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"Nouveau procédé d'élimination des oxydes de carbone dans les installations de fabrication de gaz riches en hydrogène"
La présente invention est relative à la transformation et à l'élimination des oxydes de carbone CO et CO-dans les installations de fabrication à partir d'hydrocarbures, de gaz riches en hydrogène (gaz de synthèse pour l'ammoniac, hydrogène, gaz réducteurs, etc...).
Actuellement l'élimination du CO et du CO-s'effec- tue en général dans les opérations successives suivantes :
EMI1.1
- conversion catalytique, en présence de vapeur d'eau, du CO en C02 en une ou, plus généralement, en plusieurs étapes.
- Elimination du C02 par lavage en colonne d'absorption. - Elimination par méthanisation catalytique des faibles quantités de CO et de C02 subsistant dans le gaz.
Un schéma simplifié de fonctionnement est donné à titre d'exemple dans la figure I, et concerne le traitement d'un gaz de synthèse pour la fabrication de l'ammoniac.
Avant d'être traité le gaz présente en général les caractéristiques typiques suivantes : - Pression : 20-60 bars absolus - Température : 250 - 4000C - Composition typique (% molaire)
EMI1.2
<tb>
<tb> N+ <SEP> A <SEP> 13-15
<tb> H2 <SEP> 30-40
<tb> CO <SEP> 7-9
<tb> C02 <SEP> 4-6
<tb> CH <SEP> 4 <SEP> 0. <SEP> 1-0. <SEP> 3
<tb> Ho <SEP> 30-43
<tb>
La réaction exothermique de conversion du CO selon la formule (1) est limitée par des conditions d'équilibre :
CO + H2O = CO2 + H2 (1)
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Les basses températures améliorent celles-ci et favorisent la réaction ; par contre la vitesse de réaction croît avec la température ; c'est pourquoi les températures pratiques de fonctionnement résultent d'un compromis entre ces deux influences contradictoires.
Cette réaction de conversion du CO s'effectue généralement en deux étapes ; la première, réalisée dans le réacteur catalytique (1) de la figure 1, a lieu le plus souvent à température élevée (300 à 4500C), en présence d'un catalyseur composé principalement d'oxyde de fer et d'oxyde de chrome. Dans certains cas cependant on pourra opérer à température plus basse, supérieure cependant à 180 C, sur un catalyseur contenant notamment des oxydes de cuivre et de zinc. A la sortie du réacteur 1, la teneur en CO se trouve réduite à 1. 5 - 2. 5 %.
Le gaz subit ensuite un refroidissement vers 200 C dans l'échangeur (2), bien que ce refroidissement puisse aussi s'effectuer partiellement ou totalement par une dispersion d'eau, avant d'entrer dans le réacteur catalytique (3) où s'effectue la 2ème étape de conversion du CO dite conversion à basse température soit 180 à 260 C ; le catalyseur utilisé dans le réacteur (3) est composé principalement d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc. La basse température de fonctionnement permet d'améliorer les conditions d'équilibre de
EMI2.1
la réaction et de réduire le CO à 0. l5 - 0. 40 %.
Après ces deux étapes de conversion le gaz est refroidi entre 20 et 130 C dans l'échangeur (4), où la température est définie par la nature des solutions qui seront utilisées dans la phase d'enlèvement du C02, dite de décarbonatation.
Une composition typique du gaz avant son entrée dans la colonne d'absorption du C02 est la suivante :
EMI2.2
<tb>
<tb> N2 <SEP> + <SEP> A <SEP> l3 <SEP> - <SEP> 15 <SEP> %
<tb> H <SEP> 30-40%
<tb> CO <SEP> 0. <SEP> 15 <SEP> - <SEP> 0.40 <SEP> %
<tb> CO2 <SEP> 12. <SEP> 50- <SEP> 13. <SEP> 5 <SEP> %
<tb> CH <SEP> 0. <SEP> 10-0. <SEP> 30 <SEP> %
<tb> H20 <SEP> 25-33 <SEP> %
<tb>
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Le gaz pénètre alors au pied de la colonne d'absorption (5) où il est lavé à contre-courant par des solutions qui peuvent être à base de carbonate de potasse, de méthanolamine, etc... ou même par de l'eau. La température de fonctionnement de la colonne varie selon le type de liquide absorbant et les nécessités du procédé mais ne dépasse pas généralement 130 C.
La solution absorbante est recueillie en pied de colonne d'absorption et envoyée dans une colonne de régénération avant d'être recyclée dans la colonne d'absorption. En tête de la colonne d'absorption le gaz sort à des températures généralement comprises entre 20 et 100 C ; à cet endroit il ne contient plus que de faibles quantités de C02, due 0. 005 à 0.3 % selon les conditions de fonctionnement et le type de système de décarbonatation adopté.
Dans la 3ème phase d'épuration le gaz est chauffé dans le système d'échangeur (6) à des températures de l'ordre de 240 à 320 C avant d'entrer dans le réacteur de méthanisation (7) où le CO et le CO sont éliminés selon les réactions suivantes :
EMI3.1
L. es reactions de metnanisation réduisent la somme des teneurs en CO + CO.-, dans le gaz de synthèse en dessous de 10 ppm.
Le gaz est finalement refroidi dans l'échangeur (8) avant d'être comprimé, séché et envoyé dans l'unité de synthèse de l'ammoniaque ; une composition typique du gaz avant compression est la suivante :
EMI3.2
<tb>
<tb> N-+A <SEP> 24. <SEP> 7%
<tb> H2 <SEP> 73.2 <SEP> %
<tb> CH4 <SEP> 0. <SEP> 60 <SEP> %
<tb> H20 <SEP> 1. <SEP> 5 <SEP> %
<tb> CO <SEP> + <SEP> CO <SEP> ? <SEP> inférieur <SEP> à <SEP> 10 <SEP> ppm
<tb>
Dans le procédé décrit ci-dessus on voit que la transformation incomplète du CO par la réaction de conversion à la vapeur d'eau entraîne une consommation non négligeable d'hydrogène, de l'ordre de 0. 8 à 1. 5 % et une augmentation, indésirable, du contenu en CH4 du gaz de synthèse.
Diverses solutions ont été proposées pour résoudre partiellement ce problème ; en particulier une solution consiste à opérer la conversion du CO à basse température en deux
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étapes séparées par une opération supplémentaire d'élimination du C02 par lavage afin d'améliorer les conditions d'équilibre de la réaction de conversion.
Cette solution est décrite schématiquement par la figure 2 ; le gaz sortie du premier réacteur de conversion à basse température (3) est refroidi entre 20 et 1200C dans l'échangeur (9) avant de subir un premier lavage du CO.-, dans la colonne (10) ; il est ensuite réchauffé à environ 200 C et est mélangé à de la vapeur d'eau en (13) avant de pénétrer dans le second réacteur de conversion du CO à basse température (12) à la sortie duquel la teneur en CO est réduite aux environs de 0. 05 à 0.1 %. Le gaz est à nouveau refroidi à 20-120 C pour subir un second lavage du C02 dans la colonne (5).
Cette solution, outre qu'elle nécessite un investissement supplémentaire, entraîne une augmentation non négligeable des consommations de vapeur et donc d'énergie puisqu'il est nécessaire, avant d'entrer dans le second réacteur de conversion du CO à basse température, d'injecter de la vapeur d'eau dans le gaz, notamment pour compenser la vapeur d'eau condensée par refroidissement avant l'entrée du gaz dans la première colonne de lavage du Cl.-.
La procédure selon la présente invention permet de réduire substantiellement la teneur en CO, et donc de produire plus d'hydrogène sans qu'il soit nécessaire d'introduire des quantités supplémentaires de vapeur d'eau ; ceci est obtenu par une meilleure intégration des opérations de conversion du CO et d'absorption du C02 ; cette meilleure intégration a été rendue possible par les progrès techniques réalisés dans deux domaines : - l'absorption de Cl-, maintenant réalisable efficacement à des températures élevées (de l50 à 210 C).
- L'activité du catalyseur de conversion CO qui peut maintenant atteindre des valeurs élevées à des températures aussi basses que 180 C ;
De plus le procédé selon la présente invention assure une protection très efficace contre l'empoisonnement des catalyseurs de conversion du CO à basse température et augmente donc considérablement la durée de vie de ces catalyseurs.
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La présente invention permet également de réduire les consommations de vapeur d'eau et d'opérer à pression très élevée sans réduire le taux de conversion du CO ; une autre possibilité du procédé est de permettre l'augmentation de capacité des installations existantes.
Dans le procédé selon la présente invention une grande partie du C02 du gaz est absorbée par lavage à une température élevée, généralement entre 160 et 215 C, la température étant proche ou supérieure au point de rosée du gaz ; cette opération s'effectue en une ou plusieurs étapes, préalablement à ou simultanément avec l'opération de conversion du CO à basse température et est
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complétée par un lavage final du C02 à des températures classiques 2 de 20 à 1300C ; le CO et le C02 résiduels sont ensuite éliminés par des procédés classiques tels que la méthanisation.
L'application du procédé est illustrée par les exemples suivants :
Exemple 1
Dans cet exemple décrit schématiquement dans la figure 3 on intègre le procédé selon l'invention dans une usine classique de fabrication de gaz de synthèse d'ammoniac, comportant déjà deux réacteurs de conversion du CO, l'un opérant à haute température (1) l'autre opérant à basse température (3), et une colonne d'absorption du C02 (5) ; la modification du procédé nécessite une deuxième colonne d'absorption du C02 (6) ainsi qu'éventuellement un nouvel échangeur (7).
Dans l'installation modifiée le gaz sortant du réacteur (1) est refroidi dans l'échangeur (2) à environ 180 C au lieu de 190 C dans le procédé classique, sans qu'il y ait de condensation de vapeur d'eau, le gaz pénètre ensuite dans la nouvelle colonne d'absorption
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(6), opérant à 180 C où la teneur en C02 est ramenée de 17 à 3. 5 % en volume, sur base de gaz sec. A la sortie de la colonne d'absorption (6) le gaz est chauffé à 190 C soit par l'échangeur (7) soit par une injection de gaz chaud à 430'C prélevé à la sortie du réacteur (1). Aucune injection additionnelle de vapeur n'est requise avant l'entrée dans le réacteur de conversion du CO.
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La teneur en CO est réduite dans le réacteur (3) à 0. 10 % en volume sur base de gaz sec, au lieu de 0.25 % dans l'installation classique existante ; le procédé selon l'invention permet de réduire le volume de catalyseur nécessaire à la réaction de conversion dans le réacteur (3) pour deux raisons : - Les conditions de la réaction exigent moins de catalyseur, soit environ 10 % de moins.
- Protégé par l'opération d'absoption de tout empoisonnement par le soufre et le chlore, la vie du catalyseur devient pratiquement illimitée et son volume peut être réduit d'au moins 20 %.
Ces réductions de volume du catalyseur de conversion ont un inté- rêt supplémentaire : celui de permettre des augmentations considé- rables de capacité dans les zones de conversion du CO et d'absorp- tion du CO.-.
Les principales caractéristiques de fonctionnement de l'installation classique et de l'installation modifiée sont comparées dans le tableau suivant :
EMI6.1
<tb>
<tb> Installation <SEP> Installation
<tb> classique <SEP> modifiée
<tb> - <SEP> % <SEP> CO <SEP> sortie <SEP> réacteur <SEP> de
<tb> conversion <SEP> (% <SEP> volume, <SEP> 0. <SEP> 25 <SEP> 0. <SEP> 10
<tb> base <SEP> gaz <SEP> sec)
<tb> - <SEP> Volume <SEP> de <SEP> catalyseur
<tb> nécessaire, <SEP> (base <SEP> 100 <SEP> pour <SEP> 100 <SEP> 70
<tb> installation <SEP> classique)
<tb> - <SEP> Perte <SEP> de <SEP> charge <SEP> dans <SEP> le
<tb> réacteur <SEP> de <SEP> conversion <SEP> 100 <SEP> 70
<tb> (base <SEP> 100 <SEP> pour <SEP> installation
<tb> classique)
<tb> - <SEP> Consommation <SEP> d'hydrogène
<tb> dans <SEP> le <SEP> réacteur <SEP> de <SEP> méthani-1.
<SEP> 9 <SEP> % <SEP> 1 <SEP> %
<tb> sation <SEP> (% <SEP> de <SEP> l'hydrogène <SEP> total
<tb> - <SEP> % <SEP> CH. <SEP> après <SEP> méthanisation <SEP> 0.6 <SEP> 0.4
<tb> (% <SEP> volume, <SEP> sur <SEP> base <SEP> gaz <SEP> sec)
<tb>
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Exemple 2
Cet exemple est décrit schématiquement par la figure 4 et est également relatif à la production de gaz de synthèse d'ammoniac.
Dans ce cas le gaz produit généralement à haute température par l'opération de réformage à la vapeur est préalablement
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refroidi à environ 1850C dans un ensemble (1) de chaudières et d'échangeurs avant d'entrer dans une première colonne de lavage du CO,. (2).
Une composition typique du gaz avant l'entrée dans la colonne (2) est la suivante (composition sur base sèche, en % vol) :
EMI7.2
<tb>
<tb> N2 <SEP> + <SEP> A <SEP> 22. <SEP> 9 <SEP> %
<tb> H2 <SEP> 55. <SEP> 8
<tb> CO <SEP> 13.1
<tb> CO <SEP> 7. <SEP> 9
<tb> CH4 <SEP> 0.3
<tb>
Rapport volumétrique vapeur d'eau/gaz sec : 0. 59 La pression du gaz est de 30 bars absolus.
Dans la colonne (2) opérant à 185 C, la teneur en C02 du gaz est ramenée de 7.9 % à 3.2 %. Le gaz sortant de
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la colonne (2) à 1850C est ensuite surchauffé dans l'échangeur (3) à 220 C ou, alternativement par une faible quantité de gaz à très haute température prélevée avant l'échangeur (1).
Aucune injection de vapeur d'eau n'est nécessaire avant l'entrée dans le réacteur (4).
La teneur en CO du gaz est ensuite réduite à 0. 45 % par conversion catalytique dans le réacteur (4) d'où le gaz sort à 260 C. Le catalyseur utilisé dans le réacteur (4) est un catalyseur à base de cuivre et de zinc ; ce réacteur catalytique est soit pourvu d'un refroidissement tubulaire, soit constitué d'une première partie catalytique tubulaire refroidie et d'un lit catalytique fixe non refroidi.
La composition du gaz en sortie du réacteur est la suivante en % volume sur base de gaz sec :
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<tb>
<tb> CH4 <SEP> 0. <SEP> 25
<tb> CO <SEP> 0. <SEP> 45
<tb> CO <SEP> 14. <SEP> 50
<tb> H2 <SEP> 63. <SEP> 50
<tb> N2 <SEP> + <SEP> A <SEP> 21. <SEP> 30
<tb> Total <SEP> 100. <SEP> 00
<tb>
Rapport molaire vapeur d'eau/gaz sec : 0.43.
Le gaz est ensuite refroidi dans l'échangeur (5) à une température de 175 C avant de pénétrer dans la colonne d'absorption (6), opérant à 175 C ; la teneur en C02 est réduite dans la colonne (6) à 3 % en volume, sur base de gaz sec. En sortie de la colonne (6) le gaz est réchauffé de 175 C à 200 C dans l'échangeur (7), ou, alternativement, par un apport de gaz chaud, avant d'entrer dans le réacteur de conversion adiabatique (8) où la teneur en CO est réduite à 0.06 %, sur base de gaz sec.
En sortie du réacteur le gaz est refroidi aux environs de 1200C dans le système d'échangeurs et de bouilleurs (9) avant d'entrer dans la colonne finale d'absorption du CO- (10) dont il sort
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vers 850C avec la composition suivante, en % molaire sur base de gaz sec :
EMI8.3
<tb>
<tb> CH4 <SEP> 0. <SEP> 32
<tb> CO <SEP> 0. <SEP> 07
<tb> C02 <SEP> 0. <SEP> 02
<tb> H2 <SEP> 74. <SEP> 73
<tb> N2 <SEP> + <SEP> A <SEP> 2l/.. <SEP> 86
<tb> 100. <SEP> 00
<tb>
Ce systeme presente de multiples avantages par rapport aux systèmes classiques : - Il n'utilise qu'un seul type de catalyseur, à base de cuivre et de zinc.
- Il protège le catalyseur contre tout empoisonnement, notamment par le chlore et le soufre ; les conséquences pour le catalyseur en sont des volumes réduits et une durée de vie considérablement augmentée.
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- Le système n'exige aucune addition supplémentaire de vapeur d'eau dans le gaz après l'opération de réformage.
- Les teneurs en CO obtenues sont nettement inférieures, avec les conséquences suivantes : a) consommation moindre d'hydrogène lors de l'opération de méthanisation ultérieure. b) contenu moindre en méthane dans le gaz de synthèse.
Exemple 3
EMI9.1
Dans cet exemple, illustré par la figure 5, l'intégration des systèmes de conversion du CO et d'absorption du C02 est plus poussée que dans les exemples précédents puisque l'absorption par lavage du C02 s'effectue simultanément avec la réaction de conversion du CO ; dans le réacteur (2) les particules de catalyseur sont utilisées à la fois comme catalyseur et comme corps de remplissage pour le lavage du C02 ; le gaz circule de bas en haut et la solution de décarbonatation circule à contre courant du gaz ; la possibilité de ces opérations simultanées en phases liquide et vapeur n'a été rendue possible que par la mise au point de catalyseurs à haute résistance mécanique et à activité élevée à basse température pour la conversion du CO à basse température ;
ces catalyseurs sont à base de cuivre et de zinc et peuvent contenir également d'autres éléments : alumine, oxyde de chrome, etc... ; dans ce type de réacteur le C02 est éliminé dans la solution au fur et à mesure de son apparition ce qui améliore continuellement les conditions d'équilibre de la réaction dans le sens de la transformation du CO en CO,.
Dans cet exemple le gaz préalablement refroidi à 1900C dans l'ensemble d'échangeurs (1) pénètre dans le bas des deux étages de la tour catalytique (2) où il est arrosé à contre-courant par la solution de décarbonatation provenant de la deuxième colonne d'absorption (4) ; la solution, reprise de la colonne (4) par la pompe (8) est réchauffée dans l'échangeur (6) avant de pénétrer en tête de la tour catalytique (2) ; en sortie de l'étage supérieur de la tour (2) elle est reprise par la pompe 8, refroidie dans l'échangeur 5 et mélangée avec une partie de la solution provenant du pied de la colonne (4) avant d'être renvoyée en tête de l'étage inférieur de la tour (2).
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A la sortie en tête de la tour (2) le gaz ne contient plus que 0.04 % de CO ; il entre ensuite, après refroidissement à 1200C, dans la colonne d'absorption (4) où sa teneur en C02 est réduite à environ l50 ppm.
Exemple 4
L'exemple 3 n'est qu'une illustration de la présente invention consistant à mettre en contact, sur le catalyseur, le gaz et la solution d'absorption du C02 ; de nombreuses autres combinaisons peuvent être adoptées qui utilisent le même principe ; un autre exemple d'application est donné par la figure 6.
Le gaz produit dans la section de réformage est refroidi dans la batterie d'échangeurs (1) et entre ensuite dans le réacteur catalytique (2) où s'effectue une première étape de conversion du CO à moyenne température. Refroidi dans l'échangeur (3) le gaz pénètre ensuite dans la tour catalytique (4) où s'effectue simultanément un complément de conversion du CO et un premier lavage du Cl,.,. Refroidi dans l'échangeur (5) le gaz pénètre dans la colonne de lavage (6) où il subit une seconde absorption du CO.
Les principales conditions de fonctionnement sont données dans le tableau qui suit :
EMI10.1
<tb>
<tb> Entrée <SEP> Entrée <SEP> Sortie <SEP> sortie
<tb> réacteur <SEP> (2) <SEP> tour <SEP> (4) <SEP> tour <SEP> (4\ <SEP> colonne <SEP> (6)
<tb> - <SEP> Température, <SEP> OC <SEP> 250 <SEP> 185 <SEP> 185 <SEP> 85
<tb> - <SEP> Pression, <SEP> bars <SEP> abs <SEP> 30 <SEP> 29.4 <SEP> 29.4 <SEP> 28.8
<tb> - <SEP> Composition <SEP> en <SEP> volume
<tb> (gaz <SEP> sec)
<tb> % <SEP> CO <SEP> 13.0 <SEP> 1.4 <SEP> 0.03 <SEP> 0.03
<tb> % <SEP> C02 <SEP> 7. <SEP> 9 <SEP> 17.9 <SEP> 3.45 <SEP> 0.02
<tb> 11 <SEP> H2 <SEP> 55.9 <SEP> 60.4 <SEP> 72.60 <SEP> 75.18
<tb> CH42, <SEP> N2, <SEP> Ar <SEP> 23.2 <SEP> 20.
<SEP> 8 <SEP> 23.92 <SEP> 24.77
<tb>
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EMI11.1
On voit à nouveau que ce système permet de réduire la teneur en CO à des niveaux nettement inférieurs aux solutions classiques (0. 03 % au lieu de 0. 2 %) sans consommation supplémentaire de vapeur d'eau.
Exemple 5 Cet exemple, décrit schématiquement dans la figure 7 concerne une application du procédé selon la présente invention dans une unité de fabrication de gaz de synthèse de l'ammoniac opérant à la pression de 80 bars absolus.
Sous cette pression élevée la réaction de conversion de CO ne peut se faire dans les systèmes classiques qu'à température relativement élevée ou en présence de quantités relativement faibles de vapeur d'eau, car il y a lieu d'éviter les condensations de vapeur d'eau ; ceci influence défavorablement l'équilibre de la réaction de conversion du CO.
Grâce à la présente invention on compense ces conditions d'équilibre défavorables en opérant la décarbonatation et la conversion du CO en une succession d'étapes, sans aucune nécessité pour une injection de vapeur supplémentaire entre les étages successifs.
Le gaz à traiter est d'abord refroidi dans l'échangeur (1) vers l850C avant d'entrer dans la tour (2) où il subit successivement : - Une opération de lavage du C02 - Un réchauffage à 200 C par injection de gaz chaud, suivi d'une conversion catalytique du CO.
- Une deuxième opération de lavage du CO-.
- Un nouveau réchauffage à 200 C par injection de gaz chaud, suivi d'une deuxième étape de conversion catalytique à 200 C.
- Une troisième opération de lavage du C02 - Un troisième réchauffage à 200 C suivi d'une dernière étape de conversion catalytique du CO.
Après chacune des 3 étapes de lavage, le gaz est réchauffé d'une quinzaine de degrés pour éviter la présence de liquide sur les lits de catalyseur ; ce réchauffage peut se faire soit par injection de gaz à haute température prélevé dans l'installation soit dans des échangeurs de chaleur.
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Le gaz sort ensuite de la tour (2), est refroidi dans l'échangeur (3) et subit un dernier lavage du C02 dans la colonne (4).
Les trois premières opérations de lavage sont effec-
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tuées entre 170 et 200 C, de préférence vers l850C tandis que la dernière opération de lavage s'effectue vers IOOIC dans la colonne 4.
Dans l'exemple 5 on a utilisé un gaz présentant, à son entrée dans la tour (2), les caractéristiques suivantes :
Pression : 80 bars absolus
Température : 185 C
Composition (% volume, gaz sec)
EMI12.2
<tb>
<tb> n <SEP> u. <SEP> 7
<tb> CO <SEP> 12.9
<tb> CO2 <SEP> 7. <SEP> 9
<tb> H2 <SEP> 55. <SEP> 0
<tb> N2 <SEP> + <SEP> A <SEP> 23.3
<tb> 100.0
<tb>
Rapport molaire H20/gaz sec : 0.16 La teneur en CO évolue de la manière suivante (% vol sur gaz sec) :
Après ler étage de conversion : 4.2
Après 2me étage de conversion : 0. 65
Après 3me étage de conversion : 0.11
A la sortie de la colonne (4) le gaz ne contient plus que 0. 12 % de CO et 0. 015 % de CO2.
Ces résultats sont rendus possibles par le procédé faisant l'objet de la présente invention malgré la faible quantité de vapeur d'eau présente dans le gaz et sans appoint intermédiaire d'eau ou de vapeur d'eau.
Les cinq exemples qui précèdent montrent que l'originalité du procédé faisant l'objet de la présente invention réside dans le fait que l'on combine les opérations de lavage du CO.-à température élevée avec les opérations de conversion du CO de manière à améliorer les conditions d'équilibre de la réaction de conversion du CO et à réduire en conséquence les teneurs résiduelles en CO, les deux opérations pouvant se réaliser à des températures proches
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ou identiques sans qu'aucune injection additionnelle de vapeur d'eau soit nécessaire ; le procédé permet également un fonctionnement a pression élevée sans augmentation de la teneur résiduelle en CO.
Ce nouveau procédé a été rendu possible par le fait qu'il est maintenant possible de laver le C02 à des températures élevées et d'utiliser des catalyseurs de conversion du CO à basse température d'une part et fonctionnant également en présence de solution de décarbonatation d'autre part.