NO338659B1 - Prosess for anvendelse i gassfasereaksjoner - Google Patents

Description

Den foreliggende oppfinnelsen gjelder en prosess for anvendelse i likevekts eksoterme gassfasereaksjoner slik som metanolsyntese og ammoniakksyntese.

Metanol blir generelt produsert gjennom konvertering av syntesegass (en blanding av karbonoksid og hydrogen) i nærvær av en egnet katalysator. Denne konvensjonelle prosessen for fremstilling av metanol er beskrevet i detalj i Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology, 4. utgave, bind 16 sider 545 til 549. Syntesegassen blir generelt oppnådd fra et karbonholdig utgangsmateriale, vanligvis et hydrokarbonholdig utgangsmateriale slik som naturgass, vanligvis gjennom dampreformering.

Ammoniakk blir generelt fremstilt fra en blanding av hydrogen og nitrogen i nærvær av en egnet katalysator ved hjelp av Haber prosessen.

Siden produktene av disse, og andre eksoterme gassfasereaksjoner, er kommersielt viktige både i seg selv og som startmateriale for andre reaksjoner, har mye utvikling blitt utført for å optimalisere prosessene for deres fremstilling. For å forenkle referansene mye vil den etterfølgende diskusjonen bli rettet mot fremstillingen av metanol. Allikevel vil det bli forstått at prosessen av den foreliggende oppfinnelsen er anvendbar på lik måte på andre reaksjoner.

I den enkleste formen omfatter en konvensjonell prosess for fremstillingen av metanol fødegassene som blir forvarmet ved varmeveksling med en produktstrøm fra reaktoren og deretter føres til en reaktor som inneholder en egnet katalysator. Produktstrømmen fra reaktoren blir kjølt gjennom varmevekslingen med de innkommende fødegassene og blir kondensert mot luft og/eller kjølevann for å gjenvinne råmetanol i gass/væske separatoren. En liten andel av det ukonverterte utgangsmaterialet og inerte stoffer fra den overliggende separatoren kan bli renset for å kontrollere nivået av inerte stoffer i systemet. Resten kan bli resirkulert til reaktoren. Råproduktet kan deretter bli videre bearbeidet. Den oppnåbare konverteringen av syntesegass til metanol er begrenset gjennom likevekten av reaksjonen.

Prosessen fra dagens teknikk blir skjematisk illustrert på figur 1 som viser flytskjemaet for en konvensjonell metanolsyntese. I denne prosessen blir tilleggsgassen (make-up gas) komprimert og tilført til synteseloopen i linje 1 hvor det blir blandet med resirkuleringsgassen og tilført i linje 2 til veksleren 3 hvor det blir varmet opp før det tilføres i linje 4 til reaktoren 5.1 reaktoren blir en andel av gassen konvertert til metanol over metanolsyntese katalysatoren (ikke vist). Gassen som forlater reaktoren i linje 6 som vil omfatte ureagert fødegass, produkt og vann og inerte stoffer, blir kjølt i veksleren 3 før det blir ført i linje 7 til kondensatoren 8 hvor det blir videre kjølt og kondensert mot luft og/eller kjølevann i strøm 9. I kondensatoren 8 blir produktet metanol og vann i gassen kondensert. Denne kondenserte blandingen blir separert i gass/væske separatoren 10 og råproduktet og enhver vann som er tilstede, blir ført for videre rensing i linje 11. Den ureagert gassen og inerte stoffer blir fjernet fra gass/væske separatoren 10 og føres i linje 12 til innsuging av en sirkulator 13. En renselse (purge) kan bli tatt før sirkulatoren i linje 14 for å forebygge oppbygging av inerte stoffer i synteseloopen. Gassen blir deretter resirkulert i linje 15 blandet med tilleggsgassen fra linje 1 og ført gjennom veksleren 3 til reaktoren 5. Prosessen som illustrert i figur 1 er generelt egnet for anvendelse i fabrikker som har en kapasitet fra omtrent 1 500 til omtrent 2 500 tonn metanol per dag.

Med henblikk på viktigheten av metanol og produktene av andre likevekts eksoterme gassfasereaksjoner er det et ønske å øke kapasiteten av produksjonsprosessene og det har blitt foreslått at et system med høyere kapasitet kan bli oppnådd ved å dele reaktoren i to eller flere reaktorer som sammen med det tilknyttede utstyret opererer parallelt. I denne anordningen får veksleren og kondensatoren flere fatninger (shell) og loopene blir delt ved det stedet der tilleggsgassen og resirkulert blir blandet og deretter rekombinert i gass/væske separatoren. Denne anordningen tillater det høye katalysatorvolumet som er nødvendig for å oppnå det ønskede nivået av konvertering som skal oppnås. Det vil derfor være forståelig at det å plassere reaktorene parallelt resulterer hovedsakelig i bruken av to parallelle looper med et felles produktseparasjonstrinn.

Som et alternativ til disse parallelle anordningene har det blitt foreslått at to eller

flere reaktorer kan bli drevet i serie siden dette tillater at høyere konverteringer per loop syklus kan bli oppnådd. I US 1 868 096 beskrives et system der fødestrømmen blir ført til en første reaktor der en delvis konvertering av metanol skjer. Blandingen av produktet og de ureagerte gassene blir kjølt og delvis kondensert og metanolen blir samlet i en mottaker. De resterende ureagerte gassene blir varmet opp og deretter introdusert til en andre reaktor. Denne prosedyren fortsetter gjennom en serie av reaktorer.

US 1 959 219 beskriver en prosess for å produsere forbindelser som inneholder karbon, hydrogen og oksygen i flere reaksjonslooper. En serie av reaktorer blir brukt minst i den første loopen.

US 4 346 179 beskriver en alternativ prosess for fremstilling av metanol fra syntesegass i to reaktorer. I denne anordningen blir ureagert gass som forlater den andre reaktoren resirkulert til inntaket av den andre reaktoren. På lik måte beskriver US 4 766 154 en anordning i hvilken det er en 2-trinnsprosess og hvor ureagert materiale fra den andre reaktoren blir resirkulert til inntaket til den andre reaktoren for å øke effektiviteten av prosessen. Systemet av US 4 766 154 er beskrevet med referanse til en væskefasereaksjon. Et videre eksempel av et væskefasesystem kan bli funnet i US 5 179 129.

Et alternativ system er beskrevet i US 5 216 034 i hvilket en prosess for fremstilling av metanol blir utført i et flertrinns reaksjonssystem som omfatter flere fluidisert bed med fjerning av metanol mellom hver fluidisert sjikt. US 5 631 302 angir på lik måte produktfjerningen mellom seriereaktorene.

US 6 387 963 og US 6 433 029 beskriver prosesser der reaktorene er brukt i serier med noen eller alt av tilleggsgassene som blir tilsatt til den andre eller etterfølgende reaktorer.

Mens disse prosessene byr på noen forbedringer over den konvensjonelle basisprosessen for fremstillingen av metanol som illustrert i figur 1, lider de enda under forskjellige ulemper og skavanker. For eksempel mens fjerningen av produktet mellom reaktorene kan presse likevektet til fordel for videre produktdannelse, vil økte temperaturer være nødvendig for å oppnå akseptable reaksjonshastigheter i den andre og etterfølgende reaktorer som kan resultere i en økning av deaktiveringshastigheten av katalysatoren og følgelig en reduksjon av katalysator levetiden.

En prosess kan bli foreslått der konverteringen av reaksjonsgassene til produkt blir økt kombinert med en reduksjon av katalysatorvolumet som anvendes og der sirkuleringsforholdet av ureagert gass i enhver resirkulering til tilleggsgass kan bli redusert. Allikevel kan de høyere partielle trykkene av reaktantene i reaktorene føre til en usedvanlig sterk reaksjon og høye temperaturer. Dette kan være et spesielt problem ved starten av livstidsbetingelsene for reaktoren. Disse høye temperaturene kan føre til en høy deaktiveringshastighet for katalysatoren.

Dermed finnes det et behov for en optimalisert prosess som tillater at større volumer av det ønskede produktet blir produsert på en økonomisk måte uten en reduksjon i katalysatorens livstidsforventning. Ifølge den foreliggende oppfinnelsen er det tilveiebrakt en prosess for anvendelse i likevekts eksoterme gassfasereaksjoner som omfatter trinnene: (a) tilveiebringe en returstrøm med tilsats av tilleggsgass (make-up gas) for å danne en fødegasstrøm; (b) varme opp fødegasstrømmen; (c) tilføre den oppvarmede fødegasstrømmen til en første reaktor som inneholder en katalysator for de eksoterme gassfasereaksjonene ved betingelser som er egnet for reaksjonen; (d) fjerne en produktstrøm som omfatter produktet og ureagerte gasser fra den første reaktoren; (e) kjøle og delvis kondensere produktstrømmen for å danne en gassfase og en væskefase; (f) separere væskefasen som inneholder det ønskede produktet fra produktstrømmen og fjerne den gitte væskefasen; (g) separere gassfasen fra produktstrømmen for å danne en gasstrøm; (h) valgfritt blande gasstrømmen fra produktstrømmen med ekstra tilleggsgass; (i) varme opp gasstrømmen; (j) tilføre den oppvarmede gasstrømmen til en sluttreaktor som inneholder en katalysator for de eksoterme gassfasereaksjonene ved betingelser som er egnet for reaksjonen; (k) fjerne en sluttproduktsstrøm som omfatter produktet og ureagerte gasser fra sluttreaktoren; (1) kjøle og delvis kondensere sluttproduktstrømmen for å danne en sluttgassfase og en sluttvæskefase; (m) separere sluttvæskefasen som inneholder det ønskede produktet fra sluttproduktstrømmen og fjerne den gitte sluttvæskefasen; og (n) separere gassfasen fra sluttproduktstrømmen og resirkulere gassen til trinn (a);

og der gasstrømmen fra trinn (g) blir komprimert før oppvarmingen i trinn (i).

Det har blitt overraskende funnet at fremgangsmåten av den foreliggende oppfinnelsen tillater fremstillingen av det ønskede produktet som skal oppnås, mens den reduserer sirkuleringshastigheten av gassene og kontrollerer temperaturene inne i reaktorene slik at en akseptabel katalysatorlevetid kan bli oppnådd. I denne forbindelsen skal det påpekes at prosessen av den foreliggende oppfinnelsen tilbyr en reduksjon av omtrent 20 % i resirkuleringshastigheten rundt reaksjonsloopen når den blir sammenlignet med anordninger fra dagens teknikk der parallelle reaktorer brukes. Det har en signifikant gevinst siden maksimumsstørrelsen av reaksjonsloopen blir generelt bestemt av størrelsen av tilgjengelige kompressorer. Siden kompressorstørrelsen kan være begrenset gjennom den aktuelle volumstrømmen (m /h) inn i innsuging av kompressoren dersom den nødvendige resirkuleringshastigheten per ton produkt blir redusert med 30 %, kan en loop med en 30 % høyere kapasitet bli brukt for den samme begrensningen av kompressorstørrelsen.

Det vil verdsatt at besparelsen av resirkuleringshastigheten blir balansert mot økningen av trykkfallet rundt loopen som er oppnådd når reaktorene blir plassert i serier som vil resultere i en økning av ytelseskravene for sirkuleringskompressoren. Allikevel siden minst en andel av tilleggsgassen blir tilsatt til den første reaktoren som blir generelt drevet ved et lavere trykk, blir ytelseskravene for tilleggskompressoren redusert slik at det total ytelseskravet av kompressorene ikke er større enn nødvendig for en parallell reaktoranordning.

I fremgangsmåten av den foreliggende oppfinnelsen øker reduksjonen av resirkuleringshastigheten av den resirkulerte gassen og følgelig øker sirkuleringsforholdet det partielle trykket av reaktantene i reaktorene og følgelig øker den mulige reaksjonshastigheten som igjen øker produktiviteten. Som diskutert ovenfor resulterer reduksjonen av sirkuleringshastigheten fra anordninger fra dagens teknikk i økte temperaturer som igjen resulterte i en høyere hastighet av katalysator deaktiveringen. Allikevel, tillater i den foreliggende oppfinnelsen tilsatsen av tilleggsgass til minst den første reaktoren å tilpasse det partielle trykket i hver reaktor og dermed tilveiebringer et nivå av kontroll av topptemperaturene spesielt ved starten av livstiden av prosessen og følgelig en reduksjon av deaktiveringen som vil føre til en lengre katalysator livstid med opprettholdelse av akseptable katalysatoraktivitet for en lengre periode.

I den ene anordningen av den foreliggende oppfinnelsen blir tilleggsgass tilsatt til både trinn (a) og trinn (h). Den relative mengden tilleggsgass som tilsettes i trinnene (a) og (h) kan bli tilpasset under livstiden av katalysatoren for å maksimalisere konverteringen av reaktantene til produkt. I en alternativ anordning blir mer enn 50 % av tilleggsgass tilsatt til trinn (a). I en foretrukket anordning blir mer enn 75 %, foretrukket mer enn 80 % av tilleggsgass tilsatt i trinn (a).

En videre fordel som anføres for prosessen av den foreliggende oppfinnelsen er at en reduksjon av mengden nødvendig katalysator kan bli oppnådd da var nødvendig i systemer fra dagens teknikk. Spesielt kan reduksjoner i katalysatorvolumet fra omtrent 30 til 40 % over parallelle reaktorer fra dagens teknikk bli oppnådd for den samme metanolproduksjonskapasiteten. Dette representerer en signifikant kostnadsbesparelse både i katalysator kostnader og reaktorkostnader siden en reduksjon i katalysatorvolumkravene vil bety at en mindre reaktor kan brukes da kan brukes i parallelle systemer. Bruken av mindre reaktorer byr på besparelser i både fremstillings og transport kostnader.

En videre gevinst i anordningen av den foreliggende oppfinnelsen er at strømningshastigheten gjennom hver reaktor er høyere enn det kan oppnås i parallelle systemer. Denne strømnings økningen tilveiebringer en forbedret varmefjerning fra katalysatoren og bedre kontroll av katalysator sjikt temperaturen. I tillegg blir den oppnåbare reaksjonshastigheten økt over det som kan oppnås i parallelle reaktorsystemer.

Denne økte temperaturkontrollen og evnen å sette til tilleggsgass til den første reaktoren eller å tilpasse splitten av tilleggsgass mellom reaktorene, tillater kontroll over topptemperaturen særlig ved starten av livstiden av katalysatoren. Det er en vesentlig gevinst over den parallelle reaktoranordningen siden den tillater kontrollen av reaksjonen ved å kontrollere nivåene av reaktantene i reaktorene. Dermed blir det oppnådd en tilleggs frihetsgrad for kontroll av reaksjonen særlig i begynnelsen av livstiden.

I en alternativ anordning kan en eller flere tilleggsreaktorer bli inkludert mellom den første reaktoren og sluttreaktoren. Hver tilleggsreaktor vil foretrukket ha et dedikert produktsepareringssystem. I en alternativ konfigurasjon kan en eller flere tilleggsreaktorer ikke ha et produktseparasjonssystem. Ekstra tilleggsgass kan bli tilført til en eller flere av hver tilleggsreaktor. Når det er et flertall av tilleggsreaktorer, kan tilleggsgass bli tilsatt til noen eller alle av tilleggsreaktorene.

En eller flere av reaktorene kan omfatte to eller flere reaktorer parallelt på den konvensjonelle måten.

Enhver egnet type reaktor kan bli brukt for den første, siste og enhver tilleggsreaktor. Reaktorene kan være den samme eller av en forskjellig type.

En adiabatisk prekonverter kan bli inkludert før den første reaktoren for å tillate fødegasstemperaturer som brukes i den første reaktoren og øke konverteringen av denne reaktoren. I en alternativ anordning kan en adiabatisk prekonverter bli inkludert før noen eller hver av reaktorene som er tilstede.

En rensing (purge) kan bli inkludert ved ethvert egnet punkt i systemet for å forebygge oppbyggingen av inerte stoffer.

Fremgangsmåten av den foreliggende oppfinnelsen kan bli anvendt i en bred størrelsesorden av eksoterme reaksjoner. Den er særlig egnet for anvendelse i fremstillingen av metanol eller ammoniakk.

Katalysatoren som anvendes i den foreliggende oppfinnelsen vil bli valgt for å være passende til prosessen som skal utføres. Katalysatoren av den første og siste og enhver tilleggsreaktor kan være den samme eller forskjellig. Katalysatoren for anvendelse i metanolsyntesen blir foretrukket valgt fra men ikke begrenset til katalysatorer som inneholder kobber, for eksempel redusert CuO-ZnO katalysatorer. Foretrukne katalysatorer er slike som ble solgt under betegnelsen MK-101 fra Haldor Topsøe A/S, Danmark og under betegnelsen 51 serier fra JM Katalysatorer. For ammoniakksyntesen inkluderer foretrukne katalysatorer Fe impregnert med ikke-reduserbare oksider av K, Ca, Al, Be, Ce, Si eller blandinger derav.

Enhver egnet reaksjonsbetingelser kan bli brukt og vil være avhengig av reaksjonen som skal utføres. Generelt vil de være lik til slike kjent fra dagens konvensjonelle systemer. Allikevel grunnet bruken av tilleggsgass som føres til den første reaktoren ville leveringstrykket være lavere enn det anført i konvensjonelle systemer. For metanolsyntesen kan reaktorene være ved et trykk mellom omtrent 30 bar til omtrent 100 bar, enda mer foretrukket omtrent 50 bar til omtrent 80 bar. Reaksjonstemperaturen ligger vanligvis mellom omtrent 200 °C og omtrent 300 °C, for eksempel mellom omtrent 250 °C og omtrent 280 °C. For ammoniakksyntesen holdes reaktoren typisk ved trykk av opptil omtrent 200 bar. Trykkene av mellom omtrent 70 bar og omtrent 200 bar blir foretrukket og et typisk trykk er omtrent 140 bar. I ammoniakksyntesen anvendes typisk temperaturer mellom omtrent 230 °C og omtrent 550 °C.

Den foreliggende oppfinnelsen vil nå bli beskrevet ved eksempler med referanse til de vedlagde figurene der: Figur 1 er et skjematisk diagram av en anordning fra dagens teknikk; og Figur 2 er et skjematisk diagram fra et apparat for anvendelse av prosessen av

den foreliggende oppfinnelse.

For å unngå tvil, er intensjonen med figur 2 kun som hjelp for å forstå oppfinnelsen og ikke konstruert for å begrense omfanget av oppfinnelsen med hensyn til den nøyaktige anordningen av komponentene som blir illustrert eller deres posisjonering, formen av reaktorkjeler eller enhver av sine tilleggsegenskaper. Det vil være forstått at systemet er egnet for å drives i sammenheng med et mangfold av kjente prosesslooper for syntesen av ammoniakk eller metanol eller enhver annet egnet anordning. Det vil bli videre forstått av fagpersoner at tegningene er skjematisk og at videre deler av utstyret slik som fødebeholdere, pumper, vakuumpumper, kompressorer, gassresirkuleringskompressorer, temperaturs ensorer, trykksensorer, trykkavlastningsventiler, kontrollventiler, strømningskontrollere, nivåkontrollere, beholdningstanker og slikt kan være nødvendige i en kommersiell fabrikk. Tilveiebringelsen av slikt tilleggsutstyr danner ikke del av den foreliggende oppfinnelsen og er i samsvar med praksis i konvensjonell kjemisk ingeniørvirksomhet.

Fremgangsmåten vil nå bli beskrevet ved hjelp av eksempler med referanse til fremstillingen av metanol.

Som illustrert på figur 2, blir tilleggsgassen komprimert og ført inn i synteseloopen i linje 16 hvor det blandes med resirkuleringsgassen og føres i linje 17 til veksleren 18 hvor det blir varmet opp før det føres i linje 19 til reaktoren 20. I reaktoren blir noe av gassen konvertert til metanol over en metanolsyntese katalysator. Gassen som forlater reaktoren i linje 21 blir kjølt i veksleren 18 før det blir ført i linje 22 til kondensatoren 23 der det blir videre kjølt og delvis kondensert mot luft eller kjølevann. I kondensatoren 23 blir produktet metanol og vann i gassen kondensert. Denne kondenserte blandingen blir separert i gass/væske separatoren 24 og råproduktet og ethvert vann som er tilstede blir ført til videre rensing i linje 25.

Gassen blir fjernet fra gass/væske separatoren 24 og valgfritt blandet med tilleggsgass som ble tilsatt i linje 26 og ført i linje 38 til innsuget av sirkulatoren 27. Denne gassen forlater sirkulatoren 27 i linje 28 og blir varmet opp i sluttveksleren 29 mot gass fra sluttreaktoren 37. Den oppvarmede gassen blir deretter ført i linje 30 til sluttreaktoren 37 hvor minst noe av den ureagerte gassen blir konvertert til metanol over en metanolsyntese katalysator. Gassen som forlater sluttreaktoren i linje 31 blir kjølt i veksleren 29 før den blir ført til kondensatoren 32 i linje 33 hvor det blir videre kjølt og delvis kondensert. Denne kondenserte blandingen av vann og metanol blir separert i gass/væske separatoren 34 og råproduktet og ethvert vann som er tilstede blir ført for videre rensing i linje 35 hvor det blir foretrukket kombinert med metanol/vann blandingen i linje 25.

Gassen fra gass/væske separatoren 34 blir resirkulert i linje 36 hvor det kan bli blandet med tilleggsgass i linje 16 før det blir varmet opp og tilbakeført til den første reaktoren 20. En rensing (purge) kan bli tatt fra resirkuleringsstrømmen i linje 39 for å forebygge oppbygging av inerte stoffer i loopen.

Ved starten av livstiden av prosessen blir tilleggsgassen omledet til sluttreaktoren 37 og introdusert i linje 26 for å tillate kontrollen av reaksjonen og toppen og driftstemperaturen i reaktorene 20 og 37.

Den foreliggende oppfinnelse vil nå bli videre eksemplifisert med referanse til data for eksempel 1 og sammenligningseksempel 1 som blir vist frem i tabell 1 der driftsbetingelser for en prosess for fremstilling av metanol ifølge den foreliggende oppfinnelse (eksempel 1) blir sammenlignet med en anordning fra dagens teknikk (sammenligningseksempel 1) der parallelle reaktorer brukes.

Dermed kan det ses at for den samme metanol produksjonen blir konverterens nødvendige katalysatorvolum i den foreliggende oppfinnelsen og dermed reaktorene alle redusert i størrelsen. På lik måte blir resirkuleringsstrømmen redusert og loopens trykkfall har økt. Dermed har dette resultert i en økning av sirkulatorens ytelse men når i kombinasjon med syntesegasskompressorens reduksjon, oppnås den samme totale kompressor ytelsen. Topp temperaturen av reaktorene er kontrollert til tross for den reduserte resirkuleringshastigheten. Det må spesielt anmerkes ved starten av livsløpet når noe av tilleggsgassen blir divertert fra sluttreaktoren.

Claims (13)

1. Prosess for anvendelse i likevekts eksoterme gassfasereaksjonerkarakterisert vedat den omfatter trinnene: (a) tilveiebringe en returstrøm med tilsats av tilleggsgass (make-up gas) for å danne en fødegasstrøm; (b) varme opp fødegasstrømmen; (c) tilføre den oppvarmede fødegasstrømmen til en første reaktor som inneholder en katalysator for de eksoterme gassfasereaksjonene ved betingelser som er egnet for reaksjonen; (d) fjerne en produktstrøm som omfatter produktet og ureagerte gasser fra den første reaktoren; (e) kjøle og delvis kondensere produktstrømmen for å danne en gassfase og en væskefase; (f) separere væskefasen som inneholder det ønskede produktet fra produktstrømmen og fjerne den gitte væskefasen; (g) separere gassfasen fra produktstrømmen for å danne en gasstrøm; (h) valgfritt blande gasstrømmen fra produktstrømmen med ekstra tilleggsgass; (i) varme opp gasstrømmen; (j) tilføre den oppvarmede gasstrømmen til en sluttreaktor som inneholder en katalysator for de eksoterme gassfasereaksjonene ved betingelser som er egnet for reaksjonen; (k) fjerne en sluttproduktsstrøm som omfatter produktet og ureagerte gasser fra sluttreaktoren;

(1) kjøle og delvis kondensere sluttproduktstrømmen for å danne en sluttgassfase og en sluttvæskefase; (m) separere sluttvæskefasen som inneholder det ønskede produktet fra sluttproduktstrømmen og fjerne den gitte sluttvæskefasen; og (n) separere gassfasen fra sluttproduktstrømmen og resirkulere gassen til trinn (a); og der gasstrømmen fra trinn (g) blir komprimert før oppvarmingen i trinn (i).

2. Prosess ifølge krav 1,karakterisert vedat tilleggsgassen blir kun tilsatt i trinn (a).

3. Prosess ifølge krav 1,karakterisert vedat tilleggsgassen blir tilsatt i både trinn (a) og trinn (h).

4. Prosess ifølge krav 3,karakterisert vedat gasstrømmen fra trinn (g) blir komprimert etter tilsats av tilleggsgass i trinn (h) og før oppvarming i trinn (i).

5. Prosess ifølge krav 4,karakterisert vedat den relative mengden av tilleggsgass som blir tilsatt i trinn (a) og trinn (h) blir tilpasset under livsløpet av katalysatoren for å maksimalisere konverteringen til produktet.

6. Prosess ifølge krav 4,karakterisert vedat mer enn 50 % av tilleggsgassen blir tilsatt i trinn (a).

7. Prosess ifølge ethvert av kravene 1 til 6,karakterisert vedat en eller flere tilleggsreaktorer blir inkludert mellom den første og sluttreaktorene.

8. Prosess ifølge krav 7,karakterisert vedat en tilleggsgass blir tilsatt i en eller flere tilleggsreaktorer.

9. Prosess ifølge krav 7,karakterisert vedat den eller hver tilleggsreaktor har et dedikert produktsepareringssystem.

10. Prosess ifølge ethvert av kravene 1 til 9,karakterisert vedat en eller flere reaktorer omfatter to eller flere reaktorer parallelt.

11. Prosess ifølge ethvert av kravene 1 til 10,karakterisert vedaten adiabatisk prekonverter er inkludert før den første reaktoren.

12. Prosess ifølge ethvert av kravene 1 til 11,karakterisert vedaten adiabatisk prekonverter er inkludert før noen eller alle av reaktorene som er tilstede.

13. Prosess ifølge ethvert av kravene 1 til 12,karakterisert vedat prosessen er for fremstillingen av metanol eller ammoniakk.