Technische en economische aspecten van de cryogene zuivering van ammoniaksynthesegas

Verslag behorende' bij. het processchema

van

2

-SAMENVATTING

Bij de produktie van synthesegas voor annnoniak 1S gebruik gemaakt van een cryogene gaszuiveringsinstallatie, ook wel "coldbox" genoemd. Deze synthesegasfabriek geeft aanleiding tot een technologisch-economische studie.

De studie 1S bedoeld als een vergelijking van de synthegegasfabrieken met en zonder cryogene stap.

De toevoeging van een cryogene stap blijkt vooral gevolgen te hebben voor de bedrijfsvoering van de refonnsectie. Een berekening van de karakteris-tieke grootheden van de refonnsectie geeft een inzicht in de wijziging van de bedrijfsvoering van de synthesegasfabriek.

Een hmntitatief model van de rekenresultaten verschaft de mogelijkheid tot optimalisatie van de totale installatie. Het economische voordeel van de toepassing van een cold box blijkt voort te komen uit:

1. Directe besparingen bij de bouw van de fabriek. De refonnersectie 1S zoveel goedkoper dat de extra investering voor een cold box de totale bouwkosten niet zal verhogen.

2. Indirecte besparingen bij de produktie. Een betere energiehuishouding en lagere grondstoflasten verlagen de kostprijs per eenheid produkt.

INHOUD

Samenvatting Inhoud

Inleiding

Oriënterend onderzoek

Vergelijking van synthesegasfabrieken met en zonder cryogene zu~ver~ng

Berekeningen Conclusies

~EE~g~i:~~~:

Appendix A, Rekenprogramma voor de reformsectie Appendix B, Algol-programma voor IBM 360/65 Literatuur ~. 2 3 4 5 7 10 12 18 20 21

i

I

4

i

I I

I

INLEIDING \ I I

Een onderzoek \vordt gedaan naar de technisch-economische achtergronden I

I

::~V::i::r:~~i::tV::n:::::~::-;~~:~e:~!:;s:~:)~oepa"ing

van

c

r

n

cryogene

i

Aanleiding tot het onderzoek geven de mogelijkheden, welke de

~

oepa

ssing

van een koude trap bieden bij de oplossing van problemen rond Aet

"KELLOG-proces". (REIS)

Een ori~nterend onderzoek verschaft inzicht in de verschillende factoren, die bij de ontwikkeling van de processen voor synthesegas een b~langrijke

rol hebben gespeeld. Vervolgens wordt een overzicht gegeven van de

belang-rijkste moeilijkheden die ondervonden Zlp bij de nieuwe generatie

synthesegas-fabrieken. Deze fabrieken zijn gebouwd in single-train en veelal voor een

produktie van ten minste 1000 ton per dag.

Na vergelijking van de processen met en zondr cold box wordt het kwantita-tieve onderzoek begonnen. Dit onderzoek beperkt zich in eerste instantie

tot de samenhang tussen de cold box en de reformsectie.

De conclusies ZlJn zo weergegeven, dat een economische evaluatie (c.q.

ORIENTEREND ONDERZOEK

Bij de evolutie van chemische fabrieken spelen een rol:

economische factoren, zoals kostprijs per eenheid produkt

en de macro-economische omstandigheden in vestigings- en

afzetgebieden;

technische factoren, vooral van belang bij het opstarten en stil-leggen van de produktie.

wij noemen hiervan met betrekking tot de produktie van synthesegas

voor ammoniak:

Economische factoren:

--- de kosten van het aardgas zl.Jn afhankelijk van de afgenomen

hoeveel-heden. Hieronder volgen de prijzen van 1967 voor ammoniakfabrieken

met de volgende capaciteit: 400 ton/dag 1000 ton/dag 1500 ton/dag 1.2 0.9 0.6 3 $cent/nm 3 $cent/nm 3 $cent/nm (REIS)

- bij produktie-eenheden groter dan 600 ton/dag is het gebruik van cen-trifugaal-compressoren in plaats van zuiger-compressoren economisch verant\voord. Een nadeel van de centrifugaal-compressoren is de

beperkt-heid van het werkgebied, waarin zij inderdaad goedkoper ZlJn.

grote single-train units - zoals die van KELLOG - maken een efficiënte

warmtehuishouding mogelijk.

de kosten van het transport van anunoniak uit een grote produktie-eenheid

moeten worden afgewogen tegen de hogere produktiek,osten in een kleinere

fabriek in het afzetgebied.

Technische factoren:

de benodigde tijd voor het opstarten van een KELLOG-fabriek kan variëren

tussen 3 en IS weken. Er zijn verliezen van tientallen miljoenen guldens

opgetreden door moeilijkheden bij het opstarten.

- indien een onderdeel, dat voor de gehele installatie van vitaal belang

is, niet functioneert moet de gehele plant stilgelegd worden. Een

strijd-punt is dan ook vaak het al of niet dubbel ui tvoeren van sonnnige onder-delen" zoals b.v. compressoren en turbines.

6

-Illustratie bij de vergelijking van de processen.

Overall

process

flow

plall

for

ammonia

production

usillg

a

syntl18sis

g

a

s

purifier.

F~y.l

Car~QI1 dioxid~

Gas Primal y Secondary_ Icmov~1

Compressor turhine rcforlllcr reformer - Shi! t conv~rtcrs

l

:dg":~L-;-r-,~:~-'=~

s,"'

Î~

~

Slcam

~

--l

-I>

I>ÇrJ

~J ~"~

<r

, :hr;'

__

'_I>

~_v v Waler

---

-

---

~

----r

Synuas H _ P. S:!par8tor

.

.

n

,w

Udm <

';"~---,

ow.

~

"""

6""

·

6'

M,""''''''

~

f4.~

r

Tl .

r:;;~' '-~l

8

I

Cr~'o_ae_l1ic

_.

r;~~~

_

~~~

~_

~~

..

s~

.

rn

[r

~J~WJl

\Vaste gas < _____ _ ____ '1' JlUi Jf ICr - drull1 _ v \\.',JiCr 1:.. ~ 10 lucl_ Syngas le:ovcly v _ v

(lit.

NORRISON)

)-PUI ge refrii:!!ration

Fig. 1 Single-train high-capacity :;:nlllonia I'rocess or the M. \V. Kcllogg Comp:\ny features centrifupl compressors.

(lit.

REIS)

VERGELIJKING VAN SYNTHESEGAS-FABRIEKEN NET EN ZONDER CRYOGENE ZUIVERING Het proces van Braun verschilt van het KELLOG-proces ten aanzien van de wijze waarop de verhouding tussen stikstof en waterstof, die nodig is voor de ammoniaksynthese, wordt gerealiseerd. In het KELLOG-proces ~.;rordt deze verhouding gerealiseerd in de secundaire reformer; de synthesegasfa-briek van Braun bevat een cold box, waarin de Stoechiometrie tussen

water-stof en stikstof wordt bereikt. (zie pagina 6).

De cold box bestaat uit warmtewisselaars, een expansieturbine en een rec-tificatiekolom, die als reflux-condensor werkt.

Door warmtewisseling met het gezuiverde gas wordt eerst gekoeld tot - 125 à -150 oe. Daarna bereikt mep met de expansie-turbine een temperatuur van -175 oe, waarna de overmaat stikstof, bijna alle methaan en ongeveer de helft van de aanwezige argon en koolmonoxide condenseert. De afscheiding hiervan heeft plaats in de rectificatiekolom. Water en kooldioxide zijn bij deze temperaturen vast en moeten daarom eerst venvij derd worden. Het e0

2 wordt geabsorbeerd met catacarb en het water gecondenseerd door koeling. De drukval over de cold box bedraagt ca. 5 atm; de temperatuur aan de uitgang van de cold box ~s slechts enkele graden lager dan de ingangstemperatuur.

Het onderzoek naar de mogelijke veranderingen in het totale proces wordt nu begonnen met een beïnvloedingsschema betreffende de cold box en de conven-tionele onderdelen van het proces. Dit schema is als volgt ontstaan:

- door meer lucht te suppleren in de t~.;reede reformer neemt de overmaat stik-stof in het synthesegas toe. Deze moet in de cold box verwijderd worden. - de primaire en secundaire reformer zijn op conventionele wijze met elkaar

verbonden.

- het resterende gehalte aan koolmonoxide na de CO-shift kan verwijderd worden in de cold box.

primaire

Beinvloedingsschema voor de verschillende eenheden.

I

1

secundaire

I

CO-shift :1" ..l,. ... , '.' •. -1 (\ ,_

.- '

''-./

'

I

I .-

,,-_r-:'

--'

-_._J-_L

, I

- _

.... -,,---_._ ... _.---.._.

!

I

absorbers methaniser

i

cold box

reformer reformer

I

1_.

_t·--

.~__

---!

l

_J

.

l'

-,--.

~

j~

I

-

-

-

'

-"-. . ./ '"f-

~

J

1+

!

I ! i

L---

,

'>

+ vergroting van de omzetting naar synthesegas - : verkleining van de omzetting naar synthesegas

I

_--:...._---.

_î

I

_f (

\

!.

.J

00

De belangrijkste gevolgen van de toevoeging van een koude trap met be-trekking tot de bedrijfsvoering zijn:

- de overall omzetting van methaan hoeft niet zo· hoog te z~Jn als bij de

conventionele processen. Hierdoor kan de temperatuur in de reformsectie

lager zijn. Een lagere bedrijfstemperatuur is vooral bij de primaire

re-former sterk kostenbesparend.

- een overmaat lucht kan in de secundaire reformer worden toegelaten. Hier-door is de warmte-ontwikkeling in de secundaire reformer groter, waarHier-door

er minder warmte nodig is in de primaire reformer. De warmte-efficiëntie

neemt hierdoor toe.

- de flexibiliteit tussen de reformsectie en de ammoniaksynthese ~s vergroot,

zodat de bedrijfsvoering minder kwetsbaar zal zijn. De turbine van de cold box is echter een nieuw vitaal en kwetsbaar onderdeel van de totale installatie.

- 10

-BEREKENINGEN

Voor de berekening van de gas samenstelling aan de uitgang van de tweede

reformer is verondersteld, dat de reactiesnelheden zo groot zijn, dat

de componenten met elkaar in evenwicht zijn.

We kunnen de volgende onafhankelijke reactievergelijkingen opschrijven:

+-CH 4 + 2 H20 -+ CO2 + 4 H2 +-CH 4 + H20 -+ CO + 3 H2 +-CH 4 + °2 -+ CO2 + 2 H2 -<-2 CO -+ CO 2 + C N 2 ~s inert

Het uitgangsprodukt van de t1;veede reformer kan acht componenten bevatten;

dat impliceert zeven samenstellingsvariabelen. Als we ook de druk en de

temperatuur beschouwen vinden we totaal 9 variabelen. Voorts hebben we

vier evenwichtsbetrekkingen en volgt de hoeveelheid stikstof uit de

oor-spronkelijke hoeveelheden aardgas en lucht. Er resteren dus 9 - 5

=

4

vrijheidsgraden. Voor de druk kiezen we net als bij ESSO (MORRISSON)

30 atm. Met een LGOL-programma A l) z~Jn de . " u~tgangssamenstell~ngen . b

ere-kend voor verschillende

- stoomverhouding (y in mol 11

20/mol CH4 ~n de voeding)

methaanspecificatie (Msp in mol% CH

4 ~n het uitgangsgas)

- overmaat stikstof (N

2+ in mol N2/mol synthesegas)

Het optimum voor de omstandigheden van het proces wordt bepaald door het

m~n~mum van de kostprijs per mol synthesegas. Deze kostprijs is onder meer·

een functie van de volgende procesvariabelen:

- hoeveelheid verbruikte stoom

- hoeveelheid toegevoerde lucht

in de reactor verbruikte hoeveelheid methaan

als stookgas verbruikte hoeveelheid methaan

- de overmaat stikstof, die verwijderd moet worden ~n de cold box

- de totale doorzet

- de temperatuur aan de uitgang van de tweede reformer

I)De evenwichtsinstelling bij gegeven druk en temperatuur kan ook berekend

worden in b.v. de terminal van de IBH 360/65 computer bij de afdeling

Chemische Technologie. Ten tijde van dit progrannna was het hiervoor

- de voor het proces benodigde stoom is hogedrukstoom. De kosten ervan zijn hoog in vergelijking met andere reactanten (ca. f 12,-- per ton)

(Lito WEBcr PRIJZENBOEKJE) , en zijn derhalve van grote invloed op de

kostprijs van het synthesegas.

- voor de lucht is een compressor van voldoend grote capaciteit nodig.

De kosten hiervan zijn in de door ons beschomvde gevallen steeds

nage-noeg gelijk.

- als in de reactor meer methaan wordt verbruikt (t.g.v. reactie met lucht

l.p.V. stoom) wordt de calorische waarde ervan direct gewonnen en hoeft

dan niet indirect te wordert gesuppleerd. Dit bespaart dus op de kosten

van methaan als stookgas.

de overmaat stikstof bepaalt de bedrijfskosten van de cold box.

- de doorzet bepaalt de afmetingen en daardoor mede de investeringen voor

de installatie.

- de uitgangstemperatuur van de tweede reformer lS van belang voor

de hele reformsectie. Uit de literatuur (REIS en MORRISSON) blijkt, dat

de temperatuur-gradiënten onder de verschillende omstandigheden steeds

nagenoeg gelijk zijn. Bij een lagere uitgangstemperatuur van de tweede

reformer heerst er dus in de hele reformsectie een lagere temperatuur. Met toepassing van de cold box is het mogelijk de reformsectie bij een

o

ca. 100 C lagere temperatuur te laten werken. Vooral voor de primaire

refornler maakt dit een aanmerkelijk goedkopere constructie mogelijk.

Ook zal de levensduur van de pijpenbundels in deze reformer lager zijn.

De resultaten van de berekeningen worden gegeven op de pagina's 14 e.v. De argumenten voor de wijze van indeling en weergave van de resultaten

- 12

-CONCLUSIES

K\val itatief:

De kwalitatieve conclusies hebben betrekking op twee probleemstellingen:

1. Is de toevoeging van een cold box aan het proces economisch te

recht-vaardigen?

2. Hoe is de optimale bedrijfsvoering na de toevoeging van een cold box

aan het proces?

ad 1. De rechtvaardiging van de toevoeging \vordt gegeven door de volgende

argumenten:

- goedkopere constructie van de reformsectie;

- minder gevaar voor misöperatie bij de produktie van synthesegas;

- verbeterde energiehuishouding.

ad 2. Het optimum ~n de nieuwe bedrijfsvoering zal gevonden moeten worden

uit:

de stoomkosten;

- de kosten voor de cold box;

- de kosten van de reactoren (de primaire reformer vergt de grootste

investering per reactor.

Deze drie kosten zullen alle berekend moeten ,vorden per geproduceerd mol synthesegas.

Deze kwalitatieve conclusies moeten nu geconverteerd worden tot functiesJ

die een kosten-analyse mogelijk maken. Deze analyse kan dan geschieden door

verdere uitwerking van de volgende conclusies.

Kwantitatief:

De resultaten van de berekeningen z~Jn weergegeven ~n drie grafieken. Bij

al deze grafieken ~s horizontaal de molaire verhouding stoom/methaan van

de voeding van de primaire reactor uitgezet. Deze keuze is gedaanJ omdat een

beschouwing van de resultaten van de uitgevoerde berekeningen het volgende leerde omtrent deze verhouding:

- Het stoomverbruik wordt hierdoor in directe ZUl bepaald.

- De uitgangstemperaturen van de reformers worden hierdoor sterk beinvloed

(ceteris

paribus)

- De totale mo]enstroom per geproduceerde mol synthesegas hangt enigermate

af van de stoomverhouding in de voeding.

Bovendien is de molaire verhouding stoom/methaan een goed regelbare

groot-heid. Deze grootheid is derhalve een gunstige onafhankelijke variabele voor

de drie afhankelijk variabele grootheden, die van belang zijn voor de

be-paling van het minimum in de totale kosten van de bedrijfsvoering.

De lopende parameters in de drie resulterende grafieken z~Jn dan:

- de methaanspecificatie

- de overmaat stikstof

y

1)

CV2TZicht van de rssul~at~n v~n het re~enprOgraD~a v~~r de r0fnrmsectie

z

N_{sp Mverb Sverb Lverb Doorzet Temp}

_H

2

co

CO 2

CH

₄

N

2 +

H

2

0

3.0

3.0

3.0

3.5

3.5

3.5

4.0

4.0

4.0

3.0

3.0

3.0

3.5

3.5

Z .... . J . )

4

.0

4

.0

4

.0

3.0

3.0

3.5

3.5

4.0

4

.0

1.

92

1.85

1.

77

1.

91

1.83

1.

75

1.90

1.82

1.

73

1.

77

1.

7

0

1.

63

1.

76

1.68

1 .61

1.

75

1.

67

1.60

1.63

1. 57

1.62

1.

55

1.61

1.

53

1.0

1.5

2.0

1.0

1.5

2.0

1.0

1.5

2.0

1.0

1

.5

2.0

1.0

1.5

2.0

1 .0 1

.5

2.0

1.5

2.0

1.5

2.0

1.5

2.0

.22

40

.2321

.2

406

.2

2

50

.2338

.2

429

.2

260

.235

4

.2

45

1

.219

4

.227

3

.2

355

.2

205

.22

89

.2377

.2215

.23

05

.2

400

.2252

.23

3

2

.2

267

.2355

.2284

.2377

Ve~rlaring der sym~olen:

.67 20

.

6966

.7-218

.7876

.8183

.

850

1

.9042

.

9416

.9

8

10

.65

83

.

6820

.7

0

64

.7716

.

80

10

.8320

.

8850

.

9219

.9600

.6755

.

6996

.

793

5

.

824

2

.9

1

₃₅

.9509

.

4301

.4296

.

4259

.429

8

.

4278

.

4250

.4295

.

4284

.

4243

.3

884

.3865

.

3838

.

3880

.3

845

.3

827

.

3870

.

3849

.

3840

.3670

.3661

.3

673

.

3650

.3

6

77

.3

637

1.7

60

1

1.7930

1.8

274

1.8766

1.9165

1.9580

1.9942

2.0362

2.0913

1.6981

1.7301

1.7631

1.

8124

1 .8510

1.8909

1

.9278

1.9738

2

.

0218

1.7208

1.7351

1

.

822

7

1.86

1

9

1.9

4

93

1.9913

Y: ~olen stoom per mol methaan in de voeding

Z: Molen l~cht ~er ~01 methaan in de v0~ding

Ksn: mol P€TC~ntaee methaan in e~fluen~ va~ de

secundaire refor~er

?Ycrb: verb~uikte molen methnan per Dol s~nthnseg~s

(1 mol synthesegas

4/3

(co

+ E~))

Sverb: ver~rl1ikte nolen sto~m per mol ~ynthesegas

1verb: ver~r~kte rn01en lucht per mnl ~ynthcseGas

~~nrzet: malen p~r mol synthesesas

1154

1130

1112

11

35

1111

10

9

2

1118

1093

1075

11

62

1137

Î

11

9

1142

1118

1

099

1123

1100

10

3

1

1141

1122

1120

1102

1102

1083

.6076

.6123

.6172

.6

1

₉₃

.6254

.6308

.63

09

.

6337

.6

4

28

.

6058

.6113

.

6160

.618

6

.

6244

.

6297

.

6302

.6361

.604

.

6109

.615

7

ut

6639-.6

292

.

6358

.6

411

.1

434

.1

377

.1

328

.1307

.12

46

•

11 93

.1191

.1

121

.1

072

.1442

.13

8

7

.1340

.1

314

.

1256

.1203

.119

8

.1139

.10

8

2

.1

39

1

.1

339

.1 2h Î

.120

8

.1

142

.1

089

.0970

• Î

026

.

1078

.109

8

.11

60

.1214

.1212

.1271

.1334

.

09

15

.

0971

• Î

020

•

"1043

.1103

.1155

.11

58

.12

22

.1277

.0

948

.0

996

.1

077

.1130

.1197

.1253

n

.0177

.02

69

.0366

.0189

.02

88

.0393

.0

199

.

0304

.

0419

.0171

.

0259

.0353

.01

81

.

0

'2

79

.0378

.0193 .0297 .0406

.0257

.03

47

.

0274

.037

2

.

0292

.

0399

.1250

.1

250

.

1250

.

1250

.1250

.125

0

.1250

.

1250

.1250

.0910

.09 10

.0

910

.0910

.

0910

.0910

.0

910

.

0910

.

0

910

.0761

.0761

.

0761

.

0761

.

0761

.

0761

.5

204

.5

385

.

5580

.

6229

.6

467

.6

723

.7281

.7

537

.7910

.49

85

.

5î6î

.

5

348

.5

990

.6

218

.

6466

.7

017

.7

309

.7

625

.5062

.

5247

6

--ç; • I 1..1

.

635ó

.7189 .7500

r::'eElp.: temT-leratunr:in K Y2.r.. het effluent van 0e

secuneaire ~efnrmer

IT _{rn CO CP u 0 . ~ole~ ~p~ ~~l qvntho~ec~a}

-'""" J V , "1 , ._.L ~ .:...: 2 ...J . J.u.· ':"..1..;'''' ... '- ... J - . ~. ~) --' -;:, Cl ... ' ...

~ ::...

:.7 + nVC>"7'r"l,,·.J.!. R+;lr~+()-'" in ,.,.,,,1 CD 1'1"1" 1"n1 ""·'-'+"'''''''eC-''R

-'2 .. ... _ ... I.:... ... '~.\... "_ V-'- .... ,~ ·J ... J. -- - .••.. _ ,.,,- ~ ... _ ... . '. 0 .. ) _ • ...,;._ .... ; '-... I~ .

1150 1100 x o 1050

l

t ! i

!,_L.

..

3.0

1.0

%

CH

4

1.5

7~ CH

4

2.0 ~,s CH

4

.1250 .0910 .0761 versus

STOONvr;n.HOU DING

3.5

y mol H20/~Ol CH

4

in de voeding

--'" -...

4.0

en cU QD ~ :>, en ol 0 S '-.... en cU QD ol 0 El +> Cl> N H 0 0 'ti 2.0 _. 1.8 - 16

-MOLEN STROOM uit de TWEEDE R~FORMER

versus STOOHVEBHOUDING / x o N 2+ _.--.. , N 2+ - --. -- -.. - - - N 2 + / / / / / / --/ / / / ./ ./ ; ' CH

4

CH

4

2.0

%

CH

4

1.0

%

1.5%

.1250 .0910 .0761 ./ ./ / ,-/ /

/

/ / / . / / \ I

- -

-.

_

....

_-_

...

_

- -

-

.

_

- - -

-

- -

-

- -

_

.-

._~

3.5

4.0

Y mol H 20/mol CH

4

in de voeding

1.0

.9"

-• 8·

.

6

,

-·--I

_I -i _I

!

1_. .~. 0

S'l'OOJWEHBIW IK per HOL SYNGAS

versus S'l'OOHV ERHOU DI EG " / , / x o ---.--- - - N 2 + . - ---- ---- .. -.. N 2 + _. - - - N 2 + 1.0

%

CH

4

1.

5

'7~ CH

4

2.0

%

CH 4 .1250 .0910 - .0761 c· .: f_ . ' , / "

.-__

. ___

___ . _____ ._. __

__

________ -__ -_

-

_________ . __

_

____ ..

_.

__ .. ______________

.

______

1

______ ..

'

3.5

4.0

, Y mol H 20/mol CH

₄

in de voeding

- 18

-Appendix A

Rekenprogramma voor de reformer

De berekeningen aan de reformer ZlJn uitgevoerd m.b.v. een rekenprogramma

ln algol op de IBM 360/65.

De invoervariabelen" zijn:

- De molaire verhouding tussen stoom en methaan ln de voeding (Y).

- De methaanspecificatie in het effluent (k).

- De verhouding tussen waterstof + koolmonoxide en stikstof" ln het

effluent.

De samenstelling van het effluent van de" t,.;reede refonner wordt bepaald

door de volgende evemllichten:

+ + -T +--T

+-co

+ 49.3 kcal/mol -9.81 kcal/mol

De resp. waarden van ~G voor deze evenwichten ZlJn gegeven ln de literatuur

(ROSSINI).

Roetvorming door het Boudouard-evenwicht en de methaankrakingsreactie is

uitgesloten door de gekozen verhouding tussen stoom en methaan (nl. groter

dan 3).

De hierboven genoemde invoervariabelen worden gesubstitueerd in de

massa-balansen. Bij de gekozen druk (P) kan dan de evenwichtssamenstelling berekend

worden door toepassing van de voorwaarde, dat beide evenwichten zich moeten

instellen bij dezelfde temperatuur.

De berekening wordt gestart met een aanname van:

- het aantal molen waterstof per mol methaan in het effluent (H2)

- het totaal aantal molen per mol methaan in het effluent (80M2).

De twee evenwichten zouden zich ten gevolge van deze aanname bij verschillende

temperatuur instellen. De temperatuur, waarbij aan beide evemvichten wordt

v~ldaan, moet gevonden worden door iteratie. Deze iteratie wordt mogèlijk door

nogmaals een aanname te doen voor H2 (H2V). Iteratie met de regula falsi

ver-schaft dan een nieuwe waarde voor H2V. Het totaal aantal molen wordt aan iedere

I

Deze procedure wordt voortgezet tot de twee temperaturen van de twee

1

,

1

evenwichten binnen zekere grenzen aan elkaar gelijk zijn.

Zodoende is dan voor een bepaalde combinatie van de invoervariabllen

het evenwichtsmengsel en de uitgangstemperatuur van de secundairJ reformer

!

Appendix B

Algol:-progrannn.;l

voor

IBM

360/65

,IEL lJUL67 OS ALGOL F ( ,00 .:00 "01 ';05 .: I] 'j J06 .:') -/ .',Gd JO') '113 '17 ~'Z2 :126 )29 ~ 30 (1'13 J()33 1033

)03

4

1035 lCJ5 J035 )035 )(;,;)6 '137

nu

i 39 ~ It 0 J 41 'L~ ~ ~ lt3 ) l~4 ) ltS It () : '~ 1 j!1 d 1/, :) ,~o ')2 : '')1 , ~4 "):5 ) 'j6 'i7 , 'j>l . -)')

L

SOURC

c

SH. TE ME ~IT

'B

E

GIN'

'I

NTEGtR

'IT;

SOURCE

PROGRLM

, INT F G ER' I , J , T , N , I~ , S ; ! ~: ::: 3 ; ,'vi := 3 ; S := 3 ;

'B

E

GII'J'

, iH: J, L '

en,

(: ()

2 , H 2 , H 2 V , H 2 ,1 , C Hit , T S, Hl , iH 1 , IJ T:2 , S IJ ;-.12 , ~ ,

z

,

P , K S , K ~~ , G , N 2 ;

'R

E

AL'PCO,PC02,PH2V,PH2

0

,

PN2

;

'RËAL' OVERM; , j~ RPI', Y , H ( / 1 ! N / ) , Y ( / 1 : M / ) ,I<. ( / 1 : S / , ; , PRO C E D U Fd:: '

SET

TI I'J G CD , M , !-J) ; t V A LU t ' D , 1-1 , U; , PH tG::: R ' D t "1 , N I t

C

O

DE t ;

t PRO C El) U F~ t: t L I I'J E ( D , N} ; I V J\ L U~: ' 0 IN; I Ii'! T E G ER ' [; , \j ; ,

c

(

)

D 1= I ;

, PRO Ct DU F [ , F I X ( U , 1,1 , i~ , X ) ; , V l,. L' J t t [} , 1'1 ,l'.! , X; I I 1\1

r

::

GE F. t [) , ~-î , i'~ ; , R:::: ö. L t X ; 'C Ol) f ' ;

tPROCH)lJF~F ' rLfJ~K (

o,

l\

j);

'V

ALU

C

' D,N; I INTFGER '0,\1; 'CODE ';

s;~

TT

Pl G ( i , 1 32 , 66 ) ; p. : = 0 • 00 1 9 8 7 ; P :

=

30 ; I \J R E 1-L( 0 , H 2 ) ; I r 1 ,\ f R. tI Y ( 0 I H) ; I NAR P A. Y ( 0 , Y ) ; I i'-! J:. R R /... Y ( 0 , K ) ;

O

UT

S

T

RING

(l,'('

H

Y

K

T

S

TM

DT

2

CDZ H2

H2V

H20 C.HL~ Z G=CO+H2V ~J2t )'); LP,H: (l,Z);

ZO: 'For.'

I

:=l'

S

T

cp

t l'U

NTI

L'

N

'C

l)

'

' FOR ' J :=1'STEP1

_1'U

_N

_TIL'

_M

_'

_on

_'

'F

OR

'

T

:

=

l'

ST

l

P'l

'

UNTIL

'

S

'

OO

'

t p, [

GI

N

'

S

[1 i~

2

:

:=

3

;

IT:=O;

CH4::K(/T/) *sn~2; Z :

=

(

-

O. 1 71:> 1" H ( / I / ) +ft. 470-4 ;:« H 4) / ( 0 • LJ-2 +(J. 731.'!1( /I / ) ) ; H2C1: == Y ( / J /) - H2-2:!<CH4+2 .18g; CO:=(O.78*Z+O.176 )*H(/I/}-H2;

t IF'CCJ<O' THEf\jt 'GnTU ' ZO;

C02:=-C0-CH4~1.152;

' I Ft

cr

.

;

2 <0 'THE:I ' ' (30TC' ZG;

SOt'~2: =H~~+'-1ln+CCJ+crJ2 1-(HLt+O.79-:"Z+O .l7ó;

K S : = C Cll ':' H? / (

crJ

H-i2IJ) ;

KM

:=

C

O

*

(

H?

)

**1*r**?

/I

CY4*H20*

(

SOMZ

)

**2

)

;

Hl:

=

-

51 • 'J 5/ ( ;( ':' U l ( IC,\ ) - hO 4. 7";:. , - 4 ) ;

TS

:=7.7

6

7/(

R*

L

N

(

KS

)

+72.0*'-4

);

DH :=TS- TM; H2V:=?9;SOM2:=8;

IST

:

CH4

:=

K

(/

T

/)

*S

CM2

;

1 : = ( - i). 1 7 Ó

*

H ( / 1 / ) + 4 • 470 - Lt

*c

H 4 ) / ( 0 • It 2 + \). 1<"3

*

H ( I III ) ; H 2 [1 :

=

Y ( I J I ) - f! ? V - ? >)<C H 4 .1-2 • 1. C3 8 ; CO: = ( (). 7 '3

*

Z -I-Cl • 1 16 ) :F H ( IJ / l - ! V V ; C02:=-CO-CH4+1.152 ; , 1 F f C (i 2 <!)

,

i H (: 1,1 1 H ( / I ,I ) : = O. () 5 ~'H ( /

r

/ ) ;

f I F ' H ( / I )

<

1 • 5 ' TH.: rl ' COL : = () • 0 1 ; 'I F' C02<bl TH[~ '· GOTOfIST ; \ \ _, , :-lAS H/'. S H.<\ S :1/. S HA S CC1il!~ S

J

!·It\ S

H

AS'

f ! 1\ S Ht.,Si H 1\ $1 Hl •. S H/:, ~.,

Hl, S

Hl, S' ,\,'. S' H.L.

sr

Hf\ S' H.'\ S. H/\ Si ~1.·~S' IJ i:

.s

!

H," S, ~-j\ .s

'

H:\ $(

;060 \061 !062 '061 \064 1065 066 061 ,06B ,J69 ·070 1072 074 077 078

08

1

083 087

09

1

095 09') 101

102

, 106 108 112 ,114 i14 115 L 16

L

SOt~2

=H2V+

1

12

U

+CO+C

O~

+C

H4+0. 79*Z

+0.176;

K

S

:=C

O

-Z*H21J/(C

O

*H2

0

) ;

KM:=CC*H2V**~*P**2/(CH4*H20*( SüM2)**2); TM:=-53.95/(R*LM(KMl-604.7*'-4); TS:=7.767/(R*LN(KS)+72.0*'-4);

DT?:=T

S-

TM

;

H2V:=«H?*JT2-H2V*OTl)/( DT2-DTl»;

1T:=1T+1;

I 1 F t 1 T

<

5 0 '

TH

E iJ' , G G T i] I V

r::

ROE P. '

E

L

S

E ' f GO

T

O

t

G () F 0 ; V':: Q, 0 E i~ : , I F ' .\ 9 S ( 0 T 2 ) >

' -

2 ' Tili:: :.J 1 , G Q TOl I

ST

t

E

L S

[;

,

1

G

e

lT

CP

GO

E

O;

GO

E

O:G:=CO+H2V;

N2

:

=G

/Y(/I/);

PCO:=100*CC/SOM2; PC02:=lOO*COZISOM2;

PH 2 V :

=

100 ':<112 V I S m1 L ; PH 20 : := 100 *112 Ol S eH 2 ; r N 2 : -= 1 i) 0

*

\12 / S 0.',,12 ; OVER~:=PN2-100*G/(3*SGM2}; F I X { 1 t 1 t 1, H ( I I I ) ) ; F I l( ( 1 ,1 ,1, Y ( / J / ) ) ; F I X ( 1 , 1, J J K ( IT / ) ) ; FIX( 1,4,1 ,TS) ;FIX( 1,4, 1, n~); FIX ( 1 "1 1 , ó ,

rj

T ? ) ; ij L l:", t-! K ( 1, 2 ) ; ~ 1 X ( 1 , 1 , 3 , C:J) ; 3 L t, \1 K ( 1 , 1 ) ; FIX ( 1 , 1 , 3 , C l.·i? ) ; 1\ L À N K ( 1 , 1 ) ; FIX ( 1 , t , :::> , H 2 ) ;!\ l./q\j K ( 1 , 1 ) ; F I X ( 1 , 1 f J , H ? V) ; B L A Î'l K ( 1 , t ) ; F I X ( 1. , 1 , '3 , H 20 1 ; 1.1 L M,) K ( t , 1 ) ; F I X ( i, 1 ,] , C H 4 ) ; B L t\ ~~

i<

(

t f t ) ; FIX ( 1, 2 , 2 f Z) ; f I X ( 1 ,iJ 3 , G) ; F I X ( 1 , t , 3 , i·l?) ; L I I\l

t:

(

1 , 1 ) ; BL.è\NK ( 1,48) ; F I X ( 1

,?"

2 1 PC C1) ; 8 L !\ \I K ( 1 , 1 ) j F I X ( 1 , 2 ,2 , PC 02 ) ; 11 L /.\ ;'1 '( ( 1, 1 ) ; F I X ( 1 , 2, 2 , !J V

t:

R ".1) ; B L ,~ N K ( 1 , 1 ) ; F I X ( 1 , 2 , ~ f PH? V ) ; 3 L ti i"j!< ( 1 , 1 ) ; F I X ( 1 , 2 1 2 , PH 2 (l ) ; ti L L\ !'l K ( 1 , 2 8 ) ; FIX(1,2,Z,PN2) ;Lli .. IE( l , l l j

ZO:

' HW'; ' P,lO'; iE~Dl ; ~\ H ~:' HL\~ H6 ~j H,45 Hj, ~ HJ\ ~ HA~ H!\ :-H.L' '. H,1~ HA: Hl.: H/\ :-H,\ ~ Hl'.. r H Ii :

21

-LITERATUUR

Edelanu, C. (ed.), Material Technology in Steam 'Reforming Processes,

Pergamon Press, Oxford, 1966.

I

Henley, E.J. and Rosen, E.M., Material and Energy Balance' CompJtations,

page XXII e.

V.,

wi ley, New York, 1969. \

I

Morrison, J.,Oil and Gas Int. 8.9 84-93. (1968)

Reis, T., Oil and Gas Int. ~66-74. (1968)

. \ ( ~ . , " '1'\ ~ 1 " •.

.,.

, l

".

"

..

\ .:~ : ;. " "