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Diese Erfindung betrifft ein Verfahren zur katalytischen Synthese
von Ammoniak aus Wasserstoff und Stickstoff in einer
Syntheseschleife, wobei frisches Synthesegas mit Rückführungsgas vereinigt
wird, um vereinigtes Synthesegas zu bilden, das in einem
Reaktionssystem teilweise zu Ammoniak umgesetzt wird.
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Ein Großteil der kommerziellen Ammoniakerzeugung beruht auf dem
Einsatz der großen einteiligen Anlagenanordnung, die in der Dekade
von 1960-1970 eingeführt wurde und die aufeinanderfolgenden
Verfahrensschritte des primären endothermen Dampfreformierens, des
sekundären exothermen Dampfreformierens mit Luft, einer
Konversionsreaktion von Kohlenmonoxid zu Wasserstoff und
Kohlendioxid, einer Entfernung von Kohlendioxid und Umwandlung
restlicher Kohlenstoffoxide zur Erzeugung von frischem Synthesegas
nahe dem stöchiometrischen Molverhältnis von Wasserstoff zu
Stickstoff (im folgenden manchmal als H/N-Verhältnis bezeichnet)
von drei Mol Wasserstoff und einem Mol Stickstoff plus viel
kleineren Mengen unerwünschter Inertgase, einschließlich
restlichem Methan und Argon verwendet. In diesen einteiligen
Anordnungen wird das frische Synthesegas durch Zentrifugation auf
Synthesedrücke von typischerweise zwischen 100 und 200 x 10&sup5; Pa
komprimiert und in einer Syntheseschleife mit durch Zentrifugation
komprimiertem Rückführungsgas aus einem Ammoniak-Reaktionssystem
vereinigt. Diese Kompressoren sowie andere werden durch Hochdruck-
Dampfturbinen oder ihre Elektromotor-Äquivalente angetrieben und
erhalten ihre Leistung aus Abwärme, die in erster Linie aus den
Verfahrensschritten des Reformierens des Eintrags und der
Ammoniaksynthese rückgewonnen wird. Das Reaktionssystem ist
typischerweise ein einzelner Hochdruck- und Hochtemperaturreaktor
mit mehreren Betten von überwiegend Eisenkatalysator und
Wärmetauschern oder Gasquenchvorrichtungen zur Entfernung von
exothermer Synthesewärme. Ammoniak wird aus der Syntheseschleife
typischerweise durch Wärmeaustausch mit Wasser und dann mit
mechanischer Kühlung kondensiert.
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Die Grundanordnung dieser Anlagen hat sich wenig geändert, es
wurden aber erhebliche energetische Verbesserungen durch
Verbesserungen des Wirkungsgrads in verschiedenen
Verfahrensschritten erzielt, z.B. bei der Entfernung von Kohlendioxid sowie
durch eine extensivere Rückgewinnung der Prozeßwärme und
verbesserte Geräteanordnungen. Leider sind die meisten dieser
energetischen Verbesserungen um den Preis höherer Gerätekosten
erzielt worden, die z.B. durch komplexere Ammoniakkonverter,
Reformierungsöfen mit einer extensiveren Abwärmerückgewinnung und
erhöhte Oberfläche in Wärmetauschern verursacht werden.
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Eine grundlegende Änderung wurde weitgehend durch die Tatsache
vereitelt, daß Energiezufuhr und -rückgewinnung aus dem
Reformierungsbereich einer Ammoniakanlage durch den
Energieverbrauch von Kompressorantrieben in der Anlage ausgeglichen
werden müssen. Eine mögliche Verringerung der Größe, des Preises
und des Brennstoffverbrauchs des primären Reformierungsofens
(durch später beschriebene Techniken) mit entsprechender
Verringerung bei der Abwärmerückgewinnung in Form von
Hochdruckdampf oder seinem elektrischen Äquivalent ist von geringem Wert,
wenn dann Energie zugeführt werden muß, um Erfordernisse der
Syntheseschleifenkompression zu befriedigen. Es ist daher
wünschenswert, Einsparungen im Leistungsverbrauch der
Syntheseschleife zu bewirken, um die möglichen Einsparungen im
Reformierungsbereich auszugleichen, so daß Gesamtverringerungen in
den Kapitalkosten der Anlage sowie den Energiekosten pro Einheit
erzeugter Ammoniak erzielt werden.
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Solche Einsparungen sind angesichts oft konkurrierender
technischer und wirtschaftlicher Überlegungen schwer zu erreichen.
Die Ammoniakbildung wird beispielsweise durch hohen Druck
begünstigt, der nachteilig für Anforderungen an die
Kompressorleistung ist; die Ammoniakbildung wird vom Gesichtspunkt des
Gleichgewichts durch eine tiefe Temperatur, aber vom Gesichtspunkt
der Kinetik durch eine hohe Temperatur begünstigt; die
Ammoniakbildung wird durch geringe Ammoniakkonzentrationen im
Synthesegas begünstigt, aber geringe Konzentrationen erfordern ein
rigoroseres Schema zur Ammoniakrückgewinnung und einen hohen
Rückführungsstrom; ein kleinerer primärer Reformierungsofen kann
bei einer stärkeren sekundären Reformierung verwendet werden, um
Synthesegas zu erzeugen, das einen stöchiometrischen Überschuß an
Stickstoff enthält, wenn aber der Überschuß nicht entfernt wird,
muß ein Inkrement von nicht umgesetztem Stickstoff mit
nachteiligen Wirkungen in der Syntheseschleife zirkuliert werden.
Das Voranstehende ist beispielhaft, aber nicht erschöpfend für die
technischen und wirtschaftlichen Komplexitäten, die ein
Konstrukteur einer Ammoniakanlage vorfindet.
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Es ist bekannt, einen Teil der Reformierungsleistung vom primären
Reformierungsofen zum sekundären Reformer durch Verwendung eines
Luftüberschusses und mehr Brennstoff im zweiten Reformer zu
verschieben. Diese Leistungsverschiebung resultiert jedoch in
einem frischen Synthesegas mit einem über den stöchiometrischen
Anforderungen liegenden Stickstoffgehalt. Daher muß eine
Stickstoff-Entferungseinheit mit großer Kapazität irgendwo in das
Verfahrensschema eingebaut werden. Leider machen die Kosten einer
solchen Einheit die im Reformierungsschritt bewirkte Einsparung im
wesentlichen zunichte. Wir haben jedoch festgestellt, daß frisches
Synthesegas mit einem Stickstoffüberschuß mit Rückführungsgas mit
einem sogar noch größeren Stickstoffüberschuß vereinigt werden
kann, um vereinigtes Synthesegas zu ergeben, das, wenn es über
einem hochaktiven Katalysator umgesetzt wird, am Eingang und
Ausgang des Reaktionssystems eine Ammoniakkonzentration nahe den
üblichen Mengen erlaubt. Dies erreichen wir in erster Linie durch
Entfernung von überschüssigem Stickstoff aus einem üblicherweise
kleinen Spülgasstrom, der aus der Syntheseschleife entnommen wird,
und durch Verringerung der Fließrate von Rückführungsgas in das
Reaktionssystem.
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Die GB-A-2034292 offenbart ein kontinuierliches Verfahren zur
Erzeugung von Ammoniak, umfassend das Leiten von Wasserstoff und
Stickstoff über einen Katalysator, der ein spezifiziertes
Übergangsmetall und ein Modifizierungsmetall enthält, getragen von
einem graphithaltigen Kohlenstoffträger mit spezifizierten
Oberflächeneigenschaften, und worin beim Anlaufen der Stickstoff
in stöchiometrischem Überschuß und danach in stöchiometrischen
Anteilen zugeführt wird.
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Erfindungsgemäß wird Ammoniak in einer Syntheseschleife durch
katalytische Umsetzung von stöchiometrisch wasserstoffarmem,
vereinigtem Synthesegas, das aus frischem Synthesegas und mit
Wasserstoff angereichertem Rückführungsgas zusammengesetzt ist,
über einem hochaktiven Synthesekatalysator erzeugt, wobei das
Molverhältnis von Wasserstoff zu Stickstoff des frischen
Synthesegases größer als das des an Wasserstoff angereicherten
Rückführungsgases ist und die volumetrische Fließrate des an
Wasserstoff angereicherten Rückführungsgases zwischen 2,2 und 3,7
mal der volumetrischen Fließrate des frischen Synthesegases ist.
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Gegenstand der vorliegenden Erfindung ist ein Verfahren zur
Erzeugung von Ammoniak in einem Syntheseschleife nach Anspruch 1.
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Bevorzugte Ausführungsformen dieses Verfahrens sind Gegenstand der
Ansprüche 2 bis 5.
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Die Syntheseschleife umfaßt im weiteren Sinne ein Ammoniak-
Reaktionssystem mit einem oder mehreren katalytischen Reaktoren
und einem Mittel zur Entfernung von Synthese-Reaktionswärme, einem
Rückgewinnungssystem für flüssigen Ammoniak, einem Spülgassystem
einschließlich einer Wasserstoff-Rückgewinnungseinheit und einem
Kompressionssystem zum Zirkulieren von Gas in der Syntheseschleife
und zum Einbringen von frischem Synthesegas in die Schleife.
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Das vereinigte Synthesegas hat ein H/N-Verhältnis zwischen 0,8 und
1,8 und wird zu einem hochaktiven Synthesekatalysator,
vorzugsweise einem Metall der Platingruppe, das von einem graphithaltigen
Kohlenstoff getragen wird, in einem Reaktionssystem bei einer
Temperatur zwischen 315ºC und 400ºC und einem Druck zwischen 50 x
10&sup5; bis 150 x 10&sup5; Pa geführt, wo es teilweise reagiert, um ein
umgesetztes Gas mit einer Ammoniakkonzentration zwischen 8 und 18
Volumenprozent, vorzugsweise zwischen 10 und 15 Volumenprozent, zu
ergeben.
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Das Reaktionssystem ist auf die besonderen Merkmale der
Bedingungen der Syntheseschleife sowie auf den hochaktiven
Katalysator zugeschnitten und umfaßt mehrere adiabatische
Katalysatorbetten in Serie mit Zwischenbett-Kühlung, worin die
Austrittstemperaturen von Gas aus jedem der Betten zwischen 335ºC
und 435ºC sind und die Katalysator-Raumgeschwindigkeiten im
allgemeinen zwischen 5000 und 150.000 m³ pro Stunde pro m³
Katalysator bei Standardbedingungen sind. Ein bevorzugter
hochaktiver Synthesekatalysator ist Ruthenium, getragen auf
graphithaltigem Kohlenstoff und ausführlicher im U.S. Patent Nr.
4,250,057 beschrieben. Andere hochaktive Katalysatoren, wie etwa
andere Metalle der Platingruppe, können verwendet werden,
vorausgesetzt, daß ihre Aktivität mehr als 150, vorzugsweise mehr
als 300 kg-mol Ammoniak pro Stunde pro m³ Katalysator bei 69 x 10&sup5;
Pa (70 bar) und 400ºC unter Verwendung von Synthesegas mit einem
H/N-Verhältnis von 1 ist.
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Die Temperaturbedingungen im Reaktionssystem sind tiefer als
diejenigen, die üblicherweise bei einem gebräuchlichen
Eisenkatalysator verwendet werden, und bewirken eine ausreichende
Umsetzung, um die Ammoniak-Zielkonzentration im umgesetzten Gas zu
erreichen, während gleichzeitig der exotherme Temperaturanstieg
auf einen Wert verringert wird, der gering genug ist, um
Beschädigung des Katalysators zu vermeiden, der aber hoch genug
ist, um nützliche Abwärme durch indirekten Wärmetausch zwischen
teilweise umgesetztem Synthesegas und einem
Wärmerückgewinnungsfluid zu gewinnen.
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Vorzugsweise verwendet das Reaktionssystem drei adiabatische
Katalysatorbetten mit Kühlung zwischen den Betten durch indirekten
Wärmetausch mit Kesselspeisewasser, um Dampf zu erzeugen. In
dieser bevorzugten Ausführungsform wird vereinigtes Synthesegas
mit einem Verhältnis von Wasserstoff zu Stickstoff zwischen 0,9
und 1,5 bei einer Temperatur zwischen 350ºC und 380ºC, einem Druck
zwischen 70 x 10&sup5; und 85 x 10&sup5; Pa zum ersten Katalysatorbett
geführt und bis zu einer Ammoniakkonzentration zwischen 5 und 8
Volumenprozent teilweise umgesetzt. Das teilweise reagierte Gas
aus dem ersten Bett wird dann auf zwischen 340ºC und 375ºC gekühlt
und im zweiten Bett bis zu einer Ammoniakkonzentration zwischen 8
und 12 Volumenprozent weiter umgesetzt. Weiterreagiertes Gas aus
dem zweiten Bett wird auf zwischen 335ºC und 365ºC gekühlt und
zuletzt im dritten Bett bei Temperaturen im Temperaturbereich von
325ºC bis 400ºC bis zu einer Ammoniakkonzentration zwischen 12 und
18 Volumenprozent umgesetzt. In einer am meisten bevorzugten
Ausführungsform ist der Massefluß von Gas durch das erste
Katalysatorbett im wesentlichen gleich wie der des letzten
Katalysatorbetts. Dies bedeutet sozusagen, daß teilweise
reagiertes Synthesegas nicht nennenswert durch Einführung von
Quenchgas gekühlt wird, außer einer fakultativen Zugabe geringer
Gasmengen, die zur Temperaturfeinkontrolle im Reaktionssystem
verwendet werden.
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Das in das Reaktionssystem eintretende vereinigte Synthesegas
enthält von 35 bis 50 Volumenprozent Wasserstoff, von 25 bis 55
Volumenprozent Stickstoff, von 1 bis 5 Volumenprozent Ammoniak und
üblicherweise von 2 bis 25 Volumenprozent Methan plus Argon
zusätzlich zu Spurenanteilen von anderen Inertgasen. Das
Reaktionssystem verlassende, umgesetzte Gas enthält von 20 bis 40
Volumenprozent Wasserstoff, von 25 bis 60 Volumenprozent
Stickstoff und von 10 bis 18 Volumenprozent Ammoniak zusätzlich zu
den Inertgasen. Im vorliegenden Sinne wird Stickstoff nicht als
Inertgas betrachtet, ohne Rücksicht auf seine Anwesenheit im
stöchiometrischen Überschuß für die Ammoniaksynthese.
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Ammoniak kann aus der Syntheseschleife direkt stromaufwärts des
Reaktionsssystems gewonnen werden, er wird jedoch für eine
maximale Ammoniakgewinnung vorzugsweise direkt stromabwärts des
Reaktionssystems gewonnen. Es können ein Waschen mit Wasser oder
andere Ammoniak-Gewinnungssysteme verwendet werden, wir bevorzugen
aber die Verwendung mechanischer Kühlsysteme mit Ammoniak-
Kühlmittel bei verschiedenen Druckhöhen.
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In der üblichen Praxis wird ein Spülstrom aus der Syntheseschleife
entfernt, um inerte Gase zu beseitigen, die sich ansonsten in der
Schleife anreichern würden. Da der Spülstrom Wasserstoff,
Stickstoff und Ammoniak zusätzlich zu Inertgasen Methan und Argon
enthält, ist es bekannt, einen wasserstoffreichen Strom aus dem
Spülgas durch Verwendung eines Tieftemperatur- oder
Membrantrennungs-Verfahrensschritts zu gewinnen und den
wasserstoffreichen Strom in das Rückführungsgas rückzuführen. In diesen
Fällen enthält das Rückführungsgas dann einen stöchiometrischen
Übershuß an Wasserstoff, der günstigerweise durch Einstellung des
frischen Synthesegases, so daß es einen leichten stöchiometrischen
Mangel an Wasserstoff enthält, ausgeglichen wird.
Ammoniaksynthesegas, das aus einer Kombination dieser Ströme resultiert,
enthält dann Wasserstoff und Stickstoff in einem im wesentlichen
stöchiometrischen Verhältnis. Da diese Technik nur geringe
Einsparungen bei den Eintrag/Brennstoff-Anforderungen zum
Reformierungsbereich bewirkt, wurde vorgeschlagen, das H/N-
Verhältnis von frischem Synthesegas stark zu verringern, während
gleichzeitig das H/N-Verhältnis von Synthesegas zum
Reaktionssystem verringert wird. Da das H/N-Verhältnis des
frischen Gases jedoch geringer als das des Synthesegases zum
Reaktionssystem ist, wird es notwendig, einen sehr großen
Spülstrom aus der Syntheseschleife zu entfernen, eine große Menge
an Stickstoff aus diesem Spülstrom zu entfernen und einen sehr
großen wasserstoffreichen Gasstrom zum Rückführungsstrom
rückzuführen, so daß der Rückführungsstrom dann ein höheres H/N-
Verhältnis als das frische Synthesegas aufweist. Diese Prozedur
erfordert eine große Wasserstoff-Rückgewinnungseinheit, um das
Rückführungsgas anzureichern, sowie eine üblicherweise hohe
Fließrate von Rückführungsgas bezüglich frischem Synthesegas.
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Beim Verfahren gemäß vorliegender Erfindeung ist der Spülstrom
verglichen mit dem Rückführungsgasstrom relativ klein und wird in
einer relativ kleinen Wasserstoff-Rückgewinnungseinheit behandelt.
Der Anteil an entferntem Spülgas hängt von der Art der verwendeten
Wasserstoff-Rückgewinnungseinheit ab, ist aber ausreichend, um
eine Konzentration von Argon plus Methan im umgesetzten Gas am
Ausgang des Reaktionssystems zwischen 2 und 30 Volumenprozent,
vorzugsweise zwischen 6 und 10 Volumenprozent zu halten und um ein
H/N-Verhältnis zwischen 0,5 und 1,7 in dem mit Wasserstoff
angereicherten Rückführungsgas zu halten. Wir verwenden frisches
Synthesegas mit einem H/N-Verhältnis zwischen 1,7 und 2,5 und
vereinigen es mit dem an Wasserstoff angereicherten
Rückführungsgas in einem Volumenverhältnis von zwischen 2,2 und 3,7 Teilen
Rückführungsgas auf einen Teil frisches Synthesegas, um das zuvor
diskutierte vereinigte Synthesegas mit einem H/N-Verhältnis
zwischen 0,8 und 1,8 zu bilden. Durch Halten des H/N-Verhältnisses
von Rückführungsgas unter dem des frischen Gases und Verwendung
einer relativ geringen Fließrate des Rückführungsgases sparen wir
Rückführungsgas-Kompressionsleistung und verringern somit die
Anforderungen an die Leistungserzeugung aus Abwärme im
Reformierungsbereich der Anlage. Die Menge an Abwärme, die im
Reformierungsbereich erzeugt wird, verringert sich entsprechend
aufgrund von geringeren primären Reformierungserfordernissen bei
der Erzeugung von frischem Synthesegas mit einem Verhältnis
zwischen 1,7 und 2,5 und die Kapitalkosten sowie der Gesamteintrag
und die Brennstofferfordernis des Verfahrens werden dadurch
erheblich verringert.
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In der bevorzugten Ausführungsform, bei der wir im Reaktionssystem
vereinigtes Synthesegas mit einem molaren H/N-Verhältnis von
Wasserstoff zu Stickstoff zwischen 0,9 und 1,5 verwenden, bevorzugen wir
die Verwendung eines frischen Synthesegases mit einem H/N-
Verhältnis zwischen 1,9 und 2,4 und vereinigen das an Wasserstoff
angereicherte Rückführungsgas mit frischem Synthesegas bei einem
Verhältnis der volumetrischen Fließrate zwischen 2,4 und 3,5. In
einer am meisten bevorzugten Ausführungsform entfernen wir den
Spülstrom aus der Syntheseschleife in einem Anteil, der äquivalent
zu zwischen 4 und 12 Volumenprozent des vereinigten Synthesegases
ist und führen ein wasserstoffreiches Gas, das zwischen 70 und 95
Volumenprozent Wasserstoff enthält, zur Syntheseschleife zurück,
um das wasserstoffreiche Rückführungsgas zu bilden, das
anschließend mit dem frischen Synthesegas vereinigt wird.
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Das frische Synthesegas kann auf jede beliebige Weise erzeugt
werden, einschließlich einer teilweisen Oxidation von festen oder
flüssigen Brennstoffen, es wird aber typischerweise durch bekannte
Methoden zur Dampfreformierung von Kohlenwasserstoffen,
vorzugsweise Erdgas, erzeugt. Das Reformierungsverfahren wird
ausgewählt und eingerichtet, um auf wirtschaftliche Weise Rohgas
herzustellen, das durch gebräuchliche Methoden konvertiert und zur
Entfernung von Kohlenstoffoxiden behandelt werden kann, so daß
frisches Synthesegas mit dem zuvor genannten H/N-Verhältnis
erzeugt wird. Bevorzugte Reformierungsverfahren sind solche mit
getrennten endothermen (primären) und exothermen (sekundären)
Dampfreformierungsschritten, wobei die primäre
Reformierungsleistung bezüglich der sekundären Leistung durch Verwendung eines
Überschusses von Luft mit hoher Temperatur im sekundären Reformer
möglichst gering gehalten wird. Diese Verschiebung in der Leistung
erlaubt es uns, sowohl die Größe als auch den Brennstoffverbrauch
des primären Dampfreformierungsofens zu verringern oder den Ofen
vollständig wegzulassen und Wärme für die primäre Reformierung in
einem Reaktoraustauscher aus heißen Austrittsgasen des exothermen
sekundären Reformers zu liefern, wie ausführlicher in unserer US-
A-4479925 beschrieben ist.
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Unter Bezugnahme auf die Zeichnung werden 5663 kg-mol pro Stunde
frisches Synthesegas bei 35ºC und 35 x 10&sup5; Pa mit einer
Volumenzusammensetzung von 65% H&sub2;, 32,5% N&sub2;, 1,9% CH&sub4;, 0,4% Ar und 0,2%
Wasser über Leitung 1 zum Frischgaskompressor 2 geleitet, auf 75 x
10&sup5; Pa komprimiert von kondensierter Feuchtigkeit abgetrennt und
mit 19078 kg-mol pro Stunde eines an Wasserstoff angereichertem
Rückführungsgases aus Leitung 3 mit einem molaren H/N-Verhältnis von
Wasserstoff zu Stickstoff von 0,8 vermischt. Das resultierende
vereinigte Synthesegas mit einer Volumenzusammensetzung von 45%
H&sub2;, 45% N&sub2;, 2,5% NH&sub3;, 6,2% CH&sub4; und 1,3% Ar wird dann auf 80 x 10&sup5;
Pa im Rückführungskompressor 4 komprimiert und über Leitung 5 zum
Eintrag/Abstrom-Austauscher 6 geführt, wo das vereinigte
Synthesegas zum Einleiten in das Ammoniak-Reaktionssystem über
Leitung 7 auf 355ºC vorgeheizt wird.
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Das Reaktionssystem umfaßt drei adiabatische Katalysatorbetten 8,
10, 12, die in seriellem Fluß angeordnet und mit Zwischenbett-
Kühlern 9 und 11 versehen sind. Jedes Katalysatorbett ist zum
axialen Abwärtsfluß in einen kugelförmigen Heißward-Reaktor
eingerichtet und enthält eine Schicht von aktieviertem Ruthenium-
Katalysator auf einem graphithaltigen Kohlenstoffträger.
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Das vereinigte Synthesegas wird in einem ersten Katalysatorbett 8
bis zu einem erhöhten Ammoniakgehalt von 7,2 Volumenprozent bei
einer Austrittstemperatur von 430ºC umgesetzt und dann durch
indirekten Wärmeaustausch mit Kesselspeisewasser auf 355ºC
gekühlt, um Dampf zu erzeugen. Gekühltes, teilweise reagiertes
Synthesegas wird dann in das zweite Katalysatorbett 10 geleitet
und weiter bis zu einer Ammoniakkonzentration von 11
Volumenprozent bei einer Austrittstemperatur von 410ºC umgesetzt und dann
durch indirekten Wärmeaustausch mit Kesselspeisewasser auf 350ºC
gekühlt, um Dampf zu erzeugen. Das weiterreagierte Synthesegas
wird dann in das dritte und letzte Katalysatorbett 12 geleitet, wo
die Ammoniakkonzentration auf 13,5 Volumenprozent bei einer
Austrittstemperatur von 385ºC erhöht wird. Das reagierte Gas aus
dem dritten Katalystorbett hat eine Volumenzusammensetzung von
33,8% H&sub2;, 44,5 N&sub2;, 13,5% NH&sub3;, 6,8% CH&sub4; und 1,5% Ar und wird im
Eintrag/Abstrom-Austauscher 6 und im Kaltwasser-Austauscher 13 vor
dem Einbringen des reagierten Gases in ein Ammoniak-
Gewinnungskühlsystem 14 auf 40ºC gekühlt.
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Das Ammoniak-Gewinnungssystem ist gebräuchlich und arbeitet auf
mehreren Temperaturstufen zur optimalen Verwendung von verfügbarer
Kühlung, die aus der Druckverminderung von gewonnenem Ammoniak
resultiert. Im Gewinnungssystem 14 werden 2441 kg-mol flüssiger
Ammoniak pro Stunde bei einer Endtemperatur von -33ºC aus dem
reagierten Gas abgetrennt und über Leitung 15 als Produkt
gewonnen. Der Rest des reagierten Gases wird über Leitung 16 als
Rückführungsgas entfernt.
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Ein Spülstrom 17, der aus 7 Volumenprozent des Rückführungsgases
in Leitung 16 besteht, wird zu einer Tieftemperatur-Wasserstoff-
Rückgewinnungseinheit 18 abgeleitet, wo über Leitung 19
ausreichend Inertgase aus der Syntheseschleife gespült werden, um
eine Konzentration von Methan plus Argon im reagierten Gas von 8,3
Volumenprozent zu halten. Andererseits kann der Spülstrom über
Leitung 17A aus dem vereinigten Synthesegas zur Wasserstoff-
Rückgewinnungseinheit 18A geführt werden, um dieselbe
Konzentration von Inertgasen in der Syntheseschleife zu halten. In der
Wasserstoff-Rückgewinnungseinheit 18 werden 88 Volumenprozent des
in die Einheit eintretenden Wasserstoffs gewonnen und 559 kg-mol
wasserstoffreiches Gas pro Stunde mit 85 Volumenprozent
Wasserstoff werden durch Leitung 20 entfernt und mit dem Rest des
Rückführungsgases vermischt, um das an Wasserstoff angereicherte
Rückführungsgas in Leitung 3 zu bilden.