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Verfahren zur Herstellung von Ammoniak-
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synthesegas Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung
von Ammoniaksynthesegas, bei dem leichte Kohlenwasserstoffe einer Dampfreformierung
in einem Reformer unterzogen werden.
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Die übliche Methode zur Erzeugung von Ammoniaksynthesegas aus leichten
Kohlenwasserstoffen sieht eine zweistufige Reformierung vor, wobei der Einsatz zunächst
katalytisch endotherm in einem Dampfreformer und danach in einem Sekundärreformer
katalytisch autotherm umgesetzt wird. Im Sekundärreformer wird nicht nur die Reformierung
der Kohlenwasserstoffe zu Wasserstoff und Kohlenoxiden vervollständigt, sondern
durch Luftzugabe wird hier auch der für die Ammoniaksynthese benötigte Stickstoffanteil
ins Synthesegas eingebracht (vgl. beispielsweise EP-OS 0000993).
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Weiterhin ist aus der DE-OS 15 67 710 ein Verfahren bekannt, bei dem
kein Sekundärreformer benötigt wird. Bei diesem Verfahren wird entweder Methanolsynthesegas
oder Ammoniaksynthesegas hergestellt. Für die Erzeugung von Ammoniaksynthesegas
wird dem Reformereinsatz Stickstoff in Form
von Rauchgas aus der
unter Druck stattfindenden Reformerunterfeuerung zugemischt. Die Zumischung vor
dem Reformer hat zwar einerseits den Vorteil, daß der im zugemischten Rauchgas vorhandene
Restsauerstoff im Verlaufe der Reformierung abgebaut wird. Aber andererseits ist
von großem Nachteil, daß das zugemischte Rauchgas als Ballast durch den Reformer
geschleppt werden muß.
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Aufgabe der vorliegenden Erfindung ist es, ein Verfahren der eingangs
genannten Art so auszugestalten, daß die Erzeugung von Ammoniaksynthesegas mit geringem
Aufwand an Apparaten und an Energie durchgeführt werden kann.
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Diese Aufgabe wird dadurch gelöst, daß dem aus der Dampfreformierung
abströmenden Reformiergas nach einer CO-Konvertierung ein stickstoffhaltiges Gas
zugemischt und das Gemisch nach Entfernung von CO2 und Rest-CO einer Ammoniaksynthese
zugeführt wird.
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In einer ersten Ausführungsform der Erfindung wird dem konvertierten
Gas nach der CO2-Entfernung Rein-Stickstoff zugemischt. Dieser wird entweder nach
der Synthesegas-Feinreinigungsstufe oder in der Feinreinigungsstufe selbst, vorzugsweise,
wenn es sich dabei um ein kryogenes Verfahren, z.B. eine Flüssig-Stickstoff-Wäsche,
handelt, in den Synthesewasserstoff eingespeist. Vor dieser Stickstoffzumischung
kann ein Teil des Synthesewasserstoffs als Nebenprodukt abgegeben und/oder beispielsweise
für eine parallel betriebene Methanolsynthese zwecks Einstellung der optimalen Gaszusammensetzung
abgezweigt werden. Die letztgenannte Verfahrens führung kommt insbesondere dann
mit Vorteil zur Anwendung, wenn bei der parallelen Erzeugung von Methanol und Ammoniak
das Methanolsynthesegasgemisch bezüglich Wasserstoff leicht unterstöchiometrisch
ist.
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Nach einer anderen Variante des erfindungsgemäßen Verfahrens kann
dem konvertierten Gas vor der CO2-Entfernung Rauchgas aus der Unterfeuerung des
Reformers zugemischt werden. Dieses Rauchgas enthält häufig noch Restsauerstoff,
der vor der Zumischung entfernt werden muß. Dies kann dabei in an sich bekannter
Weise katalytisch erfolgen, entweder im Reformer-Abhitzeverwertungstrakt oder in
einer getrennten Anlage außerhalb des Reformers nur für den abgezweigten Teilstrom.
Die weitere Behandlung des entstandenen Ammoniaksynthesegases erfolgt auf herkömmliche
Art und Weise, mit oder ohne kryogene Methanabtrennung. Im Falle kryogener Methanabtrennung
kann die Methan fraktion nach einer weiteren Ausführungsform des erfindungsgemäßen
Verfahrens im Reformer unter feuert und/oder in den Reformereinsatz zurückgeführt
werden. Insbesondere für die letztgenannte Möglichkeit wird das Methan zweckmäßigerweise
in Form zweier Teilströme - methanreiches Vorkondensat und methanarmer Rektifikationssäulensumpf
- entnommen, von denen nur der methanreiche Teilstrom in den Reformereinsatz zurückgeführt
und der methanarme unterfeuert oder verworfen wird.
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Das Rauchgas enthält meist auch noch Schwefelverbindungen.
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Diese können auf an sich bekannte Weise aus dem Rauchgas entfernt
werden, beispielsweise durch eine auf Schwefelverbindungen zielende Reinigungsstufe
im Rauchgasstrom oder, gegebenenfalls kombiniert mit der CO2-Entfernung, im Synthesegashauptstrom.
Außerdem kann bereits der Reformierbrennstoff separat oder zusammen mit dem Reformereinsatz
entschwefelt werden.
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Die Stickstoffgewinnung aus dem Rauchgas kann hinsichtlich einer Erhöhung
der CO2 -Ausbeute in der Weise variiert werden, daß dem konvertierten Gas mehr Rauchgas
zugemischt wird, als vom Stickstoffbedarf der Ammoniaksynthese her
erforderlich
ist. Der überschüssige Stickstoff kann mit Hilfe des bereits erwähnten kryogenen
Kondensations- und Rektifikationsprozesses zusammen mit dem Methan aus dem Synthesegas
wieder ausgeschleust werden. Bei größeren aus zuschleusenden Stickstoffmengen wird
das Restgas zweckmäßigerweise wiederum in zwei oder drei Fraktionen aus der kryogenen
Methanabtrennung abgezogen, nämlich in Form einer methanreichen und einer methanarmen
Fraktion, sowie gegebenenfalls in Form einer aus der Rektifikationssäulenmitte zu
entnehmen Stickstofffraktion.
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Ein Teilstrom des aus dem konvertierten Gas abgetrennten CO2 kann
zur Harnstoffsynthese verwendet werden, während der Rest des CO2 als Produkt abgegeben
wird. Gemäß einer weiteren erfindungsgemäßen Ausgestaltung des Verfahrens ist dabei
vorgesehen, daß das aus dem konvertierten Gas abgetrennte CO2 zumindest teilweise
in den Reformereinsatz zurückgeführt wird. Da der Reformereinsatz unter höherem
Druck vorliegt als das aus dem konvertierten Gas entfernte C02, wird dieses vor
Rückführung komprimiert. Diese Rückführung bietet sich insbesondere an, wenn neben
der Ammoniak synthese eine Methanolsynthese vorgesehen ist, da durch die Rückführung
von CO2 der CO-Gehalt im Reformiergas und damit die Methanolausbeute in erheblichem
Maße steigen.
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Beim parallelen Betrieb einer Methanolsynthese kann das Purgegas aus
der Methanolsynthese ebenso wie die oben erwähnte Methanfraktion aus der kryogenen
Methanabtrennung im Reformer unterfeuert und/oder in den Reformereinsatz zurückgeführt
werden. Letzteres verbessert die Ausbeute an Reformiergas und erlaubt, den Reformer
mit höherem Methanrestgehalt und entsprechend niedrigeren Temperaturen zu betreiben.
Das wiederum ermöglicht, den Druck des Reformierprozesses anzuheben oder den Reformer
billiger zu bauen und mit weniger Unterfeuerung zu betreiben.
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In einer weiteren Ausführungsform der Erfindung wird das konvertierte
Synthesegas durch eine Druckwechseladsorption zerlegt. Dabei wird durch Adsorption
an einer Mehrzahl von im zyklischen Wechsel betriebenen Adsorbern ein nicht adsorbierbarer
Wasserstoffstrom gewonnen, während bei der Regeneration ein Desorptionsgas, das
im wesentlichen Kohlendioxid und Rest-CO enthält, anfällt, das beispielsweise für
die Reformerbeheizung verwendet werden kann oder in der Reformereinsatz zurückzuführen
ist. Als günstig erweist sich diese Verfahrensweise insbesondere, wenn auch der
zum Vermischen mit dem konvertierten Gas abgezweigte Teilstrom des Rauchgases unter
Gewinnung einer Stickstofffraktion durch eine Druckwechseladsorption zerlegt wird.
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In einem solchen Fall ist es nämlich möglich, die beiden parallel
betriebenen Druckwechseladsorptionsanlagen in günstiger Weise miteinander zu koppeln,
um eine besonders effektive Arbeitsweise zu erreichen. Hierzu kann eine Kopplung
in der Art, wie. sie in der DE-OS 30 46 267 beschrieben ist, vorgenommen werden,
wozu beispielsweise Stickstoff, der in der Druckwechseladsorptionsanlage zur Zerlegung
des Rauchgases während einer Adsorptionsphase als Produktstrom oder während einer
Gleichstromentspannungsphase als Entspannungsgas anfällt, zur Spülung oder zum Wiederunterdrucksetzen
nach erfolgter Regeneration der Adsorber der parallel betriebenen Druckwechseladsorptionsanlage
für die Zerlegung des konvertierten Gases zugeleitet wird.
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Weitere Einzelheiten des erfindungsgemäßen Verfahrens werden nachfolgend
anhand zweier in den Figuren schematisch dargestellter Ausführungsbeispiele näher
erläutert.
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Es zeigen: Figur 1 eine erste Ausführungsform der Erfindung mit
einer
Tieftemperaturzerlegung des Synthesegases und Figur 2 eine zweite Ausführungsform
der Erfindung mit einer Zerlegung des Synthesegases durch eine Druckwechseladsorption.
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Bei der in Figur 1 dargestellten Ausführungsform werden leichte Kohlenwasserstoffe,
wie Naphtha oder Erdgas als Einsatz in die Anlage geführt und, falls erforderlich,
in 2 entschwefelt, wobei der hierzu benötigte Hydrierwasserstoff beispielsweise
aus Leitung 44 oder aus Leitung 45 entnommen wird. Dem entschwefelten Einsatz in
Leitung 3 wird über Leitung 4 Wasserdampf und über Leitung 41 Purgegas zugemischt
und die Mischung in einen Reformer 5 eingeführt. Ein Teilstrom des entschwefelten
Einsatzes wird über Leitung 6 abgezweigt und zur Unterfeuerung 7 des Reformers verwendet.
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Im Reformer wird durch die zugeführte Wärme eine Temperatur von etwa
700 bis 10000C eingestellt, so daß die im Einsatz vorhandenen Kohlenwasserstoffe
beim Durchströmen der üblicherweise in Rohren angeordneten Katalysatorschicht im
wesentlichen zu CO2, CO und H2 umgewandelt werden. Dieses Reformiergas wird über
Leitung 8 abgezogen.
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Ein Teilstrom des Reformiergases wird sodann über Leitung 9 dem Verdichter
10 einer Methanolsyntheseanlage zugeführt.
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Das darin erzeugte Methanol wird nach Abtrennung von nicht umgesetztem
Synthesegas, das in einem nicht dargestellten Kreislauf zur Methanolsynthese zurückgeführt
wird, in einer Destillationsanlage 12 gereinigt und als Reinmethanol über Leitung
13 abgegeben.
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Das bei der Methanolsynthese anfallende Purgegas 40 wird dem Reformereinsatz
teilweise über Leitung 44 vor und
teilweise über Leitung 41 nach
der Entschwefelung zugemischt, teilweise auch über Leitung 34 zwecks Deoxidierung
des Rauchgases im Reformer-Rauchgas-Abhitzetrakt unterfeuert. Im Falle, daß die
Methanolsynthese nicht in Betrieb ist, kann Hydrierwasserstoff aus Leitung 15 über
die gestrichelt dargestellte Leitung 45 rückgeführt und Deoxobrenngas aus 7 entnommen
werden.
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Der andere Teilstrom des Reformiergases wird einer CO-Konvertierung
14 zugeführt. Dem konvertierten Gas in Leitung 15 wird sodann über Leitung 16 sauerstofffreies
Rauchgas zugemischt und das Gasgemisch einer CO2-Abtrennungsstufe 17, beispielsweise
einer Wäsche, zugeführt.
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Das CO2-freie Synthesegas gelangt über Leitung 18 zu einer Methanisierung
19, wird dann in einer Trocknungsstation 20 adsorptiv getrocknet und von CO-Resten
befreit, um anschließend einer kryogenen Methanabtrennung 21 unterzogen zu werden.
Danach wird das nun aus 3 Volumenteilen Wasserstoff und 1 Volumenteil Stickstoff
bestehendes Synthesegas in einem Verdichter 22 auf Synthesedruck komprimiert und
in der Synthesestufe 23 zu Ammoniak synthetisiert.
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Ammoniak, das über Leitung 33 abgezogen wird, wird zum Teil über Leitung
39 als Produkt abgezogen und restlich über Leitung 30 in eine Harnstoffsynthese
31 geführt, wo zusammen mit über die Leitungen 27 und 29 herangeführtem CO2 eine
Harnstoffsynthese erfolgt. Dabei gewonnener Harnstoff wird über Leitung 32 abgezogen.
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Bei der Ammoniaksynthese 23 erfolgt beim Uberströmen des Katalysators
nur ein unvollständiger Umsatz des Synthesegases. Der nicht umgesetzte Anteil wird
von durch Abkühlung kondensierendem Ammoniak getrennt und als Recycle-Strom 25 zum
Verdichter 22 zurückgeführt und erneut der Synthese zugeleitet. Um den Anteil von
im Synthesegas
verbliebenen Inertgasanteilen innerhalb eines noch
zulässigen Niveaus zu halten, wird über Leitung 24 ein Teil des nicht umgesetzten
Gases abgezogen und als Purgegas vor die CO2-Abtrennung zurückgeführt.
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Das bei der kryogenen Abtrennung 21 anfallende Methan kann über Leitung
26 zur Unterfeuerung 7 des Reformers 5 rückgeführt, der überschüssige Stickstoff
über Leitung 49 abgegeben werden.
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Das aus dem konvertierten Gas abgetrennte CO2 wird über Leitung 27
gewonnen und zum einen Teil als Produkt über Leitung 28 abgegeben und zum anderen
Teil in einem Kompressor 29 verdichtet und zur Harnstoffsyntheseanlage 31 geführt.
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Zur Erhöhung der CO-Ausbeute im Reformierprozeß und damit der Methanolausbeute
in der Synthese 11 kann CO2 über Leitung 42 zum Reformer 5 zurückgeführt werden.
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Das bei der Unterfeuerung 7 des Reformers 5 entstehende Rauchgas wird
in einer Katalysatorschicht 35 deoxidiert und dann, nach Abhitzeverwertung, in zwei
Ströme aufgeteilt. Ein Strom geht zum Rauchgaskamin 43, der andere Strom 37 wird
im Verdichter 38 auf den Druck des konvertierten Gases gebracht und diesem über
Leitung 16 zugemischt.
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Zahlenbeispiel Aufgabe: Herstellung von 500 tato Ammoniak plus 500
tato Methanol plus 875 tato Harnstoff plus 3500 Nm3/h Kohlendioxid
Einsatzstoff:
Naphtha mit folgenden Kennzahlen: Hu = 10 650 kcal/kg M = 82 C/H = 5,35 Dichte =
0,685 kg/l Brennstoff: Schwefelfreies Raffineriegas bestehend aus 31,45 Vol.&
CH4 0,70 Vol.% C2H4 51,90 Vol.% C2H6 0,27 Vol.% C 3H6 1,40 Vol.% C3H8 0,18 Vol.%
C4H8 3,55 Vol.% C4H10 10,10 Vol.% H2 Hu = 12 410 kcal/Nm3 Mengenbilanz Für die Mengenbilanz
wurden folgende vereinfachende Annahmen gemacht: - Keine Uberlagerung des Reformierprozesses
mit CO2-Rückführung.
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- Keine Uberlagerung des Reformierprozesses mit Rückführung des Methanolsynthese-Purgegases
in den Reformiereinsatz.
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Ohne diese Rückführung sind 19 460 kg/h Naphtha erforderlich, mit
Rückführung ca. 10% weniger.
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- Keine getrennten Restgasfraktionen aus der kryogenen Methanabtrennung
und keine Überlagerung der Reformer-Unterfeuerung mit den in der kryogenen Methanabtrennung
anfallenden etwa 10 000 Nm3/h Restgas, bestehend aus (in Vol.%) 3,94 H2, 83,06 N2
+ Ar, 13 CH4. Ohne jegliche Rückführung sind etwa 10 000 Nm3/h Raffineriegas zur
Unterfeuerung inclusive Deoxo-Bedarf erforderlich.
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- Keine Überlagerung der Ammoniaksynthesegasreinigung mit Rückführung
des Purgegases aus der Ammoniaksynthese.
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- Wasserdampf-Kohlenstoff-Verhältnis beim Reformierprozeß: D/C = 4,5
atomar. Mit höherem D/C und mit höherem Methanrestgehalt sinkt die Prozeßtemperatur,
und der Druck kann entsprechend gesteigert werden. Im vorliegenden Zahlenbeispiel
sind diese Abhängigkeitsverhältnisse nicht optimiert.
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Leitungs-Nr. 9 40 Reformiergas zur Metha- Purgegas aus Reformer-Rauchgas
nolsynthese Methanolsynthese vor Deoxo 35 tr.Vol.% Nm³/h tr.Vol.% Nm³/h vol.% Nm³/h
H2 70,85 37 225 65,72 4949 0 0 N2 + Ar 0 0 0 0 68,28 102138 O2 0 0 0 0 1,35 2019
CO 12,95 6 804 6,30 474 0 0 CH4 2,07 1 088 16,30 1227 0 0 CO2 14,13 7 424 10,98
827 9,29 13897 CH3OH 0 0 0,70 53 0 0 H2O: 21,08 31533 Summe 100 52 541* 100 7530
100 149587 Druck 25 58 (bar) *) ausreichend für 500 tato Reinmethanol
Leitungs-Nr.
8 46 15 16 Reformiergas Reformiergas Konvertgas Deoxidiertes zur Ammoniaksynthese
Rauchgas tr.Vol.% Nm³/h tr.Vol.% Nm³/h tr.Vol.% Nm³/h tr.Vol.% Nm³/h H2 70,85 74450
70,85 37225 74,11 43845 0 0 N2 + Ar 0 0 0 0 0 0 87,23 22680 O2 0 0 0 0 0 0 0 0 CO
12,95 13608 12,95 6804 0,31 183 0 0 CH4 2,07 2175 2,07 1088 1,84 1089 0 0 CO2 14,13
14848 14,13 7424 23,74 14045 12,77 3320 Summe 100 105082 100 52541 100 59162 100
26000 Druck 25 25 23 23 (bar)
Leitungs Nr. 18 27 47 48 Synthesegas
nach CO2-Fraktion Synthesegas nach Synthesegas nach CO2-Wäsche Methanisierung kryogener
Methanabtrennung tr.Vol.% Nm³/h tr.Vol.% Nm³/h tr.Vol.% Nm³/h tr.Vol.% Nm³/h H2
64,63 43619 1,28 226 64,25 42893 74,85 62500 N2 + Ar 33,43 22560 0,68 120 33,79
22560 25,13 14268 O2 0 0 0 0 0 0 0 CO 0,27 182 0,01 1 0 0 CH4 1,60 1083 0,03 6 1,96
1310 0,02 12 CO2 0,07 45 98,00 17320 0 0 Summe 100 67489 100 17673 100 66763 100
56780* Druck 22,2 1,3 21 17 (bar) *) ausreichend für 500 tato NH3 bzw. 877 tato
Harnstoff (mit 13800 Nm³/h CO2)
Bei der Figur 2 dargestellten Ausführungsform
der Erfindung wird der über Leitung 1 herangeführte Einsatz aus leichten Kohlenwasserstoffen
mit über Leitung 50 herangeführtem Wasserstoff in 2 entschwefelt. Dem entschwefelten
Einsatz in Leitung 3 wird über Leitung 4 Wasserdampf zugemischt und die Mischung
in einen Reformer 5 eingeführt. Ein Teilstrom des entschwefelten Einsatzes wird
über Leitung 6 abgezweigt und zur Unterfeuerung des Reformers 5 verwendet.
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Die Synthesegaserzeugung im Reformer entspricht der mit Bezug auf
Figur 1 beschriebenen Verfahrensweise, und aus dem über Leitung 8 abgezogenen Synthesegas
wird wiederum ein Teilstrom über Leitung 9 zu einer parallel betriebenen Methanolsynthese
geleitet. Das bei der Methanolsynthese anfallende Purgegas 40 wird in den nicht
über Leitung 9 abgezweigten Teilstrom des Synthesegases zurückgeleitet und mit diesem
zusammen in eine Hochtemperatur-Konvertierungsstufe 14 geleitet. Während beim vorher
beschriebenen Ausführungsbeispiel gemäß Figur 1 die Konvertierung üblicherweise
in einem Zweistufen-Verfahren erfolgt, nämlich durch Hochtemperatur- und nachfolgende
Tieftemperatur-Konvertierung, genügt es in dieser Ausführungsform, lediglich die
Hochtemperatur-Konvertierung vorzusehen, da bei der nachfolgenden Zerlegung des
Synthesegases in einer Druckwechs eladsorptionsanlage ein höherer Rest-CO-Gehalt
ohne Schwierigkeiten abgetrennt werden kann, während im Falle des Abbaus des Rest-CO-Gehalts
durch eine Methanisierung eine weitergehende Konvertierung erforderlich ist.
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Das konvertierte Gas wird über Leitung 15 einer ersten Druckwechseladsorptionsanlage
51 zugeleitet. Die Druckwechseladsorptionsanlage 51 besteht aus einer Mehrzahl von
Adsorbern, beispielsweise zwischen 4 und 12 Adsorbern, die im zyklischen Wechsel
einen für alle Adsorber gleichen Adsorptionszyklus durchlaufen. Beim Durchströmen
der Ad-
sorber werden außer Wasserstoff alle Komponenten des konvertierten
Gases adsorbiert, so daß über Leitung 52 am Austrittsende der Adsorptionsanlage
ein Wasserstoffstrom abgezogen wird. Ein Teil dieses Wasserstoffstroms wird über
Leitung 53 abgezweigt und teils als Nebenprodukt abgezogen, teils zur Entschwefelung
(Leitung 50) bzw. zur katalytischen Deoxidierung 35 (Leitung 54) geleitet. Das bei
der Regenerierung von beladenen Adsorbern anfallende Restgas, das aus den adsorbierten
Bestandteilen besteht und daneben gegebenenfalls noch Wasserstoff, Stickstoff oder
ein anderes, für die Spülung von Adsorbern geeignetes Fremdgas enthält, wird über
Leitung 55 abgezogen und gemeinsam mit dem über Leitung 6 abgezweigten Teilstrom
des entschwefelten Reformiereinsatzes für die Beheizung des Refqrmers 5 herangezogen.
Hierzu wird das über Leitung 56 in den Reformer geleitete Brenngasgemisch mit über
Leitung 57 herangeführter Luft vermischt.
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Das aus der Unterfeuerung des Reformers 5 kommende Rauchgas wird in
35 mit über Leitung 54 herangeführtem Wasserstoff katalytisch deoxidiert und dann
nach einer in der Figur nicht dargestellten Abhitzeverwertung in zwei Ströme aufgeteilt.
Ein Strom geht über Leitung 43 zum Rauchgaskamin, der andere Strom 37 wird im Verdichter
38 auf den Druck des konvertierten Gases gebracht und einer zweiten Druckwechseladsorptionsanlage
58 zugeleitet.
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Aus der Druckwechseladsorptionsanlage 58 wird ein nicht adsorbierbarer
Stickstoffstrom gewonnen, der über Leitung 59 austritt. Während der Regenerierung
beladener Adsorber fällt ein über Leitung 60 abgezogenes Restgas an, das im wesentlichen
aus CO2 und Stickstoff besteht und beispielsweise an die Atmosphäre abgegeben werden
kann. Ein Teil des in Leitung 59 anfallenden Stickstoffs kann über Leitung 61 als
Nebenprodukt abgezogen werden, während der
Hauptstrom nach Vermischung
mit dem über Leitung 52 aus der Druckwechseladsorptionsanlage 51 abgezogenen Wasserstoffstrom
über Leitung 62 einer Ammoniaksynthese zugeleitet wird. Die Mischung von Ammoniak
und Wasserstoff erfolgt dabei im für die Ammoniaksynthese richtigen stöchiometrischen
Verhältnis, das beispielsweise durch Regelung der über die Leitungen 53 bzw. 61
abgezogenen Nebenproduktmengen an Stickstoff und Wasserstoff geregelt werden kann.
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Das Synthesegas in Leitung 62 wird entsprechend den schon mit Bezug
auf Figur 1 beschriebenen Ausführungsbeispiel im Kompressor 22 auf den Synthesedruck
verdichtet und danach zu Ammoniak umgesetzt.
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Die Druckwechseladsorptionsanlage 51 kann bei Bedarf auch so ausgelegt
werden, daß neben Wasserstoff auch CO2 in Harnstoffsynthese-Qualität produziert
werden kann. In diesem Fall wird über Leitung 63 zusätzlich CO2 als Produktstrom
abgezogen. Eine für diesen Fall geeignete Verfahrensweise ist beispielsweise in
der DE-OS 26 04 305 beschrieben.
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Die Gewinnung von CO2 als Nebenprodukt ist selbstverständlich ebenso
in der Druckwechseladsorptionsanlage 58 möglich.
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Im Einzelfall wird man die CO2-Gewinnung jeweils dort durchführen,
wo die höhere CO2-Konzentration vorliegt, was im allgemeinen im Einsatz für die
Druckwechseladsorptionsanlage 51 der Fall ist.
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Wird das Synthesegas wie im Fall der Figur 2 durch eine Druckwechseladsorptionsanlage
gereinigt, so kann im zu reinigenden Gas ein höherer Restmethan-Gehalt und ein höherer
Rest-CO-Gehalt zugelassen werden, da die Abtrennung dieser im Synthesegas störenden
Komponenten durch die Druckwechseladsorptionsanlage einfacher ist als im Fall gemäß
Figur 1, wo eine Methanisierung des CO-Restgehaltes und eine Tieftemperatur-Zerlegung
vorgesehen ist. Die
durch die Druckwechseladsorption abgetrennten
Komponenten können in einfacher Form über das Restgas in Leitung 55 zurückgeführt
werden.
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Die Integration einer Methanolsynthese in das erfindungsgemäße Verfahren
kann in vielen Fällen vorteilhaft sein, weil der H2- und CO-Anteil des Purgegases
40 nicht, wie üblich, unterfeuert zu werden braucht, sondern auf einfache Weise
zurückgewonnen werden kann. Da das Purgegas nicht nur zur Unterfeuerung herangezogen
wird, kann daher auch ein größerer Purgegasstrom zugelassen werden. Dies hat für
die Methanolsynthese zur Folge, daß die Synthese unter besonders günstigen Bedingungen
durchgeführt werden kann.
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