BE612140A

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Info

Publication number: BE612140A
Authority: BE

Description


   <Desc/Clms Page number 1> 
 



  "Frocédé de production d'un gaz d'alimentation pour la synthèse   d'ammonique".   



   La présente invention est relative à la préparation d'un gaz d'alimentation pour la synthèse d'ammoniaque. Elle concerne en particulier un procédé combiné d'oxydation par- 
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 #hî oll o T\!:I"r'6 oiT* A;fA Tt&iTmvto* à 1 o OT'\6'''''''' ......"'......--,- préparation ------ -- --- -y -- --------0 - - yv. V .oauvu de mélanges d'hydrogène et d'azote utiles dans la synthèse de l'ammoniaque. 

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   Actuellement, un gaz d'alimentation d'ammonique est synthétisé par oxydation partielle d'une alimentation hydro- carburée avec de l'oxygène pratiquement par ou par reforming à la vapeur d'un hydrocarbure normalement gazeux en présence d'un catalyseur, tel que de l'oxyde de nickel. Le premier procédé est utilisé dans les endroits où il n'y a pas de gaz hydrocarbure léger disponible, tandis que le deuxième procédé est utilisé dans les endroits où il y a une abondance d'hydro- carbures légers, par exemple du méthane ou du gaz naturel. 



  De petites raffineries se trouvent face à un problème pour essayer de satisfaire les exigences en gaz de synthèse d'am- moniaque des fabricants d'ammoniaque. Les raffineries disposent habituellement de grandes quantités de gaz hydrocarbure léger, qui peuvent être utilisées pour fabriquer de l'ammoniaque, mais ceci est fréquemment insuffisant pour satisfaire aux besoins du marché de l'ammoniaque. Les petites raffineries ne consi- dèrent pas très favorablement le procédé usuel d'oxydation partielle car les installations à oxygène sont coûteuses. 



   On a maintenant découvert que de grandes quantités de gaz d'alimentation pour la syntèse d'ammoniaque peuvent être obtenues en combinant les effluents d'un réacteur d'oxy- dation partielle par air et d'un appareil de reforming à la vapeur. Les avantages principaux de ce procédé sont la possi- bilité d'utiliser à la fois des alimentations hydrocarburées légères et des alimentations hydrocarburées lourdes, et l'utilisation d'air au lieu d'oxygène pour éliminer la nécessi- té d'une installation à oxygène qui est coûteuse. De la sorte, une raffinerie disposant   d'une   certaine quantité de gaz hydro- carbure léger mais pas d'une quantité suffisante peut comprendre une unité de gaz d'alimentation d'ammoniaque, ayant une capacité relativement grande, sans installation à oxygène.

   Ceci est 

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 réalisé par oxydation partielle d'un hydrocarbure lourd, tel qu'un naphta ou une huile brute, avec de l'air, et mélange des produits d'oxydation avec l'effluent d'un appareil de reforming à la vapeur, opérant sur une alimentation hydrocar- burée légère. Environ 25 à 40 % des exigences en hydrogène peuvent être satisfaits par la réaction d'oxydation partielle. 



   Le coût de l'oxygène venant d'une installation à oxygène représente un poste de dépense considérable dans la production d'un gaz de synthèse par oxydation partielle. 



  Ordinairement, l'installation à oxygène est conçue pour ali- menter tout l'oxygène libre nécessaire pour les réactions d'oxydation partielle, sous forme d'une concentré d'au moins 95 % de pureté en volumes, et l'azote requis pour la réaction de synthèse d'ammoniaque sous forme d'un concentré contenant plus de 99 % d'azote en volumes. Bien que cette opération courante soit totalement satisfaisante d'un point de vue opérationnel, le procédé de la présente invention réalise une économie importante en ce qui concerne le coût d'oxygène. 



  Le présent procédé permet la production d'une quantité donnée de gaz d'alimentation pour synthèse de l'ammoniaque, sans in- vestissement quelconque dans les appareillages à oxygène. 



   Suivant la présente invention, un hydrocarbure léger, par exemple des paraffines, telles que le méthane, l'éthane, le propane, le butane et leurs mélanges, est mis en réaction avec de la vapeur, habituellement en présence d'un catalyseur, de préférence à des températures d'environ   1400    à 1700 F, pour donner principalement de l'oxyde de carbone et de   l'hydrogène.   



   L'oxydation partielle est réalisée de façon non coûteuse avec de l'air à des températures supérieures à environ 

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   2000 F,   par exemple 2400  à 2600 F, et à des pressions supé- rieures à la pression atmosphérique, dans un réacteur fermé; si on le désire, on peut employer de plus basses températures, par exemple d'environ   1700 F,   dans un système d'oxydation partielle catalytique. La quantité d'air alimentée à la zone d'oxydation est réglée de manière à obtenir des rendements maxima d'oxyde de carbone et d'hydrogène pour une température d'oxydation donnée.

   Environ 1,5 à 3 volumes, par exemple en- viron 2 volumes, d'un effluent de réacteur de reforming à la vapeur, qui ne contient habituellement pas plus d'environ 0,5 mole   %   de méthane, sont mélangés avec chaque volume de l'éffluent d'un réacteur d'oxydation partielle, et le mélange est ensuite envoyé dans un convertisseur de transposition, libéré de l'anhydride carbonique, et tout oxyde de carbone non converti dans le courant est converti en méthane avant son introduction dans l'installation d'ammoniaque. 



   L'invention sera maintenant décrite avec référence au dessin annexé qui montre un schéma de développement du pré- sent procédé. 



   Bien   qe   le procédé puisse être mis en oeuvre avec une série d'alimentations, il est d'application particulière à une alimentation combinée comprenant du méthane et un hydrocar- bure plus lourd, par exemple de l'hexane. 



   Dans la mise en oeuvre du présent procédé, un gaz hydrocarbure C1 à C4, particulièrement du méthane, est intro- duit dans un appareil de reforming à la vapeur 2 par un conduit 3 en même temps que de la vapeur qui est alimentée à l'appareil de reforming par le conduit 4. On utilise une quantité suffi- sante de vapeur pour produire essentiellement de l'oxyde de carbone, de l'anhydride contanque et de l'hydrogerie. Les réactions typiques s'effectuant dans l'appareil de reforming à la vapeur sont : 

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 EMI5.1 
 
Habituellement, le rapport molaire de l'eau à l'hy- drocarbure alimenté à l'appareil de reforming est de l'ordre de 2 à 4/1. 



   L'appareil de reforming comprend généralement un four conportant des parois revêtues d'une matière réfractaire et contient un catalyseur, tel que de l'oxyde de fer, de l'o- xyde d'aluminium ou de préférence de l'oxyde de nickel. 



  La teneur de méthane du courant effluent de l'appareil de reforming est généralement inférieure à 0,5 mole % et fréquem- ment non supérieure à environ 0,1 mole %. Dans un cas typique, on introduit 100 moles de méthane par heure et 300 moles d'eau par heure sous la forme de vapeur, dans un appareil de reforming à la vapeur chauffé jusqu'à 1200  à   2000 F   et ayant de préfé- rence une température de gaz de sortie d'au moins environ   1500 F.   



  La vitesse spatiale est habituellement maintenue entre 1000 et 2000 volumes par volume par heure. 



   L'effluent de l'appareil de reforming à la vapeur, enlevé par le conduit 5, à la composition typique suivante lorsque le gaz hydrocarbure est du méthane et que le rapport molaire de la vapeur à l'hydrocarbure est d'environ 3/1. 
 EMI5.2 
 
<tb> 



  Composants <SEP> moles <SEP> %
<tb> 
<tb> 
<tb> Oxyde <SEP> de <SEP> carbone <SEP> 11,1
<tb> 
<tb> 
<tb> anhydride <SEP> carbonique <SEP> 5,6
<tb> 
<tb> 
<tb> eau <SEP> 27,7
<tb> 
<tb> 
<tb> hydrogène <SEP> 55,3
<tb> 
<tb> 
<tb> méthane <SEP> 0,3
<tb> 
 

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Le composé gazeux décrit ci-dessus est mélangé avec l'effluent provenant du réacteur d'oxydation partielle 6 et le mélange est introduit dans le convertisseur de transposition 7. 



   L'oxydation partielle du combustible hydrocarbure plus lourd introduit dans le réacteur 6 par le conduit 8 est réa- lisée grâce à de l'air qui pénètre dans le réacteur par le conduit 9. Le réacteur 6 est mis en fonctionnement à des tem- pératures de 2100  à 2600 F, de préférence à environ   2300 F,   et à des pressions effectives de 50 à 350 livres par pouce carré. 



  Eventuellement, de la vapeur peut être introduite avec l'air pour limiter la température dans le réacteur et alimenter de l'oxygène pour la réaction. Dans une opération typique, dans laquelle de l'hexane normal est partiellement oxydé avec de l'air, l'alimentation hydrocarburée et de l'air sont préchauf- fés jusqu'à 600  à   1500 F,   de préférence jusqu'à environ 1000 f, et introduits dans le réacteur à une vitesse élevée, par exemple de 150 pieds par seconde.

   Par exemple, 11,6 moles   d'nexane   normal et 205 moles d'air (contenant environ 21 % d'oxygène), mélangés avec environ 22 moles de vapeur, sont pas- sés séparément chaque heure dans le réacteur d'oxydation par- tielle et admises à réagir jusqu'à ce que l'hydrocarbure et l'oxygène soient pratiqeuement convertis en hydrogène, oxyde de carbone et anhydride carbonique.

   Lorsque l'oxydation par- tielle est réalisée à   2300 F   et à une pression effective d'en- viron 175 livres par pouce carré, l'effluent retiré du réacteur 6 par le conduit 10 à la composition typique suivante : 
 EMI6.1 
 
<tb> Composants <SEP> Moles <SEP> %
<tb> 
<tb> Azote <SEP> 48
<tb> 
<tb> 
<tb> 
<tb> hydrogène <SEP> 22
<tb> 
<tb> 
<tb> 
<tb> oxyde <SEP> de <SEP> carbone <SEP> 18
<tb> 
<tb> 
<tb> 
<tb> anhydride <SEP> carbonique <SEP> 3
<tb> 
<tb> 
<tb> 
<tb> vapeur <SEP> 9
<tb> 
 

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Il peut contenir jusqu'à environ 0,2 mole % de méthane. 



   Les effluents des réacteurs dans les conduits 5 et 10 sont combinés dans le conduit 11 où ils sont mélangés avec de la vapeur additionnelle de manière qu'il y ait 5 à 10 volumes de vapeur par volume d'oxyde de carbone dans le courant gazeux. La vapeur est introduite dans le courant par le conduit 12. La plus grande partie de l'oxyde de carbone produit dans les réactions de reforming et à oxydation est convertie en anhydride contanque et la vapeur est convertie en hydrogène dans le convertisseur de transposition 7. La réaction qui est couramment appelée réaction de transposition du gaz à l'eau, est réalisée de façon habituelle à une température relativement élevée sur un catalyseur d'oxyde de fer. Un catalyseur indus- triel convenable pour cette réaction consiste en de l'oxyde de fer activé par des oxydes de chrome, de potassium, de magnésium et d'aluminium.

   Lorsqu'on opère à des températures d'environ 700  à   800 F,   par exemple   750 F,   la conversion d'oxyde de carbone en anhydride carbonique par la réaction de transposition du gaz à l'eau est d'environ 90 %. Les vi- tesses spétiales utilisées dans le réacteur de transposition sont généralement comprises entre 100 et 500 volumes par vo- lume par heure, par rapport à l'hydrogène se trouvant dans l'effluent du convertisseur. Le gaz retiré du convertisseur de transposition 7 par le conduit 13 contient rarement plus de 2 à 3 moles   %   d'oxyde de carbone résiduaire, exempt d'anhy- dride carbonique sec. 



   Si on utilise une alimentation hydrocarburée exempte de soufre pour l'oxydation partielle, l'effluent résultant peut être conbiné avec le produit du reforming a la vapeur, et les 

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 gaz mélangés peuvent être employés comme alimentation à un second appareil de reforming à la vapeur avant l'introduction de ces gaz dans le convertisseur de transposition. 



   Après le convertisseur de transposition, le courant gazeux est refroidi pour condenser toute eau se trouvant dans le courant et ensuite le gaz est lavé à   l'eau   ou avec des solu- tions aqueuses basiques dans la zone de purification 14. Le lavage du gaz avec une solution de mono-éthanolamine à 10- 20   %   en poids, plus particulièrement 15   %,   constitue une méthode efficace pour enlever essentiellement tout l'anhydride carbonique se trouvant dans le courant. Ceci est suivi par un lavage du gaz avec une solution relativement concentrée de soude caustique, par exemple à   10 %   en poids. La plus grande partie de l'eau et pratiquement tout l'anhydride carbonique sont enlevés dans la zone de purification. 



   Il est fréquemment désirable d'utiliser un second réacteur de transposition 19 et un second laveur 21 pour réduire la teneur de CO du gaz à environ 0,05 à 0,2 mole   %.   



   Si on utilise deux réacteurs de transposition, l'appareil de lavage par matière caustique devrait être placé après le second convertisseur et l'effluent du premier réac- teur de transposition devrait être traité avec le solvant de mono-éthanolamine dans la zone de purification 14 avant d'être transféré au second réacteur 19 en ouvrant la vanne se trouvant dans le conduit   17.   Une quantité suffisante de vapeur 17a est ajoutée au gaz purifié dans le conduit 17 pour convertir prati- quement tout le CO restant en CO2. Le gaz traité est ensuite refroidi et envoyé au laveur 21 par le conduit 20. L'effluent du laveur 21 est envoyé dans l'appareil de méthanisation 16 par les conduits 22 et 15. 



   Comme le gaz purifié contient encore une quantité petite mais indésirable d'oxyde de carbone, il devrait être envoyé par le conduit 15 dans un appareil de méthanisation 16 

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 qui contient un catalyseur convenable, tel que de l'oxyde de cuivre ou de nickel sur de l'alumine, cet appareil opérant à des températures de 550 à 750 F, à des pressions effectives de 150 à 500 livres par pouce carré, et à des vitesses spatiales de 1000 à 4000 volumes par volume par heure. Le gaz de syn- thèse d'ammoniaque est enlevé de l'appareil   16 par   le conduit 18 qui peut être relié directement à une installation d'ammo- niaque.

   Le gaz d'alimentation pour la réaction de synthèse d'am- moniaque consiste essentiellement en hydrogène et en azote (3 volumes d'hydrogène par volume d'azote) et en de petites quantités, à savoir moins de 1 mole %, de méthane et de gaz inertes, tel que de l'argon. 



   L'équilibre global des matières en moles par heure est donné ci-dessous pour les courants du dessin. Dans cette forme de réalisation du procédé, l'oxydation partielle de l'hexane est réalisée à   2300 F   sous une pression effective de 150 livres par pouce carré avec une durée de séjour d'envi-   ron 1 à 5 secondes ; reforming à la vapeur est réalisé sur   une alimentation de méthane à environ   1600 F   sous une pression effective de 120 livres par pouce carré en présence d'un cata- lyseur d'oxyde de nickel à une vitesse spatiale d'environ 1000 volumes par volume par heure. Il y a deux réacteurs de transpo- sition, fonctionnant chacun à   750 F,   à une vitesse spatiale de 250 volumes/volume/heure et à une pression effective de 100 à 120 livres par pouce carré.

   Ces réacteurs contiennent tous deux un catalyseur d'oxyde de fer. Le second réacteur suppose habituellement une pression plus élevée. Le rapport molaire oxyde de carbone/eau dans l'alimentation au premier réacteur de   transposition   est de 1/6, tandis que l'alimentation au second réacteur présente un rapport molaire de 1/50. Le réacteur 

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 de méthanisation contient un catalyseur de nickel sur alumine et est mis en fonctionnement à 550 F, à une vitesse spatiale de 1000 vol./vol./heure et à une pression de 250 livres par pouce carré. 

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<tb> 



  Courant, <SEP> 3 <SEP> 4 <SEP> 6 <SEP> 9 <SEP> 5 <SEP> 10 <SEP> 12 <SEP> 11 <SEP> 15 <SEP> 18
<tb> n <SEP> Hydrocarbure <SEP> courant <SEP> hydrocarbure <SEP> Air <SEP> et <SEP> vapeur <SEP> Effluent <SEP> Effluent <SEP> vapeur <SEP> Alimen- <SEP> Alimenta- <SEP> Alimende <SEP> reforming <SEP> d'alimenta- <SEP> alimentation <SEP> d'oxydation <SEP> de <SEP> d'oxyda- <SEP> conver- <SEP> tation <SEP> tion <SEP> à <SEP> 1' <SEP> tation
<tb> tion <SEP> de <SEP> refor- <SEP> d'oxydation <SEP> partielle <SEP> reforming <SEP> tion <SEP> par- <SEP> tisseur <SEP> convertis-appareil <SEP> gaz <SEP> de
<tb> ming <SEP> partielle <SEP> tielle <SEP> de <SEP> trans-seur <SEP> de <SEP> de <SEP> métha- <SEP> synthèse
<tb> position <SEP> transpo- <SEP> nisation
<tb> sition <SEP> (après <SEP> 2
<tb> Courant <SEP> transposi-
<tb> 
 
 EMI11.2 
 ¯ ¯¯¯¯¯¯¯¯ ¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯ ¯¯¯¯¯¯ ¯¯¯¯¯¯¯¯¯ 

  tions ¯¯¯¯¯ 
 EMI11.3 
 
<tb> Composition
<tb> H2 <SEP> - <SEP> - <SEP> - <SEP> - <SEP> 297 <SEP> 74 <SEP> - <SEP> 371 <SEP> 491 <SEP> 486
<tb> N2 <SEP> 162 <SEP> 162 <SEP> 162 <SEP> 162 <SEP> 162
<tb> 
 
 EMI11.4 
  2 43 
 EMI11.5 
 
<tb> CO <SEP> - <SEP> - <SEP> - <SEP> - <SEP> 60 <SEP> 61 <SEP> - <SEP> 121 <SEP> 1
<tb> co2 <SEP> 30 <SEP> 9 <SEP> - <SEP> 39
<tb> H22 <SEP> - <SEP> 269 <SEP> 22 <SEP> 150 <SEP> 30 <SEP> 544 <SEP> 724 <SEP> 3
<tb> CH4 <SEP> 91 <SEP> - <SEP> 11.6 <SEP> - <SEP> 1 <SEP> 1- <SEP> 2 <SEP> 2 <SEP> 3
<tb> C6H14 <SEP> 11,6
<tb> Total <SEP> 91 <SEP> 269 <SEP> 11,6 <SEP> 227 <SEP> 538 <SEP> 337 <SEP> 544 <SEP> 1419 <SEP> 663 <SEP> 658
<tb> 
 
 EMI11.6 
 Temp, F.

   7 100 7 i00 600 1000 1600 2300 350 750 550 100 
 EMI11.7 
 
<tb> Pression <SEP> 150 <SEP> 150 <SEP> 150 <SEP> 150 <SEP> 120 <SEP> 120 <SEP> 120 <SEP> 120 <SEP> 250 <SEP> 250
<tb> livres <SEP> par
<tb> pouce <SEP> carré
<tb> 
 

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Comme mentionné ci-dessus, l'avantage principal du présent procédé est qu'il permet à une raffinerie de produire des quantités nettement plus grandes de gaz d'alimentation pour synthèse d'ammoniaque que son gaz hydrocarbure disponible ne le permettrait. De plus, ceci est réalisé d'une manière économique grâce à un réacteur d'oxydation partielle par air, qui peut être alimenté par pratiquement tout combustible hydrocarbure allant des résidus craqués et des huiles brutes jusque aux naphtas.

   En utilisant le nouveau procédé décrit ici, une raffinerie peut produire 25 à 40 % de gaz d'alimentation pour synthèse d'ammonia- que en plus de ce qu'elle pourrait produite avec des unités de reforming à la vapeur courantes. 



   En plus de la plus grande capacité, le raffineur peut être plus souple en ce qui concerne ses exigences en alimentation et il peut se placer lui-même dans cette position favorable sans grands investissements dans une installation d'oxygène. lourds 
Lorsqu'on utilise des combustibles liquides et solides/ dans la réactiond'oxydation partielle, on préfère employer de la vapeur pour entretenir le contrôle du réacteur. La vapeur devrait être préchauffée avant son introduction dans le réacteur d'oxydation en combinaison avec l'air ou séparément, jusqu'à une température d'au moins 600 F, de préférence jusqu'à environ 900  à   1500 F:   Environ 0,5 à 1,5 livre d'oxygène, par exemple 1,4 litre, et environ 0,2 à environ 1,5 livre, par exemple 0,4 livre, de va- peur sont habituellement employées par livre d'alimentation d'huile combustible. 



   La durée de séjour dans le réacteur d'oxydation par- tielle est relativement courte. Les courants de combustible et d'oxygène passent généralement à travers le réacteur à des vi- tesses d'environ 100 à 200 pieds/seconde. Les décharges peuvent être refroidies avec de l'eau et lavées à l'eau pour enlever les 

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 particules de carbone et d'autres solides. 



   Au lieu ou en plus de l'utilisation d'une amine dans la phase de purification pour enlever l'anhydride carbonique du courant gazeux, une solution aqueuse d'acétate d'ammoniumes cupreux ou d'autres sels connus comme étant utiles dans l'enlè- vement de l'oxyde de carbone peut être employée pour enlever tout oxyde de carbone   résiduaire.Il   est parfois avantageux d'utiliser de l'acétate d'ammoniumdecupreux car il enlève le CO sans consommer d'hydrogène et sans introduire de souillure de méthane supplémentaire dans le courant de gaz de synthèse. 



   La synthèse d'ammoniaque est réalisée en faisant réa- gir de l'azote avec de l'hydrogène en présence d'un catalyseur convenable. Trois volumes d'hydrogène sont nécessaires par vo- lume d'azote. Dans les procédés industriels usuels, la réaction de syntèse   d'ammoniaque   est menée à des pressions de plusieurs milliers de livres par pouce carré, par exemple 3000 et plus, et à des températures élevées, par exemple environ 900  à   1100 F.   Un catalyseur -largement utilisé est préparé en mélan- geant des oxydes de potassium et d'aluminium comme activants avec de l'oxyde de fer magnétique qui est ensuite réduit en fer métallique.

   Dans des opérations industrielles, on obtient une faible conversion par passage, c'est-à-dire qu'une quantité limitée seulement du mélange azote-hydrogène est convertie en ammoniaque chaque fois qu'il passe sur le catalyseur. Couramment 12 à 35 % du mélange d'alimentation sont convertis par passage sur le catalyseur. L'hydrogène et'l'azote non convertis sont récycléss Environ 60 à 85   %   de l'alimentation du convertisseur représentent le gaz recyclés. 



   Les gaz indésirables, notamment les hydro-carbures et les gaz asmosphériques inertes, tendent à s'accumuler dans le gaz de syntèse d'ammoniaque dans la section de conversion. Il est de coutume de purger une portion du courant de gaz récyclé pour 

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 empêcher une élévation de la concentration de gaz indésirables dans le convertisseur. Il résulte de cette purge que générale- ment environ 85   %   seulement de l'hydrogène, qui a été préparé et purifié avec des frais considérables, sont finalement convertis en ammoniaque. Pour empêcher cette perte d'hydrogène, la teneur en hydrocarbure, à savoir de méthane, du courant de gaz d'alimen- tation devrait être maintenue à une faible valeur, à savoir en dessous d'environ 0,3 mole   %.   



   REVENDICATIONS. 

**ATTENTION** fin du champ DESC peut contenir debut de CLMS **.

Claims

1. Procédé de production d'un mélange d'hydrogène et d'azote dans les proportions relatives d'environ 3 volumes d'hydrogène par volume d'azote, qui comprend la mise en contact d'un hydrocarbure normalement gazeux et de vapeur avec un cata- lyseur de reforming dans une zone de reforming à des températures de 1200 à 2000 F, l'enlèvement d'un courant hors de la zone de reforming, comprenant principalement de l'hydrogène et de l'oxy- de de carbone et une petite quantité de méthane sur une base sèche, la mise en contact d'un hydrocarbure de poids moléculaire supérieur avec de l'oxygène dilué à une température supérieure à environ 1700 F dans une zone d'oxydation pendant une période de temps suffisant.:

pour oxyder au moins une portion importante de cet hydrocarbure de poids moléculaire supérieur en oxydé de carbone et en hydrogène, l'enlèvement d'un courant hors de cette zone d'oxydation, comprenant principalement de l'oxyde de carbone, de l'hydrogène et de l'azote et de petites quantités de méthane et de gaz inertes autres que l'azote, sur une base sèche, le mélange des courants enlevés de ces zones de reforming et d'oxydation pour former un courant gazeux riche en hydrogène, en oxyde de carbone et en azote, le reforming de ce courant mixte si on le désire, la conversion de l'oxyde de carbone de <Desc/Clms Page number 15> ce courant gazeux mixte, qu'il ait été ou non soumis à reforming, en anhydride carbonique avec la production concomitante d'hydro- gène par réaction avec la vapeur dans une zone de réaction de transposition de gaz à l'eau,

l'enlèvement ae l'anhydride car- bonique et de l'eau à partir de l'effluent de la réaction de transposition de gaz à l'eau, l'élimination de l'oxyde de car- bone non converti dans cet effluent, et la récupération d'un mélange riche en hydrogène et en azote.

2. Procédé suivant la revendication 1, dans lequel l'hydrocarbure de poids moléculaire supérieur est mis en contact avec l'oxygène dilué à une température supérieure à 2000 F et à une pression effective de 50 à 350 livres par pouce carré.

3. Procédé de production d'un mélange d'hydrogène et d'azote dans les proportions relatives d'environ 3 volumes d'hydrogène par volume d'azote, qui comprend la mise en contact d'un hydrocarbure normalement gazeux et de vapeur avec un cata- lyseur de reforming dans une zone de reforming à des températures de 1200 à 2000 F, l'enlèvement d'un courant hors de la zone de reforming, comprenant principalement de l'hydrogène et de l'oxyde de carbone et une petite quantité de méthane sur une base sèche, la mise en contact d'un hydrocarbure de poids moléculaire supé- rieur avec de l'oxygène dilué à une température supérieure à 2000 F et sous des pressions effectives de 50 à 350 livres par pouce carré dans une zone d'oxydation pendant une période de temps suffisante pour oxyder cet hydrocarbure de poids molécu- laire supérieur en oxyde de carbone et en hydrogène,

l'enlèvement d'un courant hors de cette zone d'oxydation, comprenant princi- palement de l'oxyde de carbone, de l'hydrogène et de l'azote et de petites quantités de méthane et de gaz inertes autres que l'azote, sur une base sèche, le mélange des courants enlevés de ces zones de reforming et d'oxydation, dans un rapport en volumes d'environ 1,5 à. 3/1,pour former un courant gazeux riche en <Desc/Clms Page number 16> hydrogène, en oxyde de carbone et en azote, la conversion de l'oxyde de carbone de ce courant gazeux en anhydride carbonique avec la production concomitante d'hydrogène par réaction avec la vapeur dans une zone de réaction de transposition de gaz à l'eau, l'enlèvement de l'anhydride carbonique t de l'eau à parti- de l'effluent de la réaction de transposition de gaz à l'eau,

l'élimination de l'oxyde de carbone non converti dans cet effluent, et la récupération d'un mélange riche en hydrogène et en azote.

4. Procédé suivant les revendications 1 à 3, dans lequel l'hydrocarbure normalement gazeux est le méthane.

5. Procédé suivant les revendications 1 ou 3, dans lequel le catalyseur de reforming est l'oxyde de nickel.

6. Procédé suivant les revendications 1 ou 3, dans lequel la température régnant dans la zone d'oxydation est de 2400 à 2600 F et la pression effective est de 150 à 200 livres par pouce carré.

7. Procédé suivant les revendications 1 ou 3, dans lequel l'hydrocarbure de poids moléculaires supérieur est un naphta.

8. Procédé suivant les revendications 1 ou 3, dans le- quel l'hydrocarbure de poids moléculaire supérieur est l'hexane.

9. Procédé suivant les revendications 1 ou 3, dans lequel le rapport en volumes de l'effluent de reforming et de l'effluent d'oxydation est d'environ 2/1.

10. Procédé suivant les revendications 1 ou 3, dans lequel l'oxyde de carbone dans l'effluent de la réaction de transposition de gaz à l'eau est éliminé en 1 ' extrayant avec une solution aqueuse d'acétate d'ammonium cupreux.

11. Un procédé suivant les revendications 1 ou 3, qui comprend la mise en contact continue d'un courant riche en <Desc/Clms Page number 17> méthane et de vapeur, avec un catalyseur d'oxyde de nickel dans une zone de reforming à des températures de 1500 à 2000 f, l'enlèvement continu d'un courant hors de cette zone de refor- ming,comprenant principalement de l'hydrogène et de l'oxyde de carbone et de petites quantités de r4thane sur une base sèche,

la mise en contact concomitante et continua 4 'un naphta avec de l'air à des températures de 2400' à 2600 F sous des pressions effectives de 50 à 350 livres par pouce carré dans une zone d'oxyde dation pendant une période de temps suffisante pour oxyder ce naphta en oxyde de carbone et en hydrogène, l'enlèvement continu d'un courant hors de cette zone d'oxydation, comprenant princi- palement de l'oxyde de carbone, de l'hydrogène et de l'azote et de petites quantités de méthane et de gaz inertes autres que l'azote, sur une base sèche, le mélange continu des courants enlevés de ces zones de reforming et d'oxydation dans un rapport en volumes d'environ 2/1 pour former un courant gazeux riche en hydrogène, en oxyde de carbone et en azote,

la conversion de l'oxyde de carbone de ce courant gazeux en anhydride carbonique avec la production concomitante d'hydrogène par réaction avec de la vapeur dans au moins une zone de réaction de transposition de gaz à l'eau, l'enlèvement continu de l'anhydride carbonique et de l'eau à partir de l'effluent de la réaction de transposition de gaazà l'eau, la réaction de l'oxyde de carbone non converti, avec l'hydrogène, dans la courant d'effluent exempt d'anhydride carbonique et d'eau, pour former du méthane, et la récupération d'un mélange contenant environ 3 volumes d'hydrogène par volume d'azote.

12. L'invention, telle que décrite avec référence spéciale au-dessin annexé.