DE2129307A1 - Verfahren zur Herstellung von Ammoniak - Google Patents

Description

W.R. Grace & Co. (USA 45 685 - prio 12.6.1970

3, Hanover Square ^A/"°« " 8258)

New York, N.Y./V.St.A. Hamburg, den 8. Juni 1971

Verfahren zur Herstellung von Ammoniak

In den letzten Jahren ist eine Anzahl von Ammoniak-Fabriken mit riesiger Kapazität errichtet worden, welche sich zur Förderung des Synthesegases zu dem Ammoniakkonverter Zentrifugalkompressoren bedienen. Diese Fabriken stellen Ammoniak äußerst preiswert her und stellen deshalb in bestimmten Gegenden eine ernste wirtschaftliche Konkurrenz für ältere und kleinere Anlagen dar, welche nicht auf den Einsatz derartiger Zentrifugalkompressoren ausgelegt sind. Der wesentliche wirtschaftliche Vorteil der vorliegenden Erfindung besteht darin, daß sie zur Modifizierung und/oder Modernisierung von Ammoniak-Erzeugungsanlagen dienen kann, welche anderenfalls nur noch schwer mit den neuen riesigen Fabriken konkurrieren könnte, welche Zentrifugalkompressoren anwenden.

Ammoniak wird im großtechnischen Maßstab durch Umsetzung von Wasserstoff mit Stickstoff bei hohen Temperaturen und Drucken gewonnen. Diese Reaktion wird im folgenden als

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"Ammoniakumwandlung" und der dafür Verwendung findende Reaktor als "Kontaktofen" bezeichnet.

Das^öaus Wasserstoff und Stickstoff bestehende bzw. diese Gase enthaltende Gasgemisch für die Umwandlung wird im folgenden als "Synthesegas" bezeichnet. Dieses Synthesegas wird in mehreren Schritten erzeugt, nämlich dem

fc "ersten Reforraierungsschrltt", dem "zweiten Reformierungsschritt" und der "Wassergasgleichgewichts-Reaktion'^s _s welche im folgenden noch näher erläutert werden sollen. Bei dem ersten Reformierungsschritt wird ein Kohlenwasserstoff, meist Methan j zur Gewinnung von Wasserstoff mit Wasserdampf erhitzt. In dem zweiten Reformierungsschritt wird Luft als Quelle für Stickstoff zugefügt und das nach dem ersten Reformierungsschritt noch übrig - . gebliebene Methan wird oxydiert. Nach Durchführung

^ dieses zweiten Reformierungsschrittes enthält das Gasgemisch eine große Menge an Kohlenmonoxyd sowie Wasser (Wassergas). Bei der Wassergasgleichgewichts-Reaktion werden solche Reaktionsbedingungen gewählt, daß die Umsetzung CO₂ + H₂ CO + H₂O von rechts nach links abläuft, das heißt das Reaktionsgleichgewicht wird so verschoben, daß die Umsetzung in dieser gewünschten Richtung abläuft. Das gebildete Gasgemisch muß einer bestimmten Reinigung unterworfen werden, um Verunreinigungen abzutrennen, welche bei der Ammoniakumwandlung

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oder als Nebenprodukte im Endprodukt stören, in der Hauptsache Kohlendioxyd und Wasser. Danach eignet es sich als Synthesegas für die Ammoniakumwandlung.

Es ist allgemein bekannt, daß die Ammoniaksynthese bei hohen Drucken in der Größenordnung von 352 bis

ρ
1055 kg/cm deutliche Vor- und Nachteile mit sich

bringt. Der Vorteil besteht darin, daß aufgrund des hohen Druckes das in dem Kontaktofen gebildete Ammoniakgas sich als Flüssigkeit gewinnen läßt, indem man einfach das austretende Gasgemisch mit flüssigem Wasser, z.B. mit Wasser mit einer Anfangstemperatur von 32 C abkühlt. Im Gegensatz dazu muß bei Systemen, welche mit niedrigeren Drucken von beispielsweise etwa I¹Il kg/cm arbeiten, das Ammoniakgas in dem Kreislaufgas zur Verflüssigung auf tiefe Temperaturen gebracht werden, wobei die erforderliche Kühlung

kostspielig ist. Der Nachteil der Anwendung von

Drucken in dem Bereich von 352 bis 1055 kg/cm

liegt darin, daß zur Erzeugung derartiger hoher Drucke Kolbenkompressoren erforderlich sind. Derartige Kompressoren werden gewöhnlich mit Hilfe von Elektromotoren angetrieben, so daß bislang große Aufwendungen zur Beschaffung der erforderlichen elektrischen Energie notwendig waren. Die vorliegende Erfindung arbeitet mit dem Vorteil der Produktabtrennung mit Hilfe einer Wasserkühlung, vermeidet jedoch gleichzeitig den Nachteil, daß elektrische

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Energie zugekauft werden muß.

Gegenstand der Erfindung ist ein Verfahren zur Herstellung von Ammoniak aus einem Kohlenwasserstoff, Wasser und Luft enthaltenden Einsatzprodukt durch Gewinnung von Synthesegas, bei dem man den Kohlenwasserstoff in einem ersten Reformierungsschritt mit Dampf in ein unumgesetzten Kohlenwasserstoff, unumgesetzten Dampf, Wasserstoff und Kohlenoxide enthaltendes Produktgemisch überführt und dieses Produktgemisch in einem zweiten Reformierungsschritt mit Luft in ein unumgesetzten Dampf, Kohlenoxide, Wasserstoff und Stickstoff enthaltendes Produktgemisch umwandelt, sowie das Kohlenmonoxid des letzteren Produktgemisches in einer Wassergasgleichgewichtsreaktion mit Wasser zu einem rohen, Stickstoff, Kohlendioxid und zusätzlichen Wasserstoff enthaltenden Ammoniaksynthesegas umsetzt, worauf man das rohe Synthesegas reinigt, dann das erhaltene Synthesegas komprimiert und unter Druck in Ammoniak umwandelt, welches dadurch gekennzeichnet ist, daß man aus der Bildung des Synthesegases, der

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zweiten Reformierung, der Wassergasgleichgewichtsreaktion und der Ammoniakumwandlung Energie in Form von Wärme zurückgewinnt und diese Wärme in mechanische Energie umwandelt, welche zur Komprimierung des Ammoniaksynthesegases vor der Ammoniakumwandlung verwendet wird.

Vorzugsweise wird Energie auch aus der Umwandlung des Synthesegases in Ammoniak zurückgewonnen.

Die Erfindung beruht auf der überraschenden Entdeckung, daß die große, zur Komprimierung des Synthesegases erforderliche Energiemenge vollständig aus der Wärmeenergie gedeckt werden kann, welche sich in anderen Stufen des Verfahrens abführen läßt. Die zweite Reformierung, die Wassergasgleichgewichts-Reaktion und die Ammoniakumwandlung finden alle unter Freisetzung von Wärme statt. Die erste Reformierung ist andererseits eine endotherme Reaktion, doch wird nicht die gesamte für diese Reaktion zugeführte Wärme verbraucht, sondern es bleibt eine unausgenutzte Wärmemenge übrig. Es wurde

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nun gefunden, daß die gesamte aus diesen Quellen zur Verfugung stehende Wärmemenge ausreicht oder sogar mehr als ausreichend ist, um die gesamte mechanische Energie zu gewinnen, welche zur Komprimierung des Synthesegases benötigt x^ird. Die Komprimierung des Synthesegases läßt sich somit bei einem derart hohen Druck durchführen, daß das Ammoniak enthaltende Produktgasgemisch aus dem Ammoniakkontaktofen durch Wärmeaustausch mit Wasser kondensiert werden kann, ohne daß eine kostspielige Tiefkühlung wie bei den bislang bekannten Verfahren erforderlich ist.

Günstigerweise wird die nach dem erfindungsgemäßen Verfahren entnommene Wärme in elektrische Energie umgewandelt

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und die elektrische Energie zum Komprimieren des Synthesegases verwendet. Figur 1 der beiliegenden Zeichnungen gibt ein Fließschema für eine mögliche Durchführung der Erfindung wieder: die Wärme treibt eine Dampfturbine an, welche ihrerseits einen Generator zur Erzeugung elektrischer Energie betreibt. Diese elektrische Energie dient zur Speisung eines Elektromotors, welcher seinerseits den Kompressor antreibt.

Im folgenden soll das erfindungsgemässe Verfahren näher beschrieben werden. Zur Erläuterung dienen dabei spezielle Zahlenwerte, welche sich auf ein Verfahren beziehen, das unter Anwendung der in den beiliegenden Zeichnungen dargestellten Anlage unter den näher beschriebenen Bedingungen durchgeführt wurde; es zeigen:

Fig. 1 ein Gesamtfließschema der Anlage, während die Fig. . . bis 5 Teile der Anlage und die Verfahrensbedingungen im einzelnen darstellen;

Fig. 2 zeigt eine Anlage mit den zugehörigen Bedingungen für die Vorbehandlung von Naturgas und Dampf vor der Einspeisung in den ersten Reformer, den ersten Reformer selbst sowie einen zweiten Reformer und schließlich einen bei hoher Temperatur arbeitenden Konverter zur Verwendung in der Wassergasgleichgewicht s-Reaktion ;

Fig. 3 einen mit niedriger Temperatur arbeitenden Konverter zur Verwendung in der Wassergasgleichgewichts-109851/1738

Reaktion sowie eine Anlage zur Reinigung des rohen Synthesegases sowie zu dessen Komprimierung; die Fig. 3 schließt an die Fig. 2 an;

Fig.*! im Anschluß an die Fig. 3 eine Anlage zur Ammoniakumwandlung sowie zur Isolierung des Ammoniaks;

Fig.5 eine Anlage zur Energiegewinnung zur Umwandlung der .abgezogenen Wärme in elektrische Energie.

Erste Reformierung

Diese Umsetzung beruht auf einer Dampfreformierung des Methans. In den Vereinigten Staaten findet wegen des niedrigen Preises und der leichten Zugänglichkeit im allgemeinen Methan oder Erdgas Verwendung. In anderen Ländern werden dagegen Leichtbenzin oder schwerere Kohlenwasserstoffe häufig als Einsatzprodukt verwendet. Die Erfindung läßt sich ohne weiteres auch mit Einsatzprodukten durchführen, welche andere Kohlenwasserstoffe als Methan enthalten. Im nachfolgenden wird das Verfahren jedoch anhand der Verwendung von Methan beschrieben, ohne daß die Erfindung hierauf beschränkt sein soll.

Bei der Wasserdampfreformierung finden im wesentlichen zwei Wasserstoff bildende Umsetzungen statt. Eine von diesen ist stark endotherm, während die andere exotherm ist; die Gesamtwärraebilanz ist endotherm. Die Reaktionen bei l6°C und Normaldruck sind:

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1) CH₁^ + H₂O ^CO + 3H₂; AR = + 205-850 kJ/kg.Mol

Ein Teil des so gebildeten CO wird weiter oxydiert.

2) CO + H₂O ^ CO₂ + H₂; M- - 41.260 kJ/kg,Mol

Offensichtlich kann ferner ein Teil des Methans direkt zu COp oxydiert werden:

3) CH₁₁ + 2H₂O f CO₂ + 4H₂; ^H =+ 164.580 kJ/kg.Mol.

Es ist deutlich, daß der Bedarf an Wärme im Bereich von + 164.580 bis 205.850 kJ/kg.Mol eingesetztes CH₁₁ (oder dessen Kohlenwasserstoffäquivalent) liegt, abhängig von dem gewünschten CO:CO_?-Verhältnis in dem Produktgemisch. In der Praxis hat es sich als erforderlich erwiesen, ein Mehrfaches dieser Wärmemenge, beispielsweise durch Verbrennen von Erdgas an der Luft, zuzuführen, um die hohen Umsetzungsgeschwindigkeiten und -temperaturen zu erreichen, welche im großtechnischen Maßstab gefordert werden müssen. Bislang ist diese überschüssige Wärme größtenteils verlorengegangen. Gemäß Erfindung wird sie dagegen abgeführt und in brauchbare Energie umgewandelt, welche zur Erreichung hoher Drucke in dem Ammoniakkontaktofen dient.

Für einen wirkungsvollen Betrieb der Reformer für den ersten Schritt ist es erforderlich, die Ausgangsstoffe auf eine Temperatur im Bereich von 149 bis 649°C vorzuerhitzen. Normalerweise wird diese Wärme durch Verbrennen eines herkömmlichen Brennstoffes, z.B. von Erdgas, an Luft

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zugeführt. Wie bereits erwähnt, ist der erste Reformierungsschritt insgesamt endotherm; es muß jedoch, bezogen auf die theoretische endotherme Wärmemenge, mehr als die doppelte
Menge dem Reformer zugeführt werden, um die Reaktion durchsufuhren und die Erfindung besteht gerade darin, in welcher Weise diese Wärmemenge sowie die aus weiteren, oben bereits erwähnten Quellen zur Verfügung stehende Wärme ausgenutzt
wird.

Die Stöchiometrie für die Umsetzungen in dem ersten Refor-

mierungsschritt sieht im wesentlichen wie folgt aus:

4) 699 CH₂₁ + 699 H₂O ? 699 CO + 2097 H₂

5) 378"CO + 378 H₂O ? 378 CO₂+ 378 H₂

6) IE 699 CH,. + 1077 H_o0 ^-321 CO + 378 C0_o + 2475 H.

Zweiter Reformierungsschritt

Hier wird Luft zugeführt, (vergl.. Fig. 2), welche den
notwendigen Stickstoff sowie den für die Verbrennung
des Methans zu Kohlenoxyden, Wasserstoff und Wasser erforderlichen Sauerstoff enthält. Es laufen mehrere
Reaktionen gleichzeitig ab, doch lassen diese sich
entsprechend den speziellen, bei der Ausführungsform
der Pig. 2 Anwendung findenden Produktströmen wie folgt
zusammenfassen:
7) 582 CH₁₁ + 624 O₂ 514 CO + 68 CO₂ + 566 H₂ + 598

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Wassergasgleichgewichts-Reaktion

Wie in den Figuren 2 und 3 dargestellt, erfolgt die Wassergasgleichgewichts-Reaktion in zwei Stufen₃ einer Umwandlung bei hoher Temperatur sowie einer Umwandlung bei tiefer Temperatur. Beide Stufen sind exotherm und lassen sich stöchiometrisch (hinsichtlich der Ströme k und 6) in der folgenden Gleichung in kg.Mol zusammenfassen:

8) 5^3 CO + 5¹O H₂O ^ 5^3 CO₂ + 5^3

Reinigung des Synthesegases

Das Produkt aus dem Wassergasgleichgewichts-Reaktor muß von seinem Gehalt an Kohlendioxyd befreit werden. Das hierfür im einzelnen Verwendung findende System ist nicht wesentlich und es können die an sich bekannten Systeme zur Reinigung von Synthesegas im Rahmen des erfindungsgemässen Verfahrens Anwendung finden, z.B. unter Verwendung von Äthanolaminen und/oder Kaliumcarbonat arbeitende Anlagen, wie sie in Ammoniak-Fabriken üblich sind, Diese beiden Systeme sind herkömmlich und eine Beschreibung findet sich beispielsweise in Kirk-Othmer, Encyclopedia of Chemical Technology, 2. Auflage, Band 2, Seiten 277 bis 280. Andere Systeme sind ebenfalls geeignet, beispielsweise das Gaswaschverfahren, vergl. a.a.O., Seite 278. Das im folgenden beschriebene System arbeitet unter Verwendung von Kaliumcarbonat.

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Kohlenmonoxyd vergiftet den Ammoniakkatalysator und sollte deshalb entfernt wer-den, bevor das Synthesegas in den Ammoniakkontaktofen geleitet wird. Es gibt mehrere brauchbare Wege hierfür. Ein System besteht darin, daß man das Kohlenmonoxyd von einer ammoniakalischen Kupfer(I )VLösung absorbieren läßt. Eine weitere Möglichkeit besteht darin, daß man es wiederum zu Methan hydriert, wie dies im folgenden näher beschrieben wird. • Ein weiteres geeignetes Verfahren, welches sich insbesondere für Anlagen mit Luftabtrennungseinheiten eignet, ist der sogenannte Stickstoffwaschprozeß. Alle diese ■ Verfahren sind bekannt und beispielsweise a.a.O, Seiten 280 bis 282 im einzelnen beschrieben. Alle diese Verfahren sind im Rahmen der Erfindung anwendbar.

Die Synthesegaspumpe

k Ein hin- und hergehender Kompressor ist zur Erreichung der Drucke von 352 bis 1055 kg/cm notwendig, um den erfindungsgemäß erforderlichen Betriebsdruck zu erreichen. Die meisten in Ammoniak-Fabriken eingesetzten Zentrifugalkompressoren arbeiten mit Drucken von I'll bis 211 kg/cm , da das größere Volumen bei niedrigerem Druck den Anforderungen der bereits entwickelten Apparaturen genügt. Jeder der drei allgemeinen Typen von hin- und hergehenden Kompressoren, nämlich Kolbenkompressoren, Tauchkolbenkompressoren und Membrankompressoren, sind im Rahmen

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der Erfindung verwendbar. Die Kolbenkompressoren v/erden jedoch aus Gründen der Wirtschaftlichkeit und Leistungsfähigkeit bevorzugt. Die Kompressorkapazität sollte selbstverständlich dem Volumen des zu pumpenden Synthesegases entsprechen. Das Gewicht an Synthesegas, welches in der speziellen nachfolgend beschriebenen Ausführungsform gehandhabt werden muß, nämlich etwa ^0.82O kg je Stunde, läßt sich in bequemer Weise mit Hilfe von Kompressoren fördern, welche insgesamt etwa 26.850 kW Leistung haben, und zwar zusammengesetzt wie folgt: 3 mit 2237 kW, 2 mit 2983 kW, 2 mit 3356 kW und einer mit 7^60 kW.

Wie in Fig. 1 dargestellt, wird der erste Reformer durch Verbrennen von Erdgas oder anderen kohlenstoffhaltigen Treibstoffen beheizt. In dem speziellen Fall, welcher weiter unfeen beschrieben und im einzelnen in den Figuren 2 bis 5 dargestellt ist, werden insgesamt 1^0.560 kW je Stunde dem ersten Reformierungsreaktor zugeführt, indem Erdgas mit Luft verbrannt wird. Ferner wurden je Stunde 972 kg.Mol Methan (dieser Ausdruck schließt auch Methanäquivalente ein) zusammen mit der erforderlichen Dampfmenge durch die Katalysatorkammer des ersten Reformierungsreaktors geschickt.

Die Gesamtwärmemenge, welche einem gegebenen ersten

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Reformierungsreaktor bei Anwendung der Erfindung zugeführt wird, hängt von der Größe und der Leistung der gesamten Anlage ab. In dem speziellen Fall wurden,. 511.720 kJ/kg.Mol Methan zugeführt. Ein geeigneter Bereich liegt zwischen 465.200 und 697.8IO kJ/kg.Mol Methan.

Etwa 50 % der dem ersten Reformierungsreaktor zugeführten Wärme wird zurückgewonnen und Wärmeaustauschern zugeführt, welche an anderer Stelle in dem hier beschriebenen Ammoniakherstellungsverfahren Verwendung finden. Der Rest der Wärme wird in der endothermen Reaktion des ersten Reformierungsschrittes sowie durch Strahlungsverluste verbraucht. Ein vollständige Aufstellung über die Energiebilanz im ersten Reformierungsreaktor ist in ^ der nachfolgenden Tabelle 1 gegeben.

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Tabelle 1

Zusammensetzung der Ströme im Ammoniakverfahren kg.Mol Std.

Strom Nr.	1	2	3
CH4	97,2^	274	-
co2	8,89	387	-
N2	4,81	4,81	1056
H2	-	2434	-
CO	-	321
Ar?	-	-	12,7
°2	-	-	283
NH3	—	—	—
H2O	4119	3041	135
0C	482	818	482
kg/cm	35	32	32

8 9 10 11

9,48 9,48 9,48 9,48 22,3 12,1 5,26 16,7

426 867 957 2,17 -

1060 1060 1060 1056 1056 15,2 1,29 47,5

2691 3131 3234 3225 3184 46,5 8,17 142

563 104 10,6 10,6 -

12,7 12,7 12,7' 12,7 12,7 3,3 1,07 11,5 &

3448 2998 2905 75,5 90,4 -

991 4o4 212 86 336 43 44 44 °° ' ^? 31 30 31 29 29 76 76 76

1 einschließlich geringer Mengen an niedrigen Alkanen, welche auf Methanäquivalente umgerechnet sind, z.B. ist 1 Mol Äthan 2 Mol Methanäquivalent.

2 Edelgase, in der Hauptsache Argon. —*

CO CO O

- Io ' -

Bei den in Tabelle 1 aufgeführten Produktströmen handelt es sich um folgende:

1. Einsatzprodukt für den ersten Reformierungsreaktor (Dampf und Erdgas), vergl. Fig. 2.

2. Ausgangsprodukt vom ersten Reformierungsreaktor (Reaktionsprodukte aus dem ersten Reformierungsreaktor), vergl. Fig. 2.

3. Prozeß Luft plus Hilfsprozeß Dampf für den zweiten Reformierungsreaktor, vergl. Fig. 2.

4. Produkt-gemisch des zweiten Reformierungsreaktors, vergl. Fig. 2.

5. Produktgemisch aus dem bei hoher Temperatur arbeitenden Gleichgewichtskonverter, vergl. Figuren 2 und 3·

6. Produktgemisch aus dem bei nierdriger Temperatur arbeitenden Gleichgewichtskonverter, vergl. Fig. 3»

7. Produktgemisch aus dem Kohlendiöxydabsorber, vergl. Fig. 7·

8. Produktgemisch aus dem Methanreaktor, vergl. Fig.

9· Produktgemisch aus dem Hochdruckseparator, vergl. Fig. ^. 10.Produktgemisch aus dem Niederdruckseparator, vergl. Fig. 11..Spülgas für den Ammoniakabsorber, vergl. Fig. 4.

Die Gesamtreaktion in dem ersten Reformierungsreaktor ist endotherm. In dem im einzelnen beschriebenen Verfahren werden insgesamt 13^.230 kW (520.320 kJ/kg.Mol Methan), umgerechnet auf l6°C und Normaldruck, dem ersten Reformicrunr.sreaktor zugeführt, in dem Erdgas an Luft verbrannt wird. Der gesamte Wärmewert der Erdgasverbrennunp; beträgt tatsächlich 1^0.^60 kW, doch ißt der Wii'kunnrigraä dos

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ersten Reformierungsreaktors 95,5 %_s so daß ein Verlust von 6.330 kW durch Gase mit einer Temperatur von mehr als 16°C eintritt und der auf 16°C umgerechnete Wärmewert liegt deshalb bei 13^·23Ο kW. Die Gesamtreaktion in dem ersten Reformierungsschritt entsprechend der oben angegebenen Gleichung 6) verbraucht etwa 132.58Ο kJ/ kg.Mol an Methanäquivalenten, bezogen auf 16 C und Normaldruck. Dieser Wert gilt speziell für die . der nachfolgenden Beschreibung und den Zeichnungen zugrundeliegende Ausführungsform, doch kann der Wert unter anderen Bedingungen schwanken und beispielsweise innerhalb eines Bereiches von 93.0^0 bis 144.180 kJ/kg.Mol Prozeßmethan-Äquivalenten liegen, abhängig von der Menge an reformiertem Methan und dem Verhältnis von COrCOp am Auslaß.

Wie in Fig. 1 gezeigt, ist die Reaktion in dem zweiten Reformierungsreaktor. exotherm. Diese Verfahrenseinheit (die zweite Reformierung) setzt etwa 86.Ο8Ο kJ/kg.Mol Prozeßmethan-Äquivalente (bezogen auf 16 C und Normaldruck) frei, welche zur Rückgewinnung zur Verfügung stehen und in dem Gesamtverfahren zur Ammoniakherstellung Verwendung finden können. Dieser Wert ist wiederum typisch für die der Beschreibung und den Zeichnungen zugrundeliegende Ausführungsform, so daß unter anderen Bedingungen der Wert schwanken und beispielsweise in dem Bereich von 69.780 bis II6.3OO kJ/kg.Mol Prozeßmethan-Äquivalente liegen kann. Wärme wird dem den zweiten Reformierungs-

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Reaktor verlassenden Produktgemisch in einer Menge von etwa 186.080 kJ/kg.Mol Prozeßmethan-Äquivalenten entzogen und für die weitere Energieumwandlung verwendet. Auch dieser Wert gilt für die der Beschreibung und den Zeichnungen zugrundeliegende Ausfuhrungsform, so daß der Wert unter anderen Bedingungen, beispielsweise innerhalb eines Bereiches von 139.560 bis 232.600 kJ/kg.Mol Prozeßmethan-Äquivalenten liegen kann. Die in dem Konverter stattfindende Wassergasgleichgewichtsreaktion ist ebenfalls exotherm. Die Wassergasgleichgesichtsreaktoren liefern in der speziellen Ausführungsform der Figuren 2 bis 5 etwa 22.260 kJ/kg.Mol Prozeßmethan-Äquivalenten (bezogen auf l6°C und Normaldruck) ₃ ifelche zur Wiedergewinnung zur Verfügung stehen. Auch dieser Wert kann wiederum schwanken, und zwar innerhalb eines Bereiches von 11.630 bis 41„870 kJ/kg.Mol Prozeß- - methan-Äquivalenten. Wärme itfird aus dem Produktgas strom " aus dem Gleichgewichtskonverter in einer Menge von etwa 181.430 kJ/kg.Mol Proseßmethan-Äquiyalenten für die Energieumwandlung entnommen. Dieser Wert ist wiederum für die der Beschreibung und den Zeichnungen zugrundeliegende Ausführungsform typisch_s so daß er unter anderen Bedingungen schwanken und beispielsweise in dem Bereich von 139 ο56O bis 232 ο 600 kJ/kg.Mol Prozeßmethan liegen kann Wie in Fig, I gezeigt-_£ werden Stickstoff und Wasserstoff in dem Ammoniakkontaktofen zu Ammoniak umgesetzt. Diese Einheit der Anlage ist ebenfalls exotherm und entwickelt

J] rf' ¹^, ^ T" Λ 8 ^l ¹⁵T? O O

etwa 93.040 kJ/kg.Mol Prozeßmethan-Äquivalenten (umgerechnet auf l6°C und Normaldruck), welche für die Wiedergewinnung und Weiterverwendung zur Verfügung stehen. Auch dieser Wert kann schwanken, abhängig von dem Wirkungsgrad des Verfahrens, er kann deshalb innerhalb eines Bereiches von etwa 69.780 und II6.3OO kJ/kg.Mol Prozeßmethan-Äquivalenten liegen. Wärme wird dem Produktgasstrom aus dem Ammoniakkontaktofen in einer Menge von etwa 62.800 kJ/kg.Mol Prozeßmethanäquivalenten für die Energieumwandlung entnommen. Dieser Wert ist wiederum für die der Beschreibung und den Zeichnungen zugrundeliegende Ausführungsform typisch, während unter anderen Bedingungen die Wärmemenge im Bereich zwischen 46.520 und 69.78O kJ/kg.Mol Prozeßmethan liegen kann. Wie in Fig. 1 gezeigt, wird die Wärmeenergie gesammelt und einer ^ampfextraktion^turbine zugeführt. In diesem speziellen Fall erzeugt diese Turbine 27.140 kW oder etwa 27,9 kW/kg.Mol Prozeßmethan je Stunde. Unter anderen Bedingungen kann dieser V7ert schwanken, doch liegt er normalerweise in dem Bereich von 23 >8 bis 32,1 kW/kg.Mol Prozeßmethan je Stunde. Diese Energie wird freigesetzt, indem die Turbine mit Heißdampf entsprechend 58I.5OO kJ/kg.Mol Prozeßmethan je Stunde beschickt wird. Dieser Wert ist für die vorliegende Ausführungsform typisch, der Wert kann allgemein zwischen 465.200 und 697.8IO kJ/kg.Mol Prozeßmethan je Stunde liegen. Die mit Hilfe der Turbine erzeugte mechanische Energie wird an einen Generator abgegeben, v/elcher im speziellen Fall

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26.000 kW entsprechend 5,48 kW/kg.Mol Prozeßmethan je Stunde abgibt. Ein durchführbarer Bereich im Rahmen der Beschreibung der Figur 1 liegt bei 4,5^ bis 6,35 kW/kg.Mol Prozeßmethan je Stunde.

Aufsummiert beträgt der Beitrag der verschiedenen Stufen des Verfahrens zu der für die Dampferzeugung zurückgewonnenen Wärme im wesentlichen:

w ungefährer Anteil in %

Ammoniaksynthese 10

Gleichgewichtskonverter 28 erster Reformierungsreaktor 31 zweiter Reformierungsreaktor 31

100.

Bei Verwendung der hier beschriebenen Systeme zur Wärmewiedergewinnung wird genügend elektrische Energie erzeugt, um auch die Luftkompressoren und Erdgaskom- | pressoren anzutreiben, wobei darüber hinaus noch überschüssige Elektrizität über den Bedarf der gesamten Anlage gewonnen wird. Die erzeugte und verbrauchte elektrische Energie ist nachfolgend zusammengestellt:

erzeugt 27.1*10 kW

erforderlich

Synthesegasteil

(Kompressoren und Pumpen) 15.^20 kW

Luftkompressoren 5.^03 kW

Erdgaskompressoren 7^6 kW

21.569 kW Elektrizitätsüberschuß

10 9 8 5 1/17 3 8

Wie in Fig. 2 gezeigt, tritt das für das Verfahren dienende Erdgas (Prozeßerdgas) durch Leitung 1 mit einer Temperatur von etwa 16 C und einem Druck von etwa 39 atü in den Schwefelabsorber 3 ein. Nach Verlassen des Schwefelabsorbers gelangt es durch die Leitung 5 in den Heizteil 14 des ersten Reformierungsreaktors 15, wo es in dem Wärmeaustauscher E auf 232°C aufgeheizt wird, wobei es 2.784 kW Wärme den Rauchgasen entnimmt. Durch die Leitung 7 Erdgas in den ersten Reformierungsreaktor zurückgeführt, welcher dabei als Wärmeaustauscher P wirkt. Das Gas absorbiert 2.139 kW Wärme, wobei die Temperatur auf 399°C ansteigt. Anschließend gelangt das Gas in die Schwefelschutzkammer 9, welche Zinkoxyd enthält, um Schwefel während der Aufheizperiode des Systems zurückzuhalten. Nach Verlassen der Schwefelschutzkammer 9 durch die Leitung wird das heiße Erdgas mit Dampf (im folgenden als "primärer Prozeßdampf" bezeichnet) bei 371°C,39 atü und einer Strömungsgeschwindigkeit von Ik.200 kg/Std. aus der Leitung 11 vermischt. Das Gemisch gelangt in den Heizkanal Ik des ersten Reformierungsreaktors, und zwar in den Wärmeaustauscher G. Die Temperatur liegt beim Eintritt in diesen Austauscher bei 378°C und steigt bis zum Austritt aus dem Rauchzug auf 482 C an, wobei 6418 kW Wärme absorbiert werden, während der Druck im wesentlichen konstant auf 35»2 atü gehalten wird.

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Von diesen 6.4l8 kW Wärme gehen 5.305 kg auf das Aufheizen des Dampfes und 1.114 kW auf das Erhitzen des Erdgases zurück. Das heiße Gasgemisch, welches aus dem Wärmeaustauscher G austritt, ist das Einsatzprodukt für den ersten Reformierungsreaktor und wird in der Zeichnung Strom 1 bezeichnet (die wesentlichen Produktströme sind in den Zeichnungen durch eine Nummer in einem Dreieck gekennzeichnet). Die Zusammensetzung für den Strom 1 zu diesem Zeitpunkt findet sich in Tabelle 1. Das Einsatzprodukt für den ersten Reformierungsreaktor tritt in den Katalysatorabschnitt 16 des Reaktors ein, v/o das Methan in Kohlenoxyde und Wasserstoff überführt wird. Wie nachfolgend noch näher erläutert, wird der Katalysatorabschnitt l6 mit Hilfe eines Hochdruckdampferhitzers 1^3 erhitzt, welcher 6I.3IO kW abgibt. Das Produktgemisch aus dem ersten Reformierungsreaktor, der Strom 2, verläßt diesen durch die Leitung 17 mit einer Temperatur von 818 C und mit einem Druck von 32 atü, wobei die Zusammensetzung wiederum in Tabelle 1 zu finden ist. Dieser Strom gelangt zusammen mit einem Strom 3 zu dem zweiten Reformierungsreaktor 19» wobei der Strom 3 Luft und weiteren Dampf ("sekundären Prozeßdampf") enthält, welchewie nachfolgend beschrieben hergestellt werden. 2.429 kg/Std. Dampf mit einem Wärmegehalt von 3.1*15 kJ/kg bei einer Temperatur von 371 C und einem Druck von 39 atü aus der Vorratsleitung 23 (Pig· 2 und 5) werden mit 1.351 kg.Mol/Std. Luft von 135°C aus der Zufuhrleitung 21 vermischt, um in der Leitung 25 ein Gasgemisch zu erhalten, dessen Endtemperatur bei l47°C liegt. Das Luft/Dampf-

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gemisch in der Leitung 25 tritt in den Heizkanal des ersten Reformierungsreaktors ein, wo 908 kW Wärme absorbiert werden und die Temperatur auf 232°C ansteigt; das Gemisch tritt erneut in den Heizkanal durch die Leitung 27 ein, welche eine Fortsetzung der Leitung 25 darstellt. Weitere 3.107 kW werden den heißen Abgasen entnommen, wobei die Temperatur 482°C erreicht. Diese beiden Wärmeaustauschschritte finden einem Wärmeaustauschabschnitt der Leitungen 25 und 27 statt, welcher mit A bezeichnet ist. Der Gesamtbetrag an absorbierter Wärme liegt bei 4.015 kW, von denen 176 kW dem Dampf und 3.839 kW der Luft entommen werden. Nach diesen Wärmeaustauschschritten hat das Gemisch in Strom 3 die in der Tabelle 1 angegebene Zusammensetzung und in dieser Form tritt es durch die Leitung 29 in den zweiten Reformierungsreaktor 19 ein. Die Ströme 2 und 3 gelangen beide in den zweiten Reformierungsreaktor 19, wo sie sich miteinander vermischen. Das Methan des Stroms 2 wird größtenteils mit Sauerstoff an der Luft verbrannt, um weitere Kohlenoxyde zu bilden, wie dies an anderer Stelle näher erläutert ist.

Das Produktgemisch aus dem zweiten Reformierungsreaktor verläßt diesen als Strom ¹I durch die Leitung 31, wobei die Zusammensetzung die in Tabelle 1 angegebene ist. Die Auslaßtemperatur am zweiten Reformierungsreaktor beträgt 991°C. Dieses heiße Produktgas (Temperatur nunmehr 983⁰C, Druck 31 atü) aus dem zweiten Eeformierungsreaktor gelangt in einen Abgaskessel 33, wo es in direktem Wärmeaustausch mit Dampfkondensat aus der Leitung I67 tritt, wie dies nachfolgend

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beschrieben wird. Der Dampfkondensatdruck vor und nach dem Wärmeaustausch beträgt 105 atm, während die Temperatur vor dem Wärmeaustausch bei 313°C liegt. Es werden 5O.613 kW Wärme abgezogen, wodurch die Temperatur des Stromes 4 auf 371°C absinkt. Anschließend gelangt der Strom 4 in Kesselspeisewasser (KSW) - erhitzer 35. In den KSW-Erhitzer 35 tritt ein Wärmeaustauschstrom 16I (Fig. 5) mit einer Temperatur von 296⁰C ein, entnimmt

* dem Strom 4 2.315 kW Wärme und verläßt den KSW-Erhitzer mit einer Temperatur von 313 C bei einer Strömungsgeschwindigkeit von 82.540 kg/Std. Der Strom 4 aus dem KSW-Erhitzer gelangt mit 343 C und 31 atm durch die Leitung 37 zu einem Hochtemperaturgleichgewichtskonverter 39, in dem Kohlenmonoxyd unter Bildung von Wasserstoff in Kohlendioxyd überführt wird. Diese Reaktion ist exotherm und führt zu einer Erhöhung der Temperatur des Reaktionsgemisches. Das Produktgas aus dem Hoch-

P temperaturgleichgewichtskonverter 39 verläßt letzteren durch die Leitung 4l als Strom 5 mit einer Temperatur von 4O4 C. Die Zusammensetzung des Stromes 5 in diesem Punkt ist in der Tabelle 1 wiedergegeben. Dieser Strom tritt in den Wärmeaustauscher 43 (Fig. 3) ein, wo eine merkliche Wärmemenge von 982 kW an Methanisierungsstroni 69 abgegeben wird, wobei gleichzeitig die eigene Temperatur auf 392⁰C fallt. Weitere Wärme (14.888 kW) wird an einen Wärmeaustauschstrom Ιοί (Fig. 5) abgegeben, so daß die Eigentemperatur auf 2O4°C fällt. Der Strom tritt durch

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die Leitung 45 in einen Tieftemperaturwassergasgleichgewichtskonverter 47 ein. In diesem Reaktor wird der Wassergasgleichgewichtschritt im wesentlichen abgeschlossen und das Produktgas aus dem Tieftempe^raturgleichgewichtskonverter verläßt diesen durch die Leitung 49 und wird als Strom 6 bezeichnet. Dieser Strom weist eine Temperatur von 218°C sowie einen Druck von 30 atü auf. Der Strom gelangt zu einem weiteren Kesselspeisewassererhitzer 51 j wo er einen Kesselspeisestrom l6l (Fig. 5) von einer Temperatur von 121 C auf eine Temperatur von 160 C erwärmt, wobei die eigene Temperatur auf 182°C fällt. Der Wärmeaustausch beträgt hierbei 3.810 kW. Die Temperatur des Stroms 6 wird durch Durchleiten im Wärmeaustausch durch den nachfolgend beschriebenen Carbonatrückerhitzer 53 vermindert, wo die Temperatur auf 144 q fällt-(Wärmeverlust 24.032 kW). Ein weiteres Durchleiten durch den Kondensattopf 55, den Wärmeaustauscher 57 (Wärmeverlust 6.154 kW) und den Kondensattopf 59 führt zu einer weiteren Senkung der Temperatur des Produktgasstromes-aus dem Gleichgewichtskonverter auf eine Temperatur von 118°C. In den Wärmeaustauscher 57 tritt der Austauschstrom 221 (Fig. 5) mit einer Temperatur von 52 C ein und mit einer Temperatur von 112°C aus. Der Strom 6 in der Leitung 6l gelangt in einen herkömmlichen Kaliumcarbonatabsorber 63, in dem das C0_ absorbiert wird. Das Produktgas aus dem Kohlendioxydabsorber 63 wird durch die Leitung 65 als Strom 7 mit der in der Tabelle 1 angegebenen Zusammensetzung abgeleitet. Dieser Strom gelangt mit einer Temperatur von 86 C und einem Druck von 29 atü in den Methanisierungswärmeaustauscher 67,

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wo er erneut aufgeheizt wird, und zwar diesmal auf eine Temperatur von 288-C mit einem Wärmegewinn von 7.180 kW. Dieser Strom wird, wie bereits erwähnt, durch den Wärmeaustauscher 43 geschickt, wo er wiederum erhitzt wird (Wärmegewinn 982 kW), wobei die Temperatur auf 3l6°C bei einem Druck von 29 atü steigt. Der heiße Strom tritt in den Methanisierungsreaktor 71 durch die Leitung 69 ein, in dem restliche Kohlenoxyde in Methan zurückverwandelt werden, um eine Vergiftung des Ammoniakkatalysators zu vermeiden. Das aus dem Methanisierungsreaktor austretende Produktgasgemisch verläßt diesen durch die Leitung 73 mit einer Temperatur von 336°C unter einem Druck von 29 atü; dieser als Strom 8 bezeichnete Produktstrom hat die in Tabelle 1 angegebene Zusammensetzung. Dieser Strom wird durch den Methanisierungsreaktorwärmeaustauscher 67 geschickt, um die Temperatur auf 128°C zu senken und die Temperatur des Stromes 6 gleichzeitig zu erhöhen. Der durch die Leitung 75 fließende Strom 8 gelangt in den Synthesegaskühler 77, in dem ein Wärmeaustausch mit Kühlwasser vorgenommen wird. 3.400 kW Wärme werden an das Kühlwasser abgegeben und die Temperatur des Stromes 8 sinkt weiter auf 43°C. Anschließend tritt der Strom 8 in den Kondensattopf 79 ein, in dem kondensierter Dampf abgetrennt wird, worauf der Strom durch die Leitung 8l mit einer Temperatur von 43°C bei einem Druck von 29 atm zu dem Ammoniaksynthesegaskompressor 83 gelangt, welcher 15.420 kW Leistung erfordert. Der Strom verläßt die Kompressoren bei 85 mit einer Temperatur von 107°C bei einem Druck von bis zu 658 atm.

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Der Strom wird nun durch den Synthesegasnachkühler 87 geschickt, in dem ein Wärmeaustausch mit Kühlwasser erfolgt. 2.491 kW Wärme werden an das Kühlwasser abgegeben und die Dampftemperatur fällt auf ^3°C. Der den Nachkühler 87 ver-'lassende Strom 8 wird durch das ölfilter 89 geschickt, um ölspuren zu entfernen, welchen durch die Kompressoren und aus anderen äußeren Quellen eingeschleppt werden können. Nach Verlassen des ölfilters liegt die Temperatur bei einem Druck von 562 atm bei lJ3°C. Durch die Leitung 91 tritt der Strom in den Hochdruckammoniakseparator 93 (Pig· ¹O ein, wo er in direkten Kontakt mit dem Produktgasstrom aus dem Ammoniakkontaktofen 97 kommt und anschließend den Hochdruckseparator 93 durch die Leitung 95 mit einer Temperatur von 38⁰C und einem Druck von ^92 atm verläßt.

Der Hochdruckseparator 93 arbeitet im wesentlichen auf folgende Weise. Am Kopf ist ein Ejektor $H angebracht. Das frische Einsatzprodukt (Leitung 91) wird mit einem Strom vermischt, welcher Ammoniak aus der Leitung 107 enthält. Der Ammoniak in der Leitung IO7, welcher durch den Konverter im Kreislauf strömt, wäscht Spuren von Kohlenoxyden und Feuchtigkeit aus dem frischen Einsatzprodukt heraus und verhindert dadurch deren Eintritt in den Konverter. Der Separator 93 scheidet den flüssigen Ammoniak aus, welcher durch ein Tauchrohr abfließt. Das Ammoniaksynthesegaseinsatzgemisch, welches in der Hauptsache aus Stickstoff und Wasserstoff besteht, wird durch einen Austausch des Einsatzproduktes

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(das heißt einen Wärmeaustausch dieses Einsatzgemisches mit dem Produktgasgemisch aus dem Konverter) mit dem Produktgas aus einem Kesselspeisewassererhitzer 101 (welcher weiter unten nochmals erwähnt wird) auf etwa 149 C erwärmt, bevor es in den Ammoniakkontaktofen 97 eintritt, wo es teilweise in Ammoniak überführt wird. Der Eins.atzproduktaustauscher ist in der Fig. 4 nicht gezeigt. Die Temperatur in dem Konverter liegt zu diesem Zeitpunkt bei etwa 538°C, kann jedoch in dem Bereich von 371 bis 649 C schwanken. Das Produktgasgemisch aus dem Ammoniakkontaktofen verläßt diesen durch Leitung 99 mit einer Temperatur von 260 bis 371 C, in diesem Fall mit 345 C und weist nunmehr die folgende Zusammensetzung in Mol$ auf: Wasserstoff 51,3» Stickstoff 17jl, Methan 5j8, Argon (und andere Edelgase) 5₅3 sowie Ammoniak 20,5· Anschließend muß das Produktgas aus dem Ammoniakkontaktofen 97 gekühlt werden.

Wie bereits erwähnt, wird das Kühlen mit flüssigem Wasser durchgeführt und diese Arbeitsweise reicht zum Kondensieren des Ammoniaks ohne Tiefkühlung aus. Die Kühlung erfolgt geeigneterweise in zwei oder mehreren Stufen. Das Kontaktofenproduktgas verläßt diesen mit einer Temperatur von etwa 343 C und wird vorzugsweise zunächst einer Vorkühlung unterworfen, z.B. durch Durchleiten durch den Kessenspeisewassererhitzer 101 des Ammoniakkontaktofens, wodurch die Temperatur auf etwa 242⁰C sinkt. (16.705 kW Wärme werden abgeführt!; die Temperatur des Wärmeaustauscherstromes 137 der Fig. 5 steigt

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dabei von 121 auf 262°C an). Die Temperatur des Kontaktofenproduktgases wird anschließend in dem nicht dargestellten Einsatzproduktaustauscher auf etwa 127°C erniedrigt. Weitere Abkühlung unter Verwendung von Kühlwasser erfolgt in dem Ammoniakkondensator 103, wo die Temperatur auf 42°C fällt, während der Druck von 489 atm aufrechterhalten wird. Eine Wärmemenge von 21.980 kW wird durch den Wärmeaustausch entzogen.

Es sind bei diesen drei Kühlschritten erhebliche Variationen möglich. Beispielsweise kann in dem ersten Schritt das Kontaktofenproduktgas auf eine Temperatur von 204 bis 288°C und in einem dritten Schritt auf eine Temperatur im Bereich von 38 bis 66⁰C abgekühlt werden. Zwei odernoch mehr Kühlschritte können angewendet werden, wobei wesentlich ist, daß die Temperatur rasch,wirksam und wirtschaftlich von der Eingangstemperatur von 260 bis 316 auf eine Temperatur von 38 bis 121 erniedrigt wird, damit der Ammoniakanteil des Kontaktofenproduktgases kondensiert.

Insgesamt 38.685 kW werden bei der Kühlung im Anschluß an den Ammoniakkontaktofen abgeführt,·das heißt 143.050 kJ/kg.Mol Prozeßmethan. Ein geeigneter Bereich liegt bei II6.3OO bis I62.820 kJ/kg.Mol Prozeßmethan.

Der nunmehr in flüssiger Form vorliegende Ammoniak verläßt den Ammoniakkondensator 103 durch die Leitung IO5, welche

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sich teilt und durch die Leitung 107 und 109 fortgesetzt wird. Die bereits erwähnte Leitung 107 führt durch den Ejektor 94 zu dem ebenfalls bereits erwähnten Hochdruckseparator 93, von wo der flüssige Ammoniak durch die Leitung 111 mit einer Temperatur von 38 C unter einem

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Dfiuck von 492 atm als Strom mit der Zusammensetzung gemäß Tabelle 1 austritt und anschließend in den Niederdruckammoniakseparator 113 gelangt. Aus dem Niederdruckseparator II3 tritt der flüssige Ammoniak durch die Leitung 115 bei einem Druck von 76 atm mit einer Temperatur von 44 C aus. Eine weitere Abkühlung vrird durch Durchleiten durch den Kühler II7 mit Hilfe von Kühlwasser erreicht, an das 322 kW Wärme abgegeben werden, so daß die Temperatur auf 38⁰C unter Aufrechterhaltung eines Druckes von 76 atm fällt. Der gebildete flüssige Ammoniak ist nunmehr für die Lagerung oder den Weiterverkauf geeignet. Die Leitung I09 ist mit einem Druckreduzierventil II8 stromabwärts von der t Abzweigleitung 107 versehen, um den Druck auf 76 atm erniedrigen zu können. Die Leitung 109 trifft sich mit der Leitung 119 von dem Niederdruckseparator, wobei die Temperatur bei einem Druck von 76 atm bei 44 C liegt. Der vereinigte Strom stellt ein Spülgas dar, welches in den Ammoniakabsorber mit einer Temperatur von 77-C bei einem Druck von 76 atm gelangt. Die Leitung 91 für frisches Einsatzprodukt enthält Inertgase, wie Methan und Argon, welche kontinuierlich aus dem System entfernt werden müssen, um das System im Gleichgewicht zu halten. Die Leitung 109

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dient zur Entfernung dieser inerten Gase aus dem Spülgas. Das Gas führt ferner etwas NH,, Hp und Np mit. Der Ammoniak wird in dem Ammoniakabsorber abgetrennt. Das zurückbleibende ammoniakfreie Gas dient als Brennstoff für andere Teile der -Anlage.

In den Kohlendioxydabsorber 63 (Pig· 3) tritt frische 86 C Wärme Carbonatlösung durch die Leitung 121 ein, während die kohlendioxydreiche Carbonatlösung den Absorber mit einer Temperatur von 116 C durch die Leitung 123 verläßt. Dieser Strom gelangt in den Carbonatregenerator 125, in dem Kohlendioxyd über Kopf mit einer Temperatur von IO3 C bei einem Druck von 1,3 atm durch die Leitung 127 abgezogen wird, während die nunmehr vom Kohlendioxyd befreite Carbonatlösung unten durch die Leitung 129 ausgestoßen wird. Der Inhalt der Leitung 129 wird mit Hilfe des bereits erwähnten Carbonatrückerhitzers 53 auf II6 C aufgeheizt (Wärmegewinn 2^.032 kW). Anschließend wird der Inhalt im .Kreislauf zu dem Regenerator 125 zurückgeführt oder in den Kohlendioxydabsorber. 63 mit Hilfe der Carbonatpumpe 131 über den Carbonatlösungskühler 133 und die Leitung 121 zurückgepumpt. In dem Carbonatlösungskühler 133 werden 8.792 kW Wärme an das Kühlwasser abgegeben, wobei die Temperatur auf 86°C fällt. Das flüssige Kondensat aus dem den Carbonatregenerator über Kopf verlassenden Strom in der Leitung 127 wird mit Hilfe des Kondensators I30 in der Leitung 127 abgetrennt. Hierbei erfolgt eine zusätzliche Abtrennung des Kohlendioxyds von

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der Feuchtigkeit und dient gleichzeitig zur Zurückgewinnung kleiner Mengen an Absorptionsmittel. Der Über-Kopf-Strom gibt in dem Kondensator 20.515 kW Wärme ab, wobei die Temperatur von 103 auf 65°C fällt. Die zurückgewonnene Lösung verläßt den Kondensator durch die Leitung 132 und die Pumpe 131» welche sie, wie bereits beschrieben, zu dem Carbonatkühler 133 weiterfördert.

Die Fig. 5 zeigt die Energiegewinnungsanlage für das Verfahren der Fig. 2 bis H. Die elektrische Energie für den Antrieb der Elektromotoren für die hin- und hergehenden Kompressoren zum Komprimieren des Synthesegases für den Ammoniakkontaktofen 97 wird durch die Generator 145 gewonnen, welcher 26.600 kW abgibt. Der Generator 1^5 wird durch eine Turbine l4l angetrieben, welche 27-140 kW Leistung entwickelt.

Dde Turbine l4l wird durch Dampf angetrieben, welcher in die Turbine bei einem Druck von 103 atm mit einer Temperatür von 482 C mit einer Strömungsgeschwindigkeit von 17.2*10 kg/Std. eintritt und einen Wärmeinhalt von 3.329 kJ/kg.aufweist. Dieser Dampf kommt aus einer Dampftrommel 165_S welche als zentrales Sammelbecken oder Wärmereservoir dient, zu dem aller Dampf (und damit alle Wärme geschickt wird), welche an den verschiedenen Stellen der Anlage frei ivird.

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Die wesentlichen Teile des Ernergiegewinnungsverfahrens sind die folgenden. Der erste Refomierungsreaktor wird mit Hilfe von Brennstoff beheizt, um die für die darin stattfindende endotherme Reaktion erforderliche Wärme zuzuführen. Ein Teil der nicht ausgenutzten Wärme dient zum Vorerhitzen der Ausgangsstoffe für den ersten Reformierungsreaktor, das heißt des Erdgases und des damit umzusetzenden Dampfes (des "primären Prozeßdampfes"), der als Reaktionsteilnehmer im zweiten Reformierungsschritt zugeführten Luft (der "Prozeßluft") und weiteren Dampfes (des "Hilfsprozeßdampfes"), welcher zusammen mit der Luft in die zweite Reformierungsreaktion eingeführt wird. Der Rest der nicht ausgenutzten Wärme gelangt durch Wärmeaustausch über die Leitungen 135 und 137 zu der Dampftrommel 165 oder dient zum Erhitzen des Dampfes in der Leitung 139 auf dem Weg von der Dampftrommel zu der Turbine 1^1.

Die Wärme aus dem zweiten Reformierungsreaktor wird in der Hauptsache durch den Wärmeaustauscher 33 (den Abwasserkessel des zweiten Reformierungsreaktors) abgezogen, von dem die im zweiten Reformierungsschritt freigesetzte Wärme in die Leitung 171 und von dieser in die Dampftrommel 165 gelangt. Eine weitere Wärmemenge wird durch den Wärmeaustauscher 35 stromabwärts von dem Wärmeaustauscher 33 abgezogen und in die Leitung Ιοί geschickt, welche ebenfalls in die Dampftrommel I65 einmündet.

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Der größte Teil der durch die Wassergasgleichgewichtsreaktion freigesetzten Wärme wird durch den Wärmeaustauscher I63 abgeführt, welcher zwischen dem Ausgang aus dem Hochtemperaturkonverter und dem Eingang des Tieftemperaturkonverters angeordnet ist. Die so abgezogene Wärme gelangt durch die Leitung I6I ebenfalls zu dem Kessel I65.

Zu dem Ammoniakkontaktofen gehört ein Wärmeaustauscher 101, welcher dem Produktgasgemisch Wärme entzieht und an die Leitung 137 weitergibt. Dieser Wärmeaustauscher steht somit in Reihe mit einem der Wärmeaustauscher des ersten Reformierungsreaktors und die auf diese Weise ingesamt abgezogene Wärme gelangt in den Dampfbehälter 165·

Das in Fig. 5dargestellte Energiegewinnungssystem soll im folgenden näher beschrieben werden, beginnend mit dem Zutritt des Dampfes aus dem Dampfbehälter I65 zu der

Turbine I¹Il. Dampf mit einer spezifischen Energie von 2.717 kJ/kg verläßt den Behälter I65 mi.t einer Geschwindigkeit von 17.240 kg/Std. durch Leitung 139. Die Leitung 139 mündet in den Heizkanalabschnitt 1*1 des ersten Reformierungsreaktors ein, wo sie als Wärmeaustauscher B dient. Der Dampf in Leitung 139 absorbiert 26.199 kW Wärme und verläßt den Wärmeaustauscher bei 105 atm mit einer Temperatur von ¹158 C.

Die spezifische Energie liegt dann bei 3-266 kJ/kg. Die Leitung 139 führt in einen Dampfüberhitzer I²O, wo sie als Wärmeaustauscher J dient. Der Dampfüberhitzer 1^3 ist die Hauptwärmequelle für den ersten Reformierungsreaktor,

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welche mit Brenngas beheizt wird. An den Dampf in Leitung 139 werden 3.194 kW Wärme abgegeben, wobei die Temperatur auf 485°C ansteigt und die Wärmekapazität 3·331· kJ/kg erreicht. Der Dampf tritt in Leitung 40 ein und gelangt zu der Turbine 141. Es ist nicht erforderlich, den Dampfüberhitzer 143 getrennt von dem ersten Reformierungsreaktor vorzusehen; er könnte auch ein integraler Teil desselben sein. Der Dampf in der Leitung 40 ist bei 103 atm 482⁰C heiß und weist eine Wärmekapazität von 333 kJ/kg auf.

Der Dampf dient nicht nur als Energiequelle für den Elektrogenerator, sondern' ein überwiegender Teil des Restdampfes aus der Turbine I¹Jl steht zum Antreiben von Hilfspumpen zur Verfügung, nämlich die Zufuhrpumpe 147 für den Entlüfter, die Zwangszug- und Induktionszug-Turbinen l49, die Carbonatpumpenturbinen 151 > die Pumpenturbinen 153 für den Hochdruckspeisewasserkessel sowie die Pumpenturbinen 155 für den ersten und zweiten Kessel. Der Abdampf von diesen Pumpen und Turbinen gelangt schließlich zu dem Entlüfter 157 und von dort letztlich sich in die Leitung I6I. Bei dem beschriebenen Verfahren wird nur ein geringer Anteil des Restdampfes aus der Turbine 141 diesen Verwendungen zugeführt, während der Rest als sekundärer Prozeßdampf Verwendung findet. Aus dem Strom von 92.220 kg/Std. (bei 372°C, 55O atü und 3.149 kJ/kg), welcher die Turbine 141 durch die Leitung 10 verläßt, sind 75-720 kg/Std. Prozeßdampf.

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Einzelheiten hierzu werden im folgenden gegeben.

Der Rest der 92.220 kg/Std. Dampf findet für den Betrieb der oben erwähnten Hilfsaggregate Verwendung. Diese Hilfsaggregate geben Dampf wie folgt ab: Zufuhrpumpe 1*17:303 kg/Std., Zwangszugturbine 149:6.623 kg/Std., Pumpenturbinen des zweiten Kessels: 3.8OI kg/Std., Carbonatpumpenturbinen I5I: 3·086 kg/Std. .und die Kesselzufuhrpumpenturbinen 153: 3.688 kg/Std. Der Dampf von den Aggregaten 147, 1^9 und wird mit Dampf aus der Leitung I87 vereinigt und zum Teil direkt dem Entlüfter 157 zugeführt, wobei der vereinigte Dampfstrom eine Strömungsgeschwindigkeit von 6.883 kg/Std., eine Wärmekapazität von 2.866 kJ/kg und einen Druck von 3,5 atü aufweist, und zwar teilweise mit einer Strömungsgeschwindigkeit von I.89I kg/Std. zu Düsen und teilweise durch die Leitung I89 zu dem Entgaser I91. Der Dampf in der Leitung I89 besitzt eine Temperatur von 170 C, einen " Druck von 3,5 atü, eine Wärmekapazität von 2.79¹I kJ/kg und strömt durch die Leitung mit einer Geschwindigkeit von 1.733 kg/Std.

Der Entlüfter 157 arbeitet bei 1,0 atü und 121°C, wobei die Wärmekapazität des Inhalts 507 kJ/kg beträgt. Die Ablaßgeschwindigkeit liegt bei 5^4 kg/Std.

Der aus dem Entlüfter 157 austretende Dampf wird durch die Pumpe 159 geleitet, wonach die Temperatur 121 C,

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die spezifische Energie 507 kJ/kg und die Strömungsgeschwindigkeit 17.710 kg/Std. betragen.

Der Strom teilt sich auf, bevor er den Speisewasserkesselerhitzer 101 für den Ammoniakkontaktofen erreicht. Ein Teil des Stromes (82.5¹JO kg/Std) treten durch die Leitung l6l aus und werden durch den Speisewasserkesselerhitzer 51 (Wärmegewinn 3.810 kW, Temperatur beim Verlassen l6o°C, spezifische ^Energie beim Verlassen 674 kJ/kg) geleitet und gelangt von dort in den Speisewasserkesselerhitzer (Wärmegewinn 14.888 kW, Temperatur beim Verlassen 296 C, spezifische Energie beim Verlassen 1.321 kJ/kg) sowie von dort zu dem Speisewasserkesselerhitzer 135 für den zweiten Rßformierungsreaktor (Wärmegewinn 2.315 kW, Temperatur beim Verlassen 313°C, spezifische Energie beim Verlassen 1.424 kJ/kg) sowie schließlich mit einer Temperatur von 313°C und einer Strömungsgeschwindigkeit von immer noch 82.540 kg/Std. in den Dampfbehälter I65, wobei zu diesem Punkt der Druck 105 atm beträgt. Ein Nebenstrom 137 (der zweite Teil des Dampfes aus dem Entlüfter 157) wird der Leitung I6I entnommen und zu dem Dampfbehälter I65 auf einem anderen Weg geschickt. Der Nebenstrom tritt in den Wärmeaustauscher 101 (Fig. 4 und 5) mit einer Temperatur von 121°C ein und absorbiert dadurch I6.705 kW, so daß die Temperatur auf 262⁰C ansteigt. 94.320 kg/Std. Dampf (spezifische Energie 1146 kJ/kg), welche durch Leitung 137 austreten, gelangen in den Wärmeaustauscher C im

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Heizkanalabschnitt I²J des ersten Reformierungsreaktors. Der Dampf absorbiert dort 7.239 kV/ Wärme und tritt mit einer Temperatur von 313°C und einer Strömungsgeschwindigkeit von 9*1.320 kg/Std. mit einer spezifischen Energie von 1423 kJ/kg aus. Dieser Dampf verläßt den Abwasserkessel durch die Leitung 174 und gelangt schließlich in den Danipfbehälter 165.

Ein Strom von 14.080 kg/Std. (spezifische Energie 2.717 kJ/kg), welcher in dem Abwasserkessel 33 des zweiten Reformierungsreaktors entsteht, wird zu dem Dampfbehälter I65 geschickt.

Der in dem Behälter I65 kondensierte Dampf wird mit Hilfe einer Kesselkreislaufpumpe I69 abgelassen und auf zwei verschiedenen Wegen im Kreislauf zu dem Dampfbehälter ±65 zurückgeleitet. Die Ausgangsströmung von der Pumpe I69 ist flüssig und wird aufgespalten, x-;obei ein Teil zu dem Abwasserkessel 33 des zweiten Reformierungsreaktors durch die Leitung 1β7 gelangt, während der Rest über die Leitung 135 j dem Wärmeaustauscher D des ersten Reformierungsreaktors und die Leitung 173 zu dem Dampfbehälter I65 zurückgeschickt wird. Die Eintrittstemperatur am Wärmeaustauscher D liegt bei 313^OC bei 105 atm,, wobei 11,371 kW absorbiert werden, welche als latente Verdampfungswärme dienen_s während die Auslaßtemperatur bei 313 C liegt, wobei die spezifische Energie 272 kJ/kg und die Strömungsgeschwindigkeit bei 31.600 kg/Stdο liegen. Der gebildete Dampf wird durch die Leibung 173 dem Dampfbehälter I65 zugeführt. Der "abgeblasene

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Teil" aus dem Dampfbehälter verläßt diesen durch die Leitung 175 mit einer Geschwindigkeit von ¹1.642 kg/Std. und einer Wärmekapazität von 1.424 kJ/kg.und gelangt zu dem Abblastopf 177> dessen Temperatur und Druck bei 250 C und 39 atü liegen. Anschließend wird kurz erhitzt und über Kopf Dampf durch die Leitung 179 mit 916 kg/Std. und 2.798 kJ/kg abgezogen, während das flüssige Wasser durch die Leitung I8I mit 3.726 kg/Std. und I.O83 kJ/kg abfließt. Die Leitung 179 bringt den Dampf aus dem Abblastopf zu der Leitung 10, wie im folgenden beschrieben wird. Die Leitung I8I fördert das Kondensat aus dem Abblastopf 177 zu dem Pläshkessel I83, welcher mit 3,5 atü arbeitet und zur weiteren Auftrennung von Flashdampf und Flüssigkeit dient. Das flüssige Wasserkondensat wird am Boden des Flashkessels durch die Leitung I85 abgezogen. Der Dampf tritt über Kopf durch die Leitung 187 aus und wird durch die Leitung I56 zu dem Entlüfter 157 geschickt. Ein Nebenstrom I89 aus der Leitung I56 mit 170°C, 3,5 atü, 1.733 kg/Std. wird zu der Entgasereinheit 191 gelenkt, in der Kohlendioxyd entfernt wird. Der Entgaser weist über Kopf eine Belüftung 193 auf und gibt entgastes Kondensator durch die Leitung 195 an die Kondensatpumpe 197 ab. Das Kondensat von dieser Pumpe wird über die Leitung 199 mit 45.940 kg/Std., einer spezifischen Energie von 456 kJ/kg und einer Temperatur von 109°C zu dem Wärmeaustauscher 201 geschickt, wo es ankommendes

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Frischwasser von 34 auf 71°C aufheizt und dabei 3-517 kW Wärme verliert. Das von dem Wärmeaustauscher 201 mit 45-940 kg/Std. und'l8l kJ/kg abgegebene Gemisch gelangt in den Wasserbehandlungsabschnitt, wo es bei 43°C zur Demineralisierung durch Kationenaustauschereinheiten 203 fließt und anschließend durch die Leitung 204 zu einem Tank 205 gelangt, wo es mit entmineralisiertem Ergänzungswasser vermischt wird, welches in den Tank 205 durch die Leitung 206 aus einer nicht dargestellten Quelle eintritt, so daß insgesamt 81.480 kg/Std. behandeltes Wasser mit einer spezifischen Energie von 141 kJ/kg und einer Temperatur von 34°C erhalten wird. Diese Mischung aus Kreislauf- und Ergänzungswasser (35.540 kg/Std.) wird mit der Pumpe 207 durch die Leitung 200 zu dem Erhitzer 201 für behandeltes Wasser geleitet. Es tritt mit 34°C ein und mit 71 C durch die Leitung 202 mit einer spezifischen Energie von 295 kJ/kg aus und gelangt anschließend in den Wärmeaustauscher 209, wo ein Wärmegewinn von 1.670 kW eintritt, so " daß die Temperatur auf 88°C ansteigt und die. spezifische Energie nunmehr 270 kJ/kg beträgt. Es verläßt den Wärmeaustauscher 209 durch die Leitung 158 mit 81.480 kg/Std. und trifft mit einem Strom aus Leitung 223 zusammen, welcher im folgenden beschrieben wird. Der kombinierte Strom weist eine Strömungsgeschwindigkeit von 17.071 kg/Std., eine spezifische Energie von 419 kJ/kg, eine Temperatur von 100 C und einen Druck von 2,11 atm auf und gelangt zu dem Entlüfter 157.

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Der Wärmeaustauscher 209 entnimmt Wärme einem Strom aus den Kondensattöpfen der Verfahren 55 und 59· Der Strom aus den Kpndensattöpfen (46 kg/Std.) hat eine spezifische Energie von 588 kJ/kg und ist l40°C heiß, bevor er in den Wärmeaustauscher 209 eintritt. Er verläßt den Wärmeaustauscher mit 109°C und 456 kJ/kg und gelangt zu dem Entgaser 193·

Von dem die Turbine 141 verlassenden Dampfstrom finden, wie zuvor erwähnt, 75.720 kg/Std. von insgesamt 92.220 kg/Std. welche zu Beginn in der Leitung 10 vorhanden sind, als Hauptquelle für primären Prozeßdampf Verwendung. Nach den bereits beschriebenen, von der Leitung 10 abgezweigten Seitenströmen vereinigt sich diese Leitung mit einem kleinen Seitenstrom aus der Leitung 179 mit 916 kg/Std. Dampf, spezifische Energie 2.798 kJ/kg, aus dem Abblastopf 177. Der sich ergebende kombinierte Dampfstrom in der Leitung 10 ist 371°C heiß, steht unter einem Druck von 39 atü und weist einen Wärmeinhalt von 3.145 kJ/kg auf. Anschließend wird in zwei Ströme aufgespalten. Der Hauptstrom tritt in die Leitung 11 (Pig. 2) ein und gelangt von dort zur Leitung B und dem Wärmeaustauscher G und dient somit als Hauptprozeßdampf. Der Seitenstrom nach dem Auftrennen tritt in die Leitung 23 (vergl. Fig. 2) und wird damit eine Quelle für den Hilfsprozeßdampf.

Um nochmals auf die Turbine l4l zurückzukommen, ist festzu-

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stellen, daß dieser 8O.19O kg/Std. Dampf mit einer spezifischen Energie von 2.314 kJ/kg entnommen und dem Hochdruckdampfkondensator 211 zugeführt werden, wo ein Wärmeverlust von 46.716 kW Wärme eintritt, worauf der Dampf mit einem Seitenstrom vereinigt wird. Der Seitenstrom ist der Abdampf von den Pumpen I5I (3.O86 kg/Std.) und 153 (3-688 kg/Std.), welcher in die Leitung 213 eintritt und in dem Niederdruckdampflcondensator 215 kondensiert wird, wobei der Kondensator 4.132 kW aufnimmt. Der Nebenstrom aus der Leitung mündet in die Leitung 217 mit dem Hauptstrom von dem Kondensator 211 ein und gelangt zur Pumpe 219> welche den kombinierten Strom von 87.390 kg/Std. mit einem Wärmeinhalt von 217 kJ/kg zu dem Wärmeaustauscher fördert, in dem das Prozeßgas 6.154 kW Wärme an das Wasser abgibt und dabei eine Temperatursenkung von 144 auf 118°C erleidet. Das auf 112°C erhitzte Wasser (Wärmeinhalt 470 kJ/kg) gelangt durch die Leitung zu dem Entlüfter 157.

Die folgenden Einzelheiten der Wasserkuhlschritte verdienen noch Erwähnung.

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Wasserkühler Temperatur des Temperatur des Strömungs-Kühlwassers bei Kühlwassers bei geschwindigkeit Eintritt in °C Austritt in °C in ltr./Min.

77 Fig.	3	32	46	3513
87 Fig.	3	32	43	3195
130 Fig.	3	32	46	21200
133 Fig.	3	32	46	9050
103 Fig.	4	32	46	22630
117 Fig.	4	32	38	806
211 Fig.	Ul	32	46	48300
215 Fig.	5	32	46	4270

Bezüglich des ersten Reformierungsreaktors 15 ist zu erwähnen, daß die Abwärme in dem Zug oberhalb des Katalysatorabschnittes nicht nur Wärme für die in dem Verfahren als Ausgangsmaterialien eingesetzten Stoffe, nämlich das Erdgas, den Dampf und die Luft, abgibt, sondern daß auch direkt oder indirekt die Energie für im wesentlichen alle primären Antriebe in dem Verfahren zur Verfügung stellt. Die indirekte Gewinnung von Energie in dem Zug des ersten Reformierungsreaktors (und zu einem geringeren Ausmaß die Verwendung der Energie aus dem zweiten Reformierungsreaktor) dient zum Komprimieren des gereinigten Synthesegases in dem Ammoniakkontaktofen sowie für eine Anzahl von Hilfszwecken. Es ist die Anwendung dieser Energieumwandlung insbesondere zum Komprimieren des Synthesegases für den Kontaktofen, welche das erfindungsgemässe Verfahren wirtschaftlich wertvoll macht.

Die vollständige Energiebilanz für den ersten Reformierungsreaktor ist in Tabelle 2 zusammengestellt. Für die speziellen angegebenen Bedingungen wird Brennstoff mit einer Menge von

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13^.230 kW zugeführt. Hierbei kann es sich um Erdgas, Heizöl oder ein Gemisch derselben in beliebigen Anteilen handeln. ·

Eine vollständige Aufstellung .der Leistung des ersten Reformierungsreaktors mit Angaben über die Verwendung der zugeführten Wärme findet sich in der Tabelle 2.

1 0 a !:£·.- I 7 3 8

Tabelle 2 Leistung des ersten Reformierungsreaktors

StrahlungsVerluste

dem ersten Reformierungsschritt zugeführte Wärmemenge

Wärmemenge für den Hauptprozeßdampf

Wärme für den Hilfsprozeßdampf

Wärme für den Dampf im Behälter I65 für die Turbine

Wärme für das Prozeßerdgas

Wärme für die Prozeßluft

Wärme für den Dampf für den Behälter I65 (welche schließlich zu der Turbine gelangt)

Wärme für die Vorerhitzung der Verbrennungsluft (mit dem Brenngas zu verbrennende Luft)

insgesamt

Kilowatt	Hinweis auf Zeichnungen	G
9,3		A
209,2	Katalysator Abschnitt l6	B 143
18,1	Wärmeaustauscher	E P G
0,6	Wärmeaustauscher	A
89,6 10,9	Wärmeaustauseher Dampfüberhitzer
9,5 7,3 3,8	Wärmeaustauscher Wärmeaustauscher Wärmeaustauscher
13,1	Wärme aust aus eher

38,8 24,7

23,1

458,0

Wärmeaustauscher D Wärmeaustauscher C

Wärmeaustauscher H

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Die Dampf/Methanreformierung im ersten Schritt ist an sich bekannt, eine Beschreibung findet sich beispielsweise in der USA-Patentschrift 3 132 010. Die Reformierung im zweiten Schritt ist ebenfalls an sich bekannt, eine Beschreibung findet sich unter anderem in der genannten USA-Patentschrift sowie in der kanadischen Patentschrift 753 173· Weiterhin ist auch die Wassergasgleichgewichtsreaktion bekannt und unter anderem in den beiden zitierten Patenten beschrieben. Katalysatoren für alle im Verfahren stattfindenden Umsetzungen einschließlich der Methanisierung sind in der Literatur angegeben, unter anderem in den obigen beiden Patentschriften, und im Handel erhältlich. Unter anderem wird auf aen Artikel über ^ Ammoniak in Band 2 der Encyclopedia Of CisemiGal Technology, (2. Auflage) von Kirk-Othmer hingewiesen♦

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Claims (2)

Patentansprüche

1. Verfahren zur Herstellung von Ammoniak aus einem Kohlenwasserstoff, Wasser und Luft enthaltenden Einsatzprodukt durch Gewinnung von Synthesegas, bei dem man den Kohlenwasserstoff in einem ersten Reformierungsschritt mit Dampf in ein unumgesetzten Kohlenwasserstoff, unumgesetzten Dampf, Wasserstoff und Kohlenoxide enthaltendes Produktgemisch überführt und dieses Produktgemisch in einem zweiten Reformierungsschritt mit Luft in ein unumgesetzten Dampf, Kohlenoxide, Wasserstoff und Stickstoff enthaltendes Produktgemisch umwandelt, sowie das Kohlenmonoxid des letzteren Produktgemisches in einer Wassergasgleichgewichtsreaktion mit Wasser zu einem rohen, Stickstoff, Kohlendioxid und zusätzlichen Wasserstoff enthaltenden Ammoniaksynthesegas umsetzt, worauf man das rohe Synthesegas reinigt, dann das erhaltene Synthesegas komprimiert und unter Druck in Ammoniak umwandelt, dadurch gekennzeichnet, daß man aus der Bildung des Synthesegases, der zweiten Reformierung, der Wassergasgleichgewichtsreaktion und der Ammoniakumwandlung Energie in Form von Wärme zurückgewinnt und diese W.'ürme in mechanische Energie umwandelt, welche zur Kon.primierung des Anmioniaksynthcsegases vor der Airmoniakumwandlung verwendot wird.

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2. Verfahren gemäß Anspruch I₃ dadurch gekennzeichnet, daß Energie auch aus der Umwandlung des Synthesegases in Ammoniak zurückgewonnen wird.

3. Verfahren gemäß den Ansprüchen 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, daß die zurückgewonnene Energie ausreichend oder mehr als ausreichend ist, um die gesamte Energie zur Verfügung zu stellen, welche zum Komprimieren des Ammoniaksynthesegases auf einen solchen Druck erforderlich ist, daß der bei der Umwandlung gebildete Ammoniak ohne Tiefkühlung kondensiert werden kann.

'">. Verfahren gemäß Anspruch 3,· dadurch gekennzeichnet, daß die zurückgewonnene Wärme in elektrische Energie umgewandelt und die elektrische Energie in mechanische Energie überführt wird, Vielehe zum Komprimieren des Synthesegases dient.

5. Verfahren gemäß Anspruch 4, dadurch gekennzeichnet, daß die zurückgewonnene Wärme eine Dampfturbine antreibt, die Dampfturbine einen Generator zur Erzeugung elektrischer Energie antreibt, die elektrische Energie einen Elektromotor speist und der Elektromotor einen hin- und hergehenden Kompressor zum Komprimieren des Synthesegases antreibt.

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- υ 9 -

6. Verfahren gemäß den Ansprüchen 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, daß die Umwandlung von Stickstoff und Wasserstoff zu Ammoniak bei 371 bis 649°C unter einem Druck

2
von 352 bis 1 055 kg/cm erfolgt.

7. Verfahren gemäß Anspruch 6, dadurch gekennzeichnet, daß das bei der Umwandlung erhaltene ammoniakhaltige Gemisch durch Wärmeaustausch mit V/asser zum Kondensieren des Ammoniaks gekühlt wird.

8. Verfahren gemäß Anspruch 7» dadurch gekennzeichnet, daß die Wärme in kg/Mol Methan (oder Methanäquivalenten falls der Kohlenwasserstoff nicht im wesentlichen aus Methan besteht), welche den verschiedenen Stufen des Verfahrens entnommen und anschließend zum Komprimieren des Synthesegases verwendet wird, sich wie folgt zusammensetzt:

erste Reformierung zweite Reformierung

Wassergaspieichgewichtsreaktion

ΑΐπΓηοη ia kurnv; and lung

139 560 bis 232 600

139 560 bis 232 600

139 560 bis· 232 600

l\6 520 bis 69 7B0

kJ/kg Mol Methan kJ/kg Mol Methan

kJ/kg Mol Methan kJ/kg Mol Methan

I 0 ^c) H ■> I / 1 7 'J B

9. Verfahren gemäß Anspruch 8, dadurch gekennzeichnet, daß eine Wärmemenge entsprechend 465 200 bis 697 810 kJ/kg Mol Methan dem ersten Reformierungsschritt zugeführt wird, wobei mindestens etwa die Hälfte dieser Wärmemenge zurückgewonnen wird, daß 139 560 bis 232 600 kJ/kg Mol Methan aus dem zweiten Reformierungsschritt zurückgewonnen werden, daß 139 560 bis 232 600 kJ/kg Mol Methan aus der Wassergasgleichgewichtsreaktion und 46 520 bis 69 780 kJ/kg Mol Prozeßmethan im Ammoniakkontaktofen zurückgewonnen werden,

2 daß das Synthesegas mit einem Druck von 352 bis 1 055 kg/cm komprimiert wird, daß die 465 200 bis 697 8IO kJ/kg Mol Prozeßmethan Wärme, welche in den zuvor angegebenen Schritten zurückgewonnen werden, zum Antreiben der Dampfturbine dienen, welche 23,8 bis 32,1 kW/kg Mol Methan abgibt und . daß 22,0 bis 30,9 kW/kg Mol Methan durch den Elektrogenerator erzeugt werden, daß die Ammoniakumwandlung bei einem

ρ
Druck von 352 bis 1 O55 kg/cm und bei einer Temperatur von 371 bis 649°C erfolgt und daß das ammoniakhaltige Gasgemisch nach der Umwandlung durch indirekten Wärmeaustausch mit flüssigem Wasser zur Kondensierung des Ammoniaks auf eine Temperatur von etwa 38 bis 121°C abgekühlt wird.

gK:sch:wy

i U 0 ö ii I / I 7 Ι B