ö
i~i
'
TU Delft
F.V.O. Nr:
2804Technische Universiteit Delft
Vakgroep Chemische Technologie
Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp
van
C. BEVAART
A.A. BRONK
onderwerp:
"'.
AMMONT AK - PRODUCTIE VOLGENS HET LCA-PROCES VAN TCT
adres:
GR.v.
PRINSTERERLAAN 13 3214 XL ZUIDLAND V. L. V. SANDENBURGSTRAAT 3 2613 CJ DELFT opdrachtdatum: 10- 8-1989 verslagdatum: 20-12-19891 11 INHQ.UDSOPGAVE: I II I I I IV
v
VITITELBLAD AMMONIAK-PRODUKTIE VOLGENS HET LCA-PROCES VAN ICI
INHOUDSOFGAVE . . . . SAMENVATTING EN CONCLUSIE . . . .
I NLE I DI NG . . . . UITGANGSPUNTEN VOOR HET ONl'\.I,7ERP . . . . V.l
V.2
Exogene ontwerpgegevens . . . . Endogene ontwerpgegevens . . . . BESCHRIJVING VAN HET PROCES . . . .
BLZ. 1 4 5 7 7 8 10 VI . 1 Ontzw8.vel ing van de aardgasvoeding . . . .. 10 VI.2 De absorptie-unit... 11
VI. 2.1 VI.2.2 VI.2.3
De circulerende warmwaterstroom . . . . De absorptie van water . . . . De desorptie van water . . . .
11 11 12 VI.3 R e f o r m e r . . . 14 VI. 4 VI. 5 VI. 6 VI. 7
VI.3.1 Primaire reformsectie . . . 14 VI.3.2 Secundaire reformsectie. . . 14 De shiftreactor . . . . Pressure swing adsorptie . . . . C07-terugwinning . . . . Ammoniaksynthese . . . . 16 17 19 20 VII PROCESCONDITIES. . . . 21
VII.1 Ontzwavelde aardgasvoeding en ammoniakproduktie. 21 VII.2 De absorptie-unit... 22
VI I .2. 1
VII.2.2 V11.2.3 VII.2.4
Stoomtoevoer aan stroom 10 . . . . Waterstroom 15 uit de absorptietoren .. . Stromen 8 en 13 . . . . De circulerende warmwaterstroom . . . . 22 22 23 23 VII.3 R e f o r m e r . . . 24 V11.3.1 Primaire reformsectie. . . 24
VII.3.1.1 Reacties in de primaire
re-formsectie. . . .. 24 VII.3.1.2 Molenstroom 29 uit de
pri-maire reformsectie. . . . .. 25 VI1.3.2 Secundaire reformsectie . . . 25
V11.3.2.1 Reacties in de secundaire
reformsectie . . . 25 V1I.3.2.2 Holenstroom 28 uit de
2
VII.3.3 Enthalpieveranderingen in fornuis F18 .. 26
VII.3.3.1 Enthalpieveranderingen in de primaire reformer. . . . . . . . . .. 26
VII.3.3.2 Enthalpiestroom naar primai-re primai-reformsectie als gevolg van warmteuitwisseling met stroom 28. . . . . . . . . . . . . .. 26
VII.3.3.3 Enthalpiestroom naar primai-re primai-reformsectie als gevolg van warmteuitwisseling met stroom 29. . . . .. 26
VII.3.3.4 Enthalpieverandering in de secundaire reformsectie. . . .. 27
VII.4 De shiftreactor. . . 28
VII.4.1 Stromen 37 en 38 . . . 28
VII.4.2 Het koelwater van de shiftreactor . . . 28
VII.5 Pressure swing adsorptie . . . 29
VII.6 C02-terugwinning . . . 29 VI 1.7 Ammoniaksynthese . . . . . . . . . . . . . . . . .. 29 VII.7.1 VII.7.2 VII.7.3 VII.7.4 Compressor C28 . . . . Methanator . . . . Enthalpieverandering in methanator .... . Reactor R37 . . . . VII.7.4.1 Enthalpieverandering in re-29 30 30 30 actor R37... 31
VIII MOTIVERING VAN DE KEUZE VAN DE APPARATUUR EN BEREKENING HIERVAN. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .. 32
VIII.l Ontzwaveling van de aardgasvoeding . . . 32
VIII.2 Absorptie-unit . . . 33
VIII.2.1 De gepakte kolommen . . . 33
VIII.2.1.1 De keuze van het type vullichamen. . . . .. 34
VIII.2.1.2 Bepaling van de flooding-grens. . . . .. 34
VIII.2.1.3 Berekening van de kolom-diameter. . . . . . . . .. 34
VIII.2.1.4 Berekening van het druk-verlies per meter vul-linghoogte. . . . .. 35
VIII.2.2 De warmtewisselaars . . . 35
VIII.2.2.1 Berekeningsmethode bij het ontwerp van een 'Shell and tube' warmte-wisselaar . . . 36
VI I I . 2. 3 Pompen... 37
VIII.2.3.1 Berekeningsmethode bij het ontwerp van een cen-trifugaal pomp... 37
! I L
XI
V 1'1. XI 3 VI I 1.3 Fornuis F 1 8 . . . 38VIII.3.1 Bepaling van de warmte-uitwisselende
oppervlaktes. . . . .. 38
VIII.3.2 Drukval over de primaire reformsectie 38
VIII.4 De shiftreactor . . . 39
'/111.5 '.JIII.E. VI I I . 7
\/111.4.1 Berekeningsmethode bij het ontwerp
van de shiftreactor R22... . . .. 39 Pressure swing adsorptie . . . . CO:::.: -terug~.'i nni ng . . . ... . . . Ammoniaksynthese . . . . 40 40 41 MASSA- EN WARMTEBALANS. . . . .. 42 OVERZICHT VAN DE SPECIFICATIE VAN DE APPARATUUR.. . . .. 42 KOSTEN. . . . . . . . .. 53 XI.l X 1.2 XI. 3 XI.4 XI.5 Investeringen . . . . Totale productiekosten . . . . Opbrengsten . . . . Rentabi 1 i tei ten . . . . Energiebehoefte per ton ammoniak . . . .
53 53 53 53 53 XI I S'Yt1BOLENLIJST. . . . . 54 XIII LITERATUURLIJST . . . 56 XIV BIJLAGEN: 1 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
Methode voor het berekenen van molenstromen voor verschillende ammoniakproductiesnelheden . . . . De samenstelling, druk en temperatuur van de ver-schillende stromen in de absorptie-unit . . . . De stromen uit het bovenste gepakte bed . . . . De stromen bij het onderste gepakte bed . . . . Evenwichtsconstantes voor reformreacties . . . . Reactiesnelheid in de primaire reformsectie . . . . Berekening van de samenstelling van de uitgaande stroom 29 uit de primaire reformsectie . . . . Enthalpieverandering in de primaire reformsectie .. . Enthalpieverandering van stroom 28 als gevolg van warmteoverdracht aan de buitenkant van de primaire reformsectie . . . . Berekening van de temperatuur van stroom 34 . . . . Enthalpieverandering in de secundaire reformsectie. De shiftreactor . . . . Berekening van de warmte-uitwisselende oppervlaktes van de primaire reformsectie . . . . Drukval over de primaire reformersectie . . . . Berekening van aardgasstroom 30 . . . . Berekening van de gepakte kolommen . . . . Berekening van de warmtewisselaars . . . . Berekening van de shiftreactor . . . . Pompberekeningen . . . . Kostenberekeni ng . . . . 57 60 62 64 68 69 71 76 79 80 82 85 87 92 93 97 100 106 108 112
Het flowsheet bevindt zich
binnenkant van de achteromslag.
4
III SAMENVATTING EN CONCLUSIE:
Het volgende fabrieksvoorontwerp (rVO) beschrijft de industriële
produktie van ammoniak uit synthesegas volgens het LCA-proces van
ICI. Er is een NH~-fabriek ontworpen op basis van het octrooi van
ICI [2], voor drie verschillende produktiesnelheden, te weten
400, 450 en 500 ton NH3 per dag.
Het LCA-proces gaat als volgt ([2J,[3J) :
De voeding bestaande uit aardgas wordt eerst ontzwaveld. Het
ontzwavelde aardgas wordt verzadigd met water door direkt
contact met de circulerende warmwaterstroom. Het nu verkregen
gasmengsel wordt gemengd met stoom om de juiste H~O-CH4
verhou-ding van 2 tot 5 te verkrijgen en wordt opgewarmd door het
reformer-produktgas. Het gasmengsel verlaat de gasverwarmde
reformer bij ongeveer 720°C en bij 30-45 bar, en wordt gevoed
aan de secundaire reformer voor verdere reforming met een
over-maat aan lucht. Het gereformde gas (970 Oe) wordt gekoeld door
:,.larmte te leveren aan de primaire gasverwarmde reformer en door voorvervJarming van het reformervoedingsgas. Het gekoelde
gere-formde gas (230 Oe) wordt geleid in een watergekoelde
shiftreac-tor ',.?aari n de shiftreactie isotherm wordt ui tgevoerd. Het gas dat
de shiftreactor verlaat bij 230
oe
wordt verder gekoeld doordi rekt contact met koudwater ; een deel van het watel- ui t het
gas-mengsel concenseert t,.,'8.arbii de circulerende warmwaterstroom
ontstaat. Vervolgens wordt het gasmengsel verder gekoeld en wordt
het gecondenseerde water afgevangen. Het droge gasmengsel gaat
naat- de pressure s',.7ing absorption-uni t (PSA-uni t) waar de
over-maat aan N:;:, CO~ en i nerts wordt verwi jderd. De CO~;,· wordt ui t het
af e:as van de FSA-uni t teruggeINonnen met behulp van absorptie.
Deze CO:2 t,.?ordt verkocht als industrieel gas. De gezui verde
gas-stroom uit de PSA-unit wordt gecomprimeerd en wordt vervolgens
gemethaneerd. De gemethaneerde gasstroom wordt gekoeld waarna het
gas wordt gedroogd. Het gedroogde gas wordt gemengd met
gerea-geerd synthesegas dat NH:::r bevat en INordt vervolgens gekoeld v.'8.ar-na vloeibaar NH" t,.?ordt afgescheiden; het gas wordt gespl i tst in
een recyclestroom en een spuistroom. De recyclestroom passeert
een compressor en wordt daarna toegevoerd aan de synthesereactor.
De spuistroom gaat naar de PSA-unit. Het warme gas uit de
syn-thesereactor wordt gekoeld waarbij stoom van 60 bar wordt
opge-wekt en waarbij het voedingsgas van de reactor wordt opgewarmd. De technologische berekeningen zijn hieronder vermeld.
Het fornuis (bestaande ui t de gasvenvarmde primaire reformer en
de secundaire reformer) en de absorptie-unit (bestaande uit de
circulerende warmwaterstroom, de absorptie-desorptietoren) worden
geheel doorgerekend. Aan de andere onderdelen van de NH3 -fabriek
(bestaande uit de pressure swing adsorptie-unit, de C07-terug-winning-unit, de methanator, de droger en de
ammoniaksynthese-unit worden doorgerekend op basis van het 'black box' model.
De economische berekeningen leverde de volgende resultaten.
De totaal benodigde investeringen zijn 120
*
106 US$ (240*
106Hfl; 1 US$ 5 2 Hfl). De totale produktiekosten zijn 30.08
*
106US$ (60.16
*
10A Hfl) per jaar. De totale opbrengst is 39.04 •10"·' US$ (78.08
*
10"" Hfl) per jaar. De NH,..,.-fabriek maakt dus eenwinst van 8.96
*
106 US$ (17.92 106 Hfl) per jaar.Op basis van de door ons verrichte technologische en economische
berekeningen, zal de ontworpen NH~,;-fabriek winst maken en zal
haar investeringen na ongeveer 13 jaar terugverdienen.
5
IV INLEIDING:
De hedendaagse ammoniakproduktie heeft een enorme industriële
omvang. NH3 wordt (voor het overgrote deel) gebruikt als
grondstof voor de produktie van kunstmest. De huidige
produktie-capaciteit va.n de NH'ëI"-industrie is wereldwijd meer dan 100 Mton NH'ëI" per jaar [IJ.
Enkele voorbeelden van belangrijke industriële toepassingen van
NH" zijn [lJ :
-bereiding van salpeterzuur (oxidatie van NH3 naar NO en N02 , vervolgens absorptie va.n de stikstofoxides in water)
-oxidatie van propeen met NH3 tot acrylonitril
-stikstofbron voor de produktie van caprolactam (monomeer van
nylon-6) en voor de produktie van hexamethyleen-diamine
(co-monomeer van nylon-6,6)
NH, is voor het eerst op industriële schaal geproduceerd in 1913
in Duitsland volgens het Haber-Bosch proces. De grote
ontwikke-ling van de industriële NH3-produktie vanaf 1913 werd sterk
ge-stimuleerd door het voorhanden zijn va.n een eenvoudig en
econo-misch proces om NH3 in salpeterzuur om te zetten; een grondstof
die destijds in grote hoeveelheden gebruikt werd door de
explo-sieven-industrie [25J.
De hedendaagse NH~-industrie is gebaseerd op een zeer breed scala
van grondstoffen en processen. NH3-synthesegas kan geproduceerd
worden door partiële oxidatie en/of stoomreforming van
grond-stoffen variërend van steenkool via ruwe aardolie, zware
stook-olie, nafta tot raffinaderijgas en aardgas. Ongeveer tweederde
deel van de NH~~-produktie is gebaseerd op aardgas als grondstof. Ook voor de uiteindelijke NH3-synthese zijn vele varianten [IJ.
In dit FVO wordt een NH3-fabriek besproken en doorgerekend op
basis van het 'Leading Concept Ammonia' CLCA) proces; een nieuw
NH3-proces ontwikkeld door het Britse chemieconcern ICI.
Kenmer-kend van dit proces is dat de grote hoeveelheden proceswarmte die
tijdens de procesvoering ontstaan, worden hergebruikt in het
proces. Een ander kenmerk van het LCA-proces is dat de capaciteit
is verschoven van de normale grootte van 1000-1500 ton per dag
naar 400-500 ton per dag. Deze kleinere plants Z1Jn per ton
gezien even duur om te bouwen en hebben een even efficiënte
bedrijfsvoering als de grote plants [4].
De toepassing van kleinere plants is op plaatsen waar een
beperkte hoeveelheid NH'ëI" nodig is en waar vandaan de NH~~r moeilijk
te transporteren is. NH3 wordt namelijk onder druk in vloeibare
fase getransporteerd; in het geval dat er over grote afstand
transport plaatsvindt wordt de kostprijs van NH3 duidelijk hoger. In vergelijking met het conventionele NH3 -proces zijn in het LCA-proces de volgende veranderingen aangebracht :
-De grote primaire reformer die verwarmd wordt door grote
gas-branders, is vervangen door een kleine gasverwarmde reformer.
-Het tweetrapsproces voor de uitvoering van de shiftreactie is
vervangen door een enkel-trapsproces welke een isotherme shift
omvat.
-De conventionele CO~-verwijdering via absorptie is vervangen
door een pressure swing absorptie-systeem dat naast de CO2 ook
de overmaat N,~~ (er is namelijk extra lucht nodig voor de
secundaire reformer om de primaire reformer van voldoende
warmte te voorzien ) verwijdert. Tevens wordt het niveau van
6
In het totale LCA processchema is het hoge-druk stoom systeem beperkt tot één punt (in de NH3-synthese-sectie ) waar hoge-druk stoom ~lordt verkregen ([ 2 J , [3 J ) .
In dit FVO is op basis van het octrooi van ICI [2] dat dit LCA proces beschrijft, een NH-..-fabriek ontworpen voor drie verschil-lende produktiesnelheden te weten 400,4':',0 en 500 ton NH,; per dag. Bi i het ont~'erp van de NH·,-fabriek ~'Orden de volgende onderdelen van het proces doorgerekend:
-de reformersectie bestaande uit een gasverwarmde primaire refor-mer en een secundaire reforrefor-mer.
-de absorptie-unit bestaande uit de circulerende warmwaterstroom en de absorptietoren die bestaat uit twee gedeeltes.
Het doorrekenen bestaat uit het opstellen van de massa- en warmtebalansen, het bepalen van de druk en de temperatuur en de dimensionerin2 van de verschillende apparaten.
De a.ndere onderdelen van de NHë";-fabriek worden doorgerekend op basis van het 'black box' model. Deze andere onderdelen zijn de pressure swing adsorptie unit , de C07 -terugwinning-unit, de methanator, de droger en de NH3-synthese-unit. Voor de NH-.. -syn-these-unit zijn tevens gegevens gebruikt van de AMV technologie VB.n ICI [6]. De NH3-synthese-unit is identiek aan de unit die gebruikt wordt in een NHè':-fabriek volgens het AMV concept [31.
Middels enige economische beschouwingen aangaande deze NH3
-fabriek wordt bekeken of deze plant per ton gezien, even duur is om te bouwen en een even efficiënte bedrijfsvoering heeft als de grote NH~-plants. Hiervoor ZlJn de totale investeringen, de totale produktiekosten en de totale opbrengst bepaald. Aan de hand van de totale produktie kosten en de totale opbrengst kan bekeken worden of de NH-,-fabriek winst maakt of verlies lijdt. In geval van ~'inst kan worden bekeken ~'anneer de investeringen zijn terugverdiend. Bij de economische berekeningen is de apparatuur van de H-S-verwijdering en de CO~-terugwinning buiten beschouwing gelaten.
Er u?Ordt gesteld dat het LCA proces energetisch wa.a.rschijnlijk niet beter is dan de bestaande 'low energy' processen. Om de !=rima.ire reformer van voldoende \,olarmte te voorzien, moet extra lucht naar de secundaire reformer ,_'orden toegevoerd. Energetisch gezien raa.k je op die v..'ijze de I,,'inst in de primaire reformer weer een beetje kwijt in de secundaire reformer. Bovendien wordt zo extra stikstof geïntroduceerd die later in het proces, bij de pt-essure swing adsorptie, weer verl,o,'i jderd moet ",'orden. De pressure swing adsorptie is in de plaats gekomen van de CO~-ver
\,?ijdering. Vergeleken met de chemische I,.Jasmethode is de pressure swing adsorptie zeker economischer, maar energetisch gezien ligt deze techniek dicht in de buurt van de fysische scheidingsmethode :!ie tegenwoordig in de moderne ' lo~' energy' plants wordt toege-past [4].
Het LCA proces wordt door ICI gedemonstreerd in twee fabrieken bij Bristol (U.K. ). Deze twee fabrieken hebben een produktiesnel-heid van 450 ton per dag. Wereldwijd hoopt ICI de komende jaren via licenties ongeveer 30-40 NH-..-fabrieken volgens het LCA concept neer te zetten [4J.
7
V UITGANGSPUNTEN VAN HET ONTWER~.:
V.1 Exogene ontwerpgegevens:
De specificaties van de gebruikte en de verkregen stoffen worden
hieronder vermeld. De massastromen M worden, voor zover bekend,
vermeld voor de produktiesnelheid van 400 ton ammoniak per dag. De grondstoffen:
-aardgas (samenstelling in ï.mol:
CH4 : 93.86 en N2 /Ar : 3.23
M
=
2.21 kg s-]CO":':.: : O. 36 ,
P = 46 bar en
-lucht (p
=
1 bar, T=
20°C), M = 8.46 kg S-1-stoom Cp = 40.5 bar, T = 251 Oe), M = 2.66 kg s- 1
-water
De hulpstoffen:
H7:' : 2.55,
T = 30°C),
-koelwater, lucht en stoom nodig voor verschillende
warmtewisse-laars, condensors en reboilers
-katalysator; in de reformsectie : Ni op AI~O~, in de
shiftreac-tor: Cu, in de arnmoniaksynthesereactor: Fe, in de methanator:
Ni op AI~O~
-moleculaire zeven (4A) nodig voor de ontzwavelingsunit, voor de
droger en voor het PSA-systeem
-een tertiaire amine oplossing nodig voor de CO";,;,-verwijdering
-aardgas nodig voor de gasturbine, M
=
2.23 kg S-1De produkt en en andere verkregen stoffen:
-ammoniak (1, p = 104 bar, T = 127°C), M = 4.37 kg s- ]
-C02 uit de C02-verwijdering-unit (dit gas wordt als industrieel
gas verkocht), M
=
5.95 kg S - l-opgewekte stoom Cp
=
60 bar, T = 254°C), M=
21.5 kg S - l-verbrandingsprodukten uit de gasturbine (C02 en H2 0)
-afgas uit de ontzwaveling-unit CH7 <':·, CO'2' H2 0)
-water (op verschillende punten wordt vloeibaar water verkregen)
-afgas uit de C02-verwijdering-unit
Een beschouwing betreffende de capaciteit van de NH3-fabriek
volgt hieronder.
In dit FVO is een NH3 -fabriek volgens het LCA concept ontworpen
voor drie verschillende produktiesnelheden te weten 400, 450 en
500 ton NH3 per dag. De normale grootte van een NH3 -fabriek is
1000-1500 ton NH3 per dag. Om de jaarproduktie van de NH3 -fabriek
te bepalen moet bekend zijn hoeveel dagen per jaar de installatie
in bedrijf is. Van tijd tot tijd moet de NH3 -fabriek worden
stop-gezet. De reden van het stopzetten van de NH3 -fabriek kan zijn:
*
vervangen van onderdelen die zijn aangetast door corrosie ofdie gebroken of gescheurd zijn onder invloed van drukspanningen
*
schoonmaken van onderdelen die zo vervuild zijn dat debedrijfsvoering wordt geschaad
• inspecteren van onderdelen als controlemaatregel ten behoeve
van de produktie, de veiligheid en het milieu
Het grote pluspunt van de NH3-fabriek volgens het LCA concept is
dat na het stopzetten zeer snel kan worden opgestart ([3], record opstarttijd is 19 h vanaf het moment van voedingsgasintroduktie). De tijd dat de fabriek niet draait zal hierdoor beperkt blijven.
Aan de hand van een grove schatting van het aantal
8
V.2
Endogene ontwerpgegevens:Enkele gegevens omtrent de fysische constanten worden hieronder
vermeld.
De warmtecapaciteit kan worden bepaald met behulp van tabel 8.1
in bijlage 8, gebaseerd op [7], 106-107,113
De geleidingsco~ffici~nt van gassen kan worden bepaald volgens de
tabel uit [15], blz 3-254. De geleidingsco~ffici~nt van vloeibaar
water kan worden bepaald volgens de tabel uit [15], blz 3-253.
De dichtheid van gassen kan worden bepaald volgens de tabel uit
[15], blz 3 -78.,. De dichtheid van water kan worden bepaald volgens tabel uit [15], blz 3-238 en 3-239.
De viscositeit van gassen kan worden bepaald volgens het nomogram
uit [15], blz 3-249 en 3-250. De viscositeit van vloeibaar water
kan ",,'orden bepaald volgens het nomogram ui t [15], blz 3-251 en 3-252.
De bepaling van de ",,'armteca.paciteit, de geleidingsco~ffici~nt, de
dichtheid en de viscositeit is rekening gehouden met de
tempera-tuursafhankelijkheid en is geen rekening gehouden met de
drukaf-hankelijkheid. Voor een druk van (maximaal) 50 bar zal de
aflees-f Dut nau~}.'el i jk=. 1,.1orden beïnvloed.
Bijvoorbeeld [22], H~O(l):
pCbar) TCK) nCmPa s ) CpC] mol ~' K-' L C W m- ' K--,.
0.682
1 373 O. 282 75. 99
50 373 0.287 75.77 0.688'
p = 100 bar
In het onderstaande overzicht staan enkele stofconstanten vermeld van de componenten in de diverse processtromen met betrekking tot hun veiligheid. Wat bett-eft hun toxiciteit wordt de H.A.C. -waarde
genoemd CH.A.C. : Maximale Aanvaardbare Concentratie), aangaande
hun brandbaarheid en explosiviteit T",,, en Eg] CT",,,,, : zelfont-brandingstemperatuur , Eg, : explosiegrens in lucht).
Overz icht van de M. A. C. -waarde, de T"" <> en de Eg, voor de
vprschillende componenten: H·:;~S NH:·,< N .. · H-· O:è Ar CH4 CO CO:. -M.A.C. (mg m-3 ) 15 18 n.v. n.v. n.v. n.v. n.v. 55 9000 niet vastgesteld T..,,,,, (OC) 260 630 400 537 605
Eg1 (volume% in lucht) 4-46
15-29 4-76
5-16 12-75
9
CO Het gas mengt zich goed met lucht en explosieve mengsels
kunnen makkei i jk I"lorden gevormd. Het gas is reukloos
waardoor de overschrijding van de M.A.C.-waarde gemakkelijk
kan plaatsvinden. Er worden op de risicovolle plaatsen
CO-detectie (en alarm) -apparatuur aangebracht.
CO~ Bij hoge concentraties in de lucht, biivoorbeeld in een
slecht geventileerde ruimte, ontstaat zuurstofgebrek.
NH·~ Het gas is moei 1 i jk brandbaar en moei 1 i jk tot ontsteking te
brengen. De reukgrens ligt boven de M.A.C.-waarde. Het gas
reageert heftig met sterke oxidatiemiddelen en tast koper,
zink, aluminium en hun legeringen aan.
H~S Het gas is zwaarder dan lucht en verspreidt zich over de
grond met kans op ontsteking op afstand. Het gas reageert
heftig met oxidatiemiddelen (met kans op brand en explosie)
en tast vele metalen aan.
Uit het voorgaande overzicht blijkt dat de M.A.C.-waarden voor CO
en NH3 laag Z1Jn. Giftigheid voor de arbeiders, omwonenden en
milieu speelt hoofdzakelijk een rol bij lekkage. Doordat bij hoge drukken wordt gewerkt, is de kans op een lekkage reeel.
Onder andere in de gasturbine waar brandstof, oxidant en een
ontstekingsbron samen aanwezig zijn, kunnen brand en explosie
optreden.
Zuurstof wordt alleen in de secundaire reformer gebruikt in de
vorm van lucht. In deze reformer reageert de zuurstof direkt. De
kans dat daar explosie-mengsels vormen is daarom niet erg groot. De geconcentreerde stroom aan verontreinigingen, verkregen uit de ontzwavelingsunit kan slechts zelden direkt worden gespuid zonder
een nabehandeling die kan bestaan uit een
vloeistof-absorptie-proces in het geval dat de stroom rijk is aan zwavel verbindingen.
Een andere nabehandeling kan bestaan uit het Clausproces; H2 S
wordt omgezet naar elementaire zl,vavel. Tijdens di t proces komt
ook SO~.~ vri j (M. A. C. -waarde SO-:;.: ::' mg m-3
) ; di t betekent dat
tijdens de procesvoering er gezorgd voor moet worden dat de
con-centratie van S02 in het afgas voldoende laag blijft ([1],69,83).
Betreffende de corrosie-aspecten en de materiaalkeuze kan het
volgende worden vermeld.
A5-houdende admiraliteitslegering (70% Cu, 29% Zn, 1% Sn) is
bruikbaar voor alle watersoorten. De doorstroomsnelheid van het
water moet bij voorkeur liggen tussen 1.2 en 1.8 m S-1. Langzame
stroming van het water kan schadelijk zijn ten gevolge van
afzettingen.
Ammoniak is corrosief en tast koper, zink, aluminium en hun
legeringen aan. Onder invloed van ammoniak kan er
spannings-corrosie ontstaan. Er treden dan scheuren op op de plaatsen waar
de hoogste trekspanningen aanwezig zijn.
Nikkellegeringen bezitten een goede tot redelijke corrosie
vast-heid in vele niet-oxiderende, zwak-zure, neutrale en alkalische
milieus en bezitten tevens goede mechanische eigenschappen. ook
bij hoge en lage temperaturen [24].
Er is gekozen voor roestvrijstaal als constructiemateriaal
10
VI BESCHRIJVING VAN HET PROCES
VI.l
Ontzwaveling van de aardgasvoeding:Als voeding voor de ammoniak plant wordt bij het LCA-proces gebruik gemaakt van aardgas. Deze aardgasvoeding (stroom 1) bestaat voor het grootste gedeelte uit methaan. Verder zijn in het aardgas stoffen aanwezig zoals C(b, N2 en BbS. Deze laatste stof moet uit de voeding worden gehaald omdat HbS de activiteit van reform- en shiftkatalysatoren verlaagt door irreversibele binding aan het katalysatoroppervlak [l,blz. 34,36].
De zuivering van het aardgas vindt plaats door fysische adsorptie in een, met een moleculaire zeef (4A) gevuld, gepakt bed [1, blz. 66-70]. Er wordt gebruik gemaakt van drie bedden die om beurten de volgende fasen doorlopen:
- Adsorptie Stoffen als H20, C02 en HbS worden uit het aardgas verwijderd bij lage temperaturen. Bij hoge concentraties aan te verwijderen stoffen is de warmte die vrijkomt als gevolg van het exotherme
adsorptieproces hoog en is koeling noodzakelijk. Bij lage concentraties aan te verwijderen stoffen, waarmee hier wordt gewerkt, is geen koeling nodig.
- Regeneratie: Na adsorptie wordt het bed geregenereerd door verhoging van de temperatuur terwijl het bed wordt doorgeblazen met een schoon gas. Hiervoor kan een gedeelte van het ontzwavelde aardgas of een ander gas worden gebruikt.
- Koeling Het warme geregenereerde bed wordt gekoeld met het koele ontzwavelde aardgas. Hierdoor wordt het bed weer gereed gemaakt voor een nieuwe adsorptiefase en wordt een gedeelte van de warmte teruggewonnen.
In het proces weergegeven in het flowsheet wordt de aardgasstroom (stroom 1). die HbO, BbS en C02 bevat toegevoerd aan het gepakte bed Rl. Bed R2 doorloopt de regeneratiefase en bed R3 doorloopt de koelfase.
HbO wordt het sterkst geadsorbeerd en concentreert zich aan de ingang van de adsorber. Omdat HbS sterker geadsorbeerd wordt dan CÜ2 is gedeeltelijke scheiding van beide stoffen mogelijk. De ontzwavelde stroom 3 bevat dus geen BbO en HbS meer en slechts een gedeelte van de oorspronkelijk in stroom 1 aanwezige C02. Stoffen die niet worden verwijderd zijn C~, N2 en Ar.
De eigenschappen van het ontzwavelde aardgas (stroom 3) zijn [2,
blz. 25]:
P 25 - 50 bar.
11
VI.2 De absorptie-unit:
\.11.2.1 De circulerende warmwaterstroolI!:
De absorptie-unit bestaat ui t een kolom ~.\'3.arin t\·.'ee gepakte
bedden aant.·.'ezig zijn. In het bo,.renste gepakte bed '.rindt het
absorptie-proces plaa.t:. In dit gedeelte van de kolom vJOrdt een
deel '.'an de circulerende \·Jarm\l.>aterstroom gabsorbeerd door het
ontzwaveld voedingsgas. In het onderste gepakte bed vindt het
desorptie-proces plaats. In dit gedeelte van de kolom t.:JOrdt met
behulp van koudwater een deel van de vlaterdamp ui t het produkt gas van de shiftreactor, gecondenseerd.
Het 'koude water' en het verkregen condensaat uit het onderste
gepa.kte bed vormen tesamen de circulerende warmwaterstroom. Deze
stroom wordt dan via een pomp naar het bovenste gepakte bed
gebracht. De circulerende vlarmwaterstroom bevindt zich onder een
zodanige druk dat het water vloeibaar blijft) ook bij een
temperatuur ver boven 100
oe .
De circulerende t.varmwaterstroomwordt eerst opgewarmd door warmtewisseling met het produktgas van
de shiftreactor. Vervolgens vindt verdere opwarming van de
circulerende warmwaterstroom plaats door warmtewisseling met het
koel \·.>ater van de shi ftreactor '..vaarbi j de react ie~Jl8.rmte van de
shiftreactie wordt overgedragen. Tenslotte wordt de circulerende
warmwaterstroom opgewarmd door warmtet./Jissel ing met het produkt gas
van de reformer-sectie (dit produkt gas is al voor een gedeelte
afgekoeld door warmtewisseling met het voedingsgas van de
reformer-sectie).
De nu geheel opgewarmde circulerende warmwaterstroom wordt
gesproeid in de kolom boven het bovenste gepakte bed.
Vl.2.2 De absorptie van water:
Het ontz~ .. )a'lelde aardgas komt in de kolom onderin het bovenste
gepakte bed. Het gas wordt in het gepakte bed in rechtstreeks
contact gebracht met \llater afkomstig van de circulerende
'.\>arml.'.'aterstroom. Tijdens di t rechtstreeks contact tussen het gas
en het I"later vindt zowel s·tofoverdracht als warmteoverdracht
plaat~. Hierbij kunnen twee processen worden onderscheiden:
(1): Het proces waarbij gelijktijdig stof overdracht en
warmteoverdracht plaatsvindt.
De vloeistof stroomt in een dunne film langs de vullichamen.
Bekeken wordt het geval dat de vloeistof aanvankelijk dezelfde
temperatuur heeft als het gas dat niet verzadigd is met de damp
van de vloeistof. Omdat het gas bij die temperatuur niet
verzadigd is, treedt verdamping op vanaf het vloeistofoppervlak
(stofoverdracht). Hierdoor wordt verdampingswarmte aan de
vloeistof onttrokken, zodat de temperatuur ervan gaat dalen. Hoe
lager de temperatuur van de vloeistof wordt, des te groter wordt
het temperatuurverschil tussen gas en vloeistof en des te meer
zal er van de benodigde warmte door warmteoverdracht van gas naar
vloeistof worden getransporteerd. Na enige tijd stelt zich een
stationaire toestand in, waarbij de temperatuur en dus ook de
v.larmteïnhoud van de vloeistof niet meer met de ti jd verandert;
12
langsstrijkende gas geleverd. Er heerst dan een dynamisch
evenwicht waarbij de benodigde warmtestroomdichtheid gelijk is
aan de stofstroomdichtheid (dit is de molenstroomdichtheid maal
de molaire verdampingswarmte bij de vloeistof temperatuur; deze
temperatuur wordt ook wel de natte-bol-temperatuur genoemd ([10],
lE.4-167) .
(2 ): Het proces waarbij alleen warmteoverdracht plaatsvindt.
Bij de aanstroming van de vullichamen (de vloeistof stroomt in
een dunne film erlangs) ontstaat een thermische grenslaag. In
deze grenslaag vindt de temperatuurgradi~nt plaats (de theorie
achter di t concept wordt ook we I de filmtheorie genoemd ([ 10] ,
108, 146 ). Deze grenslaag is dikker naarmate de afstand langs het
oppervlak vanaf het aanstroompunt groter is. Naar analogie bij de
stromi ngs'J.7eerstand van 1 ichamen laat de grenslaag ergens achter
de grootste dikte van het lichaam los. De over het gehele
oppervlak gemiddelde warmteoverdrachtsco~fficiënt wordt
voornamelijk bepaald door wat aan de aanstroomzijde van het
1 ichaa.m gebeurt.
Hierbij dient te worden opgemerkt dat het opgezette filmmodel
voor een deel geldt. De vloeistof zal ook vaak in de vorm van
kanaaltjes en riviertjes langs de vullichamen stromen en tevens
zal hier en daar vloeistof zich ophopen. Ondanks de afwijking van het filmmodel voor de beschrijving van de vloeistofstroming langs de vullichamen, vinden de processen Cl) en (2) plaats.
Deze twee processen zorgen
opgewarmd en de waterstroom
gasstroom die het bovenste
waterdamp. De temperatuur van dauwpunt van het gas.
ervoor dat de gasstroom wordt
wordt gekoeld. Tevens wordt de
gepakte bed verlaat verzadigd met
deze gasstroom is gelijk aan het
De met waterdamp verzadigde gasstroom wordt gemengd met extra
stoom om de vereiste stoom-methaan verhouding te verkrijgen van 2
tot 5. Door de toevoer van extra stoom wordt de gasstroom extra
opgewarmd. De uiteindelijke gasstroom heeft een temperatuur van
150 - 250
o
e
en een druk van 25 - 50 bar abs . . Voordat dezegasstroom de reformer-sectie bereikt wordt deze stroom opgewarmd
door warmtewisseling met het produkt gas van de reformer-sectie.
Na het opl,·}armen heeft de gasstroom een temperatuur van
350 - 550 ~c. Deze gasstroom is de voeding van de
reformer-sectie.
VI.2.3 De desorptie van water:
De afgekoelde waterstroom afkomstig uit het bovenste gepakte bed
v.lordt verder afgekoeld door I,varmtewisseling met koelwater. Aan de
nu verkregen koudwaterstroom \i.'Ordt een externe hoeveelheid
koudwater toegevoegd via een pomp. Deze hoeveelheid koudwater is
gel i jk aan de hoeveelheid \.-7ater die in het bovenste gepakte bed
verdampt vermindert met de hoeveelheid water die in het onderste
gepakte bed condenseert. De extra hoeveelheid koudwater wordt
verderop in het proces verkregen. De uiteindelijke
koudwaterstroom wordt gesproeid in de kolom boven het onderste
13
Het produktgas van de shiftreactor wordt gekoeld door
warmtewisseling met de circulerende warmwaterstroom, naar een
temperatuur die gelijk is aan het dauwpunt van het gas. Deze
gasstroom komt in de kolom onderin het onderste gepakte bed. Het
gas wordt in het gepakte bed in rechtstreeks contact gebracht met
water afkomstig van de koudwaterstroom. Tijdens dit rechtstreeks
contact tussen het gas en het water vindt zowel stof overdracht
als warmteoverdracht plaats. Evenals in het bovenste gepakte bed
kunnen ook in het onderste gepakte bed twee processen worden
onderscheiden:
(1): Het proces waarbij gelijktijdig stof overdracht en
warmteoverdracht plaatsvindt.
De vloeistof stroomt in een dunne film langs de vullichamen. Naar
analogie van het gelijknamig proces in het bovenste gepakte bed
wordt bekeken het geval dat de vloeistof aanvankelijk dezelfde
temperatuur heeft als het gas dat oververzadigd is met de damp
van de vloeistof. Omdat het gas bij die temperatuur oververzadigd
is, treedt condensatie op Cstofoverdracht). Hierdoor wordt
condensatiewarmte aan de vloeistof geleverd, zodat de temperatuur
ervan gaat stijgen. Hoe hoger de temperatuur van de vloeistof
wordt, des te groter wordt het temperatuursverschil tussen gas en
vloeistof en des te meer zal de geleverde v?armte door
warmteoverdracht van de vloeistof naar het gas \vorden
getransporteerd. Na enige tijd stelt zich een stationaire
toestand in waarbij de temperatuur van de vloeistof niet meer
verandert; alle bij de condensatie vrijkomende warmte I,.vordt dan
aan het langsstrijkende gas geleverd. Er heerst dan een
dynamisch evenwicht waarbij de vrijkomende warmtestroomdichtheid
gelijk is aan de stofstroomdichtheid (dit is de
molenstroomdichtheid maal de molaire condensatiewarmte bij de
vloeistof temperatuur),
(2): Het proces waarbij alleen warmteoverdracht plaatsvindt.
De uitgangspunten van dit proces zijn reeds eerder beschreven
voor het gelijknamig proces in het bovenste gepakte bed.
Ook hier dient te worden opgemerkt dat het opgezette filmmodel
voor een deel geldt. Ondanks de afwijking van het filmmodel voor
de beschrijving van de vloeistofstroming langs de vullichamen,
vinden de processen (1) en (2) plaats.
Deze twee processen zorgen ervoor dat de gasstroom wordt gekoeld
en de waterstroom wordt opge~ .. .'armd. Tevens is de gasstroom die het
onderste gepakte bed verlaat bij een lagere temperatuur verzadigd
en zal de overtoll i ge vJaterdamp <"",'orden gecondenseerd. De
temperatuur van deze gasstroom is gelijk aan het dauwpunt van het gas.
De afgekoelde gasstroom die uit het onderste gepakte bed komt
wordt door luchtkoeling verder gekoeld beneden het dauwpunt van
het gas. Hierna ~.lordt uloeibaar v7ater van het gas beneden het
dauwpunt gescheiden in een 'catchpot' . Uit dit vat komt droog gas
over de top en gaat naar de 'pressure-swing-adsorption-unit'. Als
bodemprodukt komt uit het vat koudcondensaat. Deze
koudwaterstroom 'Jormt 5amen met vers koudwater de externe
hoeveelheid koud<"",'ater die) '.'ia een pomp, aan de afgekoelde
14
VI.3 Reformer:
De grote primaire reformer van de conventionele ammoniakfabriek
wordt in het LCA-proces [2,3] vervangen door een met gas
verwarmde reformer. Deze reformer ziet er uit als een kleine
destillatiekolom.
Het gereformde gas uit de primaire reformsectie wordt vervolgens
gekoeld door warmteoverdracht aan de primaire reformsectie.
Hierna wordt het gekoelde gasmengsel uit de primaire reformsectie
toegevoerd aan de secundaire reformsectie voor verdere reforming
met een overmaat aan lucht. Het gereformde gas wordt vervolgens
gekoeld door warmteuitwisseling met de primaire reformsectie en
voorverwarming van het reformer voedingsgas.
VI.3.1 Primaire reformsectie:
De voorverwarmde stroom uit warmtewisselaar H16 (stroom 24) wordt
toegevoerd aan de primaire sectie van de reformer. De
eigenschappen van deze stroom zijn als volgt: P = 25 - 50 bar.
T
=
350 - 550°C.stoom-gas verhouding = 2 - 5.
De primaire reformsectie bestaat uit ringvormige bedden gevuld
met een steam reforming katalysator (Ni-alumina). De twee
belangrijkste reacties die plaatsvinden in de primaire
reformsectie zijn [1, blz. 31]:
CH... + 2 fkO
<
===) CÛ:2 + 4 Ik dHE98 164.647 kJ/mol CH...CH... + fkO
<===)
CO + 3 Ik 205.813 kJ/mol CH...Daar bovenstaande reacties exotherm ZlJn, is warmtetoevoer van
buitenaf noodzakelijk. De ringvormige bedden worden zowel aan de
binnen- als aan de buitenkant verwarmd in fornuis F18. Verwarming
aan de binnenzijde vindt plaats met behulp van de gasstroom uit
de primaire reformsectie (stroom 29). Deze stroom heeft een
temperatuur van 600 800°C aan de uitgang van de primaire
reformsectie en wordt als gevolg van de warmteoverdracht gekoeld
tot 450 - 650°C.
Verwarming aan de buitenzijde vindt plaats met behulp van de
stroom uit de secundaire reformsectie (stroom 28). Deze stroom
heeft een temperatuur van 900 - 1050 °C aan de uitgang van de
secundaire reformsectie en wordt als gevolg van warmteoverdracht
gekoeld tot 450 - 650°C aan de uitgang van fornuis F18.
VI.3.2 Secundaire reformsectie:
De warme gasstroom uit de primaire reformsectie (stroom 29)
bestaat uit CO. CO~, Hb. niet gereageerde stoom en methaan. Na de warmteuitwisseling met de primaire reformsectie wordt deze stroom
toegevoerd aan de secundaire reformsectie. De eigenschappen van
deze stroom zijn als volgt:
P 25 - 50 bar.
- T = 450 - 650°C.
1)
15
Stroom 26, bestaande uit lucht of met zuurstof verrijkte lucht
wordt eveneens toegevoerd aan de secundaire reformsectie. De
lucht wordt voor de toevoer aan de secundaire reformsectie eerst
op de vereiste druk gebracht met behulp van compressor C19.
De toegevoerde zuurstof reageert in de secundaire reformsectie
met waterstof:
2 H:<: + O2
<
===>
2 H." 0 dH29B = - 483.636 kJ/mol 02 ( 3)Omdat er waterstof wegreageert verschuiven de evenwichten ( 1) en
( 2) naar rechts [4, blz. 323,324]. De conversie van methaan
neemt dus in de secundaire reformsectie toe ten opzichte van de
conversie in de primaire reformsectie.
Een andere reden voor een toenemende conversie in de secundaire
reformsectie is het feit dat de temperatuur hoger is dan in de
primaire reformsectie, wat eveneens leidt tot een verschuiving
naar rechts van de evenwichten ( 1) en ( 2).
De warme gasstroom uit de secundaire reformsectie (stroom 28, 900
1050 °C) dient zoals gezegd als warmtebron voor de primaire
reformsectie. De gekoelde gasstroom verlaat fornuis F18 met een
temperatuur van 450 - 650 ° C (stroom 35). Deze gasstroom zorgt in
~)
,-,'
....-"
16
VI.4 De shiftreactor:
In deze reactor wordt CO met H~O omgezet naar CO? en H2 volgens de exotherme evenwichtsreactie:
co
+ H~O <.===> CO::.~ + H~Nevenreacties zijn te verwaarlozen. De ligging van het chemisch
evenwicht wordt niet beïnvloed door de druk (evenveel reagerende
als gevormde moleculen). Deze shiftreactie levert extra waterstof
(en dus extra grondstof voor de ammoniaksynthese) en vermindert
de concentratie van CO, welke de ammoniaksynthese katalysator kan
vergiftigen. Voor deze exotherme reactie geldt dat de
evenwichtsomzetting afneemt bij hogere temperatuur. Bij een
hogere temperatuur zal de reactiesnelheid toenemen. Om nu
voldoende hoge omzettingssnelheden te bereiken bij een lagere
temperatuur worden katalysatoren gebruikt. Op basis van dit
voorafgaande werd in een conventioneel ammoniakproces gekozen
voor een twee-trapsproces met een 'high temperature shift' (HTS)
en een 'low temperature shift' ( LTS) ( [1 ], 35-37) .
'High Temperature': de shiftreactie wordt uitgevoerd bij een
ingangstemperatuur van 330 - 400 =C en bij een
uitgangs-temperatuur van 400 - 500
oe
.
De gebruikte katalysator bestaatuit Fe20~ met als stabilisator Cr2 03 om hoge activiteit voor
langere tijd te garanderen. Hierbij wordt een gehalte aan CO in
de uitgaande stroom van 2 - 4 volume/. (op droge basis) verkregen zodat een tweede stap nodig is.
'Low Temperature': de shiftreactie wordt uitgevoerd bij een
ingangstemperatuur van 190 - 230°C en bij een
uitgangstemperatuur van 250 - 300°C. De gebruikte katalysator
bestaat uit metallisch koper, ZnO en Al203 . Deze katalysator is
erg gevoelig voor vergiftiging door bijvoorbeeld H2S en voor
oververhitting wat resulteert in sintering Hierbij wordt een
gehalte aan CO in de uitgaande stroom van 0.1 - 0.5 volumeï. (op droge basis) verkregen.
In het twee-trapsproces vindt
door indirekte warmtewiseling
beschermen tegen H2S wordt een voor de koeling.
opeenvolgend plaats: HTS, koeling
en LTS. Om de LTS-katalysator te
ZnO-waakbed geplaatst na de HTS en
In dit FVO wordt dit twee-trapsproces vervangen door een
enkel-trapsproces welke een isotherme shift omvat. De
shiftreactie wordt uitgevoerd bij een temperatuur van
230 - 280°C . Voor deze shiftreactie wordt een koperkatalysator
gebruikt. Deze koperkatalysator is echter niet identiek aan de
LTS-katalysator [3]. Dit enkel-trapsproces wordt uitgevoerd in
een multibuisreactor. De katalysator wordt in de buizen gebracht en om de buizen stroomt koelwater onder druk. Alle warmte die bij
de shiftreactie vrijkomt wordt door indirekte warmtewisseling
overgedragen aan het koelwater. Het koelwater staat op zijn beurt
deze reactiewarmte af, door indirekte warmtewisseling, aan de
circulerende warmwaterstroom. Hierdoor wordt het isotherme
karakter van de shiftreactie gewaarborgd.
De voeding van de shiftreactor bestaat uit het produktgas van de
reformer. Dit produktgas wordt afgekoeld door indirekte
warmtewisseling met het voedingsgas van de reformer en met de
circulerende warmwaterstroom. Het produkt van de shiftreactor
wordt gekoeld, door indirekte warmtewisseling met de circulerende warmwaterstroom, naar een temperatuur gelijk aan het dauwpunt.
17
Vl.S Pressure swing adsorptie:
In catchpot V17 wordt van het gas. waarvan de temperatuur door
koeling in H13 beneden het dauwpunt van water is gekomen. h~t
vloeibare water afgescheiden. Het droge gas verlaat de catchpot
en wordt naar een selectieve adsorber geleid. De adsorber werkt
volgens het pressure swing principe [5. vanaf blz. 1]. Een
pressure swing adsorber bestaat uit een aantal bedden die
achtereenvolgens de volgende stappen ondergaan: Adsorptie.
Drukvereffening met de stroomrichting mee.
Drukverlaging met de stroomrichting mee om een ander bed te purgeren.
Drukverlaging tegen de stroomrichting in. Purgeren.
Op druk brengen.
Er worden tenminste 4. het liefst 5. bedden gebruikt om meerdere
drukvereffeningen mogelijk te maken waardoor het percentage
verontreinigingen in het gezuiverde gas wordt verkleind. Een
overzicht van de werking van een PSA-systeem van 4 bedden
is weergegeven in figuur 1 [2].
Het doel van het PSA-systeem is het verwijderen van HbO. C02 en
CO. Deze stoffen moeten worden verwijderd omdat ze de katalysator voor de ammoniaksynthese vergiftigen.
De bedden van een PSA-systeem bevatten materialen zoals actieve
koolstof of een moleculaire zeef waardoor C~ en HbO sterk worden
geadsorbeerd. Hb wordt nauwelijks geadsorbeerd en andere stoffen.
die in de voedingsstroom 23 aanwezig zijn. worden gedeeltelijk
geadsorbeerd.
Het gezuiverde gas (stroom 39) bevat voor het grootste gedeelte
Hb en N2 in een verhouding van ongeveer 3 : 1. Verder bevat deze
gasstroom nog kleine hoeveelheden C~. CO en Ar. Stroom 39 wordt
naar compressor C28 geleid en gaat vervolgens naar de ammoniak
syntheseloop.
Het off gas (stroom 45) bevat voor het grootste gedeelte r.b. N2
en C02. Verder bevat deze gasstroom nog kleinere hoeveelheden CO.
C~. Ar en HbO. In het LCA-proces wordt het C~ uit stroom 45
teruggewonnen en verkocht als industrieel gas (VI.6).
Het van CÛ2 ontdane gas (stroom 33) wordt niet gespuid omdat het
nog energierijke verbindingen zoals Hb en C~ bevat. Er wordt
daarom aardgas aan toegevoegd waarna deze stroom 33 wordt
toegevoerd aan de compressor en verbrandingskamer van gasturbine
C20. Deze gasturbine levert het benodigde vermogen om de
~.
19
VI.6 CO:2-terusrwinnini:
Uit het off-gas uit het PSA-systeem (stroom 45) wordt CÜ2 teruggewonnen met behulp van een waterige oplossing van een tertiaire amine [3, blz. 45]. Dit CC6 kan als industrieel gas worden verkocht. In het algemeen wordt bij het verwijderen van CÜ2 uit gasstromen gebruik gemaakt van waterige oplossingen van zwakke basen (15 - 40 %) [1, blz. 77,78J. Sterke basen zijn niet geschikt omdat het gebruik hiervan zou leiden tot irreversibele absorptie. Absorptie vindt plaats in T31 bij een temperatuur van 20 - 40°C. De absorptie van CC6 verloopt als volgt:
IhN + H::zO
< --- >
IhNH+- +HO-CO~ + HO-
<===>
HC03Het CO:;;! wordt dus in de vorm van HCÜ3 door het tertiaire amine geabsorbeerd.
De regeneratie vindt plaats bij atmosferische druk en door toevoer van warmte in T39. De desorptie van CO2 verloopt als volgt. Als gevolg van drukvermindering verschuift evenwicht ( 6) naar links en tevens neemt de oplosbaarheid van CC6 in water af. Het CO~ wordt als topproduct afgescheiden (stroom 59). Omdat ook veel water uit de oplossing verdampt, wordt een gedeelte van het topproduct als reflux naar de kolom teruggevoerd.
Het bodemproduct is de waterige oplossing van het tertiaire amine. Deze oplossing wordt vervolgens weer toegevoerd aan de absorptietoren T31.
Het van CC6 ontdane gas (stroom 33) dient zoals gezegd als voeding voor gasturbine C20. Deze gasturbine levert het vermogen dat nodig is om luchtstroom 25 te compresseren.
5) 6)
"w
,..,'
20
VI.7 Ammoniaksyntheee:
Het ammoniaksynthesegas (stroom 39) wordt op de gewenste
synthesedruk gebracht met behulp van compressor C28. Vervolgens
vindt methanering plaats in R27. Hierdoor wordt de nog aanwezige
CO omgezet in C~ over een adiabatisch bed met een nikkel-alumina
katalysator. De reactie die in de methanator plaats vindt luidt
als volgt [1, blz. 38,39]: CO + 3 fk
<===)
C& + fkODe grote overmaat aan Hb zorgt er voor dat vrijwel alle CO wordt
omgezet. De vorming van water, eveneens een vergif voor de
ammoniaksynthesekatalysator, maakt drogen echter noodzakelijk.
Het gemethaneerde gas (stroom 44) wordt vervolgens gekoeld in
koeler H29 tot een temperatuur van 30 - 40°C, dit is beneden het dauwpunt van water. Het vloeibare water wordt afgescheiden in V30
en het laatste restje water wordt geadsorbeerd in drogerkolom
R32. De nu ontstane stroom 49 wordt gemengd met gereageerd
synthesegas dat ammoniak bevat.
Het mengsel (stroom 52) wordt vervolgens gekoeld tot beneden het
dauwpunt van ammoniak en geleid naar catchpot V43. In catchpot
V43 wordt het vloeibare ammoniak gescheiden van de andere
componenten. Het niet gereageerde gas (stroom 57) wordt
gescheiden in een recyclestroom 56 en een purge stroom 42.
De recyclestroom wordt nog enigszins samengeperst in compressor
C46 en wordt vervolgens toegevoerd aan de synthesereactor R37.
Deze reactor bevat [2, blz. 23]:
Een of meer katalysatorbedden (Fe of Ru) . Quench of indirecte temperatuurcontrole. Een voeding-effluent warmtewisselaar (H38) Uitwendige boiler (H40).
In H40 wordt stroom 54 gekoeld door middel van het opwekken van
stoom van 60 bar. Dit is het enige punt in de LCA-plant waar
stoom wordt opgewekt [3, blz. 45].
Het gas uit reactor R37 wordt zoals gezegd gemengd met het
gemethaneerde gas uit methanator R27. Een gedeelte van purge
stroom 42 kan eventueel worden toegevoegd aan voedingsstroom 3. De reactie die in reactor R37 plaats vindt luidt als volgt:
( 7)
~9B
= -
92.220 kJ/mol Nb ( 8)Het gedeelte van de ammoniaksynthese in het LCA-proces is gelijk
gebleven aan het AMV-proces [3]. Voor verdere uitwerking van dit
gedeelte wordt verwezen naar FV02608 waarin het AMV-proces is
VII PROCESCONDITIES
VII.l
Ontzwavelde aardgasvoeding en ammoniakproductie:De aardgasvoeding wordt ontzwaveld in een. met een moleculaire
zeef gevulde (A4), gepakte kolom. Van sterk naar minder sterk
worden achtereenvolgens geadsorbeerd: HbO, HbS en C02 . Aan de
voedingsgasontzwaveling wordt niet gerekend. De ontzwavelde
stroom 3 dient als voeding voor de LCA-plant.
Het LCA-proces van ICI wordt doorgerekend voor capaciteiten van: 400 ton ammoniak/dag (= 257.20 mol NH~/s).
450 ton ammoniak/dag (= 289.35 mol Nli~/s)
500 ton ammoniak/dag (= 321.50 mol NH~/s).
Bij het doorrekenen van het LCA-proces wordt uitgegaan van de
volgende stoichiometrie (bij lage 1): 1 C& ---) 2 NH-s
De noodzake 1 ijke methaanstromen in stroom 3 voor bovenstaande
capaciteiten bedragen dus steeds de helft van de
ammoniakproductstromen:
400 ton ammoniak/dag ~ 128.60 mol Cfk /s .
450 ton ammoniak/dag ~ 144.68 mol Cfk /s .
500 ton ammoniak/dag ~ 160.75 mol Cfk/s.
De samenstellingen van stroom 3 en van verschillende andere
stromen zijn voor productiesnelheden van 400, 450 en 500 ton/dag
weergegeven in tabel 1.2 (bijlage 1) .
~.
I~
, ~ '
22
VII.2 De absorptie-unit:
De absorptie-unit bestaat uit een kolom waarin twee gepakte
bedden aanwezig zijn. In het bovenste gepakte bed vindt het
absorptie-proces plaats. In dit gedeelte van de kolom wordt een
deel van de circulerende warmwaterstroom geabsorbeerd door het
voedingsgas. In het onderste gepakte bed vindt het
desorptie-proces plaats. In dit gedeelte van de kolom wordt met behulp van
koud water een deel van het water in de gasstroom uit de
shiftreactor, gecondenseerd. Het koude water en het verkregen
condensaat uit het onderste gepakte bed vormen tesamen de
circulerende warmwaterstroom.
De procescondities in de absorptie-unit worden bepaald op basis
van procesgegevens die zijn weergegeven in octrooi EP0157480 [2].
In bijlage 1 wordt aangegeven hoe deze procesgegevens omgerekend
worden naar de capaciteiten van het LCA-proces van ICI. In
bijlage 2 worden tevens de temperaturen en drukken van de
verschillende stromen bepaald.
VII.2.1 Stoomtoevoer aan stroom 10:
Uit het bovenste gepakte bed komt stroom 10 die verzadigd is met
water. De samenstelling van deze stroom 10 wordt in bijlage 3
berekend. De resultaten voor de verschillende productiesnelheden
staan vermeld in tabel 1.2 (bijlage 1).
De met water verzadigde stroom 10 wordt gemengd met extra stoom
(stroom 12) om de vereiste stoom-methaan verhouding van 2.71 te
verkrijgen. De extra hoeveelheid stoom nodig om de vereiste
stoom-methaan verhouding van 2.71 te verkrijgen wordt berekend in
bijlage 3. De berekende resultaten 400 ton ammoniak/dag 450 ton ammoniak/dag 500 ton ammoniak/dag van stroom 12 147.97 mol 166.47 mol 184.96 mol zIJn: stoom/s. stoom/s. stoom/s.
De samenstelling van de na stoomtoevoeging ontstane stroom 18
wordt eveneens berekend in bijlage 3. De resultaten hiervan staan
vermeld in tabel 1.2 (bijlage 1).
Molenstroom 18 wordt vervolgens opgewarmd door warmteuitwisseling met het productgas uit fornuis F18. De opgewarmde stroom 24 dient als voeding van fornuis F18.
VII.2.2 Waterstroom 15 uit de absorptiekolom:
Uit het bovenste gepakte bed komt de afgekoelde waterstroom 15
waarvan een deel is geabsorbeerd door het voedingsgas.
Waterstroom 15 wordt vervolgens gekoeld door warmteuitwisseling
met koelwater in H14. De benodigde koelwaterstroom wordt in
bijlage 4 berekend.
De gekoelde waterstroom 16 vormt samen met extern toegevoegd koud
water, de koudwaterstroom 14 die gesproeid wordt boven het
onderste gepakte bed. De groottes van waterstromen 14, 15 en 16
,-'
\...\
-'
23
VII.2.3 Stromen 8 en 13:
Stroom 38 uit de shiftreactor wordt gekoeld door
warmteuitwisseling met de circulerende warmwaterstroom, naar een
temperatuur die gelijk is aan het dauwpunt van het gas. De
grootte van stroom 8 na koeling wordt in bijlage 2 berekend. De resultaten voor de verschillende productiesnelheden staan vermeld in tabel 1. 2 (bij lage 1).
Uit het onderste gepakte bed komt stroom 13 die verzadigd is met
water. De samenstelling van stroom 13 wordt in bijlage 4
berekend. De resultaten voor de verschillende productiesnelheden
staan vermeld in tabel 1.2 (bijlage 1). VII.2.4 De circulerende warmwaterstroom:
De circulerende warmwaterstroom wordt 'koud' verkregen als de
waterstroom uit het onderste gepakte bed. De waterstroom wordt
verpompt naar het bovenste gepakte bed. Verschillende malen wordt
door warmteuitwisseling de circulerende warmwaterstroom
opgewarmd. De opgewarmde circulerende warmwaterstroom wordt
gesproeid in de ko lom boven het ,bovenste gepakte bed. Drukken en temperaturen van de circulerende warmwaterstroom zijn berekend in bij lage 2.
24
VII.3 Reformer:
Het fornuis F18 bestaat uit een primaire en een secundaire
reformsectie. Het principe van het~1cI ontwikkelde fornuis is dat
de warmte van de stromen 28 en 29 wordt gebruikt om de primaire reformsectie draaiende te houden.
VII.3.1 Primaire reformsectie:
In de primaire reformsectie wordt de voedingsstroom 3 gereformd
met behulp van een nikkel katalysator op dragermateriaal.
De samenstelling van voedingsstroom 24 van de primaire
reformsectie staat vermeld in tabel 1.2 (bijlage 1)
Nadere specificaties van stroom 24 zijn te vinden in tabel 1.1
(bij lage 1).
VII.3.1.1 Reacties in de primaire reformsectie:
In de primaire reformsectie worden de twee belangrijkste reacties beschouwd: C~
+
2 ~O<===)
CO:z + 4 Ik CIL.. + fG: 0<
===>
co
+ 3 fk De evenwichtsconstantes respectievelijk: K(CO:;z) K (CO) [ CH,q. ] [ Ik 0 p~ N(COz)*
NCfk)4 = ---N ( CIL.. )*
N (Ik 0) :2 [ CH,q. ] [ Ik 0 ] N(CO) * N(fk)3 N ( CH,q. )*
N ( fk 0) voor 1*
---Vetot):2 1*
---vetot):Z 205.813 103 J/molbovenstaande reacties zijn
Deze evenwichtconstantes ZlJn afhankelijk van de temperatuur.
Waarden voor K(C02) en KeCO) bij verschillende temperaturen zijn
weergegeven in bijlage 5 [8, blz. 148,149]. .
Volgens octrooi EP0157480 [2, blz 21) ligt de uitgangstemperatuur
van de primaire reformsectie tussen 600 en 800°C. Verder wordt
aangenomen dat de verblijf tijd in de primaire reformsectie groter
is dan de tijd nodig om de reacties (1) en ( 2) tot het
evenwicht te laten verlopen (bijlage 6).
1) 2) (iDa (lOb (lia (llb
,
'--,----,'
-,.-'
25
VII.3.1.2 Stroom 29 uit de primaire reformsectie:
Volgens octrooi EP0157480 [2, blz. 21] ligt de temperatuur van de
uitgaande stroom 29 van de primaire reformsectie tussen 600 en
800 °C.
De samenstelling van de uitgaande
reformsectie wordt berekend voor
berekeningsmethode staat vermeld in
voor productiesnelheden van 400, 450 en in de tabel 1.2 (bijlage 1).
stroom 29 uit de primaire
600, 700 en 800 CC. De
bijlage 7. De resultaten
500 ton/dag staan vermeld
VII.3.2 Secundaire reformsectie:
In de secundaire reformsectie wordt lucht aan het mengsel uit de
primaire reformsectie toegevoegd en vindt verdere reforming
plaats met behulp van een nikkel-alumina katalysator.
De samenstelling van luchtstroom 26 wordt volgens de methode in
bijlage 1 berekend. De resultaten van de samenstelling van
luchtstroom 26 staan voor de verschillende productiesnelheden
vermeld in tabel 1.2 (bij lage 1).
Bij de berekening van luchtstroom 26 zijn we uitgegaan van lucht met de volgende samenstelling [20, blz. F148]:
N2 78 %.
02 21 %.
Ar
1
%.VII.3.2.1 Reacties in de secundaire reformsectie:
In de secundaire reformsectie worden de volgende reacties
beschouwd [1, blz. 31; 4, blz. 323]:
C~ + 2 H::,~ 0
<===)
Cek + 4 Ik dH299 164.647 kJ/mol CH..CH..:.. + ~O
<===)
co
+ 3 }k dH29E1 205.813 kJ/mol Cfk2 fk + 02
<===)
2 ~O dH29E1 241. 818 kJ/mol }kReactie ( 3) neemt ~ weg zodat de evenwichten ( 1) en ( 2) naar
rechts verschuiven. Hierdoor neemt de conversiegraad van het
methaan toe.
VII.3.2.2 Stroom 28 uit de secundaire reformsectie:
Volgens octrooi EP0157480 [2, blz. 21] ligt de temperatuur van de uitgaande stroom 28 uit de secundaire reformsectie tussen 900 en
1050 °C. De samenstelling van stroom 28 wordt weer volgens de
methode in bijlage 1 berekend. De resultaten voor de
verschillende productiesnelheden staan vermeld in tabel 1.2.
Bij de berekeningen aan de secundaire reformsectie wordt er van
uitgegaan dat alle ek uit luchtstroom 26 wordt omgezet.
1) 2) 3)
--'
26
VII.3.3 Enthalpieveranderinqen in fornuis F18:
Nu de inqaande en uitgaande molenstromen van zowel de primaire
als de secundaire reformsectie bekend zijn, kan worden nagegaan
in hoeverre de drie reacties ( 1), ( 2) en ( 3) ZIJn verlopen en hoeveel warmte dit gekost heeft.
VII.3.3.1 Enthalpieveranderinq in de primaire reformer:
Omdat de enthalpieveranderingen van de twee reacties ( 1) en ( 2)
die in de primaire reformsectie plaats vinden bekend zijn, kan
voor verschillende temperaturen van stroom 29 uit de primaire
reformsectie de enthalpiestroom worden berekend, die nodig is om
de primaire reformsectie draaiende te houden (bijlage 8). De
gevonden resultaten staan vermeld in tabel 8.2 (bijlage 8).
VII.3.3.2 Enthalpiestroom naar de primaire reformsectie als gevolg van warmteuitwisseling met stroom 28:
De warmteoverdracht aan de buitenzijde van de prImaIre reformer
is eenvoudig te berekenen omdat bekend zijn:
- De temperatuur na de tweede reformsectie (975 - 1050 °C) . - De temperatuur aan de ui tgang van de reformer (540 '''C) .
- De samenstelling na de tweede reformsectie (stroom 28,tabel 1.2)
De enthalpieveranderingen van stroom 28 uit de secundaire
reformsectie als gevolg van de warmteoverdracht aan de buitenkant
van de primaire reformsectie wordt berekend in bijlage 9.
Het resterende "enthalpietekort" moet worden opgebracht door de warmteoverdracht aan de binnenzijde van de primaire reformsectie.
VII.3.3.3 Enthalpiestroom naar primaire reformsectie als gevolg van warmteuitwisseling met stroom 29:
De warmte die nodig is in de primaire reformsectie wordt geleverd
door warmteoverdracht met stroom 28 en door warmteoverdracht met
stroom 29. Omdat de benodigde warmte in de primaire reformsectie
(VII.3.3.1) en de door stroom 28 geleverde warmte (VII.3.3.2)
Tabel 10.1: Temperatuur van stroom 34 voor verschillende combinaties van T""t.rc)(::>tn 2f.3 en T""tr,::)(::>m 2 9 . T""t'.rooom 3 4 T t f i t.roC)lT, ~'3 (C:> C) (C:> C) TtMt ... '::lom 2 9 900 975 (C:> C) 600 754 864 700 580 696 800 312 434 1050 973 809 554
I
I
~
I
27
bekend zijn, moet de ontbrekende warmte (het enthalpietekort) dus door stroom 29 worden geleverd.
Voor elke combinatie van T . t.r o o m 2 9 en T.-t:.r o o m 2 8 kan nu de
temperatuur van stroom 34 na de warmteoverdracht aan de
binnenzijde van de primaire reformsectie worden berekend (bijlage 10). De resultaten staan vermeld in tabel 10.1.
Volgens octrooi EP0157480 ligt de temperatuur van stroom 34
echter tussen 450 en 650°C. Er zijn dus sommige combinaties van T .. t. room 2 8 en T.t.rcC'.m ~;~c;> die niet toegestaan zijn (figuur 10.1; bij lage 10) .
VII.3.3.4 Enthalpieverandering in de secundaire reformsectie:
Voor verschillende combinaties van T . t r o o m 3 4 en de
productiesnelheid kunnen de enthalpieveranderingen in de
secundaire reformsectie worden berekend (bijlage 11). Hierdoor is
het mogelijk om de uitgaande temperatuur van de secundaire
reformsectie te berekenen (T ... t.r o o m 2 8 ) . De resultaten staan
IU ,
--,.1 28 VII.4 De shiftreactor:In deze reactor reageert CO met HbO tot C02 en Hb volgens een
exotherme evenwichtsreactie. Deze shiftreactie levert extra
waterstof en vermindert de concentratie CO. welke de
ammoniaksynthesekatalysatoren kan vergiftigen. De shiftreactie
wordt uitgevoerd met een koperkatalysator in een
multibuisreactor.
De katalysator wordt in buizen gebracht en om de buizen stroomt
koelwater onder druk. Via het koelwater wordt alle reactiewarmte
overgedragen door warmteuitwisseling aan de circulerende
warmwaterstroom. Hierdoor wordt het isotherme karakter van de
shiftreactie gewaarborgd.
VII.4.1 Stromen 37 en 38:
De voeding van de shiftreactor bestaat uit stroom 37. Stroom 37
wordt verkregen na koeling van stroom 35 in H6 en H7. De
samenstelling van beide stromen wordt berekend in bijlage 2 en is vermeld in tabel 1.2.
Het product van de shiftreactor is stroom 38. Stroom 38 wordt na
koeling in H9 als stroom 8 toegevoerd aan het onderste gepakte
bed van de absorptie-unit. De samenstelling van de beide stromen
staan vermeld in tabel 1.2.
VII.4.2 Het koelwater van de shiftreactor:
De koelwaterstroom wordt opgewarmd door warmteuitwisseling
waarbij alle reactiewarmte wordt overgedragen aan het koelwater.
De koelwaterstroom wordt daarna weer afgekoeld door
warmteuitwisseling in H8 waarbij alle reactiewarmte weer wordt
overgedragen aan de circulerende waterstroom. Berekeningen aan de
de reactiewarmte en de koelwaterstroom worden gedaan in bijlage
12. De gevonden resultaten voor de hoeveelheden koelwater zijn:
400 ton ammoniak/dag 1198.47 mol fbO/s.
450 ton ammoniak/dag 1348.35 mol HbO/s.