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'''Procédé de production d'hydrogène".
La présente invention se rapporte à la production d'hydrogène. Dans l'un de ses aspects, l'invention est relative à la production d'hydrogène par le procédé de reformage du gaz à la vapeur d'eau bien connu. D'autre part, dans un second aspect, l'invention oonoerne un perfectionnement apporté aux stades de con- version de réaction du gaz à l'eau du procédé de reformage du gaz à la vapeur d'eau permettant de fabriquer de l'hydrogène.
Le principal procédé mis en oeuvre de nos jours pour la production de gaz contenant de l'hydrogène, comme par exemple des gaz de synthèse utilisables à la production de l'ammoniac, du méthanol, des alcools oxo, ou en tant que courant d'hydrogène substantiel pour des procédés d'hydrogénation, est celui appliquant la réaction de la vapeur d'eau avec des hydrocarbures sous forme de
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vapeur, en particulier du méthane. Le procédé de synthèse entier ' de l'hydrogène comprend des organes pour éliminer, dans la mesure , du possibles les impuretés ou les sous-produits du gaz oontenant de l'hydrogène après le reformage.
Les principales réactions ci-après se présentent eimul- tanément au coure du reformaget
EMI2.1
La. première réaction est fortement endothermique, tandis que la seconde réaction, c'est-à-dire la réaction de conversion de réaction de l'oxyde de carbone, est modérément exothermique.
Comme on peut le voir, lee produits de la réaction de reformage sont l'hydrogène, l'oxyde de carbone et le bioxyde de carbone, ainsi qu'une quantité de vapeur d'eau et de méthane non trans- formé. La pureté d'un courant gazeux d'hydrogène dépend en géné- ral de la quantité de méthane qu'il contient, à la fois en tant que méthane n'ayant pas réagi passant par le reformeur et en tant que méthane produit par la réaction de l'oxyde de carbone résidu- aire aveo de l'hydrogène dans un mdthaniseur. Le courant gazeux d'hydrogène contient également de plus grandes ou de plus petites quantités de gaz inertes, comme par exemple de l'azote, dépendant de la teneur en azote de la source d'hydrocarbures et de l'utili- sation du produit final,
o'est-à-dire si de l'hydrogène ou du gaz de synthèse d'ammoniao a été produit. Au cours de la production du gaz de synthèse d'ammoniac, l'air est brûlé dans une zone de reformage secondaire en vue d'obtenir de l'azote pour la synthèse de l'ammoniac. La quantité d'air ainsi brûlée est telle que le rapport de volume azote-hydrogène est de un à trois dans le gaz de synthèse d'ammoniac produit. De petites quantités d'autres gaz inertes sont également présentes en général.
Puisque la fuite de méthane, o'est-à-dire le méthane non entré en réaction provenant d'un reformeur, est contrôlable
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dans une unité de production d'hydrogène en fonction des conditions appliquées dans le reformeur, la pureté du courant gazeux d'hydrogè- ne dépend largement du traitaient du gaz sortant du reformeur. La vapeur d'eau et le bioxyde de carbone peuvent être aisément éli- minée. Toutefois, l'oxyde de carbone, le =éthane et les inertes ne peuvent pas être éliminés économiquement; Le méthane et les inertes ne sont pas critiques, mais l'oxyde de carbone est ordi- nairement nuisible, en raison de sa nature toxique, dans les procédée où l'hydrogène doit être utilisé.
Par conséquent, le traitement des sous-produits concerne principalement l'oxyde de carbone. Le courant gazeux d'hydrogène, provenant d'un reformeur, passe par un stade de conversion de réaction de l'oxyde de carbone pour transformer ce dernier, dans une mesure aussi grande que possible, en bioxyde de carbone qui peut être éliminé par lavage.
L'oxyde de carbone résiduaire est transformé en méthane par réaction catalytique avec l'hydrogène.
La présente invention concerne le traitement de sous- produits, c'est-à-dire plus spécialement la transformation de l'oxyde de carbone en bioxyde de carbone et est déorite en détail ci-apra à l'aide des dessins annexés, dans lesquels:
La figure 1 représente un procédé de production d'hydro- gène mettant en oeuvre un stade unique de conversion d'oxyde de carbone et utilisant ensuite un méthaniseur et un laveur éliminant le bioxyde de carbone;
La figure 2 est un procédé similaire, mais met en oeuvre deux stades de transformation de l'oxyde de carbone, suivi chacun d'un lavage éliminant le bioxyde de carbone;
La figure 3 reproduit un procédé conforme à la présente invention comprenant deux convertisseurs de réaction en série, sépares uniquement par un échangeur thermique;
La figure 4 est une forme différente du procédé selon l'invention;
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La figure 5 reproduit une autre forme de réalisation de la présente invention.
. En ae référant aux procédée représentés sur les figures 1 et 2, un catalyseur, par exemple un catalyseur à l'oxyde de nickel ou à l'oxyde de chrome supporté sur une base réfractaire de silicate ou d'aluminate, est utilisé comme catalyseur de refor- mage dans le four 4, et un catalyseur de réaction, comme par exemple un catalyseur de réaction au fer-ohrome, est employé dans le convertisseur 10, En ee référant aux dessins, il est visible que, dans chaque cas, un hydrooarbure gazeux ou du gaz naturel est désulfuré par du carbone activé ou par un oxyde métallique, soit du permanganate ou du carbonate de potassium disposé dans un absorbeur ou dans un adsorbeur 2, selon les circonstances.
L'hydro- carbure déaulfuré réagit ensuite avec de la vapeur d'eau dans le four de reformage 4. contenant des tubas ¯6 remplis de catalyseur.
Le tour de reformage est mie en action de façon que la température de reformage, c'est-à-dire la température à l'intérieur des tubes, soit de 1200 à 1700 F (649 à 927 C).
Dans le procédé de la figure 1, le gaz reformé, provenant du four 4, est refroidi par des échangeurs thermiques 8,à une tempé- rature de 650 à 800 P (343 à 427 C). Le gaz reformé est eneuite traité pour transformer l'oxyde de carbone du gaz en bioxyde de carbone et hydrogène.
Sur la figure 1, seul un stade de conversion de réaction 10 est utilisé, lequel est suivi du laveur 4 éliminant le bioxyde de carbone. Par ce procédé, il n'est pas possible d'effectuer une transformation de l'oxyde de carbone du gaz sortant du reformeur à moins de 1,3% environ. La réduction de l'oxyde de carbone du gaz sortant à 0,3% nécessite approximativement cinq à six fois autant de temps de catalyseur et de vapeur d'eau.
Dès lors, la raison pour laquelle 'une grande quantité de catalyseur ou un rapport élevé gaz-vapeur d'eau est nécessité dans le procédé de la figure 1
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pour réduire l'oxyde de carbone du gaz sortant à 0,3% eat que, dans la conversion de réaction, l'équilibre eat défavorable pour
EMI5.1
lea catalyseurs de réaction olaeaiques, comme par exemple le cazi- lyseur de réaction au chrome-fer, à leurs températures erfic<^¯:s, lorsque les vitesses de réaction sont dans un ordre pratique. Une quantité plus grande de vapeur d'eau ou de catalyseur, nécessitée pour cette conversion, rend le procédé peu pratique.
Economiquement, il doit exister un équilibre dana le système de conversion de réaction entre le rapport gaz-vapeur d'eau et l'énergie que cette vapeur fournit pour régénérer la solution d'élimination du bioxyde de carbone. Lors d'une oonver- sion résultant en une teneur de 0,3% d'oxyde de carbone, il est nécessité, dans le procédé de conversion de réaction à un stade, tel que celui de la figure 1, une quantité de vapeur d'eau deux fois et demi plus élevée que celle indispensable pour fournir la ohaleur de régénération à l'absorbeur de bioxyde de carbone. Ceci est une autre raison pour laquelle une plus faible quantité de vapeur d'eau est utilisée dans le procédé à un stade de la figure 1. Par conséquent, l'oxyde de carbone du gaz quittant le conver- tisseur de réaction n'est pas inférieur à 1,3% environ.
Un incon- vénient du procédé de la figure 1 réside dans la quantité d'hydro- gène utilisée lorsqu'un niveau élevé d'oxyde de carbone à trans- former en méthane est présent, puisque pour chaque mole d'oxyde de carbone méthanisé, trois soles d'hydrogène sont consommés. En outre, la quantité plue grande d'oxyde de carbone présente augmente la quantité d'inertes dansée gaz.
Puisqu'une quantité excessive de vapeur d'eau est nécessitée pour amener les gaz sortant du reformeur à une basse teneur en oxyde de carbone résiduaire, deux stades 15 et 17 de conversion de réaction sont utilisés, comme représenté sur la figure 2, si une plus faible teneur en oxyde de carbone est désirée. Dans le procédé de la figure 2, un stade d'élimination
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il ou. 18 du bioxyde de carbone suit chaque stade de conversion de réaction. L'élimination de la plupart du bioxyde de carbone avant la seconde conversion de réaction réaulte en un état d'équilibre plus favorable dans le second stade de conversion de réaction à dea températures ou les vitesses de réaction sont favorables pour le oatalyaeur au chrome-fer utilisé.
Le gaz, qui passe par le second convertisseur de réaction 17 et un second convertisseur 18 de bioxyde de carbone, afflue au méthaniseur 20
Dans ce méthaniseur, Ion oxydes de carbone toxiques restants et des traces de bioxyde de carbone réagissent aveo de l'hydrogène sur un catalyseur, comme par exemple du cobalt ou du nickel sur de l'alumine et autres supporte, pour former du méthane. Dans le procédé de la figure 2, où deux stades de conversion de réaction sont utilisés, suivis chacun d'un lavage éliminant le bioxyde de carbone, l'oxyde de carbone du gaz, provenant du second laveur éliminant le bioxyde de carbone, présente ordinairement une teneur de l'ordre de 0,6 à 0,3%. Toutefois, un équipement oonai- dérablement plue important est nécessité, ce qui augmente la grandeur de l'unité de production initiale et les frais de fabrication.
Par conséquent, la présente invention oonoerne un procédé de fabrication d'hydrogène, dans lequel l'organe pour l'élimination du bioxyde de carbone est supprimé entre les deux stades de la conversion de réaction, mais où un courant gazeux d'hydrogène est encore obtenu, lequel contient moins de 0,6% (mole) d'oxyde de carbone résiduaire à méthaniser. Le procédé peut être mis en oeuvre pour former moins de 0,3% d'oxyde de carbone résiduaire. L'une des caractéristiques uniques de la présente invention consiste en son organe de conversion de réaction de l'oxyde de carbone. Dès lors, la présente invention envisage l'utilisation de zones de conversion de réaction de l'oxyde de oarbone à haute et basse température.
Conformément à
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l'invention, un courant gazeux d'hydrogène, produit par un refor- mage d'hydrocarbures à la vapeur d'eau, passe par deux zones de conversion de réaction catalytique, dont la première est mise en action à une température élevée et la seconde à une basse tempé- rature, les deux zones étant disposées en série et séparées uni- quement par un organe pour abaisser la température du gaz lorsqu'il passe entre les zones. La zone à haute température fonctionne à 650 F (343 C) ou plus, tandis que la zone à basse température est réalisée à moins de 600 F (316 C).
Le procédé conforme à l'invention, oomprenant une oon- version à basse température, liée à une conversion préalable à des températures classiques plus élevées, élimine les incônvénients des procédés des figures 1 et 2. Lorsque les catalyseurs de réao- tion à haute et basse température sont utilisés conformément à l'invention, le rapport de poids du catalyseur de réaction à haute température au catalyseur de réaction à basse température est de l'ordre de 1:1 à 1:2. Le procédé conforme à l'invention est repré- senté sur la figure 3. Les hydrocarbures sont désulfurés dans le tambour et réagissent ensuite avec de la vapeur d'eau dans les tubes 1 du four de ref ormage 4.
Le gaz reformé, refroidi dans l'échangeur thermique 8, passe ensuite par deux stades de oonver- sion catalytique, c'est-à-dire un premier stade 22 à haute tempé- rature et un second stade 24 à basse température, disposés en série et séparés uniquement par un organe 23 éliminant la chaleur.
Dans le stade 22 à haute température, un catalyseur actif à une température de 650 F (343 C) ou plus est utilisé. Ce catalyseur est un catalyseur classique au fer-chrome du type décrit ci-avant.
Ce catalyseur est utilisé de préférence dans le stade 22 à une température de 650 à 8500P (343 45400), la pression du système étant de 30 à 3000 peig (2,10 à 210,9 kg/cm2), soit ordinairement la pression atmosphérique de 700 psig (49,21 kg/cm2).
Le gaz provenant du stade 22 ae refroidit dans
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l'éohangeur thermique 23 pour le second stade de la conversion de réaction, qui est une zone de conversion à basse température 24.
Un catalyseur actif à une température de 600 F (316 C) ou moins, de préférence 350 à 500 F (177 à 260 C),est utilisé dans le convertisseur 24 du second stade. Un catalyseur de cette nature est un catalyseur réduit à l'oxyde de zinc-oxyde de cuivre, décrit dans la demande de brevet n 330.542, introduite le 16 décembre 1963. Ce catalyseur, dont le rapport du. cuivre au zinc est de 2 à 1, contient moins de 0,2% de sodium. Un autre catalyseur de réaction à basse température, qui peut également être utilisé, est déorit dans le brevet américain nOl.797.426.
Un des avantages offerts par le procédé conforme à l'invention consiste en ce qu'un équilibre peut être obtenu entre le rapport gaz-vapeur d'eau utilisé lors de la conversion de l'oxyde de carbone et les besoins en vapeur pour la régénération de la solution éliminant le bioxyde de carbone. De nombreux procédés connue sont disponibles pour l'élimination du bioxyde de carbone après les stades de la transformation de l'oxyde de carbone. Presque tous les procédée utilisent un absorbant liquide.
Les plus anciens absorbants,qui ont été utilisés, sont l'eau, la soude caustique et les éthanolaminea, commo par exemple la mono- éthanolamine et la diéthanolamine. De plus récents absorbante pour cette utilisation sont le carbonate de potassium chaud, le Giammaroo Vetrocoke (carbonate de potassium chaud contenant des arséniates) et le Shell Sulfinol, dans lequel le Sulfolane (1-bioxyde de thiooyclopentane) est utilisé.
D'une manière pratique, le rapport gaz-vapeur d'eau, utilisé pour la transformation de l'oxyde de carbone, doit être équilibré par rapport au besoin en vapeur pour la régénération de l'absorbant, en vue d'obtenir un procédé mis en oeuvre avec un minimum de vapeur d'eau. Cette notion est davantage expliquée dans le texte qui suit.
Si l'on suppose que le schéma du procédé
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de production d'hydrogène destiné à la fabrication du gaz de synthèse d'ammaniac est un procédé de reformage classique de l'hydrocarbure à la vapeur d'eau (se composant d'un reformeur primaireet secondaire, auivi d'une conversion de l'oxyde de car bone, d' -..
élimination du bioxyde de carbone et d'une méthanisa- tion de ..'oxyde de caroone résiduaire) et que le niveau aoceptable d'oxyde de carbone résiduaire à méthaniser n'est pas supérieur à 0,3 mole %, les besoins en vapeur d'eau pour réaliser ce degré de conversion dans un stade unique de transformation de l'oxyde de carbone, y compris le refroidissement usuel entre lea stades, est de 3,5 mole de vapeur par mole de gaz d'alimentation sec lorsqu'un catalyseur à l'oxyde de ohrome-oxyde de fer est utilisé.
Toutefois, pour cette même conversion, si deux stades de conversion d'oxyde de carbone sont utilisés avec l'élimination du bioxyde de carbone après chaque stade, comme représenté sur la figure 2, les besoins totaux en vapeur d'eau sont de 1,4 mole de vapeur d'eau par mole de gaz sec sortant du reformeur. Lorsqu'un procédé, combinant la transformation de l'oxyde de carbone à haute tempéra- ture et à basse température, est utilisé, comme représenté sur la figure 4, un rapport de 0,7 vapeur d'eau au gaz sec est le niveau de vapeur d'eau nécessité pour atteindre un niveau d'oxyde de car- bone de 0,3% dans le gaz d'alimentation au méthaniseur.
Les ni- veaux de vapeur d'eau pratiques, nécessités dans le gaz pour four- nir les besoins énergétiques indispensables à la régénération d'une solution d'éthanolamine servant à l'élimination du bioxyde de car- bone, sont de 1,4 0. Un niveau de vapeur d'eau, nécessité dans le gaz pour fournir les besoins énergétiques en vue de régénérer une solution de Sulfinol servant à l'élimination du bioxyde de carbone, est de 0,70. Ainsi, le procédé de la figure 2 peut être équilibré par un besoin de vapeur d'eau de régénération pour des absorbants plus anciens de bioxyde de carbone, tandis que le procédé des figures 3 et 4 peut être équilibré par un besoin de vapeur d'eau
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EMI10.1
de régénération pour des ab8oant ?lus récez::: &: -yda de carbone.
La figure 4 montre la 'açor 1;7'''; . >rJc±.ié confor.. à l'invention est utilisé pour la grLd;tion de ca, de synthèse d'ammoniac. Le procédé et celui de la figure 2 comprennent des reformeurs secondaires 5. Toutefois, il est représenté sur la figure 4, des convertisseurs séparés et 24 à haute et basse température. En outre, les méthaniseurs, reproduits sur les fig.- res 1 et 2, ont été supprimés aur les figures 3, 4 et 5. Ils tont bien entendu utilisée.
Les avantages, fournis par le procédé de conversion de réaction à deux stades, conforme à l'invention et représenté sur les figures 3 et 4, se dégagent nettement du tableau ci-après. Dans ce tableau, il est donné une comparaison des caractéristiques de conception des procédés de fabrication de gaz de synthèse d'ammoniac.
Le procédé de la figure 4 est représenté par le cas I. Le cas II est un procédé à stade unique similaire à celui de la figure 1, mais modifié pour la synthèse de l'ammoniac par incorporation d'un reformeur secondaire, comme représenté sur la figure 4. Le niveau de pression du reformeur est dans tous les cas de 300 psig (21,09 kg/cm2) à la sortie des tubes du reformeur. Le catalyseur utilisé dans le procédé du cas I est, dans la première zone, un catalyseur au chrome-fer, et dans la seconde zone, un catalyseur au zinc-cuivre. Le catalyseur au chrome-fer est fabriqué par la oopréoipitation de carbonates et/ou d'hydroxydes de fer et de chrome pour former 9 à 11% de Cr203 et 77 à 81% de Fe2O3 qui sont mélangés à 3-4% de graphite.
Le catalyseur au zino-cuivre est décrit dans l'exemple 1 de la demande de brevet n330.542. Le catalyseur au chrome-fer, utilisé dans le cas I, est également employé dans le procédé du cas II comprenant un convertisseur à stade unique et mis en oeuvre aveo des quantités plus élevées d'inertes dans la boucle du gaz de synthèse. Le cas III est un
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procédé similaire à celui représenté sur la figure 2, dans lequel il est prévu une élimination par les aminée du bioxyde de carbone après chaque stade de conversion d'oxyde de carbone. en vue d'obtenir une plus grande conversion de oe dernier.
Tableau 1
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<tb> Cas <SEP> I <SEP> Cas <SEP> 11 <SEP> Cas <SEP> 111
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<tb> -CO <SEP> dans <SEP> le <SEP> convertisseur <SEP> de <SEP> 0,2 <SEP> mole <SEP> %, <SEP> 1,1 <SEP> mole <SEP> 0,5 <SEP> mole <SEP> %,
<tb>
<tb>
<tb> réaction <SEP> base <SEP> sèche <SEP> base <SEP> sèche <SEP> baee <SEP> sèche
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<tb> Gaz <SEP> sortant <SEP> (@)
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<tb> -Inertes <SEP> et <SEP> CH4 <SEP> à <SEP> la <SEP> sortie <SEP> 29,89 <SEP> 70,85 <SEP> 38,30
<tb>
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<tb>
<tb>
<tb> du <SEP> méthaniseur, <SEP> en <SEP> moles/h <SEP> (0,96 <SEP> mole <SEP> %X2,1 <SEP> mole <SEP> %) <SEP> (1,21 <SEP> mole%)
<tb>
<tb>
<tb>
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<tb> -Gaz <SEP> de <SEP> synthèse <SEP> nécessité
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<tb> pour <SEP> 300 <SEP> T/D <SEP> NH3
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<tb> moles/heure <SEP> 3114,98 <SEP> 3361,01 <SEP> 3165,46
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<tb>
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<tb>
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<tb> Quantité <SEP> relative <SEP> 100% <SEP> 107,9% <SEP> 101,6%
<tb>
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<tb>
<tb>
<tb> -Hydrocarbures, <SEP> moles/heure
<tb>
<tb>
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<tb>
<tb> besoins <SEP> du <SEP> procédé <SEP> 702,44 <SEP> 788,11 <SEP> 720,68
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> besoins <SEP> en <SEP> combustible <SEP> 205,63 <SEP> 331,68 <SEP> 451,77
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> besoins <SEP> totaux <SEP> 998,07 <SEP> 1119,79 <SEP> 1172,45 <SEP> ' <SEP>
<tb>
<tb>
<tb>
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<tb>
<tb>
<tb> quantité <SEP> relative <SEP> 100% <SEP> 112,2% <SEP> 117,
47%
<tb>
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<tb>
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<tb> -Air, <SEP> moles/heure
<tb>
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<tb>
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<tb>
<tb>
<tb> besoins <SEP> du <SEP> procédé <SEP> 988,47 <SEP> 1054,25 <SEP> 1001,99
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> besoins <SEP> en <SEP> combustible <SEP> 2957,70 <SEP> 3318,42 <SEP> 4510,74
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> besoins <SEP> totaux <SEP> 3946,17 <SEP> 4372,67 <SEP> 5521,73
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> quantité <SEP> relative <SEP> 100% <SEP> 110,81% <SEP> 139,93%
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> -Besoins <SEP> en <SEP> vapeur <SEP> d'eau
<tb>
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<tb> total, <SEP> livres/heure <SEP> 69.570 <SEP> 75.200 <SEP> 114.350
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> (31,55 <SEP> T) <SEP> (34,86 <SEP> T) <SEP> (50,02 <SEP> T)
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> quantité <SEP> relative <SEP> 100% <SEP> 108,
1% <SEP> 164,4%
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> -Dimension <SEP> relative <SEP> du
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> reformeur <SEP> 100 <SEP> 112,9 <SEP> 103,0.
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
-Dimension <SEP> relative <SEP> du
<tb>
<tb>
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<tb> convertisseur <SEP> de <SEP> réaotion <SEP> 100 <SEP> 125,1 <SEP> 194,6
<tb>
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(*) Niveau pratique de l'oxyde de carbone dans le gaz sortant du convertisseur de réaction en utilisant les besoins en vapeur d'eau du système de régénération du bioxyde de carbone en vue d'obtenir une efficacité complète dans le convertisseur de réaction.
La comparaison des besoins en hydrocarbures des système du tableau 1 montre que la mise en oeuvre d'un procédé à haute et basse température oonforme à la présente invention permet à la section du gaz de synthèse d'une installation de fabrication d'être réduite d'approximativement 12% en ce qui concerne sa dimension.
- Les avantages de l'invention sont mieux définis par les valeurs relatives. La quantité relative de gaz ou la dimension relative d'un reformeur ou d'un convertisseur sont déterminées par la base
100 pour le procédé conforme à l'invention. Il doit être noté que les cas II et III d'un type antérieur montrent que les quantités ou dimensions relatives sont considérablement plus grandes. Ainsi, en déterminant par la base 100 la dimension du convertisseur de réaction utilisé dans le procédé conforme à l'invention, la dimen- sion du convertisseur de réaotion pour le procédé du cas II est de 125,1, tandis que la dimenaion du convertisseur dans le procédé du cas III est de 194,6. D'autres chiffres relatifs sont donnée dans le tableau 1.
Comme on peut le voir, l'invention entraîne une amélioration au cours du procédé entier.
En vue de faire mieux comprendre l'invention, le oonver- tisseur de réaction 24 de la figure 3 est rempli du même catalyseur au ohrome-fer utilisé dans le convertisseur 22 de la figure 3. Le tableau ci-après donne une comparaison de ce procédé avec le procé- dé conforme à l'invention, dans lequel le convertisseur 24 contient un catalyseur de réaction à basse température. ;
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Tableau 2.
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<tb> Cas <SEP> IV <SEP> Cas <SEP> V
<tb>
EMI13.2
31i-V 5up6- Lit inférieur Lit supé- 'Lit inrér:1r
EMI13.3
<tb> rieur¯¯¯¯¯ <SEP> rieur
<tb>
EMI13.4
-type de cata-
EMI13.5
<tb> lyseur <SEP> haute <SEP> haute <SEP> haute <SEP> basse
<tb> température <SEP> ' <SEP> température <SEP> température <SEP> température
<tb>
<tb> -Dimension <SEP> 1/4" <SEP> T <SEP> 1/4" <SEP> T <SEP> 1/4" <SEP> T <SEP> 1/4" <SEP> T
<tb>
EMI13.6
' . f6,35 mm) (6,35 mm) (6,35 mm) (6,35 mm)
EMI13.7
<tb> -Quantité,
<tb>
<tb> pieds <SEP> cubes <SEP> 160 <SEP> 160 <SEP> 160 <SEP> 160
<tb>
<tb>
<tb> (48m3) <SEP> (48m3) <SEP> (48m3) <SEP> (48m3)
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> -Coût <SEP> total
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> -Débit <SEP> à <SEP> l'en-
<tb>
<tb> trée, <SEP> 281.650 <SEP> 312.
<SEP> 209 <SEP> 281.650 <SEP> 313.871
<tb>
EMI13.8
base sèchetSCPH (?886,2m3) (8741,85m') (7886,2m3) (8788,33)
EMI13.9
<tb> -Rapport <SEP> d'entrée <SEP> 1,40 <SEP> 1,362 <SEP> 1,4 <SEP> 0 <SEP> 1,30
<tb>
<tb> Vapeur <SEP> d'eaugaz
<tb>
EMI13.10
-Température 700 P 690 9 700 9 soo P
EMI13.11
<tb> d'entrée <SEP> 700 F <SEP> 690 F <SEP> 7000P <SEP> 500 F
<tb>
<tb> (3710C) <SEP> (366 C) <SEP> (371 C) <SEP> (271 C)
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> -Refroidisse-
<tb>
<tb> ment <SEP> prévu <SEP> 0,062 <SEP> ----
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> -Température
<tb>
<tb> de <SEP> sortie <SEP> 770 F <SEP> 7000P <SEP> 770 F <SEP> 520 F
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EMI13.12
(400oc) (571 C) (4000C) (251 C)
EMI13.13
<tb> -Composition <SEP> du
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<tb> gaz <SEP> à <SEP> l'entrée <SEP> à <SEP> la <SEP> sortie <SEP> à <SEP> l'entrée <SEP> à <SEP> la <SEP> sortie
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<Desc/Clms Page number 14>
Différents avantages de l'invention se dégagent du tableau 2. Les hydrocarbures parcourent la même longueur de cycle pour un débit de 5% plue élevé. Un reformeur réalise une opération aveo un débit de 5% plua élevé et avec 5% en moins de combustible ou bien ce reformeur fonctionne avec un débit de 10% plus élevé et aveo la même quantité de combustible.
Le reformeur secondaire traite aisé- ment le débit supplémentaire. L'utilisation du catalyseur de réac tion à basse température conforme à l'invention permet un fonction- nement aveo un plus grand rapport air-hydrocarbures. Le méthaniseur traite un débit de 8 à 10% plus élevé et la capacité effective des compresseurs eet augmentée d'environ 5%. En dérivant les compres- seurs, l'installation peut aisément produire 10% en plus d'ammoniac. -
Une autre modification du procédé conforme à l'invention est représentée sur la figure 5. Dans ce procédé, une zone de con- version de réaction à haute température 36 est suivie de deux stades 38 et 50 de conversion de réaction à basse température. Les autres unités du procédé, comme par exemple le reformeur 4, ont été précédemment décrites.
Grâce au procédé, une pureté d'hydrogène de 99,% est obtenue à 1500 F (816 C), ainsi qu'une pression de 185 psig (13,03 kg/cm2) et un rapport gaz-vapeur d'eau de 8 à 1; 1,2 partie supplémentaire d'eau pour une partie par volume de gaz d'alimenta- tion du reformeur est ajoutée au convertisseur de réaction pour donner un rapport gaz-vapeur d'eau de 0,3 à 1 dans ce convertisseur 50. La vapeur d'eau est préparée dans une chaudière de récupération de chaleurs perdues 30 et résulte en un rapport de 3,5 à 1.
La con- duite pour le mélange gaz-vapeur d'eau (point32) établit le rapport 6,5 à 1 et le reste, au moins 1,5, est ajouté au point 34, Lorsque le convertisseur de réaction 36 à haute température fonctionne à 700 F, (371 C), le convertisseur 38 à basse température marche à 500 F (260 C) et le convertisseur 50 à basse température opère à 400 F (240 C). Le gaz d'alimentation est chauffé aux pointe 40, 42 et 44 et le gaz, provenant du laveur 46 éliminant le bioxyde de carbone,
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est chauffeau point 48 avant d'être admisdans un second con- vertisseur de réaction à basse température, soit le troisième stade 50.
Après cette troisième conversion dans le stade 50. le bioxyde de carbone est de nouveau éliminé, le laveur donnant le gaz suivant:
Composition
CO 0,07
CO2 0,03
H2 99,80
CH4 0,10 En raison de l'utilisation d'un système de réaction à basse tempé= rature, seule 1,2 partie de vapeur d'eau par partie d'hydrocarbure Introduite dans le reformeur est nécessaire au point 50 pour la pureté de l'hydrogène obtenu., et ce en plus du rapport gaz-vapeur d'eau 8:1 prévu aux points 30, et . Toutefois, si 38 et 50 étaient des convertisseurs de réaction à haute température, envi- ron 5 parties de vapeur, au lieu de 0,3, seraient nécessitées, soit 4,7 parties supplémentaires. La figure 5 montre ainsi que plus d'un stade de conversion de réaction à basse température peut être utilisé.
D'autres modifications apparaîtront aux hommes de métier spécialisés dans cette technique. Ces modifications, ainsi que d'autres changements, rentrent dans le cadre de la présente invention.
REVENDICATIONS.
**ATTENTION** fin du champ DESC peut contenir debut de CLMS **.