irm32513-prosess--og-energisystemer-11122013

Høgskolen i Østfold, Avdeling for ingeniørfag EKSAMENSOPPGAVE (Engelsk utgave)

Fag: IRM32513Prosess- og energisystemer (10 studiepoeng)

Foreleser og emneansvarlig: Ole Kr. Førrisdahl, 69 10 40 81 (kontor), 974 973 78 (mobil) Grupper: M3 og K3 Dato: 11.12.2013 Tid: 0900-1200

Antall oppgavesider: 9 (denne side inkludert) Antall vedleggssider: 12 Hjelpemidler:

Kalkulator

Hellsten og Wirstedt -Energi- og kjemiteknikk- Sensureringfrist: 14.01.2014

KANDIDATEN MÅ SELV KONTROLLERE AT OPPGAVESETTET ER FULLSTENDIG CANDIDATE MUST CHECK THAT PROBLEM SET IS COMPLETE

If you miss information that is necessary for you to solve a problem, use symbols or values with reasonable justification.

Provide all answers in SI units unless otherwise specified.

The exam consists of problems that together make up 117%.

You do not need to answer more

problems than the sum of these amounts to 100%.

Put another way: You can choose to ignore one or more problems for a total of 17%.

You can't choose to ignore problems that must be answered (problem 1, 2a. 2b and 3a) these accumulate to a total of 61 %.

If you choose to answer as many problems that sum represents more than 100%, your grade will be determined in relation to the number of problems you have answered, for example, 81/103 = 0.79.

Dersom du savner opplysninger som er nødvendige for at du skal kunne løse oppgavene, bruker du symboler eller rimelige verdier med begrunnelse.

Oppgi alle svar i SI-enheter hvis annet ikke er spesifisert.

Oppgavesettet består av oppgaver som til sammen utgjør 117%.

Du trenger ikke å besvare flere

oppgaver enn at summen av disse utgjør 100 %.

Sagt på en annen måte: Du kan velge vekk en eller flere deloppgaver på til sammen 17

%.

Du kan ikke velge vekk oppgaver som må besvares (oppgave 1, 2a. 2b og 3a). disse utgjør til sammen 61 %.

Hvis du velger å besvare så mange oppgaver at summen utgjør mer enn 100

%, vil din karakter bli satt i forhold til det antall oppgaver du har besvart, for

Problem 1 (6 %) (MÅ BESVARES)

Besvarelsen på denne oppgaven skal leveres i Fronter senest fredag 20.12.2013kl. 12.00.

I faget Prosess- og energisystemer er det høsten 2013 gitt en teknisk rapport med temaet ulykker som skal leveres på eksamen.

Teknisk rapport nummer 1 Ulykker vil bli evaluert.

ø

Besvarelsen på denne oppgaven skal leveres i Fronter senest fredag 20.12.2013kl. 12.00.

I faget Prosess- og energisystemer er det høsten 2013 gitt en større prosjektoppgave, en skriftlig besvarelse av denne oppgaven vil bli evaluert.

(5 %) (MÅ BESVARES)

• Besvarelsen på denne oppgaven skal leveres i Fronter senest fredag 20.12.2013kl. 12.00.

Ifaget Prosess- og energisystemer er det høsten 2013 gitt en større

prosjektoppgave. En elektronisk presentasjon av prosjektoppgaven vil bli evaluert.

Problem 3 (12 %)

In a continuous process, both heat and cool process streams are needed. Data from the following four streams in a process section are given in the table 1.

Table 1 Stream number, mass flow m [kg/s], specific heat capacity cp[kJ/kg1(], supply temperature

Ts.

Stream m I kgs-I nr.

I en prosessbedrift med

helkontinuerlig drift har man behov for både oppvarming og avkjøling av prosess-strømmer. Data for de fire strømmene i anlegget er gitt i tabell

1.

Tabell 1 Strøm nr., massestrøm m [kg/s], spesifikk varmekapasitet cp [kJ/kgK], tilførsel temperatur T [K]

og målsetningstemperature T, [K]

TS/K 7",/K cp/ kJkg-11(-1

1 20.0 3.0 473 353

2 10.0 4.0 503 333

3 20.0 3.5 393 483

4 20.0 2.5 293 483

The existing solution requires a supply of 6 MW ofhigh pressure steam and 4 MW of coolin2 water. A better heat integration is desired.

An economic analysis shows that the minimum temperature difference in heat exchangers should be 10 K.

Den eksisterende løsningen krever en tilførsel på 6 MW med damp og 4 MW med kjølevann. En bedre varmeintegrasjon ønskes.

En økonomisk analyse viser at minimum temperaturdifferanse i varmevekslerne bør være 10 K.

a) (5 %) (You must answer this question) Construct a composite curve

for the streams and an estimated minimum use of steam and cooling water for the given process.

Use Appendix 4 to estimate the annual savings with optimal heat integration

Sett opp en samlekurve for strømmene og estimer minimum damp og kjølevarinbehov ved best mulig varmeveksling av de gitte strømmene.

Bruk vedlegg 4 til å estimere de årlige besparelsene med optimal varmeintegrasj on.

b) (2 %)

What are the system's pinch Hva er systemets pinch temperatures?

c) (5 %)

Desin a "MER" (Maximum Energy Recovery) heat exchanger network for the given system.

temperaturer?

Design et -MER- (Maximum Energy Recovery)

varmevekslernettverk for de gitte strømmene.

•

Problem 4 (15 %) A binary mixture where the

compound with the lowest boiling point make up 60 wt % of the feed is to be separated in a rectification tower.

The feed consists of 600 kg/h liquid and 400 kg/h steam.

The distillate will contain 90 wt % and the bottom product 5 wt % of the compound with the lowest boiling point.

Reflux, R, during distillation is 2.5.

Assume constant molar flows in rectification and stripping section, complete condensation in condenser and partial boiler. Assume that the rectification tower are well isolated and there is no heat of mixture in the system.

An equilibrium curve for the system is given in appendix 1.

a) (3 %)

Make a scetch of the process and put up a totale mass balance and a component balance for the system.

En binær blanding der den komponenten med det laveste kokepunktet utgjør 60 vekt % av føden skal skilles i en

rektifikasjonskolonne.

Føden består av 600 kg/h væske og 400 kg/h damp.

Destillat og bunnprodukt skal

inneholde henholdsvis 90 vekt % og 5 vekt % av komponenten med det laveste kokepunktet.

Tilbakeløpsforholdet, R, under destillasjon skal være 2,5.

Anta konstante molare strømmer i forsterker og avdriver, total

kondensator og partiell koker. Anta også at kolonnen er godt isolert og at komponentene ikke avgir

blandingsvarme.

Likevektskurven for systemet er gitt i vedlegg 1.

Skisser prosessen og sett opp total massebalanse og komponentbalanse for systemet.

b) (2 %)

Calculate the mass flow [kg/h] Bestem mengde bunnprodukt og of the bottom product and the destillat i kg/h.

distillate.

Problem 4 15 % (continue) c) (4 %)

Find the number of theoretical Finn mange teoretiske trinn er trays that we need to achieve nødvendig for å oppnå den ønskede the given separation. separasjonen.

•

(2 %)

Calculate the number of real trays if the total trays

efficiency in the tower is 0.6.

(2 %)

Beregn antall reelle plater i kolonnen hvis den totale trinnvirkningsgraden er 0,6.

Estimate the relative volatility Estimer den relative flyktigheten til

for the mixture. blandingen.

(2 %)

Put up an energy balance for Sett opp en energibalanse for the rectification tower and rektifikasjonskolonnen, spesifiser specify all assumptions. alle antagelser.

•

Problem 5 (8 %)

Gitt: C, =C( ), C, =C,(A2)", I,

ty

C= F1a

y

C, =C1(G2), _{C Az1} = F„ • Cr,, , CTw= 1.1 8 • ^-voC

,

t=1

Wilsons give, C £2000 = 20.75 fNAUC.FAIrp.FT where AUC = 21-V"75 A flowsheet (appendix 7) and

mass balances (appendix 8) to produce heptan is given.

Prosessskjema (vedlegg 7) og massebalanse (vedlegg 8) for fremstilling av heptan er gitt.

Use Wilson method (see appendix 5, 6, 9, 10) and perform a order of magnitude estimate of the investment cost of the heptan plant in

Norwegian kroner (NOK, 2013).

The yearly production of Heptan should be 20 000 metric ton. The plant should partially be constructed in stainless steel.

Bruk Wilsons metode (se også vedlegg 5, 6, 9 og 10) til å utføre et grovestimat av de nødvendige investeringskostnadene i heptan anlegget i norske kroner (NOK, 2013).

Det skal produseres 20 000 torm heptan i året. Anlegget skal delvis bygges i syrefaste materialer (stainless steel).

Anta at 1 GBP = 11 NOK Assume 1 GBP = 11 NOK

b) (2 %)

Estimate the uncertainty in the Anslå usikkerheten i

cost estimate. kostnadsestimatet.

Problem 6 (10 %)

A shell-and-tube heat exchanger with 1 shell pass and 12-tube passes is used to heat water in the tubes with geothermal steam condensing at 130 °C (heat of vaporization Avaph= 2222 kJ/kg) on the shell side.

The tubes are thin-walled and have a diameter of 2.5 cm and a length of 2.2 m per pass. Water (Cp= 4180 J/kgK) enters the tubes at 12 °C at a rate of 5 kg/s.

The temperature difference between the two fluids at the exit is 40 °C.

(2 %)

Use appendix 3 to calculate the correction factor F in the heat exchanger.

(2 %)

Determine the rate of heat transfer in the heat exchanger.

(2 %)

Determine the rate of

condensation of steam in the heat exchanger.

En 1-12 varmeveksler brukes til å varme vann med en geotermisk damp (mettet) som holder en temperatur på 130 °C

(fordampningsentalpien Avaph=

2222 kJ/kg) på kappesiden.

Rørene i varmeveksleren er tynne og har en diameter på 2.5 cm og en lengde på 2.2 m per passering. Vann (Cp= 4180 J/kgK) tilføres rørene med en temperatur på 12 °C og en massestrøm på 51(/s.

Temperaturdifferansen mellom fluidene ved utløpet er 40 °C.

Bruk vedlegg 3 til å finne korreksjonsfaktoren F for varmeveksleren.

Beregn varmeoverføringen i varmeveksleren.

Beregn hvor mye damp som kondenserer per tidsenhetI varmeveksleren.

d) (4 %)

Determine the overall heat transfer coefficient in the heat exchanger and explain how the heat transfer change if the fouling factor on the outer surface of the tubes increase.

Beregn varmegjennomgangstallet for varmeveksleren og forklar hvordan varmeoverføringen vil forandre seg hvis rørene I varmeveksleren får økt beleggdannelse.

Problem 7 (16 %)

a (4 %)

Tell what you know about natural gas hydrates.

Focus on major important descriptions rather than less important details.

b (3 %)

Explain short what is meant by a HAZOP analysis.

(4 %)

Explain the difference

between -primary measures- and -secondary measures" to reduce SOx and NOx

emissions from combustion processes.

(3 %)

Explain short one method to remediate contaminated soil.

Fortell hva du vet om naturgass hydrater. Fokuser på de

viktigste hovedpoengene fremfor mindre detaljer.

Forklar kort hva menes med en HAZOP analyse.

Forklar forskjellen på -primær tiltak" og "sekundær tiltak" for å redusere SOx og NOx utslipp fra forbrennings prosesser.

Forklar kort en metode for å rense forurenset jord.

e) (2 %)

Show short that you have learned something (related to process and energy systems) during this course in Process and Energy Systems, which you did not get any questions about on this exam.

Vis kort at du har lært deg noe (relatert til faget) i løpet av kurset i prosess- og energisystemer, som du

ikke

Appendix 1 Kandidat nummer:

Equilibrium diagram

Likevektsdiagram 1

0.9 0.8 0.7 0.6

0.4 0.3 0.2 0.1

Oo

0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1

Appendix 1 Kandidat nummer:

Equilibrium diagram

1 0.9 0.8 0.7 0.6

>, 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 0

Likevektsdiagram

0.10.20.30.40.50.60.70.80.91

Appendix 2

DestillasJon

Relativflyktigheti« = PA.2c13 A PB xA elleric, x (1-y)

P*A For ideelleblandinger: pA = PpAxA pB = 1,13xB

P-Pc pA P4Ax 0(x

Y

riwrTz

Differensialdestillasjont xo Raleighsligningt1n/.2_j(dx

x y-x Nåro< for blandingener konstantt

ln =o=1-(ln

L (-1 xo 1-xo

Likevektsdestillasjon;

Materialbalanseover flyktigetkomponenti FxF = DxD + BxB = DxD + (F-D)xB

D xp-xB som gir: f - xD_xB_ Vanndampdestillasjon:

pom

WA A A o o

WH20 - (P-Pw)18 idet P = PA + PH 0 2 Rektifikasjon:

HD-HF q =

som går nedoversom væske der H er fødingensentalpi

HD er entalpienav fødingennår den foreligger som mettet damp

xD Forsterkerensarbeidslinjel Y R+1 x R+1 Avdriverensarbeidslinje: y = -vr x --

ur

xp

q-linjen: v - q-1x - q-1

Avdriverensdriftslinjevd direktedampinnblåsing:

y = g xB

X

=1277:r

eller:q = den del av fødingen

0.60

a 40

a20

0.10 MW 0.06

TraY $66cIn 910 ..

6/0 660 300 230 0

Floodinghastighetenav dampen, V. i m/s:

n 0,5 Vf = Cf(?‘0,2[71-1

.S)g dervæskeblandingens

overflatespenning

0.06

0,01 0.02 0.04 0.06 0.1

Konstanten C. som funk den og av enfparameter forholdet mellom væske 5)1°g9 er væskens og

0.2 0.4 0.6 1.0 2.0

0.6 Z11'

sjon av plateavstan der 1,,/G er masse og gabs kg/kg.

gassens densitet

Normal damphastighet,v v = a.f.Vf

der er en korreksjonsfak- tor, normalt 0,6-0,7 a er en faktor som tar

hensyn til skummingen:

a = 1 for ikke-skummendevæsker a = 0,3 for sterkt skummende væsker

Densitet av ideelle gasser: ? = g

Tu

-PWK Fra T.

DrxD

materialbalanserfår man:

LR.D

VL + DD.(1+R) V =V1 + (1-q) F

=L+ qF

12=B +V' V

Fra energibalanserfår man:

wi•cp.(Tu-Ti) = //_"Iv ws's = "Nr'

der wK = kg kjølevann/s w =kg varmedamp/n

)1.s varmedampenskondensasjonsvarmeJ/kg

= kondensasjonsvarmenfor V og V'i J/mol c = kjølevannetsspesifikkevarmekapasitet og Tu z kjølevannets temperatur inn i og ut av

kondensatoren v1

1

w

T.

A endix 3

1.0 cr., 0.9 0.8

R =4.0 3.0 2.0_1.5 1.0 0.8_0.6 0.4 0.2

.5.

•

0.7

•

0.6 R ^T2

t2 tl

0.5

0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0

tl

T2

p t2 tt

T1- t1 (a) One-shell pass and 2, 4, 6, etc. (any multiple of 2), tube passes

1.0

k, 0.9 0.8 0.7 (-)0.6

0.5 0

R =4.0

T, -T, R -

3.0

0.3 2.0

0.4 1.5

0.5 0.6

108 0.6

0.70.8 04

0.9 2

1.0

74,,1 II

1I

t2

I I1

I

p=t2 - ti T2

tt

t2- ti

0.10.2 TI- t1

(b) Two-shell passes and 4, 8,12, etc. (any multiple of 4), tube passes

1.0 0.9

0.8 t,

R =4.0_3.0 2.0_1.5 1.0 0.8_0.6_0.4 0.

.*;":")

•

0.7 U

•

0.6 -R _T - T2 - t2- ti

0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0

(c) Single-pass cross-flow with both fluids umnixed

1.0 0.9 0.8

R =4.0 .0_2.0_1.5 1.00.8 0.6 0.4 0.2 t₁ 0.7

0.6 R =^{T1- T2} t2 tl

0.5 t2-

0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0 P =

T1- t1 (d)Single-pass cross-flow with one fluid mixed and the other unmixed

Correction factor F charts for common shell-and-tube and cross-flow heat exchangers.

Correction factor F

0.5

T2

t2

Appendix 4

Assume that the table give 201 3 cost and 1.0 USD2013= 6.0 NOK2013

Table 3.4 Utilities Providedby Off-Sites for a Plant with Multiple ProcessUnits (costsrepresent chargesfor utitities delivered to the battery limit of a process)

Cost Cost$/

Utility Description tVGJ CommonUnit

Air Supply Pressurized and dried air

Process $2.3/100 m3

Instrument $4.7/100 m3

Steamfrom Processsteam: Latentheat only

Boilers a. Low pressure (5barg, 160°C) 3.17 $6.62/1000kg b. Medium pressure (10barg,184°C) 3.66 57.31/1000kg High pressure (41barg, 254°C) 5.09 58.65/1000kg CoolingTower Processescoolingwater: 0.16 $6.7/1000m31

Water 30°Cto 40°Cor 45°C

Other Water High purity water for

Processuse $0.04/1000kg

Boilerfeed water2 $2.54/1000kg

Potable (drinking) $026/1000 kg

Deionizedwater $1.00/1000kg

Electrical ElectricDistribution 16.8 $0.06/kWh

Substation a. 110V

220V 440V

Fuels a. Fuel Oil (no. 2) 4.0 $170/m3

Natural Gas 2.53 $0.085/std.

Coal (FOBmine mouth) 1.2 $31/tonne

Refrigeration a. Moderately low T: 5°C4 20 Basedon I'rocess

LowT: —20°C 32 Cooling Duty

Verylow T: —50°C 60

ThermalSystems a. Moderatelyhigh T: to 330°C 4.9 Basedon Process

High T: to 400°C 5.2 Heating Duty

Very high T: to 600°C 5.9

Waste Disposal (a)Non-Hazardous $36/tonne

(solidand liquid) (b)Hazardous $145/tonne

WasteWater (a) Primary (filtration) $3971000m3

Treatment (b) Secondary(filtration $4171000m3

+ activated sludge)

(c) Tertiary (filtration,activated $5371000m3 sludge, and chemicalprocessing)

'Based on = 10°C. Cooling water return temperatures should not exceed 45°C due to excess scal- ing at higher ternperatures.

2Approximately equal credit is given for condensate returned from exchangers using steam.

3Based on Lower Heating Value of Natura I Gas.

4Cost for refrigerated water supplied at 5°C and returned at 15°C.

Vedlegg 5

Dorninant phase being processed

Fluids Fluidsisolids Solids

100

1 -) 3 4 5 10

f =1NVESTMENT FACTOR

Figure 4.1 Investment factors

Vedlegg 6

Table 4.1 Materials of construction factors

1.0 Mild steel 1.55 Hastelloy C

1.07 Aluminium and bronze 1.65 Monel

1.1 Cast stecl 1.7 Nickel and iconel

1.3 Stainless steel 2:0 Titanium

1.5 Higher gradcs of stainlcss steel

•

1.0

10-2 10-1 100 101 102 103 o⁴

OPERATING PRESSURE (psig) Figure 4.2 Pressure factor

10-2 100 10' 102 o3 o4

OPERATING TEMPERATURE (C)

Figure 4.3 Temperature factor

Reactantsandsolvent

t21)M101a,b8101

CIJ

0

n-ButenesE]Temperature,°C feedstock

0

P1032

40

C3E203a,b

E2015E205 3OLIOJ019310 3570

8201B2028203toE203M101a,b 1100 90

C202C203P203P20235 C20170E210P20135C4 1034 Hexenes Heptenes

9E208Catalysttreatrnent 7E207

01801E210@IT5TA

E2068204 Octenesandheavier E202E204

E209

P204P205

81035

Ffg.E6.4Processflowschemesforthesynthesisofheptenes.

TABLEE6.6MaterialBalancefor100WeightUnitsofReactionandProduct LineNumberonFlowSheet(Fig.E6.4) Compound12345678910 C3-2.842.84-2.84---- C;----53.94------- n-C4andi-C467.00-67.0065.991.011.01- 8.37-8.378.24-0.130.13-- n-CZ92.12-46.0645.37-0.690.69--- C;0.22-32.220.32-31.9031.260.640.64- C7--47.00--47.001.4145.5945.130.46 C;-15.00--15.00-15.000.1514.85 C8--6.00--6.00-6.00-6.00 TOTAL167.7156.78224.49119.922.84101.7334.5067.2345.9221.31 TABLEE6.7MaterialBalanceinkg/hrforaPlanttoProduce20,000t/yrofPureHeptenes LineNumberonFlowSheet(Fig.E6.4) Compound12345678910 C3-157157-157---- C7-2,988------ n-C4andi-C43,711-3,7113,655-5656--- 464-464457-77--- e.r) n-C4-5,103-2,5522,514-3838--sz. C-12-1,78518-1,7671,7323535-er-ir CFQ C;----2,604--2,604782,5262,50026cra C;"--831--831-8318823OC Ci3+--832--332-332-332 TOTAL9,2903,14512,4366,6441575,6351,9113,7242,5431,181

Vedlegg 9

Table 2.4 Values for the Chemical Engineering Plant Cost Index and the Marshall and Swift Equipment Cost Index from 1978 to 1996

Year

Marshall & Swift Equipment Cost Index

Chemical Engineering Plant

Cost Index

1978 552 219

1979 607 239

1980 675 261

1981 745 297

1982 774 314

1983 786 317

1984 806 323

1985 813 325

1986 817 318

1987 814 324

1988 852 343

1989 895 '355

1990 915 358

1991 931 361

1992 943 358

1993 964 359

1994 993 368

1995 1028 381

1996 (mid year) 1037 382

1997 1057 387

1998 1062 390

1999 1068 391

2000 1089 394

2001 1095 398

Vedlegg 10

2011ummun2012tegeme2013tffielle

; • ,,X.r.":•,••

CHEMICALENOINEERINGPLANTCOSTINDEX (CEPCI)

(1957-59 = 100) blay.'12

CE Index 565.4

EquIprnenl 59. 4

axchervers & ton<s 6243

Rocess 653.0

Fp&0trgs 8632

P.c..imirg6.rnent; 41C .8

sors Qjo 3

0c1 eq-brnei,- 51, 1

Sbuctra suppors -hiso 74' .7

CQrs,,uorz,' 1

aulain£,* 534.;

Egnev & st.pprvn 325.0

Apr:13 May."12 Final Flnal

569.4 593 S

089.3 7262

626.2 683.6

656.Q 680.1

575.6 926.7

4" 12 428.9

224.5 928.1

5- 2.6 5- 5.2

746.8 763.8

3' 9.8 322 9

536 5 527.7

327 6 32e 3

J FMANJJ ASOND

Annua1 Inde)c

800

2005.44182 2005= 408.0 2067 525.4 ⁵²² 2008= 575.4 2009= 521 ^SOC 2011 550.8 2011= 585.7 ⁴⁵⁰ 2012= 584.11

400

CURRENTBUSINESSINDICATORS ^{LATEST FaEVIOU5 YEARADO}

CF40.rfp-t ioax (2007.1001 13 579

1R56iotor.4pu0 841116rs NIQy 3 222 3

Coenr.0o .;ur '13 746

cae-cYcak (1982 X) lur13 344 0

rcustial ,roduclon (2C37 C0) JJr '13 95.7

lourlyeor-ings r iecIerr4co & .:80p"CdUCts 992,100) Jun. 13 '362 accA eneancals &a lac red-cts 0;9'2, 00) Xr 13 : 04.4

Mcy. 13= 85 1 8013 = 97 7Ju-12-

0pr13= 2,W6 1 2120.0 V6612 •

Mc13r 74 7 Ap,.'13 74 3 .81,12-

M.yl3r 341 7 Ac.,..13• 316.7 År'12

May13 95 5 8..713 = 95.2 =

May '13 :56.6 155.3 JU-.1 2

May.13 '04.7 Azr. 13 134.4 .k.012 -

et 2.127.'

71.3 2002

94.3 56.3

CPIOUTPUTINDEX(2007 • 100) CPIOUTPUTVALUE($ BILLIONS) CPIOPERATINGRATE

120

113

2800..

2200

as

I

100 1900

I^{: ; 1600} I

so ₁₃₀₀

70 1000 ;:

EC

J FMAJ J ASONDFMAMJ J ASONDJ

CLront tus ness nc.aa•ors omvded 0y11-5Gloocl ns.g1-11.ho le,drø70a.Mass.

FMAMi J ASOND: