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La présente invention est relative à la production d'hydrogène et est particulièrement applicable à la produc- tion d'un mélange d'hydrogène et d'azote dans les proportions requises pour la synthèse de l'ammoniac.
Les carburants hydrocarboaacés, en particulier les hydrocarbures gazeux et liquides, conviennent spécialement pour la production d'hydrogène par réaction avec de l'oxygène.
L'oxydation partielle d'un hydrocarbure avec de l'oxygène, éventuellement en présence de vapeur, produit un mélange de monoxyde de carbone et d'hydrogène.
En pratique, un hydrocarbure de départ approprié... par exemple du gaz naturel ou une huile carburante ou combus- tible, est, mis en réaction avec de l'oxygène relativement pur ou de l'air enrichi en oxygène dans une zone de réaction fermée à une température supérieure à environ 2.000 F et à pression élevée. Le monoxyde de carbone peut alors être mis en réaction avec de la vapeur d'eau pour produire de l'anhy- dride carbonique et de l'hydrogène, ordinairement en présence d'un catalyseur approprié à une température de l'ordre de 750 F, un volume d'hydrogène étant produit pour chaque volume de monoxyde de carbone mis en réaction. Après élimination de l'anhydride carbonique et de tous autres composants éventuels non désirés, on obtient de l'hydrogène sensiblement pur.
La synthèse de l'ammoniac s'effectue en faisant réagir de l'azote avec de l'hydrogène, trois volume d'hydro- gène étant nécessaires par volume d'azote,' lequel hydrogène peut Atre avantageusement produit par le mode opératoire sus- décrit.
La réaction de synthèse dc l'ammoniac est conduite à une pression de plusieurs milliers de- livres par pouce carrée
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de préférence à une pression de 2.500 livres par pouce carré, et à utm température élevée, de préférence à une température d'environ 950 F. On utilise un catalyseur, par exemple un catalyseur préparé à partir d'oxyde de fer magntique ¯addi- tionné d'oxydes de potassium et d'aluminium à titre de pro- moteurs et subséquemment réduit en fer métallique.
Etant donné que la conversion subséquente du monoxy- de de carbone en présence de vapeur d'eau s'effectua à une température considérablement in rieure à celle de la réac- tion initiale du produit de départ à base d'hydrocarbure avec de l'oxygène, il est évident que la température du mé- lange gazeux de monoxyde de carbone et d'hydrogène obtenu à la suite de cettè réaction initiale doit être effectivement réduite avant Introduction dans la zone de conversion* De plus étant donné que le mélange gazeux de monoxyde de carbone er d'hydrogène est sujet à des réactions secondaires indésira- bles, stil est maintenu à la température de réaction élevée pendant une période prolongée,
cette réduction de température doit avantageusement être effectuée aussi rapidement que possible. Divers modes opératoïres ont été suggérés dans ce but, notamment l'extraction de la chaleur par échange thermi- que avec 1!hydrocarbure de départ, par récupération de cette chaleur dans une chaudière de récupération, et par passage du mélange gazeux dans une turbine à gaz.
Chacun de ces modes opératoires présente l'un ou l'autre inconvénient, par exein- ple celui d'exiger un équipement additionnel, celui de néces- la siter une réduction de pression dans le cas de / turbine à gaz, celui d'entraîner une accumulation de carbone sur les aubes de la turbine, de même que dans les échangeurs de chaleur et les chaudières de récupération, ainsi que celui de corro- der l'installation à cause de la nature fortement réduction
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des gaz chauds. En outre, il est nécessaire d'ajouter de la paille au mélange gazeux de monoxyde de carbone et d'hydrogè- ne nécessaire pour la réaction au stade de conversion.
On a constaté à présent que ces inconvénients des pratiques antérieures peuvent être généralement évités et qu'un traitement beaucoup plus simple et plus efficace peut être obtenu par simple refroidissement du mélange gazeux de monoxyde deparbone et d'hydrogène provenant de l'oxydation de l'hydrocarbure de départ avec de l'eau dans des conditions contrôlées. Ce traitement procure, en outre, directement la vapeur d'eau requise pour la conversion subséquente du mo- noxyde de carbone.
La présente invention est relative à un procédé pour la production d'hydrogène, dans lequel on fait réagir
Lui carburant ou combustible hydrocarbonacé avec de l'oxygène une température supérieure à 2.000 F et à une pression éle- vée dans une zone de génération de gaz, de manière à produire '. un mélange de monoxyde de carbone et d'hydrogène, et on fait réagir le monoxyde de carbone ainsi obtenu, avec de la vapeur d'eau dans une zone de conversion, de manière à produire de l'hydrogène additionnel, ce .procédé étant caractérisé en ce qu'on met directement ledit mélange de monoxyde de carbone et ;
.d'hydrogène à la température et à la pression de réaction en contact susdites/'avec de l'eau liquide en une quantité suffisante pour que ledit mélange soit refroidi par vaporisation d'eau
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en un temps n-'excédant pas 0,2 seconde. jusqutà une témpé.ratu- re non supérieure à environ 600 F et non inférieure à environ 350 F, et on fait passer le gaz refroidirésultant contenant l'eau vaporisée dans la zone de conversion, sensiblement à la pression de réaction en question.
Dans une forme d'excution de la présente invention,
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de l'air est rectifié de manière à produire une fraction ri- che en oxygène contenant , de préférence, plus de 95% en vo- lume d'oxygène etune fraction riche en a z ote contenant, de .préférence, plus de 99% en volume d'azote. La fraction riche en oxygène est mise en réaction avec un combustible hydrocar- bonacé dans une zone compacte démunie d'un garnissage à une préférence température supérieure à environ 2.000 F. de/à une tempéra- ture ëapérieure à 2.250 F, et 4 une pression élevée, de pré- férenc comprise entre 200 et 600 livres par pouce carré.
Le produit gazeux est refroidi avec de l'eau à une températu- re non supérieure à environ 600 F et non inférieure à environ
350 F/et, de préférence, à une température non supérieure à environ 500 F et non inférieure à environ 400 F, en un temps non supérieur à 0,2 seconde, soumis à la réaction de conversion en gaz à l'eau et traité en vue d'éliminer les oxydes de car- bone, de manière à produire de l'hydrogène sensiblement pur.
Pour la synthèse d'ammoniac, le courant résultant d'hydrogène est mélangé à une quantité suffisante de la fraction riche en ' azote provenant du stade de rectification d'air, pour fournir une partie en volume d'azote pour trois parties d'hydrogène.
Le procédé suivant l'invention sera décrit en dé- tails à titre illustratif dans l'exemple suivant, dans lequel il est fait référence au dessin ci-annexé, dont 1! unique figu- re schématise une forme préférée d'exécution du procédé.
Dans le schéma, on rectifie de l'air dans une in- stallation de rectification 6 à une pression typique d'envi- ron 80 livres anglaises par pouce carré, de manière à produire de l'oxygène d'une pureté d'environ 95% en volume et de l'azo- te d'une pureté d'environ 99,7% en volume.
Un courant d'oxygè- ne provenant de l'installation de rectification d'air est ame- né à un compresseur 7 et envoyé à une pression élevée comprise entre 100 et 1500 livres anglaises par pouce carré et à une
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température supérieure à la température atmosphérique,.par exemple à une pression de 340 livres anglaises par pouce car ré et à la température de décharge du compresseur (environ 300 F), à un générateur de gaz de synthèse 8.
Un combustible hydrocarbonacé, par exemple un gaz naturel de composition suivante (exprimée en % en volume), est préchauffé dans un réchauffeur 9 jusqu'à une température élevée, par exemple 915 F, et amené au générateur de gaz de synthèse 8,
COMPOSITION DU GAZ NATUREL.-
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<tb> méthane <SEP> 87,1
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> . <SEP> éthane <SEP> 7,9
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> propane <SEP> et <SEP> alcanes <SEP> plus <SEP> lourds <SEP> 2,0
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> azoté <SEP> 1,9
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> anhydride <SEP> carbonique <SEP> 1,1
<tb>
L'oxygène et 'le gaz naturel sont introduits séparé-, ment dans le ,générateur par un brûleur comprenant un passage , central pour l'oxygène et un passage annulaire pour le gaz naturel.
Les deux réactifs sont mélangés l'un à l'autre aq point. de décharge du brûleur dans le générateur de gaz de synthèse.
Le générateur de gaz de synthèse comprend une zone de réaction compacte sans garnissage présentant une surface relativement petite par rapport à son volume. Un générateur de gaz de synthèse préféré est décrit dans le brevet U.S.A. n 2.582.9380 Le générateur de gaz de synthèse est maintenu, de manière autogène, à une température supérieure à environ
2.250 F par réaction entre l'oxygène et le gaz naturel.
A titre d'exemple, le générateur est actionné à une,pression d'environ 340 livres anglaises par pouce carré et à une tempé rature d'approximativement 2.600 F . Le gaz naturel est amené à raison de 5.583.000 pieds cubiques standards par jour et l'oxygène à raison de 180)tonnes parjour. Le temps de séjour des gaz dans le générateur, sur la base du volume du produit.
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gazeux, est d'environ 35 secondes.
Le produit gazeux venant du générateur de gaz de synthèse possède, avant refroidissement ou extinction à l'eau a la -composition approximative suivante en pourcents en volu- me :
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<tb> monoxyde <SEP> de <SEP> carbone <SEP> , <SEP> 32,4
<tb>
<tb> hydrogène <SEP> ' <SEP> 53,8
<tb>
<tb> anhydride <SEP> carbonique <SEP> 1,8
<tb>
<tb> eau <SEP> 10,0
<tb>
<tb> méthane <SEP> 0,2
<tb>
<tb> azote,argon <SEP> et <SEP> composants <SEP> en <SEP> trace <SEP> 1,8
<tb>
Le courant de gaz de synthèse consiste essentielle- ment en hydrogène et monoxyde de carbone et contient moins d'environ 0,5% en volume de méthane résiduel et est évacué du générateur de gaz de synthèse 8 par une conduite 11 à chemise d'eau jusqu'à la base d'un saturateur-scrubber 12.
De l'eau de refroidissement brusque est injectée directement dans la conduite 11 par une conduite 13. On introduit suffi- sammkent d'eau dans le courant gazeux pour réduire la tempé- rature jusqu'à une température n'excédant pas environ 600 F et, de préférence, non supérieure à 500 F. Ceci produit un refroidissement extrêmement rapide, fixant la composition du produit gazeux.
Ordinairement, il se vaporise de l'eau à rai- son d'environ 0,5 à environ 1,0 mol. par mol. de produit gazeux, en sorte que là température est réduite jusqu'à en- viron 450 F. A cause du contact intime entre le produit ga- zeux et l'eau, obtenu en injectant l'eau directement dans le courant de gaz chaud quittant le générateur, la réduction de tempéature s'opère en un temps n'excédant pas environ 0,2 seconde.. Le courant de gaz peut aussi être injecté dans une masse d'eau.
Le refroidissement brusque du produit gazeux de Cette manière empêche la production d'hydrocarbures indésira-
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bles dans le courant gazeux par synthèse pendant le refroi- dissement et empêche des!réactions conduisant à la formation de carbone libre et d'anhydride carbonique indésirable.
Le produit gazeux refroidi et l'eau éventuellement non vaporisée entrant dans le saturateur-scrubber 12, où le gaz est lavé avec de l'eau circulant, de bas en haut dans le récipient grâce à une pompe 16. Des moyens, tels que des pla- teaux ou un garnissage, propre à assurer un contact intime entre le liquide et le gaz sont prévus dans le saturateur- scrubher. Le gaz lavé à l'eau est évacué à la partie supérieu- re du saturateur-scrubber. Le carbone séparé par lavage du courant gazeux est déchargésous forme d'une dispersion aqueu- ce par la conduite 15.
Le refroidissement direct à l'eau et le saturateur- scrubber ont une triple fonction: les produits gazeux chauds sont refroidis à la température désirée; le carbone, qui ' peut être produit dans le générateur, est éliminé du courant gazeux ; le produit gazeux est saturé de vapeur d'eau avauta- geusement à une température approximativement égale au point d'ébullition de l'eau à la pression existante, soit dans cet exemple à environ 425 F sous une pression d'environ 340 li- vres par pouce carré, en sorte qu'est fournie une partie sub- stantielle de la vapeur d'eau requise pour le stade de con- version subséquent.
Le courant gazeux venant du saturateur-scrubber est rechauffé à environ 650 F et amené dans un convertisseur
17. Dans ce dernier, le monoxyde de carbone,'qui constitue environ'30% en volume du gaz de synthèse'ou produit gazeux, est presque entièrement mis en réaction avec de la vapeur d'eau, en présence d'un catalyseur de fer, de manière à for- tuer des quantités équivalentes d'hydrogène et de bioxyde de carbone. Le gaz venant du convertisseur quitte ce dernier à
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une température d'environ 750 F et contient approximativement 2% en volume de monoxyde de carbone résiduel sur une base sè- che exempte d'anhydride carbonique.
Le gaz venant du convertisseur est amené dans un dispositif de purification 18, où il est refroidi à environ 100 F pour dondenser l'eau y contenue. L'eau condensée est séparée du gaz, qui est mis en contact avec un solvant appro-
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prié, tel qu'une solution aqueuse de monoéthânolamine pour éliminer l'anhydride carbonique. Le courant gazeux résultant consistant essentiellement en hydrogène, mais contenant encore de petites quantités de monoxyde de carbone et d'anhydride carbonique, peut encore être purifié par contact avec une solution aqueuse d'hydroxyde de sodium, suivie d'un lavage
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à l'azote liquide pour éliminer le:1"GDz indésirables,ltels . que monoxyde de carbone, méthane résiduel et argon.
Le courant d'hydrogène purifié est amené dans l'appareil de synthèse d'ammoniac 19, en même temps qu'un courant d'azote amené par la conduite 21 de l'installation de rectification d'air. Ce procédé produit de l'ammoniac gazeux de synthèse de pureté extraordinairement élevéa.
**ATTENTION** fin du champ DESC peut contenir debut de CLMS **.
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The present invention relates to the production of hydrogen and is particularly applicable to the production of a mixture of hydrogen and nitrogen in the proportions required for the synthesis of ammonia.
Hydrocarbon fuels, in particular gaseous and liquid hydrocarbons, are especially suitable for the production of hydrogen by reaction with oxygen.
The partial oxidation of a hydrocarbon with oxygen, optionally in the presence of steam, produces a mixture of carbon monoxide and hydrogen.
In practice, a suitable starting hydrocarbon ... for example natural gas or a fuel or fuel oil is reacted with relatively pure oxygen or oxygen enriched air in a reaction zone. closed at a temperature above about 2,000 F and high pressure. The carbon monoxide can then be reacted with water vapor to produce carbon dioxide and hydrogen, usually in the presence of a suitable catalyst at a temperature of the order of 750 F. , one volume of hydrogen being produced for each volume of carbon monoxide reacted. After removal of carbon dioxide and any other unwanted components, substantially pure hydrogen is obtained.
The synthesis of ammonia is effected by reacting nitrogen with hydrogen, three volumes of hydrogen being required per volume of nitrogen, which hydrogen can be advantageously produced by the above procedure. described.
The ammonia synthesis reaction is carried out at a pressure of several thousand pounds per square inch.
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preferably at a pressure of 2,500 pounds per square inch, and at a high temperature, preferably at a temperature of about 950 F. A catalyst is used, for example a catalyst prepared from ¯addi- magnetic iron oxide. tionized with oxides of potassium and aluminum as promoters and subsequently reduced to metallic iron.
Since the subsequent conversion of carbon monoxide in the presence of water vapor took place at a temperature considerably lower than that of the initial reaction of the hydrocarbon starting material with oxygen. , it is evident that the temperature of the gas mixture of carbon monoxide and hydrogen obtained as a result of this initial reaction must be effectively reduced before introduction into the conversion zone * Further, since the gas mixture of monoxide of carbon and hydrogen is subject to undesirable side reactions, if it is maintained at the high reaction temperature for a prolonged period,
this temperature reduction should advantageously be carried out as quickly as possible. Various procedures have been suggested for this purpose, in particular the extraction of heat by heat exchange with the starting hydrocarbon, by recovery of this heat in a recovery boiler, and by passing the gas mixture through a turbine. gas.
Each of these operating modes has one or the other disadvantage, for example that of requiring additional equipment, that of requiring a reduction in pressure in the case of a gas turbine, that of driving a build-up of carbon on the turbine blades, as well as in the heat exchangers and recovery boilers, as well as that of corroding the installation due to the highly reduction nature
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hot gases. Further, it is necessary to add straw to the gas mixture of carbon monoxide and hydrogen necessary for the reaction at the conversion stage.
It has now been found that these drawbacks of previous practices can be generally avoided and that a much simpler and more efficient treatment can be obtained by simply cooling the gas mixture of carbon monoxide and hydrogen from the oxidation of carbon dioxide. Starting hydrocarbon with water under controlled conditions. This treatment further provides directly the water vapor required for the subsequent conversion of the carbon monoxide.
The present invention relates to a process for the production of hydrogen, in which one reacts
It fuel or hydrocarbonaceous fuel with oxygen at a temperature above 2,000 F and at high pressure in a gas generation zone, so as to produce '. a mixture of carbon monoxide and hydrogen, and the carbon monoxide thus obtained is reacted with water vapor in a conversion zone, so as to produce additional hydrogen, this process being characterized in that said mixture of carbon monoxide is placed directly and;
. of hydrogen at the above reaction temperature and pressure in contact with liquid water in an amount sufficient for said mixture to be cooled by vaporization of water
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in a time not exceeding 0.2 seconds. to a temperature of not more than about 600 F and not less than about 350 F, and the resulting cooled gas containing vaporized water is passed through the conversion zone at substantially the reaction pressure in question.
In one embodiment of the present invention,
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air is rectified so as to produce an oxygen-rich fraction containing, preferably, more than 95% by volume oxygen and a nitrogen-rich fraction preferably containing more than 99% by volume. volume of nitrogen. The oxygen-rich fraction is reacted with a hydrocarbon fuel in a compact zone devoid of a packing at a temperature preferably greater than about 2,000 F. de / at a temperature greater than 2,250 F., and 4 a pressure. high, preferably between 200 and 600 pounds per square inch.
The gaseous product is cooled with water to a temperature not higher than about 600 F and not lower than about
350 F / and, preferably, at a temperature of not more than about 500 F and not less than about 400 F, in a time of not more than 0.2 seconds, subjected to the gas conversion reaction with water and treated to remove carbon oxides, so as to produce substantially pure hydrogen.
For the synthesis of ammonia, the resulting stream of hydrogen is mixed with a sufficient amount of the nitrogen-rich fraction from the air stripping stage, to provide one part by volume of nitrogen to three parts of hydrogen. .
The process according to the invention will be described in detail by way of illustration in the following example, in which reference is made to the accompanying drawing, of which 1! The single figure shows schematically a preferred embodiment of the process.
In the diagram, air is stripped in a stripping plant 6 at a typical pressure of about 80 pounds per square inch, so as to produce oxygen of a purity of about 95. % by volume and nitrogen with a purity of about 99.7% by volume.
A stream of oxygen from the air rectification plant is fed to a compressor 7 and supplied at a high pressure of between 100 and 1500 pounds per square inch and at a
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temperature above atmospheric temperature, for example at a pressure of 340 pounds per square inch and at the compressor discharge temperature (about 300 F), at a syngas generator 8.
A hydrocarbonaceous fuel, for example a natural gas of the following composition (expressed in% by volume), is preheated in a heater 9 to a high temperature, for example 915 F, and fed to the synthesis gas generator 8,
COMPOSITION OF NATURAL GAS.-
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<tb> methane <SEP> 87.1
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>. <SEP> ethane <SEP> 7.9
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> propane <SEP> and <SEP> alkanes <SEP> plus <SEP> heavy <SEP> 2.0
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> nitrogenous <SEP> 1.9
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> <SEP> carbon dioxide <SEP> 1.1
<tb>
The oxygen and the natural gas are introduced separately into the generator by a burner comprising a central passage for oxygen and an annular passage for natural gas.
The two reagents are mixed together aq point. burner discharge in the synthesis gas generator.
The synthesis gas generator includes a compact non-packed reaction zone having a relatively small area relative to its volume. A preferred synthesis gas generator is described in U.S. Patent No. 2,582,9380 The synthesis gas generator is maintained, autogenously, at a temperature above about
2,250 F per reaction between oxygen and natural gas.
For example, the generator is operated at a pressure of about 340 pounds per square inch and a temperature of approximately 2,600 F. Natural gas is supplied at a rate of 5,583,000 standard cubic feet per day and oxygen at a rate of 180) tons per day. The residence time of gases in the generator, based on the volume of the product.
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gas, is about 35 seconds.
The gaseous product coming from the synthesis gas generator has, before cooling or extinguishing with water, the following approximate composition in percent by volume:
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<tb> <SEP> carbon monoxide <SEP> <SEP>, <SEP> 32.4
<tb>
<tb> hydrogen <SEP> '<SEP> 53.8
<tb>
<tb> <SEP> carbon dioxide <SEP> 1.8
<tb>
<tb> water <SEP> 10.0
<tb>
<tb> methane <SEP> 0.2
<tb>
<tb> nitrogen, argon <SEP> and <SEP> components <SEP> in <SEP> trace <SEP> 1.8
<tb>
The synthesis gas stream consists essentially of hydrogen and carbon monoxide and contains less than about 0.5% by volume of residual methane and is discharged from the synthesis gas generator 8 through a water-jacketed line 11. to the base of a saturator-scrubber 12.
Abrupt cooling water is injected directly into line 11 through line 13. Sufficient water is introduced into the gas stream to reduce the temperature to a temperature not exceeding about 600 F and , preferably not more than 500 F. This produces extremely rapid cooling, fixing the composition of the gaseous product.
Usually, water will vaporize in an amount of about 0.5 to about 1.0 mol. by mol. of gaseous product, so that the temperature is reduced to about 450 F. Due to the intimate contact between the gaseous product and water, obtained by injecting water directly into the hot gas stream leaving generator, the temperature reduction takes place in a time not exceeding about 0.2 seconds. The gas stream can also be injected into a body of water.
Abrupt cooling of the product gas in this manner prevents the production of unwanted hydrocarbons.
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blues in the gas stream by synthesis during cooling and prevents reactions leading to the formation of free carbon and unwanted carbon dioxide.
The cooled gaseous product and the possibly non-vaporized water entering the saturator-scrubber 12, where the gas is washed with circulating water, from bottom to top in the container by means of a pump 16. Means, such as plates or a packing, suitable for ensuring intimate contact between the liquid and the gas, are provided in the saturator-scrubher. The gas washed with water is evacuated at the top of the saturator-scrubber. The carbon washed off from the gas stream is discharged as an aqueous dispersion through line 15.
Direct water cooling and the scrubber saturator have a triple function: the hot gaseous products are cooled to the desired temperature; carbon, which can be produced in the generator, is removed from the gas stream; the gaseous product is suitably saturated with water vapor at a temperature approximately equal to the boiling point of water at the existing pressure, ie in this example at about 425 F at a pressure of about 340 pounds per square inch so that a substantial part of the water vapor required for the subsequent conversion stage is supplied.
The gas stream coming from the saturator-scrubber is reheated to about 650 F and fed into a converter
17. In the latter, the carbon monoxide, 'which constitutes about' 30% by volume of the synthesis gas' or gaseous product, is almost entirely reacted with water vapor, in the presence of a carbon dioxide catalyst. iron, so as to form equivalent quantities of hydrogen and carbon dioxide. The gas coming from the converter leaves the converter at
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temperature of about 750 ° F and contains approximately 2% by volume of residual carbon monoxide on a dry carbon dioxide free basis.
The gas coming from the converter is brought into a purification device 18, where it is cooled to approximately 100 F to dondens the water contained therein. The condensed water is separated from the gas, which is contacted with an appropriate solvent.
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required, such as an aqueous solution of monoethanolamine to remove carbon dioxide. The resulting gas stream consisting essentially of hydrogen, but still containing small amounts of carbon monoxide and carbon dioxide, can be further purified by contact with an aqueous solution of sodium hydroxide, followed by washing.
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with liquid nitrogen to remove unwanted: 1 "GDz, such as carbon monoxide, residual methane and argon.
The stream of purified hydrogen is fed into the ammonia synthesis apparatus 19, at the same time as a stream of nitrogen supplied through line 21 of the air rectification plant. This process produces extraordinarily high purity synthetic ammonia gas.
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