De scheiding van ammoniak en kooldioxide bij de melaminebereiding

Verslag behorende bij het processchema

van

---~~_'!_~

--~-~

-

-~-~!~-~~--~~--~~--~~~~~-~

---onderwerp:

De scheiding van ammoniak en Kooldioxide ._---_.~---.---_.

Tollensstraat 100, Delft. Spiegeletraat 17, Delft.

.' '. .. ~ ... .,._.

,.

, î"

..

. J

I

l

r

I

111 Uitgangspunten (extern en intern) 4

IV Beschrijving van het proces 9

V Proceskonditiés 10

VI Apparatuur

15

VII Massa- en Warmtebalans 20

VIII Energiebehoefte, evaluatie van het ontwerp 22

IX Symbolenlijst

25

X Literatuuroverzicht 28

Verder zijn 11 bijlagen opgenomen, welke betrekking hebben op de Hoofdstukken

V

en VII Bijlage I Bijlage 11 Bijlage 111 Bijlage IV Bijlage V Bijlage VI Bijlage VII Bijlage VIII Bijlage IX Bijlage X Bijlage XI

EvenwichtslUn V~~ het systeem NH3-C02-H20

Grafische bepaling van het aantal theoretische evenwichtsschotels Berekening van

absorptiejreaktie-29

36 w~~e ~ . Massa/warmtehalans absorptiekolom T2 41 Massa/warmtebalans ammoniakstripper T 8 Massa/w~mtebalans kooldioxide-stripper T 13

Warmte balans warmtewisselaar H 11 Warmtebalans \'larmtewisselaar H 6 Warmtebalans vloeistofkoeler H 5 Warmtebalans vloeistofkoeler H 3 WarmtebalarlS voorverwarmer H 12 72 75

78

82

84

85

87

Hoofdstuk 1. Samenvatting en konklusies.

De beschreven methode om ammoniak en kooldioxide te schei-den als bijprodukten van de melamine-bereiding biedt pers-pektief. De zuiverheid van de gescheiden gassen is echter minder dan in de literatuur «1) , (2» wordt geklaimd. Bovendien is de energiebehoefte groter (zie lit. (1) en Hoofdstuk VIII).

Warmte-ekonomisch gezien kan het beschreven proces de ver-gelijking met andere sCheidingsprocédé's zeker doorstaan. Een definitieve uitspraak over de ekonomie van het proces wacht op een verdere detaillering van sociale kosten en bedrijfskosten (verontreiniging, investeringen, utilities, onderhoud).

Hoofdstuk 11. Inleiding. !~_!~E~!~22E~~~g~

In het volgende ontwerp is getracht een evaluatie te geven van een door A.Schmidt ( (1) ,(2) ) beschreven werkwjjze voor de scheiding van gasvormige ammoniak en kooldioxide m.b.v. een absorptie/stripproces. De methode is in eerste instan-tie gericht op het behandelen van de gasvormige b~produk­ ten van de melamine bereiding volgens een - relatief t.o.v. andere werkwijzen - weinig energie vergend proces. De pro-cédé's, waarmee de beschreven werkwijze vergeleken kan wor-den, zijn:

a fysische absorptie processen: 1 in water

b fysisch-chemische absorptie:

(b.V.

2 in methanol

3 Fluor Solvent proces.

1 in alkalische oplossing mono/diethanolammine)

2 in een oplossing van kaliumkarbonaat + katalysator

(Vetrokoke-proces). c scheiding d.m.v. molekulaire zeven. ·

Het beschreven scheidingsproces maakt het mogelijk om onder zo gunstig mogelijke ekonomische voorwaarden (lage energie-. behoefte, goedkope hulpstoffen) toe pass ingen te vinden voor

de gescheiden bijprod~ten van de melamine-synthese. Te den-ken valt aan de recirculatie van de verkregen ammoniak t.b .. v. de ureumsynthese, hetgeen de ekonomie van de integrale ureum-melamine produktie gunstig zal beïnvloeden. Tevens biedt de beschreven scheidings-procedure het voordeel dat korrosieproblemen, zoals die optreden bij kompressie van het gasmengsel (karbamaatvorming !), nu worden vermeden.

Het is nog niet duidelijk welke ekonomische perspektieven dit hiedt voor een éénvoudiger verwerking van de bij de

ureumsynthese vrijkomende ammoniak/kooldioxide-mengsels. B~ de huidige ureumprocessen vindt op verschillende manieren recirculatie van niet-omgezette ammoniak en kooldioxide plaats:

1. Bij de recirculatieprocessen van de D.S.M. en van Toyo Koatsu (Japan) worden de ammoniak en kooldioxide na expansie en rektifikatie in een karbamaatoplossing naar de synthese teruggevoerd.

2. Péchiney ontwikkelde een proces, waarb~ de NH

₃

en 002

worden opgevangen in een neutrale minerale olie en

ver-volgens tezamen met de olie gerecirculeerd worden.

3.

Inventa scheidt de dissociatie gassen door absorptie

van ammoniak in een ammoniumnitraat-oplossing, voordat

(gescheiden) recirculatie optreedt.'

4.

Ret Chemico-proces is een variant op het Inventa-proces;

in dit geval wordt een ethanolammine-oplossing als se-lektief oplosmiddel gebruikt.

Elk van deze procedures heeft echter specifieke nadelen t.o.v. het beschreven absorptie-stripproces.

Het was echter niet in de opdracht van dit ontwerp begrepen I

aan deze aspekten nadere aandacht te besteden. ~:.._-~~~!~~~:..

Na Hoofdgtuk I (samenvatting en konklusies) volgt in Hoofd-stuk 11 een inleiding, waarin de doelstelling van het ont-werp wordt gekombineerd met een aantal mogelijkè toepassin-gen. De uitgangspunten voor het ontwerp zijn weergegeven in Hoofdstuk 111, gevolgd door een beschrijving van het proces

(Hoofdstuk IV.). De óntwerpparameters en de proceskondities ,

zijn weergegeven in Hoofdstuk V. Berekening van de evenwichts·

gegevens van het systeem NH3-C02-H20 is uitgevoerd in Bijla-ge I. In Hoofdstuk VI zal de keuze van de apparatuur worden belicht en zal aan de hand van Bijlage 11 het aantal

theore-tische even\'lichtsschotels worden bepaald. In Hoofds·tuk VII

worden de massa- en warmtebelanzen vermeld, welke zijn bere-kend in de Bijlagen IV tlm XI. De energiebehoefte, de spil waarom eventuele toepassing van het proces draait,wordt

uit de doeken gedaan in Hoofdstuk VIII. De gebruikte

sym-bolen en geraadpleegde literatuur worden respektievelijk ge-geven in de Hoofdstukken IX en X.

Roofdstuk 111. Uitgangspunten van het ontwerp. A. Externe gegevens.

Het ontwerp van de fabriek, zoals die hierna beschreven zal worden, is gebaseerd op de NH3/C02-spuistroom afkomstig van het melamine bereidings-proces, dat weergegeven is door J.C.van 't Hoog en E.D.Wilschut in ontwerp nQ 2275.

In navolging hiervan is deze scheidingsmethode ontworpen voor 7200 bedr~fsuren per jaar.

Volgens ontwerp nQ 2275 bedraagt de capaciteit van de spui-stroom 23.198 ton gas per jaar, bestaande uit 10.135 ton NH3- en 13.063 ton CO2-gas.

De temperatuur van deze stroom bedroeg 1400C (zie blz. 66 van bovengenoemd ontwerp). De na absorptie resulterende zui-vere ammoniak-stroom bedraagt 7957 ton per jaar (na drogen van deze gasstroom).

De produktie van de kooldioxide-stripper bedraagt 15.884 ton gas (hestaande uit 13,3

%

_{NH3 ,82.6% CO2 en 4,1}

%

_H20). Voor de grootte en samenstelling van de topstromen van de absorptiekolom en kooldioxide stripper wordt verwezen naar

b~lages (4) en (6).

Het rendement voor ammoniak in de topstroom van de absorber bedraagt bij deze NH3/C02-scheiding 78,5

%

(bedrjjfsverliezen etc. niet meegerekend) en voor kooldioxide in de kooldioxide stripper-topstroom 100

%

(waarbij nogmaals vermeld wordt, dat deze stroom niet zuiver aan C02 is, maar na drogen nog 13,3% NH3 bevat).

Als enige grondstof wordt hier water toegevoegd, ter compen-satie van de optredende verliezen, en wel 907 ton per jaar. Voor het uitdr~ven van 1 kg C02 is nodig 3002,37 kW aan warmte (zie Hoofdstuk VIII).

Enige kanttekeningen bij bovenstaande getallen zijn wel op zijn plaats:

a) De opgegeven hoeveelheid warmte berust op een ideaal werkende fabriek, d.w.z., dat bij de warmte-overdracht tussen de verschillende stromen geen warmteverlies op-treedt. Bovendien zijn de kompressie- en pompenergieën niet in deze hoeveelheid ingekalkuleerd.

b) Behalve de verdampingswarmtes etc. is er ook nog een hoeveelheid stroom nodig om een aantal leidingen op temperatuur te houden

Deze hoeveelheid hangt uiteraard af van de pjjpen en van de plant lay-out.

De randvoorwaarden voor deze NH3/C02-scheidingsmethode z~n

betrokken uit ontvlerp nQ 2275 en uit (2). Deze worden voor de verschillende kolommen als volgt weergegeven.

1e ) De absorptie kolom.

Temperatuur en druk voedingsstroom: 1400C en 1 atm.

Verhouding komponenten in gerecirculeerde stroom:

002 : NH_{3 :} H20 = 12 : 19 : 63.

Werkingstemperatuur en -druk absorptiekolom: 4500 en

5 atm.

29

) De ammoniak stripper.

Werkingstemperatuur en -druk NH3-stripper: 80°0 en 1,5 atm.

3

e ) De kooldioxide stripper.

Werkingstemperatuur en -druk CO 2-stripper: 140°0 en

15 atm. ·

B.

Interne gegevens.

---In het proces z~n (zoals in Hoofdstuk V zal bl~ken) de

voor-naamste komponenten NH3 ' C02 en H20 en de ionen Iiffi4 + , 0°

3

2

-en HC0

_3-.

De eerste drie komponenten komen zowel in de gas- als in de vloeistofîase voor, de laatste drie alleen in de

vloeistof-stromen.

Hieronder volgen de belangr~kste eigenschappen in tabelvorme

Daarna worden nog enkele gegevens die nodig z~n behandeld.

1) Soortel~ke warmten (Cp) in cal/mol oe

(3,

4).

~

25 140

mol C _{Tabel 111-1}

ammoniak 8,52 9,24 .

kooldioxide 8,87 9,74

De Cp-waarden van de komponenten tussen deze 2 temperaturen blijken goed op een rechte te liggen.

Voor de ammoniakale-oplossingen werd gerekend met de Cp-waarden van zuiver water bij de heersende temperaturen.

2) Voor de soortelijke warmten van gassen als funktie van de temperatuur is een empirische vergelijking gegeven door Hougen en Watson (6), n.l.

Cp

=

a + bT + cT2 (T in oK, Cp in cal/mOl oK) met: c H20 (G) 6,89 C02 (G) 6,85 NH3 (G) 5,92 b 3,283 x 10-3 8,533 x 10-3 8,963 x 10-3 c -0,343 x 10-5 -2,475 x 10-5 -1,764 x 10-5 Tabel III-2

3) De enige overblijvende soortelijke warmte is nu de Cp van water. Er zijn nu waarden van (CpT) gegeven (4) als funktie van T (oC):

T

(Oe)

CpT (caljgr) Tabel III-3

20 20,062 25 25,055 30 30,046 35 35,035 40 40,025 45 45,016 50 50,008 55 55,002 60 59,998 65 64,996 70 69,998 75 75,003 80 80,012 85 85,026 90 90,045 95 95,070 100 100,102 - -

-Boven de 100°0 wordt gerekend met Op, als volgt T (oC)

-

_Cp ==

-

1

fT

Cp

dT

(cal/ gr

'b

T 0 Tabel 111-4 110 1 ,0015 120 1 ,0025 130 1 ,0037 140 1 ,0050

4) Molekuulgewichten (3), standaard enthalpieMn (4).

°

Mol. gewicht H f (kcal/mol) Tabel 111-5

25°C NH 3 (G) 17,03 - 11,04 NH3 ( L)

-

19,32* C02 (G) 44,01 - 94,05 002 (L) - 98,69* H20 (G) 18,02 - 57,80 ~O (L) -- 68,32 NH 4+ (L) 18,04 - 31,74

*

CO 2- (L) 60,01 -161,63 )IE 3 HC0₃- (L) 61,02 -165,18*

*

geldend voor de standaard toestand in waterige

oplossin-gen, met een molaliteit van m = 1.

5) Dichtheden, viscositeiten (3, 4).

Tabel 111-6 _{dichtheid (kg/m3) dyn.viscos (Ns/m2)}

°c

+

10-6

*

ammoniak 0,771 108,9 _•

kooldioxide 1,977 158,0 • 10-6

+ bij andere temperaturen berekend via dé ideale gaswet.

*

voor de berekening van de dynamische viscositeit van het

6) Kritische drukken, kritische temperaturen, kookpunt . (5).

ammo-

_·

_Pkrit

=

111,5 atm Tkrit =

132,4°0

Kookpunt

-33,41°0

niak

·

kool- P

krit

=

72,9

atm Tkrit = 31,1°0

·

dioxide

·

Tabel

11I-7

-Hoofdstuk IV. Beschr~ving van het proces.

De inkomende, te scheiden, stroom, bestaande uit een

meng-sel van gasvormige ammoniak en kooldioxide van 140°0 en

1,5 bar wordt, gemengd met het topprodukt van de

ammoniak-stripper T 8 (80°0 en 1,5 bar), gekomprimeerd in

kompres-sor

a

1 tot een druk.van 5,1 bar b~ een temperatuur van

121°0. De in de absorptie-kolom T 2 tredende gasstroom

wordt gedeeltel~k geabsorbeerd in een naar beneden

stro-mende ammoniakale oplossing, welke de kooldioxide uit he"1; gasmengsel kwantitatief opneemt.

Aan·de top ontwjjkt dan een aan de oplossing verzadigde

gas-stroom, bestaande uit ammoniak en waterdamp. Na droging re-sulteert zuivere ammoniak, die verder kan worden verwerkt.

De warmte die vrjjkomt b~ de gasabsorptie moet worden

afge-voerd om de temperatuur in de kolom zo laag te houden, dat I

een efficiënte absorptie mogeljjk bljjft. De koeling geschiedt

uitwendig door een gedeelte van de vloeistof te recirculeren'

via de vloeistofkoeler H 3 en dit in het midden van kolom T 2 terug te voeren.

De uit de kolom komende vloeistof stroomt via warmtewisse-laar K 6 naar de ammoniakstripper T 8, een schotelkolom, waarin als topstroom gas' vr:ijkomt, relatief r:ijk aàn NH3 , en

als bodemprodukt vloeistof, relatief r~k aan 002 • De

kondi-ties waarbjj deze scheiding wordt uitgevoerd, zjjn 8000 en

1,5 bar. Ket gas wordt via kompressor

a

1 naar de absorber

T 2 teruggevoerd. Het bodemprodukt wordt na toevoeging van

water via pomp P 10, warmtewisselaar H 11 en voorverwarmer

H 12 in de kooldioxidestripper T 13 gebracht. In dze

scho-telkolom vindt bjjeen temperatuur van 14000 en een druk van

15 bar scheiding plaats in een gas stroom die voor 80

%

uit

002 bestaat en in een vloeistofstroom die als

absorptie-vloeistof via de warmtewisselaars H 11, H 6 en devloeistof~

koeler H 5 terug wordt gevoerd in de absorber.

- zie voor het proces-flowsheet de achterkaft van dit ontwerp

-Hoofdstuk V. Proceskondities.

In dit hoofdstuk komen de volgende onderwerpen aan de orde:

(1) thermodynamica van:

a ~~_~~~2~~~E

-

absorptie snelheid van

NH3

en

CO

₂ - warmte-effekt b ~!~!EE~~~ (2)reaktiemechanisme (3) reaktie/absorptiewarmtes (1) thermodynamica a absorber NH₃-absorptie:

Door Shulman en Delaney (8) is een expe-rimentele korrelatie

gegeven voor absorptie van

_NH3

in een waterige ammoniakale

oplossing. Deze korrelatie luidt:

waarin: KG

=

stofoverdrachtskoëfficiênt in gasfase

[lb.mOles/hr(Sq.ft)atm]

M_m

=

gemiddelde-mol.gewicht van het gas

[lb/lb mole]

P T

=

totale druk [atm]

G

=

superficiële gassnelheid [lb/hr.(sq.ft)]

PEN

=

gemiddelde partiaalspanning van inert gas

Jl

e

[atm]

=

dynamische viskositeit van het gas

=

dichtheid van het gas [lb/cu • ft ]

=

diameter van een bol met dezelfde oppervlakte als 1 pakkingdeeltje [ft]

E, = porositeit van de pakking [cu.ft/Cueft]

Dez.e formule werd toegepast bij de berekening van de absorptiekolom T 2 (zie B~lage IV).

CO2 - absorptie :

Voor C02-absorptie in een ammoniakale oplossing is de stof-overdrachtskoëfficiënt KG gegeven door Vassilaitos, Trase en JOMson

(9):

KG • a

=

0,263 + (0,444 + 2,20 • 10-4 • L) C_NH 3 waarin:

=

stofoverdrachtskoëfficiënt [lb moles/hr ft3 L

=

vloeistofdebiet [lb mOleS/hr.ft2] atm]

eNE

3

=

NH3-koncentratie in vloeistof [lb mOleS/ltr

o ]

Deze formule is geldig voor: 52 ~ L ~ 260

. 0,211 ~ CNH3

S:

2,88

en voor "air

=

gasdebiet

=

3,85 lb moles/ft2.hr

Zie voor toepassing van de formule in de kolom-berekening: Bijlage IV.

b. ~~!:!EE~!:~

De kondities, waarbij de stripkolommen werken, zijn ontleend aan Schmidt (2) en bedragen voor:

a de NH3-stripper 80°0 en 1,5 atm. b de CÛ2-stripper : 1400C en 15 atm.

Voor beide kolommen kunnen de evenwichtsgegevens worden berekend volgens een door Wicar (10) beschreven methode. De berekening wordt gegeven in B~lage l.

Uit de gevonden evenwichtskoncentraties kunnen de even-wichtslijnen voor het systeem H20-NH3-C02 bij de heersende

drukken en temperaturen grafisch worden weergegeven. Z~n

nu de . in- en uitgaande koncentraties d.m.v. een massabalans

bepaald (zie Bijlage

V),

dan kan door een grafische

konstruk-tie het aantal evenwichtsschotels worden bepaald. Zie hier-voor Bijlage 11.

(2) Reaktiemechanisme.

Het chemische gebeuren b~ absorptie van NH3 en C02 kan

wor-den weergegeven door de volgende reaktie-(evenwichts) ver-gelijkingen: NH3 + 002 ~( =:="+) [NH2COOH] karbamzuur ~ l'ill + 4 + NH2 COO-karbamaat :, NIf + 4 + HC03

-bikarbonaat ) NE + + C0 3 2-4 bikarbonaat

v -

1

v -

2

v -

3

v -

4

(N.B.

[mr2COOH] is een intermediair produkt, dat als

zo-danig niet gevormd wordt, doch dat met NH

3 onmiddelljjk

doorreageert naar het karbamaat en met ff20 naar het bi-karbonaat) •

Uit de vergel~kingen V - 2 en V - 3 is te zien dat

karbamaat-vorming de overhand heeft, indien de NH3-koncentratie in de

oplossing groot is. Is deze koncentratie echter klein

(zo-als het geval is b~ het beschreven proces), dan: zal

hoofd-zakelijk bikarbonaat gevormd worden. In ons geval kan ver

ge-l~king V - 2 dus zonder me er vervallen.

Na kombinatie van de vergelijkingen V - 1 en V - 3 kunnen de

optredende evenwichten als VOlgt geschreven worden:

NH3 + 002 + H20 NH 3 + H00 3-( )

NH4

+ + HC0 3

-NH

+ CO

2-4 + 3

V - 5

V - 6

Van deze notatie zal gebruik gemaakt worden bij de berekening van de absorptiewarmte (zie het volgende onderdeel).

(3) Reaktie/absorptiewarmte.

In dit geval van gekombineerde absorptie en reaktie kan het

totale warmte-effekt gevonden worden door berekening van het

verschil in enthalpie tussen in- en uitgaande stromen. In

eer-ste instantie werd de mengenthalpie verwaarloosd. Hiermee wordt

een (z~ het kleine) fout in de berekening gelntroduceerd. Een

indruk van de grootte van deze fout· kan verkregen worden b~ de

bespreking van de warmte balans over de absorber (zie B~lage IV).

Voor de berekening van de reaktiejabsorptiewarmte (welke wordt

weergegeven in Thjlage 111) wordt uitgegaan van de

reaktie-verge-l~king, zoals deze in V ~ 5 en V - 6 zijn weergegeven.

Wordt V - 5 voorzien van de faktor oiJ en V - 6 van de faktor

fl ,

dan is:

0(, CO

2 + , Ol. H20 ~,,="==+.. o(..NH4 + + c:i.HC0₃

ACO

2-/V

3

~( ==~J

_flNH4 + +

waarna door optelling de bruto reaktievergel~king wordt:

(eX. +

ft)

NH₃ + _O<-C02 + 0/.. H20 ( ) (eX. +/3) NH

4+ + (cG -ft) HC03 - +

+ foC032- V - 7

waarin de verhouding (d +fo)jot gegeven wordt door de molaire

verhouding van de geabsorbeerde hoeveelheden NH₃ en 002 • Deze

verhouding volgt uit de massabalans over de absorber (zie B~­

lage IV). Nu geldt de formule: _T ~H

_r,x,T

+/

CPx

25

. dT V-8

waarin.:

.ó.H = molaire enthalpie van stof x bij temperatuur T

r,x,T

[cal/mol]

l\ H_s

=

molaire standaardenthalpie van stof

x

(bij

T

=

,x

250C) [cal/mol]

CPx = molaire warmte van stof x [catfuol °C]

T = temperatuur.

Eet totale warmte-effekt wordt dan gevonden uit:

produlcten Dus:

.c..

Hi)

V

-

9 reak-tanten V-10

Als de faktoren Cl en

j3

betrokken worden op de

molenstro-men (zie massabalans ), dan wordt uit V - 10 direkt de \'larmte-stroom t.g.v. de absorptie en reaktie gevonden (zie Bijlage

111) •

---I

I

1

Hoof·dstuk VI: Enige opmerkingen over de realisering van de apparatuur.

A.

~~_~~~~~R!~~~~~~~_~_~~

De absorptiekolom werkt bij een druk van 5 atm en een gemid-delde temperatuur van

45

0C.

In

deze kolom z~n de L- en

G-fase continu met elkaar in contact. De berekeningsgTondslag is de

H.T.U.

=

hoogte van een overdrachtstrap. Voor een ef-ficiënte werking van de kolom is vereist: groot contactop-pervlak, voldoende turbulentie en tegenstroom.

Als vullichamen z~n 1-inch Raschigringen gebruikt. De ab-sorptiekolom is als een gepakte kolom uitgevoerd door:

de grote gasbelasting die mogel~k is;

een grotere vloeistofbelasting mogelijk dan b~ schotel-kolommen;

een redel~k goede efficiëncy (relatief kleine

H.T.U.);

een geringere drukval dan bij schotelkolommen; een in het algemeen geringe investering;

corrosievast uitvoerbaar.

De stofoverdracht is het grootst als de kolom werkt tussen het "loading point" en het "flooding point". De diameter en de hoogte van de kolom zijn reeds berekend in bijlage (4), t.w. een vullinghoogte van circa 28 ft =9 m en een diameter van 0,58 m.

Om te voorkomen, dat de vloeistof in de absorptiekolom

ge-leidel~k naar de wand toeloopt moeten op regelmatige

afstan-den vloeistof-herverdelers worafstan-den aangebracht.

B.

~~_~~~~~~~~~~R~~_~_~~

Deze stripper werkt bij een druk van 1,5 atm en een

gemiddel-de teDlper~tuur van 800C. De NH

₃

-stripper bevat

4

theoreti-sche schotels. De hoogte van de kolom is te berekenen uit het aantal theoretische schotels, het schotelrendement en de schdtelafstand. De schotelafstand is afhankelijk van ver-schillende factoren, o~a. schoteltype, gas-vloeistofsysteem, verontreinigingen, gasbelasting en vloeistofbelasting.

De diameter van deze kolom kan berekend worden uit het gas-debiet en de gasbelasting. De maximale vloeistofbelasting

is afhankelijk van de gasbelasting en de schotelafstand.

Tengevolge van de grote wasverhouding kan ter beperking van devloeistofgradi~nt een dubbele kruisstroom gebruikt

worden op de schotels.

c.

~~_~~~~~~~~~~~:~~~~~E~~_~_~~~

Deze kolom werkt bij een druk van 15 atm. en een gemiddelde

temperatuur van 140o_{C. De CO2-stripper bevat} _22

theoreti-sche schotels. De hoogte en diameter worden op dezelfde wijze berekend als aangegeven in punt c.

Wegens de kleinere wasverhouding kan hier volstaan worden met een enkelvoudige dwarsstroom van de vloeistof over de

schotel.

D. ~~_~~~R~~~~~~_~_~~

Compressor C 1 is nodig om de gasstroom Gin A (= de ingaand~

gasstroom van absorber T 2, zie schema) met een temperatuur

van 121°C en een druk van

1,5

atm te comprimeren tot een

druk van 5 atm en een temperatuur van 1510C (=

eindcompres-sie temperatuur bij isentrope compreseindcompres-sie).

De keuze van een type compressor is afhankelijk van de ver-houding tussen pers- en zuigdruk en van de capaciteit. Voor deze compressor geldt:

l'

pers =

P_{zuig 1,5 atm}

5

atm

=

3,33

en

Y'v

=

~m

g

=

kg/

_s 1,245 k - /m

₃

=

1, 1 08 1 , 1 24 fYr (m3/s ) Gebruikt wordt een ééntraps-impulscompressor. De compressor

wordt geregeld door smoren in de persleiding.

E. De pompen P 4 , P 7 en P 10.

---Gebruikt worden ééntraps centrifugaalpompen met radiale \'Taaiers. Deze zijn geschikt voor niet al te grote capaci tei-ten en grote opvoerhoogtei-ten.

De voordelen van centrifugaalpompen zijn, dat ze relatief goedkoop in aanschaf en onderhoud zijn, een continue vloei-stofstroom leveren en zeer gemakkelijk zijn aan te drijven.

Bovendien kunnen verontreinigde agressieve vloeis.toffen mee verpompt worden, zelfs bij hoge temperaturen.

Deze pompen worden daartàe in vele soorten materialen

ver-vaardigd. De regeling geschiedt d.m.v. een persafsluiter,

omdat regeling door verandering van het toerental te kost-baar is.

F.

~~_~~~~~!~E~_~_l~_~~_~_l§~

Doordat in de kolommen T 8 en T 13 de voèdingsstromen

(L-stromen in de top worden ingevoerd, bestaat de kans dat de gasstroom veel vloeistofdruppels mee zal voeren. Om dit te

voorkomen zijn in d.e top van deze twee torens demisters

in-gebouwd. Deze bestaan uit pakketten gebreide gaas (circa

30 cm dik). Belangrijk zijn de afscheidende werking en het

vangstc~fer per eenheid van specifieke energietoevoer. Het

vangstcijfer is verder afhankelijk van de gasbelasting, de

viscositeit, oppervlaktespanning en vervuiling. Deze

demis-ters leveren een laag drukverlies.

Voor het afscheiden van hele kleine druppels kunnen

gaasbed-den van dunnere draad of twee gaasbedgaasbed-den boven elkaar

ge-bruikt worden.

G. ~~_~~~~~~EE~~~!~~~~

Deze wordt per kolom afzonderlijk opgesteld en daarna met el-kaar verbonden. Het gevolg is, dat er waarschijnlijk te veel regelapparatuur in het processchema is opgenomen. Het voor-deel is echter, dat nu niet alleen de massastromen op elkaar zijn afgesteld, maar dat bij het uitvallen van een massastroom

de regeling nog stabiel is. Uiteraard is hier alleen een

principe-schema weergegeven, omdat de thermodynamische ge-gevens van de stromen veelal ontbreJcen.

H. ~~~~~_~~E~~!~~_~~~~_~~_~~~~!~~~!~~~

De materiaalkeuze en sterkte-berekening zijn vooral bij de torens die onderdruk werken erg belangrijk. Daar kolommen meestal in de open lucht opgesteld worden moet ook met de

winddruk rekening gehouden worden (uitbuigen van kolommen).

Hoge slanke kolommen kan men vertuien of in een staalcon

Als veel gebruikte voetconstructie bij kolommen wordt het

cilindervormige schort toegepast, waarvan het hart ligt in

Hoofdstuk VII. Massa- en warmtebalans.

Nu de uitgangspunten, de proceskondities en de optredende evenwichten bekend zijn, kan de stofoverdracht en warmte-overdracht in elk toestel worden bepaald en kunnen de sa-menstellingen en enthalpie inhouden van de optredende

stromen worden berekend. Dit is voor alle processtappen

in de bijlagen (4) tlm (11) gedaan.

Absorber T 2 : zie bijlage (4).

De inkomende gasstroom _{is na aanname van de uit de}

NH3-stripper teruggevoerde gas stroom bekend. De absorptievloei-stof ligt vast qua samenstelling.

De topstroom moet voldoen aan de eis, dat geen (of nagenoeg geen) C02 in het gas aanwezig is.

Eerste aanname: de topstroom bestaat slechts uit NH 3• Uit deze gegevens kan de hoeveelheid en de samenstelling van de uitstromende vloeistof worden bepaald. Deze

vloei-stof wordt in de NH

₃

-stripper gescheiden, welke scheiding

in grafiek (2) grafisch is weergegeven. De aldus gevon.den gasstroom heeft een andere samenstelling dan bij de eerste aanname. Daarom wordt deze samenS'telling gebruikt om de sa-menstelling van de te zuiveren gasstroom in de absorber te

korrigeren. Een trapsgewijze berekening van deze kolom

le-vert dan tevens een gekorrigeerde samenstelling, van het

topprodukt van de absorptie-kolom.

NH3-stripper T 8 : zie bijlage (5).

--

---

-

---De inkomende vloeistofs,troom ligt vast, evenals de

stelling en hoeveelheid van het topprodukt. Dus kan samen-stelling en hoeveelheid van het bodemprodukt worden bepaald.

~22:!~~~EE~!

__

!_!~_!_~!~_~~!~~~_i~2~

De samenstelling van het topprodukt t.a.v. NH

3 en C02 is

bepaald door de scheiding in de kolom, welke is weergegeven

in grafiek (3). De hoeveelheid NH₃ en C02 in het topprodukt

wordit bepaald door een massabalans' voor deze komponenten

over de kolom op te stellen, waarbij de samenstelling en hoeveelheid van het bodemprodukt reeds is vastgelegd.

De partiaalspanning van de waterdamp in het topprodukt wordt berekend door een beschouw.ing, identiek aan die be-schreven in b:ijlage (1), los te laten op de inkomende vloei-stofstroom, waarvan de samenstelling bekend is.

De hoeveelheid water die per t:ijdseenheid wordt afgevoerd in ·

de topprodukten van absorber T 2 en C02-stripper T 13 is gel:ijk aan de hoeveelheid suppletie-water die via pomp P 7 aan het proces wordt toegevoegd.

De beschr:ijving van de warmtewisselaars H

3,

H 5, H 6, H 11, H 1~ vindt plaats in de bijlagen (7) tlm (11) door boekhoud-kundige hantering van in- en uitgaande stromen.

De volgorde van berekening is: 1 •

-

H 11 bijlage

(7) }

2. H 6 b:ijlage (8) in de gerecirculeerde

vloeistof-3. H 5 bijlage (9) stroom.

4.

H

3

hijlage (10) in de recirculatiestroom van de absorber T 2.

5.

H 12 bijlage ( 11 ) in de voedingsstroom van de 0°2-stripper T

13.

De massa-' en warmtebalans z:ijn in tabelvorm weergegeven. (zie achterkaft van het ontwerp).

Hoofdstuk VIII : Energiebehoeften.

In dit hoofdstuk worden allereerst de benodigde hoeveelheden stroom voor reboilers H 9 en H 13 van de NH_{3- resp. de}

002-stripper en voor de warmtewisselaar

H

12 berekend.

Daarna \-lOrdt de hoeveelheid warmte voor het ui tdr:!jven van 1 kg 002 berekend en vergeleken met de waarde zoals weerge-geven in (1) door A.Schmidt.

Als voeding voor de re hoiIers H 9 wisselaar

H

12 is gebruik gemaakt

druk : 3 bar

=

42,99 PSi] temp.: 145°0

=

2930F

en

H

13 en voor de warmte-I van lagedruk s .. toom met:

Uit (11) volgt voor de verzadigingstemperatuur van stoom: p

=

40 psi correspondeert met een verz.temp. van

267,250F

p

=

50 psi correspondeert met een verz.temp. van 281,01 oF

De door ons gebruikte stoom is dus oververhit. Uit (11) volgt evenzo: Hoververhit = Hcondensaat

=

1187,3 240,0 _, dus: Cl H _condenseren = == 1187,3-240,0 = 947,3 Bt%b

1 BtU/lb

=

0,253 kea~g

=

0,557 kcal/kg. 0,454

Dus bjj het condenseren van de gebruikte L.D.-stoom komt

aan warmte vrij: - H _{con enseren} d

=

947,3.0,557

=

527,6 kcalL _g

Ik

a) Reboiler H 13.

De benodigde hoeveelheid stoom wordt berekend m.b.v. de warmte balans ~\.,

=

~m . H.

9i

_w

=

verdampingswarmte in de 002-stripper == 85 kcal/s

(zie bijlage (6») H == enthalpie-verschil L.D.-stoom bij condenseren ==

~m

=

benodigde hoeveelheid stoom in kg/s, dus:

~

=

~Hw

= 85

=

0, 1 61 kgf s.

m 527,6

Aan L.D.-stoom in reboiler H 13 gebruikt: 0,161 kg/ s

=

13,91 ton/dag.

b) ~~~~~!~E_g_~~

De totale hoeveelheid L.D. -stoom wordt op dezelfde wijze als bij H 13 berekend.

$6w = verdampingswarmte in de NH3-stripper 181 kcal/ s (zie bijlage (5» .

H = condensatiewarmte = 527,6 kcal/kg. $6m = benodigde stoomstroom in kg/s ,

dus:

_f1

_m =

- -

$6w 181 = 0,343 kg/se H 527,6

Aan L.D.-stoom in reboiler H 9 gebruikt: 0,343 kg/s. = 29, 64 ton/dag.

c) Warmtewisselaar H 12.

Voor warmtewisselaar H 12 geldt, evenzo:

=

~w

=

_{opwarmingsenergie voor voeding CO2-stripper}

=

93,85 kcal/ s (zie bijlage (11))

H

=

condensatiewarmte L.D.-stoom

=

527,6 kcal/kg.

~m

=

massastroom voor L.D.-stoom in kg/s , dus:

Jii

_m =

~

=

~~7~~

=

0,178 kg/so

Aan L.D.-stoom in warmtewisselaar H 12 gebruikt: 0,178 kg/ s

=

15,38 ton/dag.

De totale benodigde hoeveelheid L.D.-stoom voor deze drie

warmte~isselaars bedraagt dus:

2) B~ de berekening van de benodigde hoeveelheid energie voor het uitdrijven van 1 kg 002 wordt geen rekening gehouden met

de compressie- en pomp-energieën, terwijl ook warmteverlie-zen etc. worden verwaarloosd.

De volgende energie-stromen dragen bij tot het uitdr~ven van

002 in de kooldioxide-stripper:

Verdampingswarmte NH3-stripper: Y'WH 9

=

181 kcal/s

Verdampingswarmte 002-stripper:

~13

=

85 kcaJ;s

Opwarmingesenergie

voedings-stroom CO 2-stripper : ~WH12

₌

_{93 8} kcal/.s

, / l

Voor de topstroom van de CO 2-stripper geldt: (Y'm)C0

2

=

0,505 kcal/s

+

Per kg CO2 uitgedreven is dus een energieverbruik nodig van:

359,8

=

712,48 kcal.

0,505

Om 1 kg 002 uit een mengsel van 40

%

_{CO2 , 40}

%

_{NH3 en}

20

%

_{H20 (vroegere scheidingsmethode ) is volgens (1)}

onge-veer 1050 kcal nodig~.

De benodigde hoeveelheid energie is in onze

sCheidingsmetho-de teruggebracht tot. 712,48 x 100

%

=

68

%

van de

oorspron-1050 kelijke hoeveelheid.

Volgens A~ Schmidt (1) is slechts 35,_{0 kcal per kg CO2 nodig,}

wat volgens onze berekening wel heel erg optimistisch is.

Bovendien is het uit (1) ook niet duidel~k of Schmidt de

compressie- en pompenergieän in zijn berekening heeft be-trokken.

Hoofdstuk IX. Symbolenl~st.

A

=

over-all NH3-koncentratie in L.fase

~eff

=

effektieve oppervlakte van kolomvulling

~

=

specifieke oppervlakte van kolomvulling

B

=

over-all C02-koncentratie in L-fase

CNH3

=

_{NH3-koncentratie in L-fase}

Cpx

=

molaire warmte van stof x

C-

=

koncentratie

Cp

=

soortelfjke warmte

D

=

diameter van de absorptiekolom

Dp

= diameter van een bol

met hetzelfde

oppervlak als één pakkingdeeltje

Dv

=

diffusiekoëfficiënt van het opgeloste gas

=

superficiële gassnelheid L L L -1 M N = _{molenstroom NH3} + 002 in G-fase

=

Henry konstante

=

hoogte van de absorptie~kolom

=

molaire standaardenthalpie van stof i

=

over-all massa-overdrachtskoëffici~nt

= lengte van één Rashig-ring

=

vloeistofdebiet

=

_{molenstroom NH3} + _{CO 2 in} L-fase

=

molekuulgewicht

=

molekuulgewicht van komponent i

=

gemiddeld mol. gewicht van gas

=

absorptiesnelheid per eenhei.d van

opper-vlak van de d\'mrsdoorsnede van de kolom

mol/ltr ft2/ft

3

ft 2/ft

3

mol/ltr gmol/ltr cal/mol

°c

mol/liter cal/gr

°c

m ft sq.ft/hr lb/hr.sq.ft mol/s mol;1tr .atm m kcal/mol lb.moles/ hr.ft 2.atm m lb.moles/ 2 hr.ft mOl/s lb/lb.mole kg/kg.mol lb/lb.mole -lb.moles/ hr.ft 2

n

n'

=

totaal ingevoerde molen gas

=

totaal overgedragen molen gas

=

partiaalspanning van komponent i

=

gemiddelde partiaalspanning van inert gas

=

totale druk kmol/s kmol/s atm. atm. atm.

PT'

=

nieuwe totaaldruk na absorptie atm.

PI.m •.

=

logaritmisch gemiddelde partiaalspanning atm.

Pkrit = kritische druk

Pr

=

gereduceerde druk

PH20

=

dampdruk van water

Qabs

=

absorptie-warmte

R

=

gaskonstante

Scross overall

=

over-all oppervlak van de

absorptiekolom

T

=

temperatuur

Vi

= molaire volume van komponent i

v_gas

=

superficiäle gassnelheid

XE

=

som der molfrakties der opgeloste stoffen

x.

=

molfraktie van komponent i in L-fase

~

Z

=

kompressibiliteitsfaktor

=

porositeit van de gepakte kolom

= dynamische viskositeit van gas

=

dichtheid van het gasmengsel

d

= luchtdebiet

Pair ~G

=

gasbediet

$:3L

=

vloeistofdebiet . atm. atm/atm. atm. kcal/mol atm.ft

3/

lb.mole

OK

m2

OK, 0c

cm3/mol cm/sec f t3/ft

3

lb:!hr.ft Ib/ft 3 lb.moles/

kg/s

kg/s ft2.hr

I

i

~m(

i)N

=

molenstroom van komponent i in stroom N mOI/s

I

I

I

₀

w(i)N

=

warmte stroom van komponent i in stroom N mOI/s

I

A~x

_,

=

molaire enthalpie van stof x bij

tempera-cal/mol tuur T

A

Hs,x

=

molaire standaardenthalpie van stof x bij

Hoofdstuk X. Literatuuroverzicht.

1. A,Sehmidt, Chem.lng.Teehn. 42, (1970), 521-523. 2. Österr.Patent 261638.

3. F.D.Rossini, "Select Values of Chemical Thermo-dynamie Properties" , Washington, 1961, Series I, p. 9, 54, 55, 99, 101.

4. C.D.Hodgman e.a., "Handbook of chemistry and Physicstl _, Cleveland, 1967/'68, D-94, D-95.

5. Int.Critical Tables, New York, 1928, Vol. lIl, p.248. 6. G.A.Hougen, K.M.Watson, "Chemieal Process Principles",

London, 1948, p.214. 7. C.D.Hodgman e.a. loc.eit.

8. H.I.Shulm~~, L.J.Delaney, A.I.Ch.E.Journal

2,

(1959),

290-295.

9. G.Vassilaitos, O.Trass, A.I.Johnson, Can.Journ.Chem. Eng.

!i,

(1963), 7-11.

10. S.Wicar, Brit.Chem.Eng. 8, (1963), 818-822.

11. W. Staniar, "Plant Engineering Handbook" , 2nd Ed.,

New York, 1959, p. 12-9, 12-10 (tab. 12-2, 12-3). 12. Int.Critical Tables, New York, 1928, Vol. lIl, p.290. 13. J.Thomsen, "Thermochemistry", London, 1920, p.251,256. 14. E.R.Gilliland, Ind.Eng.Chem. 26, (1934),

681-15. C.R.Wilke, J.Chem.Phys. ~, (1960), 517-519. 16. G.A.Hougen, K.M.vlatson, loc.cit. p.219.

-Bijlage I.

a. p

=

1,5 bar.

p

=

15

bar.

De toegepaste berekeningsprocedure is afkomstig van S.Wicar

(10), die het systeem ammoniak-kooldioxide-water-ureum

be-schr~ft. In ons geval is geen ureum aanwezig, doch dit is

b~ de berekeningen van de koncentraties en

partiaalspannin-gen niet essentiëel.

In de vloeistoffase z~n de volgende reakties

(reaktie-evenwichten) mogel~k: Evenwichtskonstante: + . 2 NH₃ + _{H00 3}

-«

'

NH₄ + 003 -oK _a

=

3 ( NH4 +)( C03 2-) (NH 3 )(HC03-) I - (1) I - (2)

De samenstelling van de vloeistoffase wordt gegeven door

de volgende vergel~kingen: (002) + (HC0 3-) + (0°3 2 -) + (NH₂COO-)

=

B (H00 3-) + 2(0°3 2 -) +(NH2COO-). = (NH4+)

I - (4)

I - (5) I - (6) overall A

=

konc. NH

3

in L-fase B

=

overall konc. C02 in L-fase (NH 3)

=

H • P NH₃ (H

=

Henry-koëffici~nt) I - (7)

!

Direkte oplossing van dit stelsel zou zeer gekompliceerde berekeningen vragen. DaarOIIt wordt een trial-and-error pro-cedure toegepast. Hierbij wordt aan

(HC0

3-) een bepaalde

waarde toegekend.

Dan volgt uit I -

(4), (5)

en (6) dat:

Nu kunnen 2 gevallen worden onderscheiden:

1/ A

>

B, dus overmaat ammoniak.

In dit geval geldt, dat

(C0

_{2) verwaarloosd kan worden.}

Dus geldt:.

I - (8)

Door kombinatie van I - (3), (4) en (5) geldt:

dus: waaruit volgt:

2-

Ka

3

(NH

_{3 )(}

HC0

_{3- )}

( C0

3 )

=

---:~---:B=---Uit (5) en (6) volgt:

(NH

4

+

=

B

+

(C0

3

2-)

En uit (2):

(NR2COO-)

=

K

_a2

-(NH

₃

)(HC0

3-) Nu moet gelden:

(NH

₃

)

+

(NH

₄

+) +

_(NH2COO-)

=

A

I - (9) I - (10) 1 - (11) 1 - (12)

Wordt na invullen van de in I - (8), (10) en (11) gevonden

waarden niet aan I - (12) voldaan, dan moet voor

(HC03-)

Nadat de koncentraties op · deze wijze bepaald zjjn, 'Vlordt de

~onensterkte van de vloeistof bepaald:

De partiaalspanning van ammonia (~H ) kan nu uit I - (7)

berekend worden, volgens de liet van Jenry.

Wican vond echter een diskrepantie tussen gemeten en bere-kende partiaalspanningen en verving de Wet van Henry door

de empirische relatie:

l>NH

= . . 3 a + b .( NH2 )jHI (NH₃)j· Hl I - (14) waarin: a

=

0,665 en b

=

6,5 • 10-3

In het geval, dat (NH₃) tot nul nadert, wordt weer de wet

van Henry verkregen.

De gemodificeerde Henry-konstante Hl kan berekend worden uit:

Ho 11 I

log

=

R • I + R C~

Hl ... I - (15)

waarin:

Ho

=

Henry-konstante voor zuiver water.

Hl = (gemodifice.erde) Henry-kons tante voor de

vloeistoffase en ammoniak.

Ril

=

0 (voor dit systeem).

I

=

ionensterkte van de vloeistoffase.

RI

=

25 (voor dit systeem).

Cn

=

koncentratie van de opgeloste molekulen. (in

dit geval (NH3 ), te vinden uit I -

(8).)0

De partiaalspanning van CO2 wordt bepaald door de volgende vergelijkingen:

(C0₂) (NH 4 +)(HC03-) (zie 1-(1) (NH 4+) (HC0 3-)

=

pOO

=

Ka (NH₃) 2 K_{a1 (NH3}) 1 (C0_{2 )} == _HC0

2oPC02 Wet van Henry (I - (16)

H

₌

1 (experimenteel bepaald door _Wican)

C02

Om een beeld te kr~gen van de totale drllic, waarb~ het

sys-teem in evenwicht is, werd ook de partiaalspanning van het water berekend m.b.v. de formule:

waarin: PH20 = d.. ₌ <X.

₌

x_B = partiaalspanning H20 b~ 0,1 _{x B voor xB}

<

0,53 0,055

xE

_{VOor x} B

>

0,53

L

mol. fraktie opgeloste

I - (17)

(Int.Crit.Tables (12»

T

°c.

stoffen.

PH 0

=

dampdruk zuiver water (b~ T °C) •

2

2/

A <B,

overmaat kooldioxide.

In

dit geval kan (C0

₂₎

niet verwaarloosd worden en dient

een andere berekeningsvlijze te worden gevolgd:

Aangez.ien in het gekozen koncentratie-gebied (NH₂COO-)

ver-waarloosbaar is (bl~kt uit berekening), volgt:

(NH 4+ )( C032- ) Ka = I - (3) 3 (NH 3)( H003 -) (NH_{3 )} + (NH₄+)

=

A (C02 ) + _(HC03-) + (0°32-)

=

B (HC0 3-) + 2 (C032-)

=

(NH4+) I - (5) I - (6)

Dit is' een stelsel van 4 vergel~kingen met 5 onbekenden,

n.l. (NH₃), ( NH4+), (002)' (HC0₃-) en (0°32-)

en is dus theoretisch onoplosbaar.

---Stellen we echter (NH₃)

=

a,

waarbjj

a

<

A I - ( 18), dan

zjjn uit I - (3), (4), (5), (6) en (18) alle koncentraties

te berekenen. Dit geeft: (NH 3)

=

(NH 4+j

=

(C02 )

=

a A - a {A - _{(1 - Ka3 )} C) (A-C) B-(2. Ka 3 - 1) C A + ~ B -(A _ a)2

=

B + a -A-C = {A - (1 - Ka 3)

a}

(A - C ) A + (2 Ka3 ·- 1)

a

(A c)2 ~ = A -

a

A-a

= Ka 3 • C • (A - C) A + (2 Ka3 - 1) C

A-O

~ Ka 3 • C • A _

a

=

Ka:; • 0 ~ A

Aangezien Ka3«1 geldt: (CO}2';") «(C02)

en (0° 3 2-)

<

<

(HC03

~

) I - (19) I (20) I - (21) I - (22) I - (23)

Op de reeds voor het geval

nu m.b.v. I - (19) tjm (23)

A B heschreven wijze kunnen

uit I - (14) tjm (17) de bjj-behorende partiaalspanningen berekend worden. De totale druk

waarbjj het systeem in evenwicht is, wordt gevonden uit de

som van de partiaalspanningen. Dus: n

Ptot

=

t

Pi

=

PNH

3

+ PC02 + PH20 I - (24)

Immers: _Ptot is de konstante parameter (evenals de

tempera-tuur T) \·marbjj de evenwichtsljjn beschreven wordt.

Het systeem bevat drie komponenten in twee fasen en heeft

-volgens de faseregel van Gibbs drie vr~heidsgraden. Als de overall-koncentraties A en B en de temperatuur T gekozen worden, ligt Ptot dus vast. Indien de aldus berekende Ptot niet overeenkomt met de Ptot ,waarbij de evenwichtsl~n

be-schreven wordt, moeten andere uitgangswaarden van A en B gekozen worden en dient de berekening van Ptot opnieuw te worden uitgevoerd.

De berekeningsresultaten, waarb~ gebruik gemaakt werd van de konstanten die gegeven z~n in (10), z~n weergegeven in de tabellen 1 en 2. De even\vichtsl~nen z~n weergegeven in grafiek 1 (zie aChterflap).

Tabel I - 1.

x mol x mol x mol _{( XNH) )}

~

_PNH

₂

j

Ptot T

NH_{3 CO2} H20 ?CN~ + x

co

₂ PNH +

PcC2

atm

°c

L 3 G 0,067 0,003 0,930 0,955 0,998 1 ,523 80 0,075 0,012 0,913 0,86 0,963 1,495 80 0,080 0,020 0,900 0,80 0,924 1,503 80 0,094 0,031 0,875 0,75 0,862 1,500 80 I 0,107 0,046 0,847 0,70 0,767 1,500 80 0,114 0,061 0,825 0,65 0,628 1,500 80 0,007 0,007 0,986 0,50 0,01 1,483 80 .. Tabel I -, 2.

x mol x mol x mol xNH

~

"NH

3 ₎ P_tot T

~NH

+

~co)

°c

NH 3 CO 2 H20 PNH3 + PC02 atm 3 2]J _G 0,095 0,004 0,901 0,96 0,992 11 ,64 140 0,108 0,018 0,874 0,857 0,876 12,31 140 0,093 0,027 0,880 0,775 0,626 12,00 140 0,087 0,029 0,884 0,75 0,527 12,00 140 0,078 0,030 0,892 0,725 0,422 12,00 140 0,063 0,027 0,910 0,70 0,316 12,00 140 0,038 0,020 0,942 0,65 0,147 12,00 140 0,003 0,003 0,994 0,50 0,003 12, 11 140

evenwichtsschotels.

De bepaling is volgens de trapjeskonstruktie weergegeven

in de grafieken 2 en 3. Hierbij dien.t opgemerkt te worden,

dat de werklijnen in principe als rechte lijnstukken zijn ge-tekend tussen de punten die uit de massabalansen over de strippers (zie de Bijlagen V en VI) hepaald kunnen worden. De reden, waarom de werklijnen recht getekend zijn, is de on-bekendheid van de plaatselijke vloeistof/gas-verhouding in de kolom, welke de helling van de werklijn bepaalt. Kwanti-tatieve informatie is slechts te geven over de helling van de werklijn aan begin- en eindpunt.

Voor de ammoniakstripper T 8 (grafiek 2) geldt:

11 - 1

L,

SI T, . •• x

=

... x = x waarin: L,

=

molenstroom NH3 + 002 in de vloeistof. St

=

xNH

3

in de vloeistoffase op plaats x

=

plaats x

=

x

G,

= molenstroom _{N~+ 0°2 in het gas.}

PNH

TI 3 in de gasfase op plaats x =

PNH

3 + P002

I

I

\

Uit 11-1 _{volgt: Tx}

=

(Sx - S,) - T,

G, 11 - 2

waaruit volgt, dat de helling van de werklijn voor het punt

L ) '

x = ' wordt gegeven door (

'/G,

x=1

Voor grafiek (2) punt (S(L. )S T(

»

geldt:

l n " Guit S, Evenzo: 61,0 + 24,5

=

9,3 + 2,0 85,0

=

11 ,3 = 216,6 = 6,83' 31,7 7,52

De hellingen zijn in de grafiek als gestippelde lijnen aange-geven.

Duidelijk is in ieder geval, dat de werkkromme voor de ammo-niakstripper benaderd kan worden door een recht lijnstuk.

De grafische konstruktie geeft als resultaat

4

theoretische

evenwichtsschotels voor de scheiding van een

vloeistof-stroom met bruto-samenstelling ( 21 ,7

%

NH₃ ' 22,6

-

%

_{CO2 en}

55,7

%

H20) in een vloeistofstroom met b,ruto-samenstelling

(19,9

%

NH3 ' 22,2

%

_{CO 2 en 57,9}

%

H20) en een gasstroom

met bruto-samenstelling (45,1

%

_{NH 3 ' 25,1}

%

_{CO 2 en 29,8}

%

H20) •

Dezelfde graf~sche konstruktie is toegepast ~oor de

kool-dioxide-stripper (zie grafiek

3).

Ook in dit geval werd

een rechte werklijn aangenomen.

Voor de eindpunten van de werklijn werd wederom de helling

bepaald, met als re sul ta.at:

51,7+22,5 = 4,8 + 11,5 84,2 6

- - =

5,1 16,3 200,9 14,9

=

13,48

In dit geval is de loop van de werklijn minder duidelijk. Wordt eenvoudigheidshalve aangenomen, dat ook hier een

i

I

rechte lijn een redelijke benadering is, dan wordt m.b.v. een trapjeskonstruktie gevonden, dat er 22 theoretische evenwichtsschcitels vereist zijn om in de kooldioxide strip-per een vloeistofstroom met hrutosamenstelling (19,7 % NH_{3 '} 21,9 % 002 ' 58,4 % H20) te scheiden in een

vloeistof-stroom van 20,7% NH3 ,12,6% 002 en 66,7% H20 en een gas stroom van 13 , 3 % NH_{3 '} 82,6 % 002 en 4,1 % H20. Gezien de voorgaande aanname en gezien het feit, dat de werk- en evenwichtslijn zo dicht bij elkaar liggen, is een nauwkeurige uitspraak over het aantal benodigde schotels vrijwel onmogelijk.

I'

I

De bruto-reaktievergel~king van de gekombineerde reaktief

absorptie in de absorber luidt (zie Hoofdstuk

v.

(3»:

(~ +

fi)

NH

3 + ~ CO2 + C>t H20 ( ~ (oc +,)3) NH4+ + (~-fl)

HCO; +

ft

CO:;

2-In deze

vergel~king

wordt de verhouding oL+/1ot

door de verhoudingen van de molaire hoeveelheid molaire hoeveelheid C02 die per tijdseenheid uit worden geabsorbeerd in de vloeibare fase.

Uit de massabalans over de absorber (zie bijlage

we (per sekonde) : oL _+~ ::: 14,1

}

?=

0,6

oG = 13,5

De reaktievergel~king wordt dan:

+

14, 1 NE:; + 13,5 _CO2 + 1:;,5 H20 ( )0 14, 1 rill

4 + gegeven NH 3 en de de gasfase 5) vinden + 12,9 HC03- + 0,6 CC32- (T: 450C) o

Is AHr het enthalpie-effekt van de reaktie, dan is:

Nu is: waarin: CPNH + 4

~H4+

AH r,sNH + 4 - 14,1 Li ~fH 3 45

j

Cp •

~l,H4+

• dT 25 111 - (1)

=

standaardenthalpie

=

31,74 kcal/mol b~ 250

(volgens Rossini).

: soortelijke warmte -;;:;;j CPH

°

=

0,998 cal/gr.oC

(Handbook Phys.D-94). 2

=

molekuulgewicht NH

Na invullen: A l1iH + 4 = 31 ,74 + 0,998. 18 • 20 • 10 -3 Op analoge wijze: kcal/

= -

31,38 /mol kcal = - 163,96 mol m.b.v. de stofkonstanten, gegeven in Hoofdstuk 11 • 1. 6.

Heo

2-3 t.l HH 20

=

-= =

=

-160,43 18,73 97,81 67,96

Ingevuld in (1) leveren deze waarden:

= -

151,812 kcal.

Aangezien de koëfficiënten in het rechterlid van 111 - ( 1 ) betrokken zijn op molenstromen in molen per sekonden, geeft

6 Hr direkt de reaktie/absorptie-warmte per sekonde.

In de literatuur zijn waarden van absorptiewarmtes van NH

₃

en e02 in water gegeven. Zo vermeldt Thomsen (lit.(13)) voor de absorptie van h1i3 een enthalpie-effekt van 8,43 kcal/mol en voor de absorptie ,van _{e0 2 : 5,88 kcal/mol.}

Worden deze waarden vermenigvuldigd met het aantal overge-dragen molen (voor NH_{3 : 14-,1 en vo or e0 2 : 13,5), dan} leve-ren deze waarden een totale absorptiewarmte van 198,3kcal/s. Het aanzienlijke verschil tussen deze waarde en de berekende

t.l ~ kan wellicht door het volgende worden verklaard: 1) bij de berekening van Á Hr is aangenomen, dat het

sys-teem ideaal is. Daarom is geen rekening met mengwarm-tes gehouden.

2) de soortelijke warmtes' zijn voor alle komponenten gelijk aan de soortelijke warmte van water gekozen.

3) bij de door Thomsen gevonden waarden is geen temperatuur vermeld, waarbij de absorptiewarmte werd gemeten.

-Bjjlage IV. De massa- en \'/amtebalans over de

absorptie---~

kolom (T 2).

---Alvorens de verschillende massa- en warmtestromen van deze absorber weer te geven, wordt de wijze waarop deze kolom be-rekend is uit de doeken gedaan. Als voorbeeld van deze be-rekeningsmethode wordt de eerste trap van de absorptiekolom doorgerekend.

Eerste benadering van de absorptiekolom.

De absorptiekolom wordt schematisch weergegeven iil. fig. 1:

1

.... _Absorber -""

~

-

(fig. (1».

f:'-,

De voedingsstroom

G

_F

(= gasstroom) is afkomstig uit de mela-mine-bereiding (zie ont\verp N~ 2275) en zowel naar grootte

als samenstelling bekend:

J6

GF

=

0,895 kg/s, bestaande uit 43,7 ge\v.% NH3 en 56,3

gew.

%

C02

Uit (2) volgt de samenstelling en de grootte van vloeistof-stroom L

3,

afkomstig uit de _{CO 2}-stripper:

(C0_{2 )L} : (NH₃)L : _(H20)1 =

12 :

19 : 63 en 01 = 3,84 ké}'s.

3 3 3 3

Voor de berekening van de absorber worden de volgende aan-namen gedaan:

J6

_G =

°

kg/s (zie fig. (2) •.

4

}3G

2 = 0,35 kg/s en bestaat voor 100% uit NH3 • G

1 bestaat voor 100

%

uit NH3 .

Bovendien veronderstellen wij, dat de totale hoeveelheid in de absorber (T 2) _{geabsorbeerde NH 3} als gasstroom _G2 in de NH

₃

-stripper moet worden afgevoerd (zie fig. (2»). Dus:

~GF

=

~G1

=

0,391 kg/s

NH

Voor de ingaande vloeistofstroom Lin

=

L3 kan nu geschre-ven worden: 19 ~L.

=

~L

=

3,84 kg/s , bestaande uit --

x

100

% ::

ln

3

94 20,2 w.

%

NH 3 (w

₌

gew. ) - x 12 100 ojo = 12,8w.% 94 CO2 63 94 x 100

% ::

67.

°

Wr

%

. H20

Voor de verschillende componenten-stromen geldt dus:

(~

)

₌

(~L )

₌

0,202 _• 3,84

₌

0,776 kg/s . Lin NH3 _{3 NH3} (~

)

₌

(~L )

₌

0,128 3,84

₌

0,492 kg/Se L_{in CO} 2 3 CO 2 (~L. )

=

(.0

_L3)

=

0,670 • 3,84 == 2,573 kg/Se ln H20 H20

Voor de voedingsstroom G_F geldt:

~G

=

0,895 kg/s , bestaande uit: 43,7 w.%

NH

₃ en 56,3 w.% F CO₂ Dus:

(~G)

= 0,391 kg/s en

(~G)

= 0,504 kg/Se F NH3 F CO₂

Voor de gasstroom G2 geldt:

~G

=

0,35 kg/s , bestaande uit 100 w.% NH_{3 •} 2

De totale ingaande gasstroom Gin is gelijk aan: Gin = G_F + G2' Voor Gin geldt dus:

~G.

=

~G + ~G

=

0,895 + 0,350 :: 1,245 kg/s ,

be-ln F 2

bestaande uit: 59,5 w.% NH_{3 en 40,5 w.% CO2 •} Voor deze com-ponentenstromen gelden dan:

(~G.

) .

=

0,741 kg/s en

(~G.)

=

0,504 kg/Se

ln NH₃ ln C02

Voor de uit$aande gas stroom Guit geldt:

.0

_G

=

~G

=

0,391 kg/s , bestaande uit 100

w.%

NH 3

,

i

De bepaling van de grootte en de samenstelling van de uit-gaande vloeistofstroom Jui t = L1 geschiedt door het opstel-len van een massa-balans voor de verschilopstel-lende componenten en stromen: $1 = 3 ,841 kgf s , 20,2 % NH₃ 12,8 w.% 002 67,0 w.% H₂₀ L. _1.n

=

L3

1

I

Absorber $3=0,391 kg/s , 100 w.% NH3

°

w.% 002 ~

=

1 ,245 kg / s , 59,5

%

_NH3

40,5 w.% 002

Een massa-balans, voor de NH₃-componenten afzonderlijk,

wordt opgesteld. Voor de NH

3-component:

de ingaande stroom bedraagt: (0,776+0,741)= 1$517

de uitgaande stroom bedraagt: (0,391 + x) kg/s

Voor de 002-component:

. de ingaande stroom bedraagt: (0,492 + 0,504)

=

0,996

de uitgaande stroom bedraagt: x kg/s

Voor de H20-component: kg/ S } ₀₀ 0 x = 1,126 klis kg/s

t

o: 0,996 kg/s

de ingaande stroom bedraagt: 2,573 kg/s

de uitgaande stroom bedraagt: x kg/s

o

o 0

x

=

2,573 _kg/s.

De vloeistofstroom Luit

=

_{L1 kan dus als volgt worden}

weer-gegeven:

$1Luit

=

~L1

=

_{4,695 kg/s , bestaande uit: 24,0 w.% NH3 '}

21,2

w.%

002 en 54,8

w.%

H20. Dus: (~L ) = (~L ) = 1,126 kg/Se uit NH3 1 NH} (~) = (.0L )

₌

0,996 kg/Se L .t U1. 002 1 002 ($1 ) = (OL ) = 2,573 kg/Se luit H20 1 H20

De in fig~(1) schematisch weergegeven absorber maakt deel uit van het volgende eenvoudig voorgestelde processchema:

-

-

-

- -

...,

_G~F_...,...._~)

_ _ _ _ _ _

~~

~

CO

2-abs orber

Lil--_~G

,-1-~1

droger

:1---+

NH3

I -I I I l' IG I

4

1,1 _G2 2 NH 3-stripper ~ L - - - 3 ( 1- ci-) L3_ NH160

-striPper~

2 H20 I

G4

- - - - -- - ~ - - - -::JI (fig.(2»

B~ de reeds eerder besproken benadering van de absorber

(via de verschillende aannames) is de 4e kolom (de NH_3/C0

2-stripper) weggelaten, doordat wij gesteld hebben, dat de

sa-menstelling van L3 niet zal veranderen.

Vandaar dat de ~G4 gel~k is aan 0, en de in fig. (2)

gein-troduceerde

oe

gel~k is aan 1.

Door deze eerste benadering van de absorptie-kolom (T 2)

kunnen de verschillende stofstromen als volgt worden weer-gegeven: alle stromen in kg/ s ).

NH3 CO2 H20 Totaal Lin 0,775 0,492 2,573 3,840 Luit 1 ,126 0,996 2,573 4,695 GF 0,391 0,504

-

0,895 G2 0,350

-

-

0,350 Gin 0,741 0,504

-

1,245 ._Guit 0,391

-

-

0,391

De trapsge~ze berekening van de kolom is zeer geschikt om

op een rekenmachine te worden uitgevoerd. Doordat er geen programma hiervoor beschikbaar was, is de absorber met de hand doorgerekend.

We hebben hier te maken met een absorptie-proces, waarbij

zowel C02 als NH

₃

tegelijkertijd geabsorbeerd worden door de

ammoniakale oplossing, die uit de CO 2-stripper naar de

ab-sorber gerecycled wordt, zodat één der componenten niet als

inert heschouwd mag worden.

De absorber wordt verdeeld in een aantal (derucbeeldige)

trappen en het absorptie-proces zowe'_{l voor NH3 als CO2 per}

trap berekend.

De berekeningswijze geschiedt als volgt:

Per trap worden de geabsorbeerde hoeveelheden C02 en NH₃

be~ekend, de ingaand~ L-stroom en de uitgaande G-stroom

(van deze trap) werden gecorrigeerd. Dezelfde procedure wordt voorde volgende trappen uitgevoerd.

Als de op deze wijze gevonden Guit- en Lin-stromen niet

ge-lijk zouden zijn aan de boven weergegeven waarden (van de

absorber), dan wordt de G2-stroom gecorrigeerd en de kolom

weer doorgerekend. Deze handeling kan net zo lang

doorge-voerd worden tot de juiste topstromen bereikt zijn.

De gevdnden waarden voor de verschillende stromen van de

i I I

I

Lin ~ = 3,84 kg/s 20,2 w.% NH3 12,8 w.% C02 67,

°

w.% H20 ~it "-~ = 4,695 kg/s 24,0 w.% NH3 21,2 w.% CO2 54,8

"'1.%

H20

l

I

A b s 0 r b e r

I

Î

91

=

0,391 kg/s , 100 w.% NH₃ (fig. (3» ~

=

1,245 kg/s , met: 59,5 w.% NH3 40,5 _{w.% CO2}

Alvorens de berekening van de absorptie-kolom per trap uit te voeren is het mogel:ijk om een ruwe benadering van de to-tale hoogte en diameter van de kolom te geven. Aan de hand hiervan kan de hoogte van elke trap gekozen worden.

Deze berekening wordt gebaseerd op de absorptie van CO₂ in de ammoniakale oplossing, waarb:ij verondersteld wordt, dat 99

%

van de CO₂-gas in Gin wordt. geabsorbeerd. Volgens Vassilatos c.s. (9) is de reactie, tussen C0₂ en NH

3 in de L-fase van de 1e orde t.o.v. C02 en NH₃ en overall van de

2e orde, langzaam en ~uasi-onomkeerbaar. Er treedt hier

zo-wel een fysische absorptie van C02 en NR3 in de ammoniaka.le oplossing op als een chemische reactie tussen CO₂ en NH

3 .

De overall volumetrische massa-overdrachts-coäfficignt voor

C02 kan volgens (9) weergegeven worden door:

( K )

=

N t

G • a CO

2 V • Pl. m ,me:

= overall massa-overdrachtsco~ffici~nt _{van CO2}

[

lb.moles

J

hr.ft 3 atm.

N

=

absorptie snelheid per eenheid van oppervlak van de dwarsdoorsnede (lb.mOles/hr.ft 2 ).

V

=

volume gepakte gedeelte kolom per eenheid van kolom-oppervlak, m.a.w. de hoogte van de pakking (ft). P_I ._m

=

de log. gemiddelde partiaalspanning _{van CO2} bij top

Opmerking: de P002 over de gecarboneerde oplossing kan

verwaar-loosd worden. Voor de formule heeft men de overall m.o.c.

,(= massa overdr.coëfficiënt) van 002 nodig. Deze kan

bere-kend worden m.b.v. de empirische vergelljking (9):

(KG. a)002

=

0,263 + 10- 3 L + (0,444 + 2,20 x 10-4 • L) C

NH3

met: (A)

m.o.c. van C02 (lb.moles/hr.ft 3.atm).

(zie H. V 1a)

a

Dus:

=

specifiek oppervlak (ft 2/ft 3 )

= ~Luit

=

massastroom Luit (lb.moles/hr.ft 2 )

=

concentratie van opgeloste vr~e NH₃ (niet

gebonden) (gmol/l).

L

=

~Luit

=

_{4,695 kg/s} = 4,695 x 3600

0,45

x

2,94

=

4,695. 3600

=

550 7

0,45 • 2,94 • 23,2 '

Lis hier weergegeven per eenheid van oppervlak van de kolom· dwarsdoorsnede. Later wordt weergegeven hoe deze doorsnede berekend is.

MLuit

= molecuulgewicht van de Luit-stroom

=

=

0,55 • 18 + 0,24 • 17 + 0,21 • 44

=

23,2

Voor de berekening van ONH3 wordt de theorie van Wiëar (10) toegepast. Hierbij wordt een multi-componenten

damp-vloei-;-sys- stofjSemi-empirisch beschreven m.b.v. de principes van ionen·

teem evenvll.c . ht ,enwor dt een me th d 0 eesc reven voor b h de

bereke-ning van de partiaaldrukken van NH

3 en 002 •

Zie verder b~lage (1).

De evenwichtssamenstelling van de L-fase van Luit in

ge-wichtsprocenten bij een temperatuur van 45 oe is: 24,0

%

NH₃ '

21,1

%

002 en 54,8

%

H20.Luit bestaat dus per kg oplossing

uit: 240 gr NH3 ' 212 gr e02 en 548 gr ff20.

240

3

2 /

Aan NH3 aanwezig: 17 10- = 1,41 • 10- kInol kg = A

212 Aan 002 aanwezig: