DE3905034A1

DE3905034A1 - Ammoniaksyntheseverfahren mit hochdruckstripper

Info

Publication number: DE3905034A1
Application number: DE3905034A
Authority: DE
Inventors: Andrija Dr Ing Fuderer
Original assignee: FUDERER MICHAEL 7960 AULENDORF DE
Current assignee: FUDERER MICHAEL 7960 AULENDORF DE
Priority date: 1989-02-18
Filing date: 1989-02-18
Publication date: 1990-08-23

Description

Stand der Technik

Zum Auskondensieren des Ammoniaks aus dem Synthesegas werden Kälteanlagen benutzt. Ein Problem ist dabei, daß bei niedrigeren Synthesedrücken die Leistung der Kälteverdichter sehr hoch wird. Beispielsweise ist bei einem Synthesedruck von 140 Bar der Energieverbrauch des erwähnten Kälteverdich ters schon etwa 100 kWh pro Tonne Ammoniak, was bei einer Produktion von 42 T/h einer Leistung von 4200 kW entspricht. Eine Absorptionskälteanlage würde bei denselben Bedingungen etwa 500 kWh Wärme bei 140°C je Tonne Ammoniak nötig haben. Da Wärme billiger ist als elektrische Energie, liegen die Kosten bei Absorptions- und Kompressionskälteanlagen etwa gleich hoch. Diese hohen Kosten standen im Wege der breiteren Anwendung von Synthesedrücken unter 180 Bar, die sonst viele wichtige Vorteile hätten.

Ein anderer bekannter Weg ist die direkte Absorption von Ammoniak aus dem Synthesegas in einer wässerigen Ammoniak lösung. Die so gewonnene reiche Lösung wird dann vom Synthese druck auf etwa 16 Bar entspannt und ähnlich wie bei einer Absorptionskälteanlage das Ammoniak im Kocher-Destillations kolonne-Kondensator System als flüssiges Produkt erhalten. Die dabei gewonnene arme Lösung wird zum Synthesedruck zur erneuten Ammoniakabsorption zurückgepumpt. Der Wärmeverbrauch im erwähnten Kocher ist etwa 450 kWh Wärme bei 140°C je Tonne Ammoniak, also nur geringfügig niedriger als bei der schon erwähnten Absorptions-Kälteanlage. Daneben mußte auch schon die arme Lösung mit Hochdruckpumpen zum Synthesedruck geför dert werden. Deshalb konnte sich auch dieses Verfahren nicht erfolgreich durchsetzen.

Das Verfahren mit dem Hochdruckstripper

Wie bei dem oben beschriebenen Verfahren wird das Ammoniak aus dem Synthesegas in einer Lösung absorbiert. Danach wird aber die erhaltene reiche Lösung nicht auf niedrigen Druck entspannt. Im Gegenteil: Vorzugsweise wird die reiche Lösung sogar auf etwas höheren Druck gepumpt und das Ammoniak wird aus der Lösung bei hohem Druck, der nur etwas niedriger ist als der Reaktordruck ausgetrieben.

Deshalb sind die Drücke im Stripper und Absorber nicht sehr unterschiedlich und die Lösungspumpe muß anstelle von mehr als 120 Bar nur Druckdifferenzen von 2-4 Bar überwinden.

Ein weiteres Merkmal des Verfahrens ist daß das heiße Reaktionsgas zum Austreiben von Ammoniak aus der reichen Lö sung verwendet wird. Vorzugsweise wird das Reaktionsgas erst zum Erzeugen von Hochdruckdampf und zum Weitererhitzen des als Reaktionseinsatzgas dienenden Umlaufgas genützt, wobei das Reaktionsgas auf zwischen 100 und 250°C oder besser auf zwischen 100 und 180°C abgekühlt wird. Das Reaktionsgas wird im Hochdruckstripper z.B. von 20 auf 30 Mol-% Ammoniak ange reichert und weiter auf 70-95° abgekühlt.

Ein weiteres wesentliches Merkmal des Verfahrens ist daß das so angereicherte und gesättigte Gas zur ersten Vor wärmung des Umlaufgases eingesetzt wird. Dabei kommt es zugute, daß die Kühlung des Gases mit Kondensation begleitet wird, so daß mehr Wärme ausgenützt werden kann. Durch diese und andere Maßnahmen wird es erreicht, daß die selbe Menge von Hochdruckdampf erzeugt wird als bei herkömmlichen Verfah ren die Kälteanlagen anwenden und daß der Einfuhr von Abwär me nur etwa ein Viertel der Wärme ist die für den Betrieb einer Absorptionskälteanlage benötigt wäre. Außerdem ist diese Abwärme bei niedrigen Temperaturen von 80-120°C nötig. Im Vergleich zu bekannten Verfahren ist dies eine bedeutende Energiersparung.

Die Ammoniaksynthese mit dem Hochdruckstripper ist durch die folgenden Schritte gekennzeichnet:

A) Heißes Synthesegas wird zum Abspülen von Ammoniak aus einer reichen Lösung verwendet, wobei eine ärmere Lösung und ein an Ammoniak angereichertes Gas erhalten wird.
B) Kühlen des angereichertes Gases aus Schritt A und abtren nen des Gases vom flüssigen Ammoniakprodukt.
C) Das Waschen des abgekühlten Gases aus Schritt B mit der armen Lösung aus Schritt A, wobei eine reiche Lösung und ein Gas mit niedrigem Ammoniakgehalt gewonnen werden und Zurück führen der reichen Lösung zum Schritt A.

Das Reaktionsgas wird vorzugsweise in folgenden Stufen gekühlt:

- Erzeugen von Dampf und/oder Vorwärmen von Wasser
- Erwärmen von Umlaufgas bei höherer Temperatur
- Abspülen von Ammoniak aus der reichen Lösung
- Vorwärmen von Umlaufgas
- Endkühlen mit Wasser

Das Abspülen von Ammoniak kann vorteilhaft mit einem Teilstrom des Reaktionsgases, also parallel mit einer anderen Kühlstufe durchgeführt werden.

Beschreibung des Verfahrens

Die Reaktionsbedingungen im Synthesereaktor sind ähnlich wie bei herkömmlichen Verfahren, aber auch niedrigere Drücke werden wirtschaftlich, weil keine Kälteanlage nötig ist. Auch wie bei anderen modernen Syntheseanlagen wird die selbe Menge Hochdruckdampf erzeugt: 1,1 Tonne Dampf je Tonne Ammoniak. Das entspricht einer Wärmeausfuhr von 725 kWh oder 2,10⁶ J je Tonne Ammoniak also etwa 74% der Reaktionswärme. Der kritische Schritt im Verfahren ist das Austreiben von Ammoniak aus der Lösung beim hohen Druck. Ohne Spülgas hat sich dies als prak tisch unmöglich erwiesen. Zunächst schien es schwierig bei Drücken über 140 Bar das Ammoniak auszutreiben weil das Spül gas um die 20% Ammoniak enthält. Bei Synthesedrücken zwischen 140 und 200 Bar entspricht das Ammoniakfugazitäten von 20-30 Bar. Glücklicherweise ist eine Ammoniakkonzentration von 10- 30% in der armen Lösung befriedigend. Deshalb sind die Tempe raturen im Hochdruckstripper gar nicht so hoch wie zuerst erwartet. Beispielsweise ist bei einer Ammoniakfugazität von 25 Bar im eintretendem Spülgas die Temperatur der armen Lö sung:

Die erforderliche Temperatur des Spülgases ist also im Bereich von 150-200°C. Wichtig ist, daß die Temperaturen der reichen Lösung im oberen Teil des Strippers noch wesentlich niedriger sind, etwa 75-95°C. Deswegen kann ein großer Teil des Spülgas es mit nur 100-150°C in den mittleren Teil der Abspülkolonne eingeführt werden, siehe Beispiel 1. Daraus folgt, daß ein großer Teil der zum Ammoniakabspülen gebrauchten Wärme nur etwa auf 45°C niedrigere Temperatur abgestuft wird. Dieser Umstand ist für die Wärmewirtschaft des Verfahrens von aus schlaggebender Bedeutung. Das angereicherte Gas, das die Spülkolonne (Stripper) verläßt, kann noch für das erste Vor wärmen des Umlaufgases genützt werden. Erst durch die Kombi nation Vorwärmen-Spülen-Vorwärmen kann ein überraschend niedriger Wärmeverbrauch erreicht werden. Das aus dem Stripper austretende Gas hat eine Temperatur um die 85°C. Da das Kühlen dieses Gases mit Kondensation verbunden ist, wird es möglich, das Umlaufgas dabei auf etwa 70°C vorzuwärmen. Die durch schnittliche Temperaturdifferenz bei diesem Wärmeaustausch ist etwa 20°C also etwas niedriger als sonst, aber die Wärmeüber gangszahlen sind wegen der Kondensation etwas höher. Das aus dem Stripper austretende Gas enthält rund 30% Ammoniak und etwa 0,2 Mol-% Wasserdampf. Das bei der Kondensation erhaltene Ammoniakprodukt enthält deshalb etwa 0,7% Wasser, was für die Produktion von Harnstoff oder Salpetersäure völlig akzeptabel ist. Wünscht man eine höhere Reinheit des Ammoniakproduktes, so kann der erste Teil des Kondensates, das das meiste Wasser enthält aus dem Wärmeaustauscher 4, zur reichen Lösung vor der Pumpe 11 zugegeben werden. Siehe Abb. 2. Im Wärmeaustau scher 5 wird das Gas weiter mit Wasser gekühlt. Dabei sind die Wärmeübergangszahlen ebenfalls etwas höher als sonst. Das abge kühlte Gas wird von der Flüssigkeit getrennt und zum Absorber geführt. Der Absorber wird vorzugsweise mit senkrechten Rohren versehen, die von außen mit Wasser gekühlt werden. In den Rohr en fließt die Lösung im Gegenstrom zum Gas nach unten. Das aus dem Absorber austretende Gas enthält etwa 1 Mol-% Ammoniak und 0,05% (500 ppm) Wasser. Wasser ist in der katalytischen Syn thesereaktion unerwünscht, weshalb dieses Gas noch getrocknet werden soll. Dieses Trocknen kann entweder durch Kühlen und Zugabe von Ammoniak erreicht werden oder durch Adsorption von Wasser in Adsorptionsbetten mit Molekularsieben. Die erste Möglichkeit ist im Fließbild der Abb. 1 und Verfahrens beispiel 1, die zweite Möglichkeit in Abb. 2 und Beispiel 2 gezeigt und beschrieben. Das frische Synthesegas muß eben falls getrocknet werden. Falls diese noch vor dem Verdichten gemacht wird, hat das den Vorteil, daß das Frischgas nach dem Verdichten nicht mehr abgekühlt werden muß, sondern noch warm zum vorgewärmten Syntheseumlaufgas zugegeben werden kann. Siehe Abb. 1. Eine andere Möglichkeit ist, daß man das naße Frischgas verdichtet, abkühlt, zum nassen Umlaufgas zugibt und den vermengten Gasstrom trocknet. Das Trocknen kann auch in diesem Fall durch Kühlen und Ammoniakzugabe bzw. Ammoniakwäsche oder durch Adsorption an Festbetten erreicht werden. Die letztere Möglichkeit ist im Fließbild der Abb. 2 gezeigt.

Das Trocknen des ammoniakenthaltenden Gases ist ein Spezialfall. Für diesen Zweck ist besonders ein kombiniertes Adsorptionsbett, bestehend aus einer Schicht Silikagel und einer Schicht Molekularsiebe, geeignet. Das gesättigte Gas passiert zunächst die Schicht mit Silikagel, das unter diesen Bedingungen höher beladen und leichter regeneriert werden kann. Die Erniedrigung des Wassergehaltes auf sehr niedrige Konzen tration erfolgt anschließend in der Molekularsiebschicht. Das kombinierte Bett soll mehr als 50%, vorzugsweise mehr als 60% Molekularsiebe enthalten. Mindestens zwei Adsorptionsbette sind vorgesehen, die mit automatischen Ventilen wechselweise auf Adsorption bzw. auf Regeneration geschaltet werden. Zur Regeneration eignet sich vorgewärmtes Umlaufgas bei 150-250°C. Etwa 4-6% des Reaktoreinsatzgases können eingesetzt werden. Als etwa 60% des Bettes erwärmt ist, wird die Temperaturfront mit unerwärmtem Umlaufgas aus dem Bett geschoben, wobei das Bett weiter regeneriert und gleichzeitig abgekühlt wird. In dieser Weise sind für die Trocknung und Regeneration außer Adsorbtionsbetten und Umschaltventilen keine zusätzlichen Apparate oder Wärmeaustauscher nötig.

Besonders vorteilhaft ist das aus dem regenerierten Bett austretende Gas zum Abspülen des Ammoniaks aus der Lösung zu verwenden. Da dieses Gas wesentlich weniger Ammoniak enthält als das Reaktionsgas kann in dieser Weise die Ammoniakkonzen tration in der armen Lösung unter 10% erniedrigt werden.

Zu diesem Zweck werden die Leitungen 44 und 22 verbunden. Die Abb. 2 zeigt die Trocknung in Adsorberbetten 17 und 18, die periodisch umgeschaltet werden. Das heiße Regenerations gas wird durch die Leitung 46 und das Kühlgas aus der Leitung 41 in die Leitung 45 geführt.

Das Trocknen des Gases durch Adsorption hat den Vorteil, daß ein Umlaufgas mit nur etwa 0,1% Ammoniak zum Reaktor zurückgeführt wird, wodurch die Umlaufmenge niedriger und die Wärmeaustauscher kleiner werden. Die oben beschriebene Weise der Trocknung kann auch bei anderen Verfahren angewendet wer den, aber sie ist wegen der Zurückführung des Regenerations gases zum Stripper in dieser Anwendung besonders vorteilhaft.

Ein wesentlicher Vorteil des Verfahrens ist das Wegfallen der Kälteanlage, samt Kälteverdichter, Antriebsturbine, Konden sator usw. Ein Kostenvergleich zeigt, daß allein die Kosten des Verdichters viel höher sind als die Kosten des Strippers. Auch die Gesamtinvestition ist niedriger als bei Verfahren die eine Kälteanlage anwenden. Neben den niedrigeren Kapital kosten sind auch die Betriebskosten bedeutend niedriger. Das herkömmliche Verfahren mit Kälteverdichter verbraucht 40-100 kWh elektrische Energie je Tonne Ammoniak. Bei vergleichbaren Synthesedrücken von 200-140 Bar verbraucht das neue Verfahren nur 40-100 kWh Abfallwärme je Tonne Ammoniak. In den Abb. 1 und 2 dient diese eingeführte Wärme zur Vor wärmung des Umlaufgases im Wärmeaustauscher 15, etwa von 75 auf 90°C im Beispiel 1. Die Exportwärme in Form von Hoch druckdampf bleibt bei 725 kWh je Tonne Ammoniak.

Bisher wurde stillschweigend angenommen, daß die Ammoniak lösung eine Lösung in Wasser ist. Wasserfreie Glykole, z.B. Diäthylenglykol habe den Vorteil des sehr niedrigen Dampf drucks, so daß die Trocknung des Gases unnötig wird oder nur geringfügige Kühlung des Gases durch Ammoniakzugabe genügt. Allerdings muß dieser Vorteil mit höherem Lösungsumlauf und größeren Wärmeaustauscher 12 in Abb. 1 und 2 erkauft werden.

Weitere Einzelheiten des Verfahrens werden durch die Bei spiele 1 und 2 und den entsprechenden Abb. 1 und 2 veranschaulicht.

Beispiel 1 Synthesedruck 200 Bar

In einer Ammoniakanlage von 1000 Tagestonnen ist die Zu sammensetzung des Reaktionsgases: Wasserstoff 50, Stickstoff 17, Argon 3, Methan 10 und Ammoniak 20 Mol-%. Dieses Gas wird im Wärmeaustauscher WT 1 von 470° auf 258°C und im WT 2 auf 180°C gekühlt. Siehe Abb. 1. Etwa die Hälfte des Gases wird unmittelbar nach WT 2 mit 180°C zur Stripperkolonne 8 geleitet, die andere Hälfte des Gasstromes wird erst im WT 3 auf 120°C gekühlt und dann in den mittleren Teil des Strippers 8 eingeführt. Nicht vorgewärmte reiche Lösung wird mit 42°C durch die Leitung 23 in den oberen Teil des Strippers 8, während 50% der reichen Lösung durch die Leitung 21 zum WT 12 und dann auf 120°C vorgewärmt einige Böden niedriger zum Stripper 8 eingespeist wird. Die reiche Lösung enthält 62 Gew.-% Ammoniak und 38% Wasser und eine kleine Menge gelöster Gase. Die arme Lösung enthält 20% Ammoniak und ihre Menge ist 19,6 t/h. Die arme Lösung wird im WT 12 von 165°C auf 50°C abgekühlt. Das aus dem Stripper 8 strömende Gas enthält 27 Mol-% Ammoniak und 0,2 Mol-% Wasser, es wird im WT 4 von 85°C auf 65°C gekühlt, wobei etwas Ammoniak und praktisch alles Wasser kondensiert. Die weitere Kühlung erfolgt im WT 5 auf 35°C und das flüssige Produkt mit 2705 kgmol/Stunde Ammoniak und 25 kgmol/h Wasser, insgesamt 46440 kg/h, wird im Abscheider 9 vom Gas getrennt. Über 90% dieser Flüssigkeit wird durch die Leitung 38 direkt zur Produktleitung 28 geführt und der Rest wird in den Abscheider 7 eingeführt, wo ein Teil des Ammoniaks verdampft. Die Flüssigkeit aus dem Abscheider 7 wird zum Produkt in der Leitung 28 gefügt, in der insgesamt 42,1 t/h Ammoniak mit etwa 1% Wasser fließen.

Das Gas vom Abscheider 9 fließt zum Absorber 10 in den die arme Lösung durch die Leitung 24 oben eingeführt wird. Der Druck im Stripper 8 ist etwa 2 Bar höher als der Druck im Absorber 10, wodurch genügend Druckunterschied für die Förderung und Regelung der armen Lösung zu Verfügung steht. Es kann zu diesem Zweck auch eine Pumpe von 1 kW vorgesehen werden. Im Absorber 10 fließt die Lösung in den Rohren nach unten und reichert sich bis 62 Gew.-% Ammoniak an. 43 t/h rei cher Lösung werden mit der Pumpe 11 zum Stripper 8 gefördert. Die Leistung der Pumpe 11 ist 9 kW. Die durchschnittliche Temperatur der Lösung im Absorber ist 47°C. Eine kleinere Menge der Lösung, die beim Waschen von Ausschleusgas und Flashgas erhalten wird, ist durch die Leitung 43 oben in den Absorber eingeführt. Das Gas am Eintritt zum Absorber enthält bei 35°C von 11,6 Mol-% Ammoniakdampf. Im Absorber wird das meiste Ammoniak absorbiert und das Gas in der Leitung 27 enthält nur noch 0,7% Ammoniak und 0,05% (500 ppm) Wasser. 302 kgmol/h dieses Gases werden durch die Leitung 26 aus dem Synthesekreislauf geführt um genügend Methan und Argon zu entfernen. Der Rest des Gases wird im WT 6 auf 7°C gekühlt.

Das gekühlte Gas wird im Abscheider 7 mit flüssigem Ammoniak gewaschen. Dabei steigt der Ammoniakgehalt von 7% auf 3 Mol-%, die Temperatur fällt auf -5°C, und der Wassergehalt auf 0-4 ppm. Das getrocknete Gas aus dem Abscheider 7 wird im WT 6 auf 31° aufgewärmt und im Umlaufverdichter 14 von 196 auf 205 Bar komprimiert. Die weitere Erwärmung des Gases geschieht im WT 4 von 35 auf 75°C, im WT 15 auf 90°C, und im WT 3 auf 132°C. 5260 kgmole/Stunde trockenes Frischsynthesegases werden im Verdichter 13 auf 204 Bar komprimiert und ohne Kühlen mit 130°C in der Leitung 29 zum vorgewärmten Umlaufgas in der Leitung 30 zugemengt. Das Gasgemisch enthält nun 2% Ammoniak und es wird im WT 2 auf 204°C aufgewärmt und zum Synthese reaktor eingeführt. Die Mengenströme von den Gasen (H2+N2+Ar+ CH4) und von Ammoniak, die Drücke und Temperaturen in verschie denen Leitungen des Fließbildes in Abb. 1 sind für das Bei spiel 1 in der Tafel 1 zusammengefaßt.

Tabelle 1

Im Beispiel 1 war das Frischgas noch vor der Verdichtung mit Molekularsieben getrocknet. Dieses Trocknen ist vorteilhaft aber nicht unbedingt erforderlich. Das ungetrocknete Frischgas kann verdichtet, gekühlt und zum Umlaufgas in der Leitung 27 gegeben werden. Die Trocknung des vermengten Gasstromes ge schieht dann weiter wie beschrieben. Allerdings sind dann die Wärmeaustauscher WT 6, 4, 15 und 3 größer, das in den Reaktor eingeführte Gas enthält 3% anstelle von 2% Ammoniak und auch die Umlaufmenge muß etwas erhöht werden.

Beispiel 2 Synthesedruck 140 Bar, 1000 Tagestonnen Ammoniak

Im Verdichter 13 werden 5540 kgmol/h getrocknetes Frischgas verdichtet. Durch die Leitung 26 werden 602 kgmol/h Gas aus dem Synthesekreislauf geschleust. Aus diesem Gas wird durch halbdurchlässige Membranen ein Gas mit über 90% Wasserstoff gewonnen, teils bei 60 Bar. Diese Gasströme werden zum Frischgas zurückgegeben. Als Folge der erhöhten Menge des Ausschleusgases enthält das aus dem Reaktor austretende Gas nur 5% Methan+Argon aber auch beim niedrigeren Druck noch 18 Mol-% Ammoniak. Die Mengen der Gase, des Ammoni aks, Temperaturen und Drücke in den wichtigeren Leitungen sind in der Tabelle 2 zusammengefaßt.

Tabelle 2

Die Temperatur in der Leitung 33 ist 248°C. Anstelle von Ven tilböden werden in diesem Beispiel im Hauptteil des Strippers geeignete Füllkörper verwendet. Zusätzlich zum Strippgas in der Leitung 34 werden noch 1000 kgmol/h Gas mit 3% Ammoniak aus der Leitung 44 durch die Leitung 22 in den Stripper 8 eingeführt. Die arme Lösung in der Leitung 24 enthält deshalb nur 8 Gew.-% Ammoniak. Das aus dem Stripper austretende Gas enthält bei 75°C 27 Mol-% Ammoniak und 0,15% Wasser. Etwas Ammoniak und das meiste Wasser kondensiert im WT 4 und dieses Kondensat kann aus WT 4 entnommen und zur Saugleitung der Pumpe 1 zurückgeführt werden. Das Gas, das vom Abscheider 9 zum Absorber 10 strömt, enthält beim niedrigeren Druck und 35° nun 14,5 Mol-% Ammoniak. Die Menge der armen Lösung ist 24 t/h (8%NH3) und der reichen Lösung 59 t/h (62% Ammoniak). Das gewa schene, aus dem Absorber austretende Gas enthält 0,5% Ammoniak. Es wird wechselweise an den Adsorberbetten 17 und 18 getrock net. Jedes Bett enthält 5000 kg Molekularsiebe 13× und 1000 kg Silikagel R. Das getrocknete Gas enthält praktisch kein Wasser und etwa 0,1% Ammoniak. Es wird im Umlaufverdichter 14 bis 144.5 Bar verdichtet und in den Wärmeaustauscher 4 und 15 auf 65°C und 110°C erwärmt. Zu diesem erwärmten Gasstrom wird das trockene, verdichtete und noch warme Frischgas zugegeben und der vermengte Gasstrom im WT 2 auf 194°C erwärmt. Von diesem Gas wird während der Heizphase der Regeneration 1000 kgmol/h durch die Leitungen 46 und 45 zum Adsorberbett 17 oder 18 geführt. In der Kühlphase wird die selbe Menge unerwärmten Gases aus der Leitung 41 in die Leitung 45 gelei tet. Bei höheren Drücken ist es vorteilhaft zwei oder mehrere Adsorptionsbette in einem Druckbehälter zu unterbringen. Die Bette sind dann durch eine isolierte Scheideplatte voneinan der getrennt. Für das Füllen und Entleeren des unteren Bettes ist eines abschließbare Öffnung in der Platte vorgesehen. Die Platte ist nur mit einem Differenzdruck von 4-5 Bar belas tet. Der Behälter ist vorzugsweise von innen isoliert.

Im Beispiel 1 war der Wärmeverbrauch im Wärmeaustauscher 15 nur 5,4 GJ/h oder 36 kWh Wärme je Tonne Ammoniakprodukt. Wegen des niedrigeren Synthesedrucks im Beispiel 2 ist dieser Verbrauch höher: 16 GJ/h oder 106 kWh je Tonne Ammoni ak. Das Beispiel 2 zeigt, daß selbst bei dem niedrigen Synthesedruck keine Kälteanlage nötig ist und daß der Wärme verbrauch bescheiden bleibt. Eine übliche Absorptionskälte anlage würde bei diesen Bedingungen etwa 70 GJ/h verbrauchen. also rund viermal so viel.

Hätte man im Beispiel 2 nasses Frischgas verdichtet und das verdichtete Gas im Nachkühler 19 abgekühlt, wäre das Frischgas zusammen mit Umlaufgas an den Adsorberbetten 17 und 18 getrocknet und der Wärmeverbrauch auf 24 GJ/h gestiegen.

Natürlich kann der Wärmeaustauscher 15 völlig weggelassen werden. Dabei fällt auch jegliche Einfuhr von Abwärme oder Niederdruckdampf weg, aber es wird etwas weniger Hochdruckdampf erzeugt. Im Beispiel 1 würde dann die Wärmeausfuhr z.B. von 725 auf 690 kWh je Tonne Ammoniak sinken, aber nur bei der maximalen Kühlwassertemperatur von 28°C. In kälteren Jahres zeiten mit etwas niedrigeren Kühlwassertemperaturen sinkt die Wärmeeinfuhr auf Null ohne die Wärmeausfuhr zu beeinträch tigen. Falls doch noch eine Hilfskälteanlage angewendet wird, fällt die Wärmeeinfuhr ebenfalls völlig weg und die Leistung dieser Kälteanlage ist etwa viermal niedriger als bei den üblichen Ammoniakanlagen.

Claims

1. Ein Ammoniaksyntheseverfahren, durch folgende Schritte ge kennzeichnet:

A) Heißes Synthesegas wird zum Abspülen von Ammoniak aus einer reichen Lösung verwendet, wobei eine ärmere Lösung und ein an Ammoniak angereichertes Gas erhalten wird.
B) Kühlen des angereicherten Gases aus Schritt A und Abtren nen des Gases vom flüssigen Ammoniakprodukt.
C) Das Waschen des abgekühlten Gases aus Schritt B mit der armen Lösung aus Schritt A, wobei eine reiche Lösung und ein Gas mit niedrigem Ammoniakgehalt gewonnen werden und Zurück führen der reichen Lösung zum Schritt A.

2. Verfahren nach Anspruch 1, in dem die Lösung eine wäßrige Ammoniaklösung ist, und das Gas aus Schritte C getrocknet wird.

3. Verfahren nach Anspruch 1, in dem die Lösung eine Ammoniak lösung in Glykol ist.

4. Verfahren nach Anspruch 2, in dem zum Gas aus Schritt A frisches Synthesegas zugegeben wird wonach der vermengte Gasstrom getrocknet wird.

5. Verfahren nach Anspruch 2, in dem die Trocknung des Gases durch Kühlen und Ammoniakzugabe erreicht wird.

6. Verfahren nach Anspruch 1, in dem der Schritt C in einem Absorber mit senkrechten Rohren, die mit Wasser gekühlt werden, durchgeführt wird.

7. Verfahren nach Anspruch 1, in dem das aus dem Synthesereak tor strömende Gas zum Abspülen von Ammoniak aus der reichen Lösung verwendet wird.

8. Verfahren nach Anspruch 7, in dem das heiße Reaktionsgas erst gekühlt und zur Wasservorwärmung und/oder Dampferzeu gung genützt wird.

9. Verfahren nach Anspruch 8, in dem das Gas erst noch weiter gekühlt und zum Erwärmen von Umlaufgas genützt und danach zum Abspülen von Ammoniak aus der reichen Lösung verwendet wird.

10. Verfahren nach Anspruch 9, in dem ein Teilstrom des Gases mit höherer Temperatur in die Abspülkolonne eingeführt, während der andere Teilstrom noch weiter gekühlt und mit erniedrigter Temperatur in die Kolonne eingeführt wird.

11. Verfahren nach Anspruch 8, in dem auch ein Teil des Umlauf gases zum Abspülen von Ammoniak aus der Lösung verwendet wird.

12. Verfahren nach Anspruch 1, in dem das angereicherte Gas aus dem Schritt A) zum Vorwärmen des Umlaufgases genützt wird.

13. Verfahren nach Anspruch 12, in dem das Umlaufgas weiter mit Niederdruckdampf oder warmem Wasser vorgewärmt wird.

14. Verfahren nach Anspruch 9, dadurch gekennzeichnet, daß nur ein Teilstrom des Gases zum Abspülen des Ammoniaks aus der Lösung verwendet wird.

15. Verfahren nach Anspruch 1, in dem das frische Synthesegas noch vor der Endstufe des Verdichtens getrocknet wird und das verdichtete Frischgas ohne Kühlung zum vorgewärmten Umlaufgas zugegeben wird.

16. Verfahren nach Anspruch 12, in dem die Flüssigkeit die beim Kühlen des angereicherten Gases entsteht, als ein separates Produkt mit mehr als 4% Wasser entnommen wird.

17. Verfahren nach Anspruch 1, in dem der Stripper bei höherem Druck arbeitet als der Absorber.

18. Verfahren nach Anspruch 1, in dem die reiche Lösung durch Wärmeaustausch mit der armen Lösung vorgewärmt wird.

19. Verfahren nach Anspruch 18, in dem nur ein Teil der reichen Lösung vorgewärmt wird.

20. Verfahren nach Ansprüchen 2 oder 4, in dem die Trocknung des Gases an Adsorbtionsbetten erreicht wird.

21. Verfahren nach Anspruch 20, in dem mindestens zwei Adsor berbette vorgesehen werden die periodisch umgeschaltet werden.

22. Verfahren nach Anspruch 20, in dem jedes Bett sowohl Silikagel wie auch Molekularsiebe enthält.

23. Verfahren nach Anspruch 20, in dem erwärmtes Frischgas oder Umlaufgas zum Regenerieren des Adsorbensbettes genützt wird.

24. Verfahren nach Anspruch 20, in dem heißes Reaktionsgas zum Regenerieren des Adsorbensbettes angewendet wird.

25. Verfahren nach Anspruch 20, in dem unerwärmtes Umlaufgas zum Kühlen des Adsorbensbettes verwendet wird.

26. Verfahren nach Anspruch 20, in dem das aus dem Adsorbens bett austretende Regenerationsgas zum Abspülen von Ammoniak aus der reichen Lösung verwendet wird.

27. Verfahren nach Anspruch 20, in dem zwei oder mehr Bette in einem Druckgefäß untergebracht werden.