Das Gemisch von H2 und N2 für die Synthese von Ammoniak
wird durch chemische, nicht-katalytische Teiloxidations- (PO)
Verfahren von hochsiedenden Kohlenwasserstoffen (Falsetti,
J. S., Hydrocarbon Technology International, 1993, Seite 57)
oder kombinierte Dampfreforming- (SR) oder autothermale
Reforming- (ATR) Verfahren hergestellt.
Die letzteren sind bevorzugt, wenn
Kohlenwasserstoff-Beschickungen, die aus Erdgas oder Naphtha bestehen, verwendet
werden (Rostrup-Nielsen, J. R. "Catalytic Steam Reforming", in
Catalysis Science and Technology, J. R. Anderson, M. Boudart
Hrsg. Band 5, Springer, Berlin 1988, Seite 1, und T. S.
Christensen I. I. Primdahl, Hydrocarbon Processing, März 1994,
Seite 39).
Das PO wird in einer Verbrennungskammer ausgeführt, in
der Kohlenwasserstoffe und Sauerstoff durch einen Brenner
transportiert werden. Das Vermischen findet bei einer
Temperatur statt, bei der Flammenreaktionen aktiviert werden,
welche zur Bildung von H2, CO, CO2, H2O und Nebenprodukten, die
aus kohlenstoffhaltigen Verbindungen bestehen, führen. Diese
werden durch die Zersetzung von Kohlenwasserstoff-Beschickung
gebildet und werden aus dem Synthesegas abgetrennt und in
einigen Fällen in den Brenner erneut eingespeist.
Die PO-Technologie bezieht sich auf die Verwendung eines
oxidierenden Stroms von reinem Sauerstoff oder einem, der
geringe Prozentsätze von Stickstoff enthält, um die Bildung von
kohlenstoffhaltigen Verbindungen zu vermindern.
Die Komplexität der Waschvorgänge des Synthesegases und
der relativ niedrige Wirkungsgrad der thermischen
Gewinnungsvorgängen (der den Reaktor verlassende Strom hat eine
Temperatur von etwa 1400°C) sind die Hauptnachteile eines PO,
welches jedoch das einzige Verfahren darstellt, bei dem
hochsiedende Kohlenwasserstoff-Beschickungen zur Erzeugung von
Wasserstoff einsetzt werden können.
Die Verwendung von PO in Syntheseverfahren von Ammoniak
umfasst die nachstehenden einheitlichen Vorgänge: a) Trennung
der Luft in Sauerstoff und Stickstoff, b) nicht-katalytische
Teiloxidation der Kohlenwasserstoffe mit Sauerstoff, c)
Entfernung der kohlenstoffhaltigen Rückstände und
Wärmerückgewinnung aus dem Gemisch von Produkten, d) Entfernung von
sulfurierten Verbindungen, e) Umwandlung von Kohlenmonoxid in
Wasserstoff durch die Wassergas-Verschiebungsreaktion (WGS),
f) Entfernung des CO2, g) Waschen des restlichen CO mit
flüssigem Stickstoff, h) Vermischen des Wasserstoffs und
Stickstoffs und Schicken des Gemisches zu dem
Ammoniaksyntheseabschnitt.
Die Verwendung von kombiniertem SR- und ATR-Verfahren
bezüglich PO ist viel verbreiteter.
Wie bereits erwähnt, wird diese Lösung vorzugsweise
übernommen, wenn eine Kohlenwasserstoff-Beschickung, die aus
Erdgas oder Naphtha besteht, verfügbar ist, und diese
Bedingungen werden in den meisten Ammoniak-Herstellungsanlagen
verwirklicht.
SR- und ATR-Verfahren sind katalytisch, sie erlauben
eine beträchtliche Energieeffizienz und erfordern nicht die
Verwendung von Luftfraktionierungsanlagen.
Insbesondere nutzt SR eine stark endotherme Reaktion
zwischen den Kohlenwasserstoffen und Dampf, die im Fall von
Methan durch die Gleichung wiedergegeben werden kann:
CH4 + H2O = CO + 3 H2 (ΔH° = +206 kJ/Mol)
Die für die Reaktion erforderliche Wärme wird in einem
Ofen erzeugt, in dem mit Katalysator gefüllte Reforming-
Röhren eingebaut sind, die durch Bestrahlung erhitzt werden.
Der Konvektionsabschnitt des Reformingofens wird zum Zuführen
der notwendigen Wärme für die Erzeugung von Dampf und
Vorerhitzen einiger Ströme von dem Ammoniak-Syntheseverfahren
angewendet.
ATR behandelt den Strom, der den SR-Schritt verlässt,
und vervollständigt die Methanumwandlung durch Bewirkung von
Verbrennungsreaktionen mit Luft, gefolgt von SR- und WGS-
Reaktionen. Insbesondere werden ein Brenner und eine
Verbrennungskammer am Einlass des ATR positioniert, an dem
Reaktionen in gasförmiger homogener Phase zwischen den SR-Abströmen
und dem Sauerstoff der Luft stattfinden. Nach der
Verbrennungskammer gelangt das Produktgemisch durch ein
katalytisches Bett, in dem weitere SR- und WGS-Reaktionen
stattfinden.
Die Reaktionen, die in dem ATR stattfinden, können in
dem Fall von Methan durch die nachstehenden Gleichungen
wiedergegeben werden:
CH4 + 3/2 O2 = CO + 2 H2O; (ΔH° = -519 kJ/Mol)
was in der Verbrennungskammer stattfindet
CH4 + H2O = CO + 3 H2O; (ΔH° = +206 kJ/Mol)
H2O + CO = CO2 + H2; (ΔH° = -41 kJ/Mol)
welche in der nach der Verbrennungszone angeordneten
katalytischen Zone stattfinden.
Das Vorliegen des Brenners und der Verbrennungskammer
führt zu Begrenzungen hinsichtlich der Zusammensetzung des
Reagenzstroms; insbesondere Begrenzungen, die die
Dampf/Kohlenstoff-Verhältnisse und das Vorliegen von Stickstoff in dem
oxidierenden Gemisch betreffen.
Bei niedrigen Dampf/Kohlenstoff-Verhältnissen, oder wenn
Luft oder Luft, angereichert mit wesentlichen Mengen N2,
verwendet wird, gibt es tatsächlich die Bildung von
kohlenstoffhaltigen Rückständen, die nicht von der ATR-Technologie
toleriert werden können.
Das Vorliegen von kohlenstoffhaltigen Rückständen kann
die Desaktivierung des Katalysators unterhalb der
Verbrennungskammer verursachen und die Verwendung eines
Reinigungssystems des Synthesegases, das zu jenem analog ist, welches
in der PO-Technologie übernommen wurde, erfordern; wobei dies
wiederum eine Verminderung der Energieeffizienz des
Verfahrens verursachen kann.
Aus diesem Grund behandelt das ATR nicht direkt einen
oxidierenden Strom von Kohlenwasserstoffen und Luft oder
angereicherter Luft, sondern wird als Sekundärreformer nach der
SR-Anlage eingesetzt.
In diesem Fall werden die Beschränkungen hinsichtlich
des Vorliegens von Stickstoff und Dampf beim Zuführen
überwunden, da das Reagenzgemisch beträchtliche Mengen H2, CO,
H2O und CO2 und verminderte Mengen an niedrig siedenden
Kohlenwasserstoffen, meist bestehend aus nicht umgesetztem CH4,
enthält.
In dem Fall der Anwendung von SR- und ATR-Verfahren
umfasst die Folge von Ammoniak-Synthesevorgängen:
a) ein primäres SR aus der entschwefelten
Kohlenwasserstoff-Beschickung, b) ein sekundäres ATR aus dem Strom, der
das primäre Reforming unter Verwendung von Luft als
Oxidationsgemisch verlässt, c) katalytische Umwandlung des
Kohlenmonoxids in Wasserstoff durch WGS-Reaktion, d) Entfernung des
CO2, e) Methanierung zum Entfernen der letzten Spuren an CO
und CO2, f) Schicken des H2- und N2-Gemisches zu dem
Ammoniaksyntheseabschnitt.
Die SR+ATR-Technologie ist die bei weitem meist
verwendete Technologie bei der Herstellung von Ammoniak.
Die Erfindung betrifft gemäß der nachstehenden
Patentbeschreibung ein Verfahren zur Herstellung von Ammoniak, wobei
das Gemisch von Wasserstoff und Stickstoff unter Verwendung
eines katalytischen Teiloxidationsverfahrens (CPO) bei einer
niedrigen Kontaktzeit erhalten wird, dessen Ausführungsform
nachstehend durch einige spezielle Folgen von
Arbeitsschritten, die jedoch nicht den Umfang der Erfindung begrenzen,
erläutert wird.
Wesentliche Unterschiede bezüglich des Standes der
Technik sind die Möglichkeit des Bewirkens der Synthese von
Ammoniak unter Vermeiden des Zurückführens von Stickstoff oder
Bewirken von katalytischer Teiloxidation, kombiniert mit
einem ATR-Schritt.
Das CPO-Verfahren wird unter Verwendung von
vorgemischten Luftströmen oder angereicherter Luft und
Kohlenwasserstoffen ausgeführt und erfordert nicht das Vorliegen einer
SR-Einheit.
Das CPO-Verfahren ist vollständig katalytisch und wird
in einem Reaktor bewirkt, in dem es weder einen Brenner noch
eine Verbrennungskammer gibt.
Das CPO-Verfahren findet bei hohen Raumgeschwindigkeiten
im Bereich von 10 000 bis 1 000 000 h-1 und vorzugsweise 50 000
bis 500 000 h-1 statt und führt vorwiegend zu der direkten
Erzeugung von CO und H2 gemäß der Reaktion [1] ohne die
Zwischenproduktbildung von CO2 und H2O.
CH4 + S O2 = CO + 2 H2; ΔH° = -35, 6 kJ/Mol [1]
CH4 + 2 O2 = CO2 + 2 H2O; ΔH° = -801, 5 kJ/Mol [2]
Auf diese Weise werden Temperaturspitzen, die mit den
Totalverbrennungsreaktionen von Kohlenwasserstoffen verbunden
sind, und auch die Bedingungen, bei denen PO- und ATR-
Technologien die Bildung von kohlenstoffhaltigen Rückständen
oder Vorstufen von kohlenstoffhaltigen Rückständen
verursachen, vermieden.
Die Beschränkungen der Zusammensetzung des
Reaktionsgemisches bezüglich des Vorliegens von Dampf und die
Notwendigkeit der Anwendung von reinem Sauerstoff oder stark
angereicherter Luft als Oxidationsmittel werden auch vermieden.
Herstellungsverfahren von Synthesegas mit hoher
Raumgeschwindigkeit sind der Gegenstand von zahlreichen
wissenschaftlichen und Patentveröffentlichungen.
Der positive Einfluss der durch die niedrige Kontaktzeit
bei den Reaktionen für die Herstellung von Synthesegas
erzeugten Bedingungen wurde anfänglich von D. A. Hickmann und
L. D. Schmidt (Science 1993, 259, 343) und V. R. Choudari A. S.
Mamman, S. D. Sansare (Angew. Chem. Int. Ed. Engl., 1992, 31,
1189) und kürzlicher von L. Basini, K. Aasberg, A. Guarinoni,
M. Ostberg (Catalysis Today 2001, 64, 9) angeführt.
Auf dem Patentgebiet beschreibt US 5 856 585 ein
Verfahren zur Herstellung von Synthesegas mit einer niedrigen
Kontaktzeit, integriert mit Fischer-Tropsch-Syntheseverfahren,
Syntheseverfahren von Methanol und Dimethylether. Das Patent
beansprucht auch Verfahrensbedingungen, die direkt zu der
gleichzeitigen Bildung von Formaldehyd und Synthesegas
führen.
WO 97/37929 beschreibt einen Reaktor zum Bewirken von
Reaktionen mit einer niedrigen Kontaktzeit für die
Herstellung von Synthesegas aus Kohlenwasserstoffen und Sauerstoff
oder Luft mit einer verjüngten Geometrie, geeignet zum
Verhindern der Ausbreitung von heterogenen Reaktionen in dem
Strom der vorgemischten Reagenzien unter
Hochdruckbedingungen.
US 5 648 582 beansprucht ein katalytisches
Teiloxidationsverfahren mit einer niedrigen Kontaktzeit unter Verwendung
von Katalysatoren, die aus keramischen Monolithen bestehen,
auf welchen Edelmetalle oder Nickel abgeschieden sind.
US 5 654 491 erweitert die Reaktivitätseigenschaften,
die in den früheren Patenten für metallische Katalysatoren
beansprucht werden mit einer Transparenz von mindestens 40%,
wobei die zitierten metallischen Katalysatoren typischerweise
aus Pt-Rh-Netzwerken bestehen.
WO 00/00425 und WO 00/00426 beanspruchen ein CPO-
Verfahren, in dem zwei Schichten von Katalysatoren vorliegen.
Die erste Schicht besteht aus Katalysatoren, die Rh
enthalten, die zweite Schicht weist Katalysatoren auf, die Ir, Os
oder Pt enthalten.
WO 01/32556 ist ein Patent, das auf die geometrischen
Eigenschaften der Katalysatorteilchen gerichtet ist, und
beansprucht ein CPO-Verfahren, in dem der Träger ein
Oberflächen/Volumen-Verhältnis im Bereich von 15 bis 230 cml und
einen Durchmesser im Bereich von 200 bis 2000 Mikrometer
aufweist.
Dieses Dokument betrifft CPO-Verfahren mit einer
niedrigen Kontaktzeit, das mit dem Syntheseabschnitt von Ammoniak
eng integriert ist und auf dem experimentellen Befund
basiert, dass diese CPO-Verfahren die Verwendung von Luft oder
angereicherter Luft erlauben, jedoch beträchtliche
Prozentsätze an Stickstoff enthalten ohne das Erzeugen von
kohlenstoffhaltigen Rückständen auch in Abwesenheit von Dampf und
mit O2/C-Verhältnissen in der Beschickung im Bereich von 0,15
bis 0,75 Volumen/Volumen.
Diese Eigenschaften der Produktionsverfahren von
Synthesegas und Wasserstoff mit Hilfe von CPO ermöglichen die
Definition der in Fig. 1-4 wiedergegebenen
Herstellungsschemata, die, wie bereits erwähnt, zum Erläutern des
erfindungsgemäßen Verfahrens bereitgestellt werden, welches aufgrund
seiner Natur dadurch allerdings nicht beschränkt ist.
In einem ersten Schema, erläutert in Fig. 1, wird das
Gas, bestehend aus H2 und N2, welches für die Synthese von
Ammoniak notwendig ist, aus Luft und Kohlenwasserstoffen und
Dampf in einem einzigen CPO-Reaktor bei einer niedrigen
Kontaktzeit erzeugt. Das bei der Synthese von Ammoniak
verwendete H2/N2-Verhältnis wird durch Abtrennen des
nichtumgesetzten H2 aus dem Gemisch der Reaktionsprodukte erreicht. Diese
Abtrennung kann mit einem Hohlfasertrennsystem oder mit Hilfe
von PSA oder Trennungen, die kryogene Verfahren oder andere
Systeme anwenden, stromabwärts des Ammoniaksynthesereaktors
und Zurückführen zu dem Strom der Reagenzien stromabwärts der
WGS-Reaktoren, erzielt werden.
Insbesondere wird gemäß dem Schema von Fig. 1 ein
Luftstrom 1 in 2 bei Drücken im Bereich von 10 bis 80 kg/cm2 und
vorzugsweise bei Drücken im Bereich von 20 bis 50 kg/cm2
verdichtet und in den Einlasszonen des CPO-Reaktors 3 mit einem
Strom von entschwefeltem Erdgas 4 und bei dem gleichen Druck
vermischt. Die zwei Ströme werden bei 5 und 6 bei
Temperaturen im Bereich von 25 bis 400°C, vorzugsweise 100 bis 300°C
vorerhitzt. Die O2/C-Verhältnisse in der Beschickung liegen
im Bereich von 0,5 bis 0,75 und vorzugsweise 0,60 bis 0,75
Volumen/Volumen. Der Strom am Einlass des CPO-Reaktors 10
kann auch Dampf 8, zugegeben in 9, selbst wenn sein Vorliegen
nicht notwendig ist, enthalten. Der durch den CPO-Reaktor
erzeugte Synthesegasstrom hat eine Temperatur im Bereich von
700 bis 1200°C und vorzugsweise im Bereich von 800 bis 1100°C
und wird auf Temperaturen im Bereich von 200 bis 500°C und
vorzugsweise von 300 bis 400°C in den Tauschern 5, 6 und 7
gekühlt und mit einem Dampfstrom 12 in einem Mischer 11
vermischt. Nach dem Vermischen wird der Synthesegasstrom, der
ein Dampf/Kohlenstoff-Verhältnis im Bereich von 1,5 zu 4,
vorzugsweise im Bereich von 2 zu 3,5 Volumen/Volumen enthält,
in den ersten WGS-Reaktor 13 gespeist. Die Temperatur des
Luftstroms am Auslass des WGS-Reaktors 13 wird in 14 auf
Werte im Bereich von 50 bis 300°C und vorzugsweise 100 bis 250°C
gekühlt und wird in einen zweiten WGS-Reaktor 15 gespeist,
welcher dem CO-Prozentsatz erlaubt, auf Werte typischerweise
unter 0,3% Volumen/Volumen vermindert zu werden. Der den WGS-
Reaktor 15 verlassende Strom wird dann in 16 gekühlt und nach
Kondensation und Abtrennung des Dampfes in 17 zu dem
Trennabschnitt von CO2 (Decarbonierung) 18 und anschließend zu einem
Methanierungsschritt 19, der weiterhin den CO-Gehalt auf
Werte unter 2 ppm vermindert, gesendet. Das Gas enthält nun H2
und N2 in Verhältnissen im Bereich von 0,75 bis 1,2
Volumen/Volumen und Ar-Prozentsätze unter 0,8% und wird mit H2 in
20 vermischt. Das H2 kommt aus dem Syntheseabschnitt 22 und
dem Ammoniakabtrennungsabschnitt 23 und wird in N2, CH4 und
Ar in 24 getrennt. Nach dem Vermischen wird das Gas, das ein
H2/N2-Verhältnis im Bereich von 1,5 zu 3,5 und vorzugsweise 2
zu 3 aufweist, in 21 bei Drücken im Bereich von 50 bis 500
kg/cm2 und vorzugsweise 100 bis 400 kg/cm2 verdichtet und zu
dem in dem Quadrat 22 wiedergegebenen
Ammoniaksyntheseabschnitt gesendet. Das Hochdruckgemisch von N2, CH4 und Ar,
das aus dem Trennsystem 24 kommt, wird in dem Tauscher 25erhitzt und in 26 bei Drücken im Bereich von 20 bis 40 ATM
expandiert, wobei Energie zurückgewonnen wird. Wenn der Strom
wesentliche Methanrückstände enthält, kann er in 27 mit
verdichteter Luft in 28 verbrannt werden und in 29 zur
Wiedergewinnung von Energie weiter expandiert werden.
In einem zweiten, in Fig. 2 erläuterten Schema werden
vorgemischte Ströme von Kohlenwasserstoffen und
angereicherter Luft verwendet.
Die Luftanreicherung kann durch sowohl Vermischen von
reinem Sauerstoff mit angereicherter Luft und auch unter
Verwendung von Luftanreicherungssystemen, wie jenen, beschrieben
in EP 0636845A1 und US 6 247 333 B1, bewirkt werden.
In diesem zweiten Verfahrensschema wird das H2/N2
-Verhältnis in der Zuführung zu dem Ammoniaksyntheseabschnitt
durch das O2/N2-Verhältnis des angereicherten Stroms, O2/C-
und S/C-Verhältnis am Einlass des CPO-Reaktors definiert.
Insbesondere mit Bezug auf Fig. 2 wird ein Strom von
angereicherter Luft 1 mit Sauerstoffprozentsätzen im Bereich
von 21 bis 95% und vorzugsweise 30 bis 80% in 2 bei Drücken
im Bereich von 10 bis 100 kg/cm2 und vorzugsweise bei Drücken
im Bereich von 20 bis 80 kg/cm2 komprimiert und in den
Einlasszonen des CPO-Reaktors 3 mit einem Strom von
entschwefeltem Erdgas 4 und bei dem gleichen Druck vermischt. Die zwei
Ströme werden bei 5 und 6 bei Temperaturen im Bereich von 25
bis 400°C, vorzugsweise 100 bis 300°C, vorerhitzt. Die O2/C-
Verhältnisse in der Zuführung liegen im Bereich von 0,5 bis
0,75 und vorzugsweise 0,65 bis 0,75 Volumen/Volumen. Der
Strom am Einlass des CPO-Reaktors 10 kann auch Dampf 8,
zugegeben in 9, selbst wenn sein Vorliegen nicht notwendig ist,
enthalten. Der Strom des durch den CPO-Reaktor erzeugten
Synthesegases hat eine Temperatur im Bereich von 700 bis 1200°C
und vorzugsweise im Bereich von 800 bis 1100°C und wird auf
Temperaturen im Bereich von 200 bis 500°C und vorzugsweise
300 bis 400°C in den Tauschern 5, 6 und 7 gekühlt und mit
einem Dampfstrom 12 in einem Mischer 11 vermischt. Nach dem
Mischen wird der Strom von Synthesegas, das ein
Dampf/Kohlenstoff-Verhältnis im Bereich von 1,5 zu 4, vorzugsweise im
Bereich von 2 zu 3,5 Volumen/Volumen, enthält, in einen
ersten WGS-Reaktor 13 gespeist. Die Temperatur des Luftstroms am
Auslass des WGS-Reaktors 13 wird in 14 auf Werte im Bereich
von 50 bis 300°C und vorzugsweise 100 bis 250°C gekühlt und
wird in einen zweiten WGS-Reaktor 15 gespeist, wodurch die
CO-Prozentsätze auf Werte typischerweise unter 0,3%
Volumen/Volumen weiter vermindert werden können. Der den WGS-
Reaktor 15 verlassende Strom wird dann in 16 gekühlt und nach
Kondensation und Abtrennung des Dampfes in 17 wird das CO2
aus dem Gas in 18 entfernt. Der Strom wird dann zu einem
Methanierungsschritt 19 gesendet, der weiterhin den CO-Gehalt
auf Werte unter 2 ppm vermindert. Das Gas, das H2 und N2 in
Verhältnissen im Bereich von 0,75 zu 3,5 Volumen/Volumen und
Ar-Prozentsätzen unter 0,8% enthält, wird gegebenenfalls mit
N2 in 20 vermischt, in 21 bei Drücken im Bereich von 50 bis
500 kg/cm2 und vorzugsweise 100 bis 400 kg/cm2 verdichtet und
zu dem durch das Quadrat 22 wiedergegebenen
Ammoniaksyntheseabschnitt und zu dem Ammoniaktrennabschnitt 23 geschickt.
In einem dritten, in Fig. 3 wiedergegebenen Schema
werden zwei CPO-Reaktoren in Reihen oder ein primärer CPO-
Reaktor und ein sekundärer ATR-Reaktor verwendet. In diesem
Fall wird ein oxidierender Strom von Luft in einem der zwei
Reaktoren und ein oxidierender Strom, bestehend aus
angereicherter Luft, in dem zweiten Reaktor verwendet. Dieses
Verfahrensschema wird durch die Eigenschaft des CPO-Reaktors
ohne Erzeugung von kohlenstoffhaltigen Rückständen auch bei
O2/C-Verhältnissen < 0,5 Volumen/Volumen unter Verwendung von
Luft oder angereicherter Luft betrieben werden zu können,
ermöglicht.
Insbesondere wird mit Bezug auf Fig. 3 ein Luftstrom 1
in 2 bei Drücken im Bereich von 10 bis 80 kg/cm2 und
vorzugsweise bei Drücken im Bereich von 20 bis 50 kg/cm2 verdichtet
und in 3 in den Einlasszonen des CPO-Reaktors 10 mit einem
Strom von entschwefeltem Erdgas 4 und bei dem gleichen Druck
vermischt. Die zwei Ströme werden in 5 und 6 auf Temperaturen
im Bereich von 25 bis 400°C, vorzugsweise 100 bis 300°C,
vorerhitzt. Die O2/C-Verhältnisse in der Beschickung liegen im
Bereich von 0,15 zu 0,50 und vorzugsweise 0,20 zu 0,40
Volumen/Volumen. Der Strom am Einlass des CPO-Reaktors 10 kann
auch in 9 zugegebenen Dampf 8 enthalten, selbst wenn sein
Vorliegen nicht notwendig ist. Der Strom von durch den CPO-
Reaktor 10 hergestelltem Synthesegas hat eine Temperatur im
Bereich von 400 bis 950°C und vorzugsweise im Bereich von 500
bis 850°C und wird nach dem Mischen mit Sauerstoff oder stark
angereicherter Luft in 11 geschickt und in den Reaktor 12
gespeist, der ein zusätzlicher CPO- oder ATR-Reaktor sein kann.
Die Menge an in 11 zugegebenem Sauerstoff wird so festgelegt,
dass die % CH4, die den Reaktor 12 verlassen, unter 0,8% und
vorzugsweise unter 0,5% Volumen/Volumen vermindert sind. Der
den Reaktor 12 verlassende Gasstrom wird in den Tauschern
5-7, 24 gekühlt und in 14 mit Dampf vermischt und in einen
ersten WGS-Reaktor 15 gespeist. Der den WGS-Reaktor 15
verlassende Gasstrom wird in 16 auf Werte im Bereich von 50 bis
300°C und vorzugsweise 100 bis 250°C gekühlt und wird in
einen zweiten WGS-Reaktor 17 gespeist, wodurch die
CO-Prozentsätze weiter auf Werte von typischerweise unter 0,3%
Volumen/Volumen vermindert werden können. Der den WGS-Reaktor 17
verlassende Strom wird dann in 18 gekühlt und nach
Kondensation und Abtrennung des Dampfes in 19 wird er zu einem
Entfernungsschritt des CO220 und anschließend zu einem
Methanierungsschritt 21, der weiterhin den CO-Gehalt auf Werte
unter 2 ppm vermindert, gesendet. Das nun H2 und N2 in
Verhältnissen im Bereich von 0,75 zu 3,5 Volumen/Volumen und Ar-
Prozentsätze unter 0, 8% enthaltende Gas wird in 22 bei
Drücken im Bereich von 50 bis 500 kg/cm2 und vorzugsweise 100
bis 400 kg/cm2 verdichtet und zu dem durch das Quadrat 23
bzw. das Quadrat 24 wiedergegebenen Ammoniaksynthese- und
Trennabschnitt geschickt.
Ein in Fig. 4 beschriebenes, viertes Schema umfasst
eine Inversion der oxidierenden Ströme von Luft und
angereicherter Luft bezüglich des Schemas von Fig. 3. Insbesondere
umfasst das Schema einen ersten CPO-Schritt, in dem die
Reaktion zwischen einem Strom aus reinem Sauerstoff oder
angereicherter Luft mit einem O2/C-Verhältnis im Bereich von 0,15 zu
0,5 Volumen/Volumen und bevorzugter 0,2 zu 0,45
Volumen/Volumen und mit Dampf/Kohlenstoff-Verhältnissen im
Bereich von 0 zu 1 bewirkt wird und einen anschließenden
Schritt in einem weiteren CPO-Reaktor oder in einem ATR-
Reaktor, in dem die Teiloxidation der Kohlenwasserstoffe mit
Luft vervollständigt wird.
Bezüglich der bekannten technologischen Lösungen haben
die vorstehend beschriebenen Verfahrensschemata die
nachstehenden Vorteile:
- a) Die Möglichkeit der Verwendung einer Vielzahl von
Kohlenwasserstoff-Beschickungen; bei der Ausführung können
gasförmige oder flüssige Kohlenwasserstoff-Beschickungen auch ohne
den Entschwefelungsdurchgang vor der CPO-Reaktion verwendet
werden.
- b) Konstruktive und operative Einfachheit (es gibt keine
Brenner oder Verbrennungskammern in den Reaktoren, wobei
keine kohlenstoffhaltigen Reste gebildet werden).
- c) Es ist nicht notwendig, Öfen zum Vorerhitzen von
Reagenzströmen anzuwenden und es gibt deshalb keine Emissionen von
CO2, die mit den Vorheizvorgängen verbunden sind.
- d) Starke Flexibilität der Anlagenkapazität, die an die
Änderungen gemäß den produktiven Erfordernissen und Eigenschaften
der Beschickungsströme angepasst werden kann.
- e) Niedrige Investitionskosten, weil die Reaktoren kleine
Änderungen aufweisen und mittlere Katalysatormengen enthalten.
- f) Niedriger Energieverbrauch aufgrund der Möglichkeit des
Anfahrens von Synthesegas-Erzeugungsreaktoren bei niedrigen
Temperaturen und wirksames Wiedergewinnen von austretender
Wärme.
