatterij M15 en een elektrische precipitator M19 geleid.

De warmtewisselaars genereren stoom, waarvan een gedeelte

gebruikt wordt voor het aandrijven van de

expansie-turbine/compressor T20/C21, waarmee het synthesegas op druk

gebracht wordt. Het andere deel van de stoom wordt het ijzerbed

ingeblazen en dient naast vergassingsmedium tevens als

temperatuurregelaar vanwege de endotherme aard van de door stoom

opgewekte reaktie (zie hoofdstuk 4 verg. 5 ). Als

(hoofd)-vergassingsmedium wordt zuurstof het bed ingeblazen.

In de vergassingsreaktor vindt tevens een continue afvoer van

slak plaats. Dit slak wordt in een waterbad (R16) gegoten

waardoor het vloeibare slak snel afkoelt en via een sluissysteem in de vorm van prills verkregen kan worden. Voor het koelen van de slak dient een koelwatercircuit welke via warmtewisselaar H17 de warmte uit de slak overbrengt naar het voor de stoomopwekking benodigde voedingswater.

-7-•

•

•

•

•

'

e

•

•

•

•

I

I

.

l

4. BESCHRIJVING OPTREDENDE REAKTIES

Het inblazen van stoom en zuurstof heeft een intensieve menging van gas-, vloeistof- en vaste fase tot gevolg. Het koolstof-gehalte van het vloeibare lJzer heeft daarbij een stabiele waarde van 3-4 %. Om tijdens het inblazen van zuurstof in het bad "hot spots" met temperaturen van 2000 - 2500 ·C, veroorzaakt door de plaatselijke sterke verhoging van de zuurstofpotentiaal, te voorkomen wordt stoom als koel gas tezamen met zuurstof in concentrische buizen het bed ingeblazen (zie hoofdstuk 9).

Op deze manier, de zuurstof wordt door de binnenste buis geleid, wordt vermeden dat de zuurstof in direct contact komt met het vloeibare metaal; de zuurstof wordt als het ware afgeschermd van het ijzer.

De volgende reakties vinden plaats nabij de inlaat van de gas-stromen:

Vervluchtiging van de vluchtige bestanddelen in de kool en het wervelende karakter van het bed veroorzaken het fragmenteren van de kooIdeeItjes, waardoor het specifiek oppervlak van de kool-deel tj es toeneemt. De koolstof lost op in het vloeibare ij zer

(de oplossnelheid wordt bepaald door de diffusiesnelheid, zie hoofdstuk 7), waarna reaktie plaats vindt met de zuurstof:

C >

ç

H = 25 kJ/mol C (1)

ç

+ ~ _°2 > CO H =

-

136 kJ/mol C (2 )

ç

+ _°2 > C02 H =

-

419 kJ/mol C (3 )

De uiteindelijke produktgassamenstelling wordt voornamelijk bepaald door de volgende twee evenwichtsreakties:

Het Boudouard evenwicht:

ç

+ C02 > 2 CO H 148 kJ/mol ( 4 )

Het water-shift evenwicht:

ç

+ H20 > CO + H2 H = 106 kJ/mol C ( 5)

Bovenstaande reaktie heeft dus een endotherm enthalpieeffect (naar de produkten CO en H2) zodat stoom inderdaad als koelmiddel dient. De CO-shift reaktie ( CO + H20 - - > C02 + H2 ) blijkt onder de heersende condities nauwelijks te verlopen [27].

Het geproduceerde gas bevat zeer kleine ijzerdeeltjes, welke voor een groot gedeelte ontstaan zijn door de verdamping van ijzer in oververhitte gebieden (hot spots) nabij de invoerplaatsen van de zuurstof. Dit metallische stof bevat eveneens ij zersulfide-deeltjes ontstaan na reaktie van waterstofsulfide met de ijzer-deeltjes. Op deze manier fungeert dit stof als ontzwavelingsrea-gens in de gas fase en reduceert het zwavelgehalte van het gas tot

zeer lage waarden.

-8-•

I

I _,

.

•

'

.

I

I

•

i

.

I I

I

•

'

.

•

5. De IN;

MASSABALANS OVER VERGASSINGSREACTOR

reactor gaan in de volgende massastromen:

-steenkool 26.33 ton/uur 7.313 kg/s met de volgende

samenstelling:

component massafractie massastroom molenstroom

(gew.%) C 75.7 H 4.7 0 7.1 N 1.6 S 0.7 H20 2.2 as 8 100 -stoom 4.079 ton/uur -zuurstof 20.844 ton/uur 80 kg/ton kool -dolomiet 0.004 kg/s -scrap 0.255 kg/s (kg/s) (mol/s) 5.536 461. 33 0.344 344.01 0.519 32.45 0.117 8.358 0.051 1.600 0.161 8.928 0.585 7.313 kg/s 1.133 kg/s, 400·C 62.875 mol/s 5.790 kg/s 0.725 kg/s 180.938 mol/s

-produktgas : 1.66 kg/s met als samenstelling: (mol/s) 50.431 3.912 30.191 0.510 (kg/s) 1.413 0.172 0.061 0.014 1. 66 kg/s

Totaal gaat er aan massa de reaktor IN : 16.850 kg/s

UIT -produktgas 2877 Nm3/ton kool 767.959 mol/s

De samenstelling van het produktgas ziet er als volgt uit:

-9-•

•

•

•

•

•

•

I

.

•

•

component volumefractie molenstroom massastroom (=molfractie) (vol. %) (mol/s) (kg/s) H2 35.5 272.503 0.548 CO 59.3 455.492 12.758 C02 4.6 35.266 1.552 N2 0.6 4.698 0.132 767.959 14.99 kg/s -slak 1.278 kg/s -stof 0.582 kg/s

Totaal gaat de reaktor UIT 16.850 kg/s 5.2. Zwavelbalans

De reactor wordt aan kalk ingevoerd 80 kg/ton kool hetgeen over-een komt met 0.725 kg/s (2.61 ton/uur). Stel dat alle zwavel uit de steenkool opgenomen wordt door de slak. De opname van zwavel door de slak kan vereenvoudigd worden tot:

CaO + S - - - > CaS + 0

De massastroom zwavel is in het stationaire geval gelijk aan:

CPS

= CPm coal

_,

(% wt S in coal)

CPS

= 26.33 0.007 = 0.184 ton/uur = 184 kg/uur

Voor de molenstroom zwavel vanuit de ijzersmelt naar de slak is dus:

CPs,mol = 184 10 3 / 32 = 5750.0 mol/uur

Er wordt dus ook 5750.0 mol CaS per uur gevormd wat overeen komt met 5750.0 72.2 = 415150 gluur. Hierbij is 5750.0 mol CaO per uur verdwenen. Dit komt overeen met 5750.0 56.1 = 322575 gluur. Een balans over de slak/stof/as geeft:

IN 2.610 0.184 2.106 0.810 0.014 1.064 ton kalk/uur ton S/uur ton as/uur ton ijzer/uur ton dolomiet/uur

ton onomgezet kool/uur 6.788 ton/uur -10-UIT 0.092 ton G/uur x ton slak/uur 2.095 ton stof/uur (2.187 + x) ton/uur

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

De totale massastroom slak wat in het stationaire geval de reactor uit komt moet gelijk zijn aan:

~m

_,

slak = 6.788 - 2.187 = 4.601 ton/uur (1.278 kg/s) Het zwavelgehalte van de slak wordt nu:

[ % S Jslak -= 0.184/4.601

*

100 % = 4.0 %

[ % CaS Jslak = 9.0 %

uit bovenstaande volgt tevens het steenkoolomzettingsrendement: rendement = (24.04 - 1.06)/24.04

*

100 % = 96 %

-11-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

6. WARMTE BALANS OVER DE VERGASSINGSREAKTOR

In bij lage b) staat aangegeven hoe de massa- en warmtebalans

gecombineerd zijn opgelost. De enthalpie van de componenten is gerelateerd aan de elementen bij 25 ·C en 1 atm (bijlage a).

De warmte die de reaktor ingaat is gelijk aan:

IN : -steenkool H = -1.214 MJ/kg

,

7.313 kg/s dus -8.878 -zuurstof 25 ·C 0 -kalk H = -11. 443 MJ/kg, 0.725 kg/s dus -8.296 -stoom 400 ·C,1.133 kg/s 62.875 mol/s -0.2287 MJ/mol -14.398 -ijzer H = 1. 255 MJ/kg, 0.255 kg/s dus 0.282 -dolomiet H = -10.0 MJ/kg, 0.004 kg/s dus -0.04 -produktgas: 1. 66 kg/s, 783 K (510 • C) (mol/s) (kJ/mol) (MW) CO 50.431 -95.836 -4.833 C02 3.912 -371.690 -1. 454 H2 30.191 13.631 0.412 N2 0.510 14.469 0.007 -5.868 MW

Totaal gaat de reaktor aan warmte i n : -37.198 MW

De warmte die de reaktor uitgaat is als volgt opgebouwd: -produktgas: 1500 ·C met de volgende samenstelling:

component molenstroom (mol/s) 455.492 35.266 272.503 4.698 enthalpie inhoud (kJ/mol) - 61. 572 -315.512 46.054 46.615 warmtestroom (MW) -28.046 -11.127 12.550 0.219 -26.404 MW MW MW MW MW MW MW H = 1.032 MJ/kg, 0.582 kg/s dus 0.601 MW H = -9.221 MJ/kg, 1.278 kg/s dus -11.785 MW

- verlies warmteverlies door wand 0.39 MW

Totaal gaat de reaktor u i t : -37.198 MW

-12-•

•

•

•

•

!

.

•

•

•

•

•

7. OPLOSSNELHEID VAN KOOLSTOF IN VLOEIBAAR IJZER

De diffusie van opgelost koolstof vanuit het grensvlak aan het oppervlak van een kooldeel tj e naar de bulk van het vloeibare ij zer is snelheidsbepalend voor het oplossen van koolstof in ij zer [24]. De diffusiecoefficient blijkt ongeveer gelijk te zijn aan:

De grenslaagdikte kan worden geschat op:

Ó

=

3 10-5 m

Voor de diffusiestroom van koolstof door de grenslaag kan worden geschreven: i = D F (g/s) (6) waarin: D

=

=

F

₌

ns

=

diffusiecoefficient (in cm2/s) 0.8 10-8 cm2/s

totale oppervlak van de kooldeeltjes (in m2 ) verzadigingsconcentratie koolstof in ijzer

(in g/cm 3 )

ó

=

grenslaagdikte (in cm)

In het stationaire geval moet er evenveel koolstof oplossen als dat er toegevoerd wordt:

~C,in

=

~kool,in (% C in steenkool)

=

= 7.313 kg/s 0.757 = 5.536 kg/s

Wanneer een kooldeeltje opgevat wordt als een bol geldt:

V_p = 4/3 ~ r 3 = 1/6 ~ d 3 (7)

Voor de dichtheid van steenkool geldt: rcoal

=

1350 kg/m 3

zodat voor de volumestroom steenkool geschreven kan worden:

cfJv,coal =

~m,coal

= 7.313/1350 = 5.417 10- 3 m3/s

r

coal

Indien alle kool deelt jes uniform van grootte zijn geldt voor het totaal aantal deeltjes:

-13-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

I 10 3 CPv,coal 5.417 Ntot

=

=

(d in cm) ( 8) Vp 1/6 1r d 3

Het buitenoppervlak per deeltje is gelijk aan:

Ap

=

1r d 2 (d in cm) (9)

Het totaal oppervlak F tussen de deeltjes en de ijzersmelt is nu gelijk aan:

5.417 10 3

F = Ntot Ap

=

(cm2 ) (10)

1/6 d

De koolstof diffusiestroom in de stationaire toestand wordt gegeven door: istat = 5536 gis = D F ó Voor ns geldt (5.3% C in Fe [24]): ns = 0.371 g/cm3 (11)

Invullen van alle bekenden (n~O) geeft voor de maximale diameter van de kool deelt jes:

dmax

=

0.058 cm

=

0.58 mm

Deze kritische diameter is dus berekend door uitsluitend het buitenoppervlak van de kooideeitjes in beschouwing te nemen.

Het binnenoppervlak is echter vele malen groter zodat de kritieke deeltjesdiameter hoger gekozen kan worden, ook al omdat de steenkooldeeltjes door de vervluchtiging van bestanddelen frag-menteren en het contactoppervlak daardoor eveneens groter wordt. Een voorzichtige schatting is dat het interne oppervlak een factor 5 groter is dan het externe. Voor de kritieke diameter geldt dan:

dmax = 3mm

Dit betekent dat de kooideeitjes worden toegelaten gemalen moeten kleiner is dan 3 mmo

-14-alvorens tot de reactor te worden tot een diameter die

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

8. REAKTORDIMENSIES

De reaktor heeft een ijzerbelading van 110 ton. De dichtheid van

het gesmolten 1J zer wordt geschat op 7100 kg/m3 . De reaktor

bestaat uit een liggende cilinder en wordt zo ontworpen dat het gesmolten bed de helft inneemt van het interne volume. De 100 ton

ij zer neemt een volume in van 100000/7100 = 15.5 m2 zodat de

reaktor een intern volume dient te hebben van zo'n 30 m2. Aangezien de isolatie in de reaktor invloed heeft op de voor het bad toegankelijke diameter is hiervoor gekorrigeerd. De uiteinde-lijke dimensies bedragen (figuur 3):

L

=

5.0 m D

=

3.3 m

,A

B

-~=I Î~===tt

_c

D

Figuur 3. Doorsnede en dimensies van de reaktor

8.2. Warmteverlies door de reactorwand

A

=

baksteen B

=

dolomiet C

=

nozzle voor H2 0 / 0 2 D

=

nozzle voor steenkool/kalk E = overloop voor afvoer slak F = uitgang gas

De binnenwand van de vergassingsreactor moet bestaan uiteen hittebestendige bekleding om de extreme badtemperatuur van 1500

oe

op te kunnen vangen. Deze binnenwand bestaat uit drie lagen

dolomiet, een laag baksteen en uiteraard de stalen buitenwand.

-15-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Bij de berekening van het warmtetransport door deze wand worden van de drie dolomietlagen er slechts twee meegenomen (de derde laag dient als extra veiligheidsmarge) .

Tevens wordt bij de berekening een acceptabele temperatuur van de

buitenwand meegenomen van 100 oe.

Voor het dolomiet wordt in Perry [9] een waarde voor de warmte-geleidingscoefficient gevonden van 1 BTU/hr/ft 2/oF/ft, in SI

een-heden is dit gelijk aan 1.731 W/m/K.

Voor de warmtestroomdichtheid geldt de wet van Fourier:

dT

~w"

=

(12)

dx

Er bevinden zich twee lagen dolomiet zodat dX1 ~ 20 cm = 0.2 m.

Het temperatuurverschil over de dolomietlagen hangt af van de temperatuur waartegen de bakstenen isolatielaag nog bestendig is. uit Perry volgt voor deze maximumtemperatuur voor baksteen 900 oe

Voor de inwendige baksteentemperatuur nemen we 850 oe, zodat het

temeratuurverschil over de dolomietlaag gelijk is aan 650 K. Voor de warmtestroomdichtheid volgt nu:

650

~w" = - 1.731 = -5626 W/m2

0.2

Voor de baksteenlaag geeft Perry eveneens een waarde voor de

warmtegeleidingscoefficient, nl. 0.15

*

1.731 = 0.26 W/m/K

(Kaolin insulator brick) .

Voor de temperatuur van de buitenwand werd een waarde van 100 oe

aangenomen, zodat de dikte van de baksteenlaag uitgerekend kan worden (dT2 = 750 K):

750

= - 0.26 = 0.035 m (= 3.5 cm)

~w' , 5626

Wanneer alle dolomietlagen in de berekening worden meegenomen geldt voor de warmtestroomdichtheid:

~

_w,

3"=-1.731

650 0.3

= 3751 w/m2

-16-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Voor de dikte van de baksteen laag volgt dan:

750

dX2

=

0.26 = 0.05 m (= 5 cm)

3751

Een uit één laag bestaande bakstenen bekleding is dus voldoende. Het warmteverlies door de wand komt in het slechste geval uit op

r:/>w"

=

5626 w/m2

Met de in dit hoofdstuk gegeven dimensies van de reaktor komt het warmteverlies uit op:

A = 2 1/4 ~ D2 + ~ D L = 69 m2

r:/>w = 0.39 MW

-17-I

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

- - - -_._ - -9. NOZZLE ONTWERP

Voor het invoeren van de benodigde gassen en de steenkool en kalk/dolomiet moet gezien de extreme temperatuur in de reaktor gebruik worden gemaakt van speciale nozzles ontworpen uit hitte-bestendig materiaal. Zoals in hoofdstuk 4 al besproken is dient de zuurstof afgeschermd te worden van het ijzer, hetgeen bewerkstelligd kan worden met behulp van nozzles bestaande uit concentrische buizen zoals in figuur 3 geschetst is. De zuurstof wordt via de binnenste, iets minder ver uitlopende, buis het bed ingeblazen en de stoom en propaan gemengd via de buitenste buis. De Duitse firma Lechler is gespecialiseerd in het ontwerp van nozzles (ook bij hoge temperatuur), maar toont in haar catalogus

[19] geen concentrische nozzles. Om toch een indruk te krij gen

van het benodigd aantal en de grootte van de nozzles wordt veron-dersteld dat de zuurstof, stoom en propaan gemengd door de nozzles worden geleid.

De totale gasstroom wat via nozzles het bed moet worden ingebracht heeft een grootte van:

stoom _{210.6 mn 3/ton coal} - - > 92426.3 NI/min zuurstof _{606.1 mn 3/ton coal} - - > 265978.9 NI/min

totale gas stroom = 358405.2 NI/min

De werkelijke totale gasstroom bij een druk van 5.3 bar is gelijk aan:

Vtot = 393487.5/5.3 = 67623.6 I/min

Lechler kan standaard nozzles leveren gemaakt uit siliciumcar-bide wat een maximale bedrijfstemperatuur heeft van 1700 'C. In bijlage g staat een ontwerpgrafiek waaruit de benodigde binnenste buisdiameter afgeschat kan worden en een tabel waarin voor het materiaal siliciumcarbide de capaciteit en de dimensies van volkegelnozzles worden gegeven. De capaciteit is gegeven in werkelijke volumestromen. Aangezien de tabel tot 2.0 bar loopt moeten de in de tabel aangegeven capaciteiten omgerekend worden naar de druk van het toe te voeren gas (5.3 bar). De omrekenings-formule luidt:

(13)

-18-I

.

I

I I

I

.

I

I

I

I

'

I

.

i I

I

.

I

•

•

•

•

•

•

•

Gekozen is voor 7 nozzles om een goede verdeling van de gassen te verkrijgen. De capaciteit per nozzle wordt dan:

V1' = 67623.6/7 = 9660.5 I/min

De gekozen nozzles hebben een capaciteit van 6651 I/min bij 2.0 bar zodat via de omrekeningsfaktor (13) de capaciteit bij 5.3 bar gelijk is aan:

V1

=

9822 I/min

De dimensies van de nozzles bedragen (bijlage h):

B = 112.7 mm E = 31.7 mIn L = 299 mm H = 29 mm D2 = 343 mm D3 = 298 mm

De grootte van B wordt bevestigd via de ontwerpgrafiek opgenomen in bijlage g.

9.2. Nozzles voor de invoer van steenkool/kalk/dolomiet

De voor het transport van de steenkool, kalk en dolomiet benodigde volumestroom heeft een grootte van 134353.5 NI/min (dit is equivalent met 134353.5

*

783/298/5.4

=

65373.3 I/min bij 5.4 bar en 510 Oe).

Wanneer 3 nozzles toegepast worden wordt de capaciteit per nozzle gelijk aan 21791.1 I/min. Gekozen wordt voor nozzles met een capaciteit van 12207 I/min bij een druk van 1.0 bar. Dit wordt bij een druk van 5.4 bar via (13) 23964.4 I/min.

De hierbij behorende dimensies bedragen:

B = 180 mm E = 52.3 mm L = 508 mm H = 32 mm D2 = 483 mm D3 = 432 mm

-19-I

•

I

•

•

•

•

•

I

I

.

•

•

•

•

•

•

10. PNEUMATISCH TRANSPORT TOE TE VOEREN STOFFEN

In de literatuur zijn verschillende methoden beschreven om te komen tot een ontwerp voor pneumatisch transportsysteem van vaste stoffen door leidingsystemen [20]. Perry [9] geeft een stap voor stap methode om te komen tot een dergelijk ontwerp. Gekozen is voor deze ontwerpmethode omdat via minder ingewikkeld rekenwerk toch een aanvaardbaar systeem ontworpen kan worden. Via het gebruik van nomogrammen en de vaste stof dichtheid als ingangs-parameter kunnen de benodigde volumestroom drij fgas en de voor het transport noodzakelijke vermogen bepaald worden alsmede het drukverlies over de transportleiding.

In dit hoofdstuk wordt ditontwerpschema toegepast om te komen tot een pneumatisch transportontwerp voor het in dit verslag beschreven steenkoolvergassingsproces, waarbij steenkool en kalk vanuit twee silo's naar de vergassingsreactor moeten worden getransporteerd. Het ontwerpschema in Perry gaat echter uit van lucht als het drijfgas, terwijl in hèt vergassingsproces gebruik gemaakt wordt van een deel van het produktgas (synthesegas) .

Verwacht wordt dat dit in het uiteindelijke resultaat weinig verschil maakt.

Belangrijke startparameters in het ontwerpschema zijn:

1) de bulkdichtheid van steenkool fb = 1350 kg/m3

2) de diameter van de transportbuis D = 155 mm

3) de equivalente lengte* van de transportlijn EL

=

30 m

4) de systeemcapaciteit van de transportlijn ~m = 8.038 kg/s Tabel 7.13 in Perry geeft voor een bekende waarde van de bulk-dichtheid de snelheid van het drijfgas die voor het vaste stof-transport benodigd is. Deze snelheid blijkt ongeveer 2591 m/min

(43 mis) te bedragen. uit nomogram 1 volgt bij de gekozen pijpdiameter van 155 mm een gasvolumestroom van 48 m3/min.

De systeemcapaciteit is gelijk aan de te vervoeren massastromen steenkool en kalk (~m = 7.313 + 0.725

=

8.038 kg/s (28.9

ton/uur)) .

Nomogram 2 geeft bij deze systeemcapaciteit en volumestroom aan gas een vaste stof/gas verhouding van 7. Deze verhouding mag de waarde van 15 niet overschrijden omdat bij die waarde stof trans-port onmogelijk is.

Vervolgens kan uit nomogram 3 (pijpdiameter van 155 mm, volume-stroom gas van 48 m3/min) een waarde voor de ontwerpfactor bepaald worden van 90. Nomogram 4 levert bij een equivalente lengte van de transportlijn van 30 m, een ontwerp factor van 90 en een vaste stof/gas verhouding van 7 het drukverlies over het systeem, welke gelijk is aan 23 kPa. Tenslotte volgt uit nomogram 5 het voor het transport benodigde vermogen. Deze blijkt bij een equivalente buislengte van 30 m gelijk te zijn aan 24.3

kW (33 pk).

-20-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

De resultaten van deze ontwerpmethode zijn tevens weergegeven in tabel 2.

tabel 2 . Resultaten ontwerp pneumatisch transport volgens Perry [9]. systeem volumestroom capaciteit drijfgas diameter buis (cm)

S/L O.F. E.L. druk- vermogen verlies

(kgjs) (m3/min) (-) (m) (kPa) (kW)

8.038 48

met

15.5 7 90 30

S/L

=

vaste stof/gas verhouding (-)

O.F.= ontwerp factor

E.L.= equivalente lengte (m)

I

.

•

'

.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

11. BEREKENING CYCLOONBATTERIJ

uit experimenten met kolenvergassing in gesmolten ijzerbedden blijkt dat de stofbelading van het vrijgekomen gas 10-15 g/m3

bedraagt, hetgeen duidelijk te hoog is voor bijvoorbeeld de

compressor verderop in het proces.

De eerste stap tot het terugdringen van de hoeveelheid stof wordt gezet door een batterij cyclonen te installeren. uit de dimensie van deze cyclonen kan het benodigd aantal cyclonen berekend worden.

De diameter van gascyclonen heeft meestal een orde van grootte van 0.3 a l m , waarbij het te reinigen gas een inlaatsnelheid

heeft van zo'n 15 mis. Voor dergelijke cyclonen geldt de volgende

ontwerpvergelijking [9,13]:

(14)

met _{d 50} = diameter van de stofdeeltjes die voor 50

9,-0 worden

afgescheiden (m)

IJ. = viscositeit van het te reinigen gas (Pa s)

d· ₁ = inlaatdiameter (m)

(kg/m 3 )

= dichtheidsverschil tussen deeltjes en gas

v' ₁ = inlaatsnelheid gas (mis)

Voor het drukverlies over een gascycloon geldt:

Pcycl. = 4 (Pa) (15)

In figuur 4 staan de dimensies van een cycloon aangegeven

waarin alle lengte dimensies uitgedrukt zijn in de diameter van de cycloon D. stel _d50 v' ₁ IJ. = = = ::::: 10 IJ.m 15 mis 4.5 10-5 Pa s 1350 kg/m3 -22-De D/2 L = 2 D Z = 2 D S = D/8 J = D/4

I

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

dan volgt uit vergelijking (14) voor de cycloon inlaatdiameter:

V· ₁ 0.14 J.1. = (10 10- 6 )2 1350 15 0.14 4.5 10-5

=

0.32 m

Het oppervlak van de inlaatbuis is nu gelijk aan: Ai

=

~ ~ di 2

=

0.08 m2

De totale massastroom gas dat de cyclonen ingaat is gelijk aan 14.99 kg/s met een dichtheid van 1.079 kg/m3 . De totale volume-stroom is nu gelijk aan:

~v,tot = 14.99/1.1.079 = 13.8~ m3/s De capaciteit van 1 cycloon is gelijk aan:

~V,l = Ai vi = 1.20 m3/s

Het totaal aantal benodigde cyclonen is nu gelijk aan: N = ~v,tot/~v,l = 12

De cyclonenbatterij bestaat dus uit 12 cyclonen (parallel!). Elke cycloon heeft de volgende dimensies:

D = 2 d' ₁ = 0.64 m De = 0.32 m L = 1.28 m Z = 1. 28 m S = 0.08 m J = 0.16 m

Het drukverlies over de cyclonen bedraagt:

p = 4 v· 2 ₁

₌

4 1. 079 15 2 = 0.97 kPa

-23-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

' / 0 ~-r-r"'-; --, d ' ~ , 0 --t---'--- • ---"--+', -t -~ v, Ir o.

":

~-

,

-

-~--=-.

j

.~o--- . - _ . r-.-.-::..-:...-_'.::.O-==-1"'" _ _ _ _ _ _ __ ..... ,IIQ" t. Op."'''Q .. _ _ ._ . . - - 2 -6P i ~ 4 ()V, , L

-t

_,

-

-

---

+

-

, .

'1

-

,

"

I

I

,L. I 'I . 1-d~O 1/40 ~I o,-L---~~--==~-L---~----7, ---~--~----~~-r-o , , 0 _'0

Figuur 4. De dimensies van de cyclonen.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

12. BEHANDELING VAN DE SLAK

Via een intern koelwatercircuit wordt de slak gekoeld en afgevoerd. Dit koelwater staat zijn warmte op zij beurt af aan waterstroom welke ontstaan is uit de stroom van het voedingswater en de in de expansieturbine gecondenseerde stoom. In figuur 5 staat dit koelcircuit schematisch afgebeeld. De slak stroomt uit de vergassingsreaktor via een overlooprand en komt terecht in een waterbad bij 4 atm. De stroom koelwater (21.191 kg/s) wordt daarbij opgewarmd van 124°C tot 144 °c ; de slak koelt tegelijkertijd af tot 25°C. Het enthalpieverschil tussen de in-en uitgaande slak bedraagt 1400 kJ/kg [5]. uit de massastroom slak van 1.278 kg/s volgt de hoeveelheid over te dragen warmte van 1789 kJ/Se De voedingswaterstroom heeft een temperatuur van

94 ° C en een druk van 26 bar. De massastroom hiervan bedraagt

9.851 kg/se Voor de warmteuitwisseling tussen beide waterstromen werd een warmtewisselaar ontworpen met 6 passages aan buiszijde om een temperatuurcross te vermijden.

s13l<:

j,·.2.1B

l<g/s j.S0g C • 4 1;)ar .1,4 C kOQlwater~ 4 bar _{2.~ • .19.1.} l<g/s 1 4

c,

4 bar

•

fi~k~,.i lls wat • .,.. ~ wa"tQT: .136 9.8'51-C 1<9'/5 9.8'!SJ.

_tg:~

26 har 94C1 bar

Figuur 5. Intern koelcircuit voor de slak.

-25-•

•

•

•

•

I

•

•

•

•

•

•

13. WARMTEWISSELAARONTWERP

Voor de hieronder beschreven ontworpen warmtewisselaars is gebruik gemaakt van de ontwerpmethoden zoals ze staan beschreven in het diktaat "Apparaten voor de procesindustrie deel 3 : Appa-raten voor de warmteoverdracht" [10].

13.1. warmteoverdracht van koelwater van de slak naar voedings-water via warmtewisselaar H17

Het voor het koelen van de slak benodigde koelwater (~mw

=

21.191 kg/s, 4 bar) staat zijn warmte af aan het voedingswater. Het koelwater neemt hierdoor in temperatuur af van Tw (in) = 144 • C tot Tw(uit)

=

124 ·C. Het voedingswater (~mk

=

9.851 kg/s, 26 bar) neemt hierbij in temperatuur toe van Tk (in)

=

94 • C tot Tk(uit) = 136 ·C. De bij deze temperaturen gemiddelde soortelijke warmten van beide stromen zijn Cpk

=

_{4323 J/kg/K en Cpw}

=

4220 J/kg/K. Voor de warmtestroom geld~ nu:

Q

=

~mw _{Cpw ( Tw(in) - Tw(uit) )}

=

1788520 W (16) Voor het logarithmisch temperatuurverschil kan worden gevonden TIn

=

17 • C. In verband met het optreden van een temperatuur-cross voor een one- en two-pass en een lage drukval voor een four-paas warmtewisselaar werd een ontwerp gemaakt van een six-pass warmtewisselaar.

Hierbij geldt R = 2.15 en P = 0.39 zodat voor F een waarde wordt gevonden van 0.95. Het gemiddelde temperatuurverschil

b

T wordt nu 16 • C. In tabel A-9 [10] kan een eerste schatting worden gemaakt voor de overall warmteoverdrachtscoefficient: ku = 1304 W/m 2/K. Een eerste schatting van het warmteuitwisselend oppervlak

*

Au wordt dan:

Q

= 85.7 m2 (17)

Bij de verdergaande dimensionering is van belang de snelheid van het fluidum door de buizen en de daarbij behorende drukval. Koelwater stromen door de buizen worden meestal gedimensioneerd op een snelheid van zo,n 1.5 mis en een drukval van maximaal 0.5 bar. Het koelwater, gebruikt voor de slakkoeling, wordt door de buizen gevoerd aangezien deze stroom waarschijnlijk een grotere vervuiling van de buizen zal veroorzaken dan het voedingswater. Het ontwerp heeft geleid tot een warmtewisselaar met 3 shell-passes en 6 tube-shell-passes, 546 buizen (91 buizen per passage), een lengte van 3.38 m en een diameter van 0.74 m. Met een binnen-diameter van 0.015 m en een dichtheid van 930.5 kg/m3 volgt voor de snelheid in de buizen een waarde van 1.43 m/s, voor Re een waarde van 124000 en blijkt de drukval aan buiszijde gelijk te

-26-•

•

•

•

•

•

•

•

zijn aan 0.46 bar. Bij dit Re-getal, een /\ van 0.685 W/m/K en een IJ. van 0.00016 Pa s volgt uit grafiek A-12 dat Nu :::::: 400 (Pr=0.98). Voor de inwendige warrnteoverdrachtscoefficient ai

volgt nu:

ai = Nu --- = 18293 W/m2/K (17)

di

Het voedingswater wordt om de pijpenbundel heen geleid. Voor de equivalente diameter wordt een waarde gevonden van De = 0.0182 m. Bij een dichtheid van 958.4 kg/m3 , een viscositeit van 0.000355 Pa s, een massastroom van 9.851 kg/s en een effectieve keerschot afstand van 0.152 m blijkt het Re-getal gelijk te zijn aan 17892. Het Pr-getal is gelijk aan 2.2 ( '). = 0.685 W/m/K) zodat uit grafiek A-13 volgt dat Th = 90 en Nu = 117. Voor de uitwendige warrnteoverdrachtscoefficient au geldt _nu:

= 4406 W/m2/K

Wanneer voor de vuilweerstanden Ri 0.000176 m2 K/W wordt gemaakt warrnteoverdrachtscoefficient ku: 1 ku = en Ru volgt (18)

een schatting van voor de overall

(19)

du 1 _{d u In (du/di)} 1

+ Ri +

d' ₁ a' ₁

Met d u = 0.019 m wordt voor ku: ku = 1365 W/m2/K

+ Ru +

2 _au

Het benodigde warmteuitwisselend oppervlak wordt nu gelijk aan: 1788520

AU = = 87.4 m2

1365 16

De lengte komt hiermee op 3.38 m.

-27-•

•

•

•

•

•

•

I I

•

•

I

•

•

Twi TkU

T

_Wll

Tki

3 2

Twi

3

2

Figuur 6. Ontwerp van een six pass warmtewisselaar.

-28-•

•

•

•

•

•

•

•

13.2. warmteoverdracht van produktgas naar stoom via warmte-wisselaar H12

In deze warmtewisselaar staat het produktgas wat uit de reaktor komt (1500 °C, 4 bar) warmte af aan stoom (224 °C, Pin = 25.4 bar) voor waarbij stoom wordt oververhit tot 300 ° C. De stof-gegevens van beide media bedragen bij de in de warmtewisselaar gemiddelde kondities: stoom : Tk(in)

=

224 °C Tk(uit)

=

300 °C Cpk

=

2.728 kJ/kg/K

=

0.0439 W/m/K P

=

25.2 bar cf>mk

=

9.851 kg/s IJ.

=

1.874 E-5 Pa s

r

=

11.668 kg/m 3 produktgas _{Tw (in)}

₌

1500 °C Tw(uit)

=

1426 °C Cpw

=

1.8411 kJ/kg/K

=

0.08 W/m/K P

=

3.8 bar cf>mw

=

14.99 kg/s (inclusief recirculatie) IJ.

=

6 E-5 Pa s

r

=

0.533 kg/m3 Voor de warmtestroom geldt nu:

Q

=

_{cf>mw Cpw (Tw(in) - Tw(uit))}

=

2042148 W (20 ) Het logarithmisch temperatuurverschil wordt nu 6. TIn

=

1203 K. Voor een one-paas warmtewisselaar kan nu worden gevonden dat R

=

0.91 en P

=

0.054 zodat F ::::: 1 (grafiek A-1). Het gemiddelde temperatuurverschil

D

T is dus 1203 K. Dit verschil is dermate hoog dat de warmtewisselaar uit speciaal hittebestendig materiaal moet zijn opgebouwd. Te denken valt aan keramisch materiaal. uit tabel A-9 wordt een eerste schatting gemaakt voor de overall warmteoverdrachtscoefficient: ku

=

82 W/m2/K. Een eerste schatting van het benodigde warmteuitwisselend oppervlak wordt dan:

Q

=

20.7 m2 ( 21)

Wanneer dezelfde procedure wordt gevolgd als in § 13.1. (maar dan

via dimensies zoals gegeven in de Warmeatlas [11]) dan resulteert dit in de volgende dimensies (het produktgas wordt door de buizen geleid aangezien dat het meest vervuilende medium is):

manteldiameter Di = 0.90 m

-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

aantal buizen n

=

122 inwendige buisdiameter d' _1.

₌

0.052 m uitwendige buisdiameter d u

=

0.057 m aantal passes

=

1 buislengte L

=

1. 47 m gassnelheid C_w

=

108.5 mjs Rei

=

50120 drukval P' _1.

=

0.14 bar Pri

=

1. 34 Nu ...., ...., 130 a' _1.

=

200.0 Wjm2 jK stroming om de pijpen: equivalente diameter De = 0.0525 m effectieve keerschotafstand B

=

0.361 m Reu drukval Pu pru Nu au

=

=

=

=

=

346653 0.12 bar 1.16 430 377.79 Wjm 2jK

Via vergelijking (19) kan ook nu de overall warmteoverdrachts-coefficient worden uitgerekend met als vuiweerstanden Ri = Ru = 1.76 E-4 en À

=

0.3 WjmjK:

ku

=

58.1 Wjm2jK

Het benodigd warmteuitwisselend oppervlak wordt nu: 2036021

=

29.1 m2 + 10 %

=

32 m2 (22) 58.1 1203

13.3 warmteoverdracht uit produktgas naar water in verdamper H11

In verdamper H11 staat het produktgas een deel van zijn warmte af ten behoeve van het opwekken van stoom bij 224

o

e

en 25.8 bar. In de verdamper vindt de verdamping van het water plaats aan man-telzijde, het produktgas wordt door de buizen geleid. De voor het ontwerp van belang zijnde gegevens staan hieronder vermeld:

water/stoom Tk(in) = Tk(uit) = Hvap cr =

r

(vIst) =

r

(damp) = 224 ° C 224 ° C 2296793 Jjkg 32.3 E-3 Njm 835 kgjm3 12.5 kgjm 3

-30-•

•

•

•

•

I

•

•

•

•

•

•

•

produktgas ; <Pmk

=

9.851 kgjs Pkr

=

221.2 bar P = 25.8 bar Tw(in)

=

Tw(uit)

=

C

Pr

~ À= J.1. = <Pmw

=

P = 1426 °C 563 0 C 1749 JjkgjK 0.675 kgjm 3 0.0794 WjmjK 4.8 E-5 Pa s 14.99 kgjs 3.7 bar De warmtestroom is nu gelijk aan:

Q

=

<Pmw C_{pw (Tw(in) - Tw(uit»}

=

22625711 W (23) Het logarithmisch temperatuurverschif is nu gelijk aan 1025 K. Voor de maximale warmteflux bij koken geldt de volgende relatie:

*

r

~

q max

=

0.054 d 2

uit tabel A-9 volgt een eerste schatting voor de overall warmte-overdrachtscoefficient: kus

=

142 Wjm 2jK.

De eerste schatting voor het benodigde oppervlak wordt dan: 22625711

* _{156 m2}

Au = = (25 )

142 1025

De warmte flux is nu gelijk aan: 22625711

q*

₌

= 145.5 kWjm 2 (26)

156

Wanneer nu de gebruikelijke procedure wordt gevolgd heeft dit het volgende resultaat:

stroming door de pijpen:

manteldiameter D' ₁ = 0.889 m aantal buizen n = 633 inwendige buisdiameter d· ₁ = 0.0214 m uitwendige buisdiameter d u = 0.0254 m aantal passages = 1 gassnelheid C_w = 97.5 mjs Rei = 29353 drukval p₁ . = 0.30 bar Pr = 1.022 Nu = 80 ( l ' 1 = 296.8 Wjm 2 jK

-31-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Aan mantelzijde geldt voor het kokende water de relatie van Monstinski:

(27) Met als vuilweerstanden 1.76 E-4 en À

=

0.3 W/m/K volgt uit (28) de overall warmteoverdrachtscoefficient ku:

ku

=

116.29 W/m2/K

Het benodigde oppervlak wordt nu: 22625711

Au

=

=

190 m2

116.29 1025

De effectieve lengte is nu Leff = 3.76 m

13.4. warmteoverdracht van het produktgas naar stoom via warmtewisselaar H10

Om de stoom van 5.5 bar (156°C) (deze komt uit de expansieturbine T20) op te warmen tot 400°C wordt warmte gewisseld met produktgas. Deze oververhitte stoom wordt als reaktiemedium de reaktor ingeblazen. Voor het ontwerp van deze heater is uitgegaan van de volgende gegevens:

stoom : Tk(in)

=

156 °C Tk(uit)

=

400 °C 4>mk

=

1.133 kg/s

Cp~

=

2221 J/kg/K

=

2.490 kg/m 3

""

=

0.04 W/m/K J.l.

=

1. 93 E-5 Pa s P

=

5.5 bar produktgas _{Tw (in)}

₌

563 °C Tw(uit)

=

538 °C 4>mw

=

14.99 kg/s C

Pr

=

1660 J/kg/K

=

0.899 kg/m 3 À

=

0.04 W/m/K J.l.

=

4 E-5 Pa s P

=

3 bar

Voor de warmtestroom kan nu worden gevonden:

Q

=

~mw _{Cpw (Tw(in) - Tw(uit»}

=

614000 W (29)

-32-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Voor een one-pass warmtewisselaar geldt nu voor het gemiddelde temperatuurverschil ~ T = 322°C. Een eerste schatting voor de overall warmteoverdrachtscoefficient levert op grond van tabel A9 een waarde op van ku = 82 W/m2/K. Hieruit volgt een eerste schatting voor het benodigde oppervlak:

614000

A _u

*

= = 23.3 m2 ( 30)

82 322

Wanneer nu het gebruikelijke ontwerpschema wordt gevolgd dan heeft dit het volgende resultaat:

manteldiameter D₁ '

=

0.70 m aantal buizen n

₌

72 inwendige buisdiameter d' ₁

=

0.052 m uitwendige buisdiameter d u 0.057 m pijplengte L

₌

1. 30 m aantal passages

=

1 gassnelheid Cw

=

128.5 mis Rei 127443 drukval p. ₁

₌

0.29 bar Pri 1. 61 Nu ::::: 350 a' ₁

₌

269.2 W/m2/K stroming om de buizen: equivalente diameter De

=

0.0525 m effectieve keerschotafstand

₌

0.658 m Reu

=

237429 drukval Pu

=

0.15 bar pru

=

1. 07 Nu

-

-

363 au

=

276.6 W/m2/K

Voor de overall warmteoverdrachtscoefficient wordt nu m.b.v.

vergelijking

(

I

q

)

gevonden (met Ri en Ru beide 1.76 E-4 m2 K/Wen

=

60 W/m/K) :

ku

=

123.46 W/m2/K

Het benodigde warmteuitwisselend oppervlak wordt nu: 614000

Au = = 15.4 m2 ( 31)

123.46 322

De totale buislengte komt nu op 1.30 m.

-33-•

•

•

'

.

•

i

.

I

•

•

•

•

L

13.5. Warmteoverdracht van het produktgas naar het voedingswater via warmtewisselaar H9

In deze warmtewisselaar wordt het voedingswater (136°C, 27 bar) opgewarmd tot de verdampingstemperatuur (224°C) via warmte-wisseling met het "koude" produktgas. Het produktgas koelt hierbij af van 598°C tot 446 °C. Bij het ontwerpen is verder uitgegaan van de volgende gegevens:

water : produktgas Tk(in) = 136°C Tk(uit) = 224°C ~mk = 9.851 kg/s Cp~ __ = 4238 J/k~/K

I

892 kg/m = 0.688 W/m/K ~ = 3.55 E-4 Pa s P = 27 bar TW(in)

=

538°C Tw(uit)

=

389°C ~mw

=

14.99 kg/s Cp~ = 1645 J/kg/K I 0.904 kg/m3

=

0.054 W/m/K ~ = 3.7 E-5 Pa s P = 3.2 bar Voor de warmtestroom geldt nu :

Q = ~mw Cpw (Tw(in) - Tw(uit)) = 3673871 W (32) Voor een one-pass warmtewisselaar geldt nu voor het gemiddelde temperatuurverschil: ~ T

=

341 °C. Een eerste schatting van de overall warmteoverdrachtscoefficient levert ku

=

250 W/m2/K en aldus voor het benodigde oppervlak:

3673871

Au*

=

=

43.1 m2 (33)

250 341

Het ontwerp heeft geleid tot de volgende resultaten (het produktgas wordt wederom door de buizen geleid) :

manteldiameter Di aantal buizen n inwendige buisdiameter di uitwendige buisdiameter d u pijplengte L aantal passages gassnelheid c w Rei drukval Pi

=

0.80 m

=

94 5.2 E-3 m

=

5.7 E-3 m

=

3.58 m

=

1

=

83.06 mis

=

105527

=

0.16 bar

-34-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Pri

=

1.10 Nu

-

-

220 a' ₁

=

228.5 Wjm 2 jK Stroming om de buizen: equivalente diameter De

=

0.0525 m effectieve keerschotafstand

=

0.161 m Reu

=

46161 drukval _Pu

=

0.08 bar pru

=

2.19 Nu :::: ₂₀₁ au

=

2636.49 Wjm 2 jK

via vergelijking ( Iq ) wordt nu de overall

warmteoverdrachtscoef-ficient uitgerekend (met Ri en Ru beide 1.76 E-4 en )...

=

60

WjmjK) :

ku = 178.92 Wjm2 jK

Het benodigde warmteuitwisselend oppervlak heeft nu de volgende waarde:

3673871

AU

=

=

60.2 m2 (34)

178.92 341

De totale buislengte bedraagt nu: L

=

3.58 m

-35-•

•

•

•

•

•

•

•

•

14. COMPRESSORBEREKENING

In de gecombineerde expansieturbine-compressor wordt via het expanderen van 25 bar stoom (300 °C) met een massastroom van

9.851 kg/s produktgas met een massastroom van 14.99 kg/s

gecom-primeerd van 3 bar tot 5.4 bar, de druk die het recyclegas nodig heeft om de steenkool en kalk te transporteren en het ijzerbed in te blazen. Een deel van de stoom (met een massastroom van 1.133

kg/s) verlaat de turbine met een druk van 5.5 bar (156°C) om na oververhitting als vergassingsmedium het bed te worden ingebla-zen. De rest van de stoom ondergaat een expansie, waarbij de stoom zelfs condenseert (1 bar, 100°C).

Expansie van de stoom

De enthalpieen van de turbine in- en uitgaande stoom en het uit-gaande water staan vermeld in tabel

3:

tabel 3 . De enthalpieen van stoom en water zoals ze de turbine in- en uitgaan. stoom water in uit uit druk (bar) 25.0 5.5 1.0 temperatuur ( ° C) 300 156 100 massastroom (kg/s) 9.851 1.244 8.607 enthalpie (kJ/kg) -12904.4 -13198.1 -16222.49

Tot 1 bar water condenseert 8.607 kg/se Het energieverschil tussen de 5.5 bar stoom en het water bedraagt:

h_{2 - 3}

=

-13198.1 - (-16110)

=

3024.4 kJ/kg

De warmtestroom bedraagt dan:

Q2-3 = 3024.4 8.607 26030.9 kW

De totale massastroom stoom expandeert van 25 naar 5.5 bar: h l - 2 = -12904.4 - ( -13198.1) = 293.7 kJ/kg

293.7 9.851

=

2893.2 kW

De totale warmtestroom bedraagt nu:

Q = Q2-3

=

28924.1 kW

-36-I

.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Compressie van produktgas

Het produktgas moet worden gecomprimeerd van 300 kPa (389°C) tot 540 kPa. perry [9] geeft voor de adiabatische compressie voor de adiabatische hoogte: k R Tl

[

P2

-IJ

Had

=

( _ )k-1/k k-1 9.806 _PI (35 ) met R

=

8314/molekuulmassa

k

=

kompressibiliteit van het gas (:::: _{1. 4)}

Tl

=

absolute ingangstemperatuur gas Invullen in (35) levert (molekuulmassa gas

=

18.17):

Had = 21473 m

Het benodigde compressievermogen wordt gegeven door: W Had

kWad

=

(36)

1000

met W

=

massastroom

*

9.806

Hieruit volgt voor het benodigde vermogen: kWad = 3156.4 kW

Wanneer het rendement gelijk is aan 70 % dan is het benodigde vermogen gelijk aan:

kWad'

=

4509.1 kW

Er is dus een overschot aan vermogen met een grootte van: Q - kWad'

=

24415 kW

Dit vermogen kan worden gebruikt om electriciteit op te wekken of om de produktgasstroom verder te comprimeren m. b. v. compressor C23.

Tijdens de compressie neemt de temperatuur van het produItgas toe welke als volgt berekend kan worden:

)0.4/1.4

=

850 K (577 °C) ₍₃₇₎

-37-I

.

•

•

•

I

·

I

•

•

•

•

,

.

•

15. BEREKENING VAN INVESTERING EN PRODUKTIEKOSTEN

De randvoorwaarden die benodigd zij n voor het schatten van de noodzakelijke investeringen zijn:

- aantal bedrijfsuren - gasproduktie per jaar

- stookwaarde stookgas - stookwaarde aardgas - aardgasprijs 7200 uur/jaar 4.34 108 Nm3/jaar 11 MJ/m3 32 MJ/m3 0.45 gulden/m3

uit de bovenstaande gegevens kan de jaaromzet afgeschat worden. De stookwaarde van het geproduceerde stookgas ligt zo'n 65% lager dan die van aardgas. Als betaald wordt voor de "MJ's" dan ligt de prijs van het stookgas ook 65% lager dan die van aardgas:

prijs van stookgas ~ 0.35 prijs aardgas

~ 0.35 0.45 ~ 0.16 gulden/m3

totale jaaromzet = produktie

*

prijs =

= 4.34 10 8 0.16 = 69.4 10 6 gulden/jaar

Ongeveer 80% van de totale investeringen in een chemische fabriek komt voor rekening van de proceseenheden (IB,64%) en de hulp-apparatuur (IH' 16%). De overige 20% komt voor rekening van de investering in niet-tastbare zaken (zoals licenties, know-how, opstartkosten) en in de voorraden,werkkapitaal en terreinen.

Er bestaan verschillende methoden om tot een investeringsbedrag

te komen. Een eerste indikatie wordt gegeven door de

omzet-methode. De verhouding tussen de omzet en de totale investering voor een bepaald produkt kan bij benadering als een constante worden gezien, de kapitaalomloopsnelheid rv:

produktomzet per jaar 69.4 10 6

=

= 0.75

geinvesteerd kapitaal per jaar I

Een eerste indikatie voor de investering is dus gelijk aan:

I = 92.6 10 6 gulden/jaar

Bij een dollarkoers van 2.10 gulden wordt dit:

I = 44.1 10 6 $/jaar

-38-I

I

•

•

•

•

I

.

•

•

•

•

•

•

Schatting van de investering via stapmethoden

15.1. Methode van Zevnik-Buchanan

Deze methode gaat uit van de veronderstelling dat investeringen een funktie zijn van de volgende twee variabelen:

- proceskapaciteit - procescomplexiteit

Voor de procescomplexiteit zijn de volgende basisgegevens nodig: - aantal funktionele eenheden (N) uit het proces

flowdiagram

- complexity factor (Cf)

- konstruktiekostenindex (Cl) ~

In de complexity factor worden de volgende factoren meegenomen: - temperatuurfactor Ft

temperatuur) :

Ft

=

0.018 [T-290]

100

(met T de maximaal te bereiken

als T > 290 K

- drukfactor F

Deze factor

~an

- materiaal factor 111-18.

(met p de maximaal te bereiken druk) . worden afgelezen uit figuur 111-17.

Fm' Deze kan worden afgelezen uit figuur Bovenstaande drie factoren worden op de volgende manier in de complexity factor verdisconteerd:

Cf = 2

*

10 (Ft+Fp+Fm) ₍₃₈₎

uit de investering per funktionele eenheid (IE' fig.III-21) en de Chemical Engineering Plant Cost Index Cl kan de totale inves-tering worden geschat:

(39)

Bezwaar tegen deze methode is dat de verschillende eenheden van een fabriek onder vaak geheel verschillende condities kunnen werken van druk, temperatuur en kapaciteit. Een grotere nauwkeu-righeid wordt verkregen door de investeringen niet over het

-39-•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

geheel uit te rekenen, maar door die van de afzonderlijke

funktionele eenheden te sommeren.

Deze gemodificeerde methode is die van Jansen.

De resultaten van deze stapmethode staan weergegeven in tabel 4.

tabel 4 .Resultaten van de stapmethode volgens Zevnik-Buchanan

eenheid Reaktor Slakkoeler Precipitator Cyclonen Transport stoomturbine Gaskoeler(l) Gaskoeler(2) Gaskoeler(3) Gaskoeler(4) Warmtewis. Ft 0.27 0.25 0.06 0.06 0.04 0.06 0.27 0.25 0.11 0.11 0.02 Fp 0.08 0.06 0.06 0.06 0.08 0.13 0.06 0.06 0.06 0.06 0.15 Fm Cfi 0.2 7.04 0.2 6.45 0.1 3.25 0.2 4.09 0.1 3.30 0.2 4.86 0.2 6.73 0.2 6.45 0.2 4.63 0.2 4.69 0.1 3.72 N ~(Cfi i=l = produktie van de eenheid in kiloton/jaar

Pim Cfi Pim 23.2 163.07 6.0 38.72 0.4 1. 30 1.9 7.77 24.2 79.91 17.6 85.57 24.2 162.79 24.2 156.19 24.2 112.12 24.2 113.50 21.3 79.24 Pim) = 1000.18 met Pi

m = degressiecoefficient, wordt voor dit proces afgeschat op

0.55 (tabel III-15). De totale investering wordt nu:

N

IB = 0.1 (~ Cfi Pim) CI = 33.01 106 $/jaar

i=l

met CI = Chem. Eng. Plant Co st Index

=

330 (1988)

15.2. Methode van Taylor

Een vergelijkbare methode is die van Taylor en kan worden opgevat als een variant op het model van Jansen. Taylor maakt gebruik van de costliness index welke als volgt wordt gedefinieerd:

N

f = ~ (1,3)Si

1

De investering wordt nu gegeven door:

IB

=

93 f p O• 39 CI/300 (in k$)