La présente invention concerne un procédé pour la fabri- cation d'ammoniac à partir d'un mélange gazeux constitué d'hydro- gène et d'azote Plus particulièrement l'invention concerne un procédé amélioré pour la fabrication d'ammoniac qui économise des quantités appréciables d'énergie. La synthèse de l'ammoniac est un des procédés chimiques industriels les plus importants actuellement utilisés Une forme particulièrement simple de ce procédé est constituée par le procédé Haber dans lequel l'ammoniac est fabriqué directement à partir de deux éléments, l'hydrogène et l'azote Ce procédé s'est révélé être le procédé le plus économique décrit pour la fixation de l'azote. L'importance du procédé de fabrication de l'ammoniac à partir de ces éléments ressort nettement du très grand nombre de brevets et d'articles concernant ce procédé La réaction chimique sur laquelle repose ce procédé semble en fait être simple N 2 + 3 H 2S 2 NH 3 + 24 000 cal. Puisque l'expression précédente de l'équilibre indique qu'un volume d'azote et trois volumes d'hydrogène se combinent pour former deux volumes d'ammoniac, il s'ensuit selon la loi-de Le Chatelier que plus la pression exercée sur le système est élevée, plus la proportion d'ammoniac à l'équilibre est importante ce qui signifie en d'autres termes que l'équilibre se déplace vers le volume le plus faible D'autre part, plus la température est élevée, plus la proportion d'ammoniac formé est faible A partir de la corrélation observée entre l'ammoniac formé à l'équilibre- et l'effet de la température et de la pression, on a considéré qu'un procédé idéal de fabrication de l'ammoniac doit être mis en pratique à une température aussi faible et à une pression aussi élevée qu'il est possible sur le plan pratique et éconimique On doit tenir compte de ces conditions lorsqu'on envisage les vitesses de réaction vers l'équilibre Ainsi aux températures ordinaires, la vitesse de réaction est pratiquement nulle et elle est négligeable même à 4000 C en l'absence de catalyseur Bien entendu l'emploi d'un catalyseur dans la synthèse de l'ammoniac est extrêmement important pour permettre d'effectuer la réaction avec une température plus basse qu'on ne le pourrait en l'absence de catalyseur Dans les installations commerciales, on utilise des températures comprises dans les gammes de 400 à 5500 C. Les catalyseurs que l'on utilise le plus couramment sont a base de fer avec de petites proportions d'alumine, de calcium, de potassium, de vanadium, de rhuténium, etc On peut trouver de nombreux brevets relatifs à des catalyseurs ou des cocatalyseurs améliorés qui revendiquent l'amélioration de la production d'ammoniac et la diminution de son coût. Le choix de la pression à laquelle on effectue la synthèse de l'ammoniac constitue un facteur économique et généra- lement cette pression est comprise dans une gamme de 152 à 810 bars. Le procédé connu de synthèse de l'ammoniac comprend quatre stades principaux Le premier stade comprend la prépa- ration d'azote et d'hydrogène ou d'un mélange de ces deux gaz. Lorsque l'on dispose de gaz naturel à un prix relativement bas, on utilise cette matière comme source d'hydrogène Cependant, la plupart des installations utilisent l'air, la vapeur d'eau et du coke (ou du gaz naturel) pour obtenir un mélange d'azote et d'hydrogène avec du monoxyde de carbone, du bioxyde de carbone et d'autres impuretés Ce mélange est ensuite traité avec de la vapeur d'eau pour transformer la majeure partie du monoxyde de carbone en hydrogène et en bioxyde de carbone Quelques usines obtiennent l'hydrogène par électrolyse de l'eau et quelques autres utilisent du gaz de four à coke comme source d'hydrogène Dans toutes les usines, l'azote nécessaire provient de l'air. Dans le second stade du procédé, on comprime le mélange gazeux puis on le débarrasse des gaz indésirés au moyen d'un appareillage constituant un système élaboré qui laisse un mélange purifié d'azote et d'hydrogène dans les proportions convenant à la synthèse de l'ammoniac. 251 1666 -3- Dans le troisième stade principal, on fait passer le mélange d'azote et d'hydrogène à travers un lit de catalyseur à une température voisine de 5000 C et sous une pression de 152 à 1 010 bars Il se forme ainsi une certaine quantité d'ammoniac dont la proportion dépend de la température et de la pression utilisées, de l'activité du catalyseur et de la durée de contact des gaz avec le catalyseur. Dans le quatrième stade, qui est le stade final, on élimine l'ammoniac après une série d'opérations d'échange de chaleur, la majeure partie de l'ammoniac produit dans le conver- tisseur étant condensée et récupérée sous pression élevée, généra- lement par réfrigération La partie du mélange gazeux qui demeure non combinée, les matières inertes et une certaine quantité d'ammoniac sont recomprimées et recyclées avec le catalyseur dans le système de conversion après addition d'une quantité suffisante de mélange frais d'azote et d'hydrogène pour compenser l'ammoniac éliminé du système Même lorsqu'on opère sous pression élevée, la conversion par passe du gaz de synthèse en ammoniac est faible, si bien qu'il est nécessaire de renvoyer une portion importante du mélange gazeux dans le convertisseur Le quatrième stade a deux inconvénients principaux (a) une utilisation importante d'énergie mécanique pour la compression du gaz de synthèse à la pression de la synthèse, pour le recyclage et pour la réfrigération; (b) les matières inertes accumulées dans le système constituent un poids mort réduisant le rendement et on les élimine principalement par purge ce qui gaspille des composés réagissants utiles en plus du fait qu'elles consomment des quan- tités appréciables d'énergie lors des opérations de compression et de réfrigération. La littérature regorge de brevets décrivant de nombreuses caractéristiques que l'on revendique pour améliorer le rendement de la synthèse de l'ammoniac par passe ou pour réduire l'énergie à utiliser dans une usine de fabrication de l'ammoniac Une voie d'approche décrite dans ces brevets repose -4- sur l'emploi d'un catalyseur-ou d'un cocatalyseur particulier. Une autre voie d'approche que l'on peut discerner dans ces brevets repose sur diverses améliorations d'ingénierie de l'usine de fabrication d'ammoniac Un exemple typique de tels brevets est la demande de brevet japonais N O 54 060 299 dans laquelle l'ammoniac est récupéré par absorption dans l'eau avec recyclage du gaz n'ayant pas réagi après séchage avec un adsorbant solide ou avec de l'ammoniac liquide On revendique que l'énergie néces- saire dans ce procédé est inférieure à celle des procédés habituels Une autre voie d'approche que l'en peut mettre en évidence dans les références de l'art antérieur est la façon parti- culière selon laquelle on sépare et récupère les gaz n'ayant pas réagi Une illustration typique d'un de ces brevets est le brevet des Etats-Unis d'Amérique N O 4 180 553 dans lequel on récupère l'hydrogène à partir des gaz de purge de l'ammoniac, en utilisant une membrane à perméabilité sélective On peut trouver plusieurs articles théoriques décrivant l'influence de la concentration des substances inertes sur l'efficacité de la production d'une usine d'ammoniac Ainsi dans un article qui figure dans Instrumentation Control System, Vol 51 pages 23-26 ( 2 février 1978), on conclut qu'une façon d'améliorer le rendement d'une usine d'ammoniac existante consiste à faire fonctionner le système de synthèse avec la concentration maximale possible en substance inerte. Néanmoins, les substances inertes constituent un poids mort néces- sitant une énergie coûteuse et produisant un gaspillage de matières premières que l'on doit si possible éviter. Il existe également un très grand nombre de brevets décrivant des améliorations de la structure du convertisseur utilisé pour effectuer la synthèse de l'ammoniac et qui revendiquent divers éléments de construction Le tour d'horizon rapide ci-dessus des références de l'art antérieur relatives à la fabrication de l'ammoniac indique clairement que l'axa recherche depuis longtemps un procédé amélioré pour la fabrication de l'ammoriac Un ies objets de l'invention est un procédé amélioré pour la fabrication de l'ammoniac Un autre objet de l'invention est un procédé améliore 251 1666 -5- pour la fabrication de l'ammoniac qui économise des quantités appréciables d'énergie par rapport aux procédés connus. L'invention concerne donc un procédé pour la fabrication d'ammoniac comprenant des stades dans lesquels (a) on introduit un mélange gazeux constitué d'hydrogène et d'azote ou de substances les produisant, dans la proportion d'environ 3 moles d'hydrogène à 1 mole d'azote avec des gaz inertes dans un convertisseur contenant un ou plusieurs catalyseurs connus; (b) on conduit les effluents dudit convertîseur dans un stade o l'ammoniac formé avec une certaine quantité de gaz inertes sont séparés sur un adsorbant solide du mélange des gaz n'ayant pas réagi, ce dernier étant recyclé dans le convertisseur; et (c) on libère l'ammoniac séparé de l'adsorbant puis on le condense en ammoniac liquide constituant le produit La caractéristique principale de l'invention est la séparation des gaz n'ayant pas réagi de l'ammoniac formé sur l'adsorbant solide avant la liquéfaction de l'ammoniac, ce qui permet de condenser l'ammoniac à une pression plus basse avec peu ou pas de réfrigération de l'effluent du convertisseur ce qui économise ainsi des quantités appréciables d'énergie généralement nécessaires lorsque les gaz n'ayant pas réagi sont soumis à ladite opération, et ce qui simultanément réduit le poids mort constitué par les gaz inertes De plus, le recyclage des gaz n'ayant pas réagi relativement purs dans le convertisseur accroit le rendement du convertisseur Iui-m 9 me ce qui facilite la synthèse de l'ammoniac à une pression plus basse. La caractéristique principale de l'invention est que les effluents sortant du convertisseur sont conduits à travers un lit d'adsorbant solides la matièie adsorbante ayant un pouvoir d'adsorption d'au moins 0, 01 g de NH 3/g de matière adsorbante à 300 C et de préférence supérieur à 0,05 g d'ammoniac/g de matière adsorbante à la pression de saturation de l'ammoniac dans l'effluent du convertisseur Des exemples typiques de telles matières adsorbantes sont le charbon, les tamis moléculaires, les zéolites, la silice, l'alumine et le charbon actif, sous réserve que leur pouvoir d'adsorption de l'ammoniac soit supérieur à la -6- valeur précitée Généralement le stade de séparation selon ce mode de réalisation est constitué de deux stades d'adsorption-désorption. Dans le premier stade d'adsorption de l'ammoniac, les gaz effluents du convertisseur traversent un lit d'adsorbant o la majeure partie de l'ammoniac et une fraction principale des gaz inertes sont retenues sur le lit d'adsorbant tandis que l'effluent de l'adsorbeur pratiquement dépourvu d'ammoniac est recyclé dans le convertisseur d'ammoniac Lorsque le lit adsorbant est presque saturé, l'effluent du convertisseur est conduit à un lit frais d'adsorbant tandis que le lit chargé est traité dans le second stade de désorption pour la récupération de l'ammoniac et le conditionnement de l'adsorbant pour son réemploi Généralement ce second stade de désorption correspond à l'une de deux formes Dans la première forme les effluents chauds du convertisseur sont conduits à travers le lit riche en ammoniac ce qui libère l'ammoniac contenu dans ledit courant qui est ainsi encore enrichi en vapeurs d'ammoniac Dans la seconde forme, ce second stade de désorption comprend les opérations suivantes: (a) déplacement du gaz par une quantité mesurée d'ammoniac liquide sous pression. (b) Détente à la pression de condensation de l'ammoniac (par exemple 20 bars pour la condensation à la température ambiante) puis chauffage par recyclage de vapeurs d'ammoniac à travers des échangeurs de chaleur récupérant la chaleur du système de synthèse. Au lieu des échangeurs de chaleur il est possible d'utiliser la chaleur des vapeurs d'ammoniac chaudes comprimées Ceci peut être accompli par la circulation desdites vapeurs d'ammoniac pendant leur trajet des compresseurs de réfrigération aux condenseurs d'ammoniac La quantité de chaleur est très appréciable sachant que pour 3 tonnes d'ammoniac que l'on fait circuler à partir de l'installation de réfrigération, environ 1 tonne d'ammoniac adsorbé est libérée. (c) Evacuation des vapeurs d'ammoniac dans le système de condensation. 251 1666 -7- (d) Compression avec des gaz réagissants frais et refroidissement par recyclage des gaz à travers un réfrigérant. Bien entendu on peut utiliser plus d'un lit d'adsorbant et parfois cela peut être préférable pour permettre d'effectuer simultanément les divers stades opératoires sur des lits diffé- rents et assurer un fonctionnement régulier et sans à-coups du système de synthèse. Un des avantages du procédé selon l'invention est le fait qu'il élimine et utilise d'une façon particulièrement efficace la chaleur de réaction résultant de la synthèse de l'ammoniac, dans le stade de désorption de l'ammoniac de l'adsorbant Cette caractéristique contribue également aux économies énergétiques globales du procédé. La température nécessaire dans le procédé selon l'invention peut être choisie dans une gamme étendue correspondant généralement à celle choisie dans la synthèse normale de l'ammoniac. Comme on le sait, la température doit être juste suffisamment assez élevée pour permettre une activité importante des composés réagis- sants, l'azote et l'hydrogène Au-delà d'une certaine valeur, une élévation de la température réduit la réaction en favorisant la décomposition de l'ammoniac D'autre part, jusqu'à une certaine valeur, une élévation de la température favorise la vitesse de réaction Généralement la gamme des températures la mieux appropriée pour le procédé selon l'invention est comprise entre 400 et 5500 C. Bien entendu la température choisie dépend également de la pression utilisée dans le système. La pression utilisée dans la synthèse de l'ammoniac est un problème bien connu rencontré dans tous les procédés de l'art antérieur On a considéré dans les systèmes de synthèse classiques que l'opération à pression élevée est nécessitée par une combi- naison de facteurs technico-économiques: (a) L'équilibre de la réaction est favorisé par une pression élevée tandis que la vitesse et la stabilité de la réaction avec les catalyseurs courants du commerce nécessitent une gamme assez étroite de température opératoire. -8- (b) La séparation de l'ammoniac produit par conder,- sation est également favorisée par une pression élevée tandis que les facteurs économiques limitent le degré de réfrigération. (c) L'équilibre de la réaction et le degré de sépara- tion déterminent une valeur nécessaire du "% de conversion par passe" à travers le convertisseur ce qui a une influence sur le taux nécessaire de recyclage, la taille de l'appareillage et les coûts. Dans le procédé selon l'invention, un avantage évident est que l'on peut utiliser des pressions inférieures à celles des procédés classiques, les pressions plus élevées n'étant pas impératives Ceci résulte de l'élimination de la nécessité d'une pression élevée pour la séparation de l'ammoniac des gaz n'ayant pas réagi ce qui élargit la gamme des choix économiques des pressions de synthèse Bien entendu on préfère une pression plus basse La condensation des vapeurs d'ammoniac concentrées réduit fortement la consommation d'énergie utilisée pour la réfrigé- ration dans les procédés classiques On a constaté que, dans le procédé selon l'invention, environ 20 % de l'énergie nécessaire pour la compression et la réfrigération sont économisés par rapport aux procédés classiques A cet égard, il convient de noter que les opérations de compression et de réfrigération constituent un des composants principaux des coûts globaux de la production de l'ammoniac ainsi que de ses problèmes de maintenance De plus, l'élimination des matières inertes du système par adsorption réduit fortement la quantité de purge nécessaire ce qui améliore le rendement du produit par unité de fabrication de gaz de syntnese produit d'une valeur atteignant 10 %. Les réacteurs nécessaires au procédé de synthèse d'ammoniac selon l'invention sont généralement tres semblab'45 à ceux utilisés dans les procédés classiques Sous leur forme la plus simple, ces réacteurs sont constitués d'une enveloppe résistart a la pression dans laquelle est adaptée une cartouche comprenant une zone de catalyseur et un échangeur de chaleur La cartouche du réacteur est isolée et généralement on peut la retirer de l'enve- loppe résistant à la pression On maintient l'enveloppe résistant à la pression en dessous de la température de réaction en laissant le gaz d'alimentation froid s'écouler à travers l'espace annulaire entre l'enveloppe résistant à la pression et la cartouche dans l'échangeur L'échangeur préchauffe le gaz à la température d'entrée dans le catalyseur requise La littérature abonde de diverses améliorations relatives à la structure du réacteur et théoriquement on peut utiliser avec succès l'un quelconque de ces réacteurs améliorés dans le procédé selon l'invention En principe, les divers types de convertisseurs d'ammoniac que l'on utilise à ce jour peuvent se diviser en deux groupes: le groupe ( 1) qui est constitué par ceux utilisant un lit catalytique continu unique et peuvent ou non avoir des surfaces de transfert de chaleur dans le lit pour ajuster la chaleur de réaction et le groupe ( 2) constitué par ceux ayant plusieurs lits catalytiques avec des dispositifs pour éliminer et ajuster la chaleur entre les lits Une améliora- tion de la structure du réacteur selon la présente invention consiste à remplacer une partie ou la totalité de l'échangeur, qui normalement est incorporé dans l'enveloppe du convertisseur, par une paire de lits d'adsorbant A travers ces lits passe alternati- veinent l'alimentation du convertisseur dans un des lits au cours de son trajet vers le catalyseur, tandis que l'effluent sortant de la section de catalyseur s'écoule à travers le second lit. Les catalyseurs nécessaires au procédé selon l'invention sont semblables à ceux utilisés dans les procédés classiques De façon générale, ils sont constitués de magnétite (Fe 304 naturelle ou synthétique que l'on a triplermient activée avec des oxydes de potassium, d'aluminium et de caloium On ajoute ces activateurs principalement pour des raisons d'activité et de stabilité Comme on le sait, le catalyseur ne devient actif que sous la forme métallique de fer pyrophorique A l'état non réduit, le catalyseur non activé et le catalyseur activé ont pour formule Fe O Fe 203 L'aluminium et le calcium utilisés comme activateurz prennent place dans le réseau cristallin sous forme de spinelle (Fe O Al 203 etc) et servent à accroître la surface efficace du catalyseur L'addition -10du potassium comme activateur accrott l'activité par unité de surface D'autres substances dont on a signalé la présence dans certains catalyseurs sont la silice, la magnésium, le sodium, le titane, etc La teneur totale de tous les oxydes de fer est de l'ordre de 90 %, le reste étant constitué d'oxydes non réductibles. Comme dans les procédés classiques, le catalyseur perd son activité au cours de-sa vie principalement par suite d'une modificaticn de sa structure cristalline et de l'exposition à des températures opératoires excessives. On peut mettre en pratique la totalité du procédé dans une usine existante quelconque de production de l'ammoniac ce qui constitue un autre avantage de l'invention Bien sûr l'installation doit tout d'abord être adaptée pour permettre la séparation de l'ammoniac produit de l'effluent sortant du convertisseur avant son recyclage dans le convertisseur. Le procédé selon l'invention est également très souple et il peut comprendre diverses modifications sans qu'on sorte du cadre de l'invention Plusieurs modes de réalisation peuvent être envisagés pour la mise en pratique du procédé selon l'invention. Selon un mode de réalisation, on peut faire fonctionner la paire de lits d'adsorbant-désorbant selon une c 3 nfiguration symétrique dans laquelle les gaz effluents chauds du convertis- seur traversent un lit en en chassant les vapeurs d'ammoniac relativement concentrées qui ont été préalablement adsorbées à travers un condenseur réfrigérant, puis à travers le second lit froid, o toutes les vapeurs d'ammoniac non condensées sont adsorbées Les effluents de tête dépourvus d'ammoniac de ce second adsorbeur sont recyclés dans le convertisseur Périïdiquement les rôles des deux lits sont inversés Ce schéma repose sur l'obser- vation qu'il demeure possible d'adsorber des quantités importantes d'ammoniac sur un lit qui est au départ relativement 2 hud en l'alimentant avec un courant froid Selon ce mode de réalisation, le procédé consiste en trois phases d'opération: 1 16 6 6 11- (a) adsorption, (b) chauffage et désorption et (c) reconditionnement. Dans la phase (a), le lit d'adsorbant relativement chaud est installé juste comme précédemment sur la canalisation d'ali- mentation du convertisseur pour adsorber l'ammoniac de ce courant. Dans la phase (b) le lit est alimenté avec l'effluent chaud du convertisseur ce qui le chauffe rapidement à plus de 1500 C et provoque la libération de l'ammoniac qui a été adsorbé dans la phase (a) dans le courant effluent du convertisseur qui est ainsi enrichi en ammoniac. Dans la phase (c), le lit est reconditionné par dépla- cement de la phase gazeuse riche en ammoniac-qu'il contient dans ses interstices par un volume égal de gaz de synthèse (relative- ment) dépourvu d'ammoniac. Fondamentalement on utilise le lit d'adsorbant pour transformer l'ammoniac d'un courant froid dilué (alimentation du convertisseur) en un courant concentré chaud (effluent du convertisseur) Il est actionné par l'énergie contenue dans le courant chaud lui-même qui sinon constituerait une surcharge à refroidir. Le procédé selon ce mode de réalisation nécessite environ 0,33 m 3 de lit d'adsorbant par tonne/jour d'ammoniac récupéré, pour des cycles opératoires de 30 minutes Des cycles plus courts réduiraient proportionnellement le volume de lit nécessaire La consommation des services généraux est pratiquement négligeable La chute de pression additionnelle provoquée par le lit d'adsorbant dans le système est facilement compensée par la possibilité de réduire le taux de recyclage tout en obtenant la production prévue. Selon une variante du mode de réalisation ci-dessus, on peut effectuer la phase de désorption (b) en faisant circuler l'effluent chaud du convertisseur à travers le lit, ce qui chauffe ce lit et par conséquent libère l'ammoniac qui y a été adsorbé dans le courant effluent L'alternance périodique des deux courants, le courant froid d'alimentation du convertisseur d'une -12- part et l'effluent chaud du convertisseur d'autre part, à travers une paire de lits d'adsorbant, a pour effet global de transférer l'ammoniac de l'alimentation du convertisseur, ce qui réduit sa teneur en ammoniac, dans l'effluent du convertisseur, ce qui accroit sa teneur en ammoniac La conversion nette par passe à travers le système de synthèse est ainsi accrue En même temps la chaleur est transférée de l'effluent chaud du convertisseur au courant d'alimentation du convertisseur au moyen du lit d'adsor- bant Ce transfert de chaleur qui accompagne le procédé selon la présente invention réduit ou même supprime la nécessité d'un échangeur pour préchauffer le gaz d'alimentation à la température requise par le catalyseur. Selon un autre mode de réalisation, le procédé comprend l'élimination simultanée de l'ammoniac et du méthane du gaz recyclé dans le convertisseur Dans ce cas la séparation est constituée de six phases effectuées successivement sur six lits avec des écoulements variés redirigés périodiquement de façon qu'il y ait toujours un lit dans chaque phase bien que le processus correspondant à chacune des phases soit effectué en continu Dans la phase ( 1), le lit d'adsorbant est installé dans le système de synthèse d'ammoniac immédiatement avant le conver- tisseur Le lit retient l'ammoniac et le méthane du courant recyclé ce qui alimente le convertisseur avec du gaz de synthèse pratiquement pur contenant de l'argon. Les phases ( 2) et ( 6) concernent la récupération de }'ammoniac et le reconditionnement du lit d'adsorbant pour son réemploi Dans la phase ( 2), le lit qui vient juste d'être déconnecté du système voit le gaz qu'il contient repompé dans le système tandis que l'espace interstitiel du lit est rempli d'ammoniac liquide à la pression du système Dans la phase ( 3), l'ammoniac liquide est pompé dans le lit qui est en phase ( 2) et sa pression est réduite à environ 20 bars Dans la phase '4 a, aes vapeurs chaudes d'ammoniac (à plus de 1500 C) sont recyclées dans le lit ce qui le chauffe rapidement à 1500 C et libère la plupart des vapeurs adsorbées dans le courant recyclé qui est ensuite 251 1666 -13- dirigé vers les condenseurs d'ammoniac Ce stade nécessite le recyclage d'environ 3 tonnes de vapeur d'ammoniac par tonne d'ammoniac ainsi séparé Il est principalement intégré au système de réfrigération qui réalise le refroidissement nécessaire pour la séparation secondaire si bien que le lit en phase ( 4) est placé du côté du refoulement des compresseurs de réfrigération Une fraction importante de la chaleur est ainsi apportée par les compresseurs de réfrigération ce qui réduit proportionnellement la charge des condenseurs d'ammoniac Un chauffage additionnel d'environ 20 à 300 C peut être réalisé par un réchauffeur chauffé à la vapeur ou par un échangeur de chaleur précédant immédiatement le lit d'adsorbant Dans la phase ( 5), la pression dans le lit est de plus réduite à environ 1 bar par raccordement à l'aspiration d'un compresseur de réfrigération Dans la phase ( 6), la pression du lit est élevée pour que le système soit refroidi à la température ambiante par recyclage de la phase gazeuse à travers un réfrigé- rant le recyclage nécessaire peut largement être assuré par l'alimentation du gaz haute pression à travers un éjecteur. Le procédé selon ce mode de réalisation nécessite environ 0,5 m 3 de lit d'adsorbant par tonne/Jour d'ammoniac récupéré pour des cycles opératoires de 40 minutes Des cycles plus courts réduiraient proportionnellement le volume de lit nécessaire. Un aspect important de ce mode de réalisation est l'élimination du méthane (qui constitue généralement la majeure partie des matières inertes) du système de synthèse On peut éliminer environ 0,1 tonne de méthane par tonne d'ammoniac récupéré Comme le gaz de synthèse d'appoint contient essentiel- lement moins de 1 % de méthane, l'élimination de 10 % de la productiontotale d'ammoniac ou plus par cette récupération permet l'élimination totale du méthane du système Bien qu'une purge demeure nécessaire pour éliminer l'argon, l'accroissement du rendement par rapport aux matières premières qui résulte de cette purge réduite est important et peut atteindre 5 à 6 % ce qui constitue une nette amélioration. -14- En résumé, le procédé selon l'invention est caractérisé par les avantages suivants par rapport au procédé classique connu: (a) Il produit des rendements élevés de conversion de l'ammoniac par passe. (b) Il réduit les pertes par purge ce qui produit plus d'ammoniac par tonne de composés réagissants. (c) Il nécessite des investissements réduits en ce qui concerne des appareillages tels que les compresseurs et les unités de réfrigération, les récipients sous pression et les canalisations. (d) Il produit des économies importantes d'énergie mécanique. (e) Il nécessite moins d'apport d'énergie par tonne d'ammoniac produite. (f) Il propose deux options pour la synthèse à basse pression en réduisant ou en éliminant pratiquement la compression du gaz de synthèse. (g) Il facilite la production du mélange approprié des composés réagissants par suite de l'élimination du méthane. D'autres caractéristiques et avantages de l'invention seront mieux compris à la lecture de la description qui va suivre de plusieurs exemples de réalisation et en se référant aux dessins annexés sur lesquels les figures 1 et 2 sont des diagrammes de fonctionnement du procédé de l'invention. Comme le montrent les figures 1 et 2, le procédé comprend trois stades principaux distincts: ( 1) La préparation du gaz de synthèse et la synthèse de l'ammoniac. ( 2) L'élimination de l'ammoniac formé des gaz effluents sortant du convertisseur. ( 3) La régénération du lit d'adsorbant et la libération de l'ammoniac. Le stade ( 1) comprend la préparation des gaz réagissants et leur mélange dans les proportions appropriées (courant 1) puis leur réaction dans le convertisseur (récipient B) dans lequel ils - sont transportés Les procédés connus d'obtention de l'azote et de l'hydrogène réagissants peuvent également être utilisés dans le procédé selon l'invention. Le stade ( 2) comprend le transport des gaz effluents sortant du convertisseur (récipient B) dans le récipient A (lit d'adsorbant) o l'ammoniac produit dans le convertisseur (récipient B) ou une fraction de celui-ci, est séparé par adsorp- tion sur un lit d'adsorbant (en utilisant des composés réagissants particuliers comme décrit ici), une petite fraction de l'azote et de l'hydrogène n'ayant pas réagi ainsi que les gaz inertes qui y sont présents étant évacués par là purge (canalisation 6). Le stade ( 3) comprend la régénération du lit d'adsorbant qui se produit dans le récipient C, en utilisant la chaleur produite dans la formation de l'ammoniac (convertisseur B). Le procédé va maintenant être décrit en regard des deux figures. Selon le diagramme de fonctionnement de la figure 1, on introduit les gaz réagissants dans le système de synthèse en un emplacement correspondant au courant ( 1) pour qu'ils se mélangent avec le courant ( 5) riche en ammoniac et relativement froid Ce courant combiné est de plus refroidi avec condensation et sépara- tion d'une fraction importante de l'ammoniac qu'il contient dans le récipient D et évacuation de l'ammoniac liquide produit comme courant 7 Le courant ( 2) de gaz froid pauvre en ammoniac quittant le séparateur (récipient D) est conduit à travers l'adsorbant (récipient A) pour refroidir cet adsorbant qui par conséquent retient la majeure partie de l'ammoniac-du courant 2 L'effluent (courant 3) chaud et pratiquement dépourvu d'ammoniac de l'adsorbeur est conduit à travers le convertisseur (récipient B) dans lequel les composés réagissants sont transformés en ammoniac. L'effluent du convertisseur riche en ammoniac et chaud est transporté, après purge d'une petite fraction (courant 6), pour éviter l'accumulation excessive des gaz inertes dans le système de synthèse, à travers le désorbeur (récipient C) pour chauffer l'adsorbant qu'il contient et libérer par conséquent l'ammoniac qui a été adsorbé à sa surface ou à l'intérieur, pour produire 11666 -16- l'effluent (courant 5) relativement froid du désorbeur Les rôles de l'adsorbeur (récipient A) et du désorbeur (récipient B) sont périodiquement inversés. Selon le diagramme de fonctionnement de la figure 2, la description du procédé illustré par la figure 1 s'applique égale- ment à la figure 2 de l'introduction des gaz réagissants dans le courant 1 jusqu'à l'extraction de la purge (courant 6) de l'effluent du convertisseur (courant 4) Cependant dans le cas de la figure 2, le stade de désorption est effectué dans un système auxiliaire séparé de circulation de l'ammoniac dans lequel des vapeurs chaudes d'ammoniac circulent à travers le désorbeur (récipient C) à une pression relativement basse L'ammoniac ainsi libéré de l'adsorbant est condensé et séparé dans le récipient F en ammoniac liquide produit (courant 8) Les gaz non condensables constitués principalement de méthane, qui ont été adsorbés avec l'ammoniac dans le stade précédent (dans le récipient A) sont purgés sous forme d'un courant 9 pour éviter leur accumulation dans le système auxiliaire de circulation de l'ammoniac et pour conditionner l'adsorbant afin qu'il fixe des quantités addition- nelles de méthane à partir du système principal de synthèse (dans le récipient A) Le système auxiliaire de circulation de l'ammoniac peut être intégré au cycle d'ammoniac de l'unité de réfrigération qui réalise le refroidissement final pour la condensation de l'ammoniac dans le système principal de synthèse (récipient D), pour utiliser ainsi la chaleur libérée dans les compresseurs de réfrigération, en plus de celle récupérée dans l'échangeur de chaleur E pour réaliser le chauffage nécessaire à la désorption dans le récipient C. Les usines existantes de synthèse de l'ammoniac peuvent pour la plupart être transformées pour bénéficier des avantages du procédé selon l'invention Sachant que la plupart des systemes classiques de synthese de l'ammoniac peuvent être sch Hmatiquemnent illustrés par la figure 1 sans les récipients A et C, il est évident que l'on peut facilement transformer une usine classique de synthèse en celle de l'invention Ceci peut se plus être 11666 -17- illustré par plusieurs modes de réalisation. Mode de transformation (a) L'installation d'une paire d'adsorbeurdésorbeur (ou de plusieurs paires en parallèle, fonctionnant en synchronisme pour amortir les variations des conditions des courants) selon la figure 1 dans une usine de synthèse existante, accroit de façon significative la conversion par passe et permet une combinaison quelconque des modifications suivantes des conditions opératoires: (a) accroître la capacité de production de l'usine jusqu'à un maximum fixé par la quantité disponible des composés réagissants, (b) réduire la vitesse de recyclage dans les systèmes de synthèse ce qui économise l'énergie de recompression et de réfrigération, (c) économiser l'énergie qui serait normalement dissipée pour refroidir l'air ou l'eau, (d) réduire légèrement la purge par suite de l'accrois- sement de la solubilité des matières inertes dans la fraction plus importante d'ammoniac liquide produite qui est extraite à une température quelque peu supérieure. Mode de transformation (b) Semblable au mode de transformation a, si ce n'est que ja paire diadsorbeur-désorbeur n'est pas placée dans des récipients extérieurs sépares résistants à la pression mais remplace un échangeur de chaleur existant dans une enceinte existante telle que l'enveloppe du convertisseur sous pression elle-même. Mode de transformation (e) L'installation d'un ensemble d'adsorbeur, de désorbeur et d'échangeur de chaleur (équipements A, C et E) selon la figure 2 dans une usine de synthèse existante provoque un accroissement significatif de la conversion par passe et une diminution signi- ficative de la purge par le courant 6. Ceci permet: (a) un accroissement de la capacité de production de l'usine dans la mesure o la purge est réduite sans coût addition- nel, avec un accroissement additionnel de la capacité jusqu'à un -18-. maximum fixé par la quantité disponible des composés réagisrants, (b) une économie d'énergie proportionnelle à la réduc- tion du taux de recyclage dans les systèmes de synthèse, due principalement à la diminution des charges de recompression et de réfrigération. L'invention est décrite par les exemples non limitatifs suivants qui correspondent aux modes de réalisation préférés de la mise en pratique de l'invention Dans les exemples ci-après, les pourcentages sont exprimés en volumes (sauf indication contraire), à la pression normale et à la température normale. EXEMPLE 1 On introduit un courant d'alimentation gazeux constitué de 251 cm 3/min d'azote, 754 cm 3/min d'hydrogène, 10 cm 3/min de méthane et 8 cm 3/min d'argon dans le système de synthèse illustré par la figure 2 au point 1 Le mélange de ce courant gazeux avec l'effluent du convertisseur 5 circule à travers l'adsorbeur (récipient A) contenant 120 g de charbon activé granulaire, à 350 C et sous 152 bars, pour produire un courant effluent de l'adsorbeur constitué de 1 045 cm 3/min d'azote, 3 135 cm 3 min d'hydrogène, 322 cm 3/min de méthane, 342 cm 3/min d'argon et 39 cm 3/min d'ammoniac On purge 10 cm 3/min de ce courant pour maintenir une pression constante de 152 bars dans le système et on introduit le reste dans le convertisseur (récipient B) contenant cm 3 de catalyseur au fer à double activation pour la synthèse de l'ammoniac, maintenu à la température de 4501 C et à la pression de 152 bars L'effluent du convertisseur (courant 4) est constitué de 78 c 33 3 de 798 cm 3/min d'azote, 2 394 cm /min d'hydrogène, 530 cm /Iri:. d'ammoniac, 322 cm 3/min de méthane et 342 cm 3/min d'argon. Trente minutes après avoir mis en service un adsorbeur (récipient A) fraîchement régénéré et porté avec du gaz de synthèse à la pression de 152 bars, on l'isole, on le sépare et on le remplace par un autre adsorbeur frais On soumet le lit séparé à l'opération de régénération suivante (a) on déplace la phase gazeuse du lit avec 250 cmr d'ammoniac liquide à 350 C et à 152 bars pour libérer un volumr Z 511666 -19- égl osttée 94 c 3 3 3 égal constitué de 3 294 cm 3 d'azote, 9 900 cm d'hydrog Sne, 2 178 cm d'ammoniac, 1 294 cm 3 de méthane et 1 334 cm 3 d'argon que l'on recycle dans le système de synthèse au point d'introduction de l'alimentation (point 1). (b) On fait ensuite s'écouler l'ammoniac liquide et on détend le lit à la pression atmosphérique en le chauffant à C pour libérer 32 780 cm 3 d'ammoniac, 110 cm 3 d'azote, 330 cm 3 d'hydrogène, 288 cm 3 de méthane et 78 cm 3 d'argon. On condense les vapeurs libérées à 20 bars et à 30 C pour obtenir 23,1 g d'ammoniac liquide et un courant de purge ( 9) constitué de 1 653 cm 3 d'ammoniac, 108 cm 3 d'azote, 327 cm 3 d'hydrogène, 278 cm 3 de méthane et 76 cm 3 d'argon à partir duquel on peut récupérer par réfrigération 1 g additionnel d'ammoniac liquide. EXEMPLE 2 On introduit dans le système de synthèse illustré par la figure 2, au point ( 1) un courant d'alimentation gazeuse constitué de 256 cm 3/min d'azote, 767 cm 3/min d'hydrogène, 10 cm 3/min de méthane et 3 cm 3/min d'argon On fait circuler le mélange du courant gazeux avec l'effluent du conve Ptisseur ( 5) à travers l'adsorbeur (récipient A) contenant 120 g de charbon activé granu- laire à 35 C et 101 bars, pour obtenir un courant effluent de l'adsorbeur constitué de 1 386 cm 3/min d'azote, 4 158 cm 3/min d'hydrogène, 599 cm 3/min de méthane, 299 cm 3/min d'argon et 52 cm 3/min d'ammoniac On purge 35 cm 3/min de ce courant pour maintenir une pression constante de 101 bars dans le système et on introduit le reste dans le convertisseur (récipient B) contenant cm 3 de catalyseur au fer à double activation pour la synthèse de l'ammoniac, maintenu à une température de 450 C et sous une pression de 101 bars L'effluent ( 4) du convertisseur est constitué de 1 133 cm 3/min d'azote, 3 399 cm 3/min d'hydrogène, 543 cm 3/min d'ammoniac, 596 cm 3/min de méthane et 298 cm 3/min d'argon. Trente minutes après avoir mis en service un adsorbeur (récipient A) fraîchement régénéré et porté avec du gaz de synthèse à la pression de 101 bars, on l'isole, on le sépare et -20- on le remplace par un autre adsorbeur frais On soumet le lit séparé à l'opération de régénération suivante: (a) On déplace la phase gazeuse du lit avec 250 cm 3 d'ammoniac liquide à 35 %C et 101 bars pour libérer un volume égal constitué de 2 280 cm 3 d'azote, 6 852 cm 3 d'hydrogène, 1 092 cm 3 d'ammoniac, 1 184 cm 3 de méthane et 592 cm 3 d'argon dans le système de synthèse au point d'introduction de l'alimentation ( 1). (b) On fait ensuite s'écouler l'ammoniac liquide et on détend le lit à la pression atmosphérique en le chauffant à 150 %C pour libérer 26 690 cm 3 d'ammoniac, 75 cm 3 d'azote, 226 cm 3 d'hydrogène, 216 cm 3 de méthane et 52 cm 3 d'argon On condense les vapeurs libérées à 20 bars et à 300 C pour obtenir 19 g d'ammoniac liquide et un courant de purge ( 9) constitué de 1 653 cm 3 d'ammoniac, 73,5 cm 3 d'azote, 222 cm 3 d'hydrogène, 207 cm de - méthane et 50 cm 3 d'argon à partir duquel on pourrait récupérer par réfrigération 1 g additionnel d'ammoniac liquide. EXEMPLE 3 On introduit un courant d'alimentation gazeux constitué de 246 cm 3/min d'azote, 737 cm 3/min d'hydrogène, 13 cm 3/min de méthane et 4 cm 3/min d'argon dans le système de synthèse illustré par la figure 1 au point 1 o on le mélange avec l'effluent du désorbeur (récipient C) On refroidit le mélange à O C ce qui sépare une certaine quantité d'ammoniac liquide dans le récipient D. L'effluent gazeux ( 2) du séparateur D est constitué de 1 008 cm 3/min d'azote, 3 003 cm 3/min d'hydrogène, 207 cm 3/min d'ammoniac, 493 cm 3/min de méthane et 147 cm 3/min d'argon On introduit cet effluent gazeux dans l'adsorbeur (récipient A) qui contient initia- lement 21,6 g de charbon actif granulé, 558 cm 3 d'azote, 1 662 cm 3 d'hydrogène, 348 cm 3 d'ammoniac, 327 cm de méthane et 105 cm 3 d'argon, le tout à 152 bars et à la température moyenne d'environ 2450 C. On introd Uit l'effluent gazeux de l'adsorbeur (courant 3) ayant une température moyenne de 1400 C constitué en moyenne de 1 008 cm 3/min d'azote, 3 003 cm 3/min d'hydrogène, 33 cm 3/min d'ammoniac, 455 cm 3/min de méthane et 145 cm 3/min d'argon dans le convertisseur (récipient B) contenant 20 cm 3 de catalyseur au fer -21- à double activation pour la synthèse de l'ammoniac, maintenu à la température de 450 C et à 152 bars L'effluent du convertisseur (courant 4) est constitué de 781 cm 3/min d'azote, 2 321 cm 3/min d'hydrogène, 488 cm 3/min d'ammoniac, 455 cm 3/min de méthane et 145 cm 3/min d'argon On purge une portion de ce courant égale à 101 cm 3/min (courant 6) pour maintenir une pression constante de 152 bars dans le système tandis qu'on introduit le reste à la température de 250 C dans le désorbeur (récipient C) Ce désorbeur contient initialement 21,6 g de charbon actif, 1 157 cm 3 d'azote, 3 454 cm 3 d'hydrogène, 1 975 cm 3 d'ammoniac, 608 cm 3 de méthane et 167 cm 3 d'argon, le tout à 152 bars et à la température moyenne de 5 C L'effluent (courant 5) du désorbeur est constitué en moyenne de 762 cm 3/min d'azote, 2 265 cm 3/min d'hydrogène, 650 cm 3/min d'ammoniac, 482 cm 3/min de méthane et 142 cm 3/min d'argon L'ammoniac liquide séparé de cet effluent du désorbeur (courant 5), après mélange avec l'alimentation et refroidissement à la température de O C fournit 3,4 g d'ammoniac en 10 minutes. EXEMPLE 4 On introduit un courant d'alimentation gazeux constitué de 492 cm 3/min d'azote, 1 484 cm 3/min d'hydrogène, 26 cm 3/min de méthane et 8 cm 3/min d'argon dans le système de synthèse illustré par la figure 1 au point 1 o on le mélange avec l'effluent du désorbeur (courant 5) On refroidit ce mélange à C pour séparer une certaine quantité d'ammoniac liquide dans le récipient D L'effluent gazeux ( 2) du séparateur D est constitué de 1 192 cm 3/min d'azote, 3 568 cm 3/min d'hydrogène, 460 cm 3/min d'ammoniac, 670 cm 3/min de méthane et 264 cm 3/min d'argon On introduit cet effluent gazeux dans l'adsorbeur (récipient A) qui contient initialement 23 g de charbon actif granulé, 952 cm 3 d'azote, 2 850 cm 3 d'hydrogène, 1 262 cm 3 d'ammoniac, 732 cm 3 de méthane et 134 em 3 d'argon, le tout à 395 bars et à la température moyenne de 440 C. On introduit l'effluent gazeux de l'adsorbeur (courant 3) ayant une température moyenne de 300 C et constitué en moyenne de 1 192 m 3/min azote, 3 58 cm 3/min d'hydrogène, 15 m 3/i 1 192 cm 3/min o'azote, 3 568 cm 3/min d'hydrogène, t 56 cm 3/min -22- d'ammoniac, 634 cm 3/min de méthane et 264 cm 3/min d'argon dans le convertisseur (récipient B) contenant 20 cm 3 de catalyseur au fer à double activation pour la synthèse de l'ammoniac, maintenu à la température de 450 C et à la pression de 395 bars L'effluent du convertisseur (courant 4) est constitué de 824 cm 3/min d'azote, 2 470 cm 3/min d'hydrogène, 1 094 cm 3/min d'ammoniac, 634 cm 3/min de méthane et 264 cm 3/min d'argon On purge une portion de ce courant correspondant à 132 cm 3/min (courant 6) pour maintenir une pression constante de 395 bars dans le système tandis que l'on introduit le reste à la température de 450 C dans le désor- beur (récipient C) contenant initialement 23 g de charbon actif, 2 766 cm 3 d'azote, 8 282 cm 3 d'hydrogène, 4 114 cm 3 d'ammoniac, 1908 cm 3 de méthane et 616 cm 3 d'argon, le tout à 395 bars et à la température moyenne de 50 C. L'effluent du désorbeur (courant 5) est constitué en moyenne de 804 cm 3/min d'azote, 2 408 cm 3/min d'hydrogène, 1 370 cm 3/min d'ammoniac, 686 cm 3/min de méthane et 258 cm 3/min d'argon L'ammoniac liquide séparé de cet effluent du désorbeur (courant 5), après mélange avec l'alimentation et refroidissement à la température d'environ 35 O fournit 7 g d'ammoniac en *minutes. EXEMPLE 5 On introduit un courant d'alimentation gazeux constitué de 250 cm 3/min d'azote, 747 cm 3/min d'hydrogène, 13 cm 3/min de méthane et 5 cm 3/min d'argon dans le système de synthèse illustré par la figure 2 au point 1 On refroidit à O C le mélange de ce courant gazeux avec l'effluent ( 5) du convertisseur, on condense et on sépare dans le récipient D une certaine quantité d'ammoniac liquide (courant 7) On fait circuler le gaz restant (courant 2) à travers l'adsorbeur (récipient A) contenant 24 g de silicate de calcium et d'aluminium déshydraté (zéolite Ca-X) à 350 C et à 152 bars pour obtenir un courant effluent de l'adsorbeur constitué de 1 021 cm 3/min d'azote, 3 047 cm 3/min d'hydrogène, 669 cm 3/min d'argon et 10 cm 3/min d'ammoniac On introduit ce courant ( 3) dans le convertisseur (récipient B) contenant 20 cm 3 de catalyseur -23- au fer à double activation pour la synthèse de l'ammoniac, main- tenu à la température de 450 C et à la pression de 152 bars. L'effluent du convertisseur (courant 4) est constitué de 777 cm 3/min d'azote, 2 315 cm 3/min d'hydrogène, 497 cm 3/min d'ammoniac et 669 cm 3/min d'argon On purge 25 cm 3/min (courant 6) de ce courant pour maintenir une pression constante de 152 bars dans le système tandis qu'on mélange le reste (courant 5) avec le gaz d'appoint ( 1) refroidi à_O C, et on sépare et accumule en minutes 13 g d'ammoniac liquide (courant 7). Dix minutes après avoir mis en service un adsorbeur (récipient A) fraîchement régénéré et porté avec le gaz de synthèse à la pression de 152 bars, on l'isole, on le sépare et on le remplace par un autre adsorbeur frais On soumet le lit séparé à l'opération de régénération suivante: (a) On déplace la phase gazeuse du lit avec 50 cm 3 d'ammoniac liquide à QOC et à 152 bars pour libérer un volume égal constitué de 1 545 cm 3 d'azote, 4 612 cm 3 d'hydrogène, 315 cm 3 d'ammoniac, 15 cm 3 de méthane et 1 013 cm 3 d'argon que l'on recycle dans le système de synthèse au point d'introduction de l'alimentation (point 1). (b) On fait ensuite s'écouler l'ammoniac liquide puis on détend le lit à la pression atmosphérique en le chauffant à %C pour libérer 6 190 cm 3 d'ammoniac, 15 cm 3 d'azote, 45 cm 3 d'hydrogène, 130 cm 3 de méthane et 9 cm 3 d'argon. On condense les vapeurs libérées à 20 bars et à 300 C pour obtenir 4,3 g d'ammoniac liquide avec un courant de purge ( 9) constitué de 600 cm 3 d'ammoniac, 15 cm 3 d'azote, 45 cm 3 d'hydro- gène, 130 cm 3 de méthane et 9 cm 3 d'argon à partir duquel on pourrait récupérer par réfrigération 0,2 g additionnel d'ammoniac liquide. EXEMPLE 6 On introduit dans le système de synthèse illustré par la figure 2 au point 1, un courant gazeux d'alimentation constitué de 250 cm 3/min d'azote, 747 cm 3/min d'hydrogène, 13 cm 3/min de méthane et 5 cm 3/min d'argon On refroidit le mélange de ce courant -24- gazeux avec l'effluent du convertisseur ( 5) à O C pour condenser et séparer dans le récipient D une certaine quantité d'ammoniac liquide (courant 7) On fait circuler le gaz restant (courant 2) à travers l'adsorbeur (récipient A) contenant 39 g de silicate de calcium et d'aluminium déshydraté (zéolite Ca-X) à 35 C et à 101 bars pour obtenir un courant effluent de l'adsorbeur constitué de 1 583 cm 3/min d'azote, 4 740 cm 3/min d'hydrogène, 1 063 cm 3/min d'argon et 151 cm 3/min d'ammoniac On introduit ce courant ( 3) dans le convertisseur (récipient B) contenant 30 cm 3 de cataly- seur au fer à double activation pour la synthèse de l'ammoniac, maintenu à la température de 450 C et à la pression de 101 bars. L'effluent ( 4) du convertisseur est constitué de 1 340 cm 3/min d'azote, 4 015 cm 3/min d'hydrogène, 635 cm 3/mnin d'ammoniac et 1 063 cm 3/min d'argon On purge 26 cm 3/min (courant 6) de ce courant pour maintenir une pression constante de 101 bars dans le système tandis qu'on mélange le reste (courant 5) avec le gaz d'appoint ( 1), on refroidit à O C, on sépare et on accumule en minutes 7,3 g d'ammoniac liquide (courant 7). Dix minutes après avoir mis en service un adsorbeur (récipient A) fraîchement régénéré et porté à la pression de 101 bars avec le gaz de synthèse, on l'isole, on le sépare et on le remplace par un autre adsorbeur frais On soumet le lit séparé à l'opération de régénération suivante: (a) On déplace la phase gazeuse du lit avec 82 cm 3 d'ammoniac liquide à O C et à 101 bars pour libérer un volume égal constitué de 1 649 cm 3 d'azote, 4 937 cm 3 d'hydrogène, 492 cm 3 d'ammoniac, 16 cm 3 de méthane et 1 107 cm 3 d'argon dans le système de synthèse au point d'introduction de l'alimenta- tion ( 1). (b) On fait s'écouler ensuite l'ammoniac liquide et on détend le lit à la pression atmosphérique en le chauffant à C pour libérer 9 942 cm 3 d'ammoniac, 17 cm 3 d'azote, 50 cm 3 d'hydrogène, 130 cm de méthane et 11 cm 3 d'argon. On condense les vapeurs libérées à 20 bars et à 30 C pour obtenir 7,1 g d'ammoniac liquide et un courant de purge ( 9) -25- constitué de 620 cm 3 d'ammoniac, 17 cm 3 d'azote, 50 cm 3 d'hydro- gène, 130 cm 3 de méthane et 11 cm 3 d'argon à partir duquel on pourrait récupérer par réfrigération 0,2 g additionnel d'ammoniac liquide. Bien entendu diverses modifications peuvent être appor- tées par l'homme de l'art aux dispositifs ou procédés qui viennent d'être décrits uniquement à titre d'exemples non limitatifs sans sortir du cadre de l'invention. -26- R E V E N D I C A T I O N S 1 Procédé pour la fabrication de l'ammoniac caractérisé en ce qu'il comprend les stades consistant à: (a) introduire un mélange gazeux ( 1) constitué d'hydro- gène et d'azote ou de leurs générateurs, dans la proportion d'environ 3 moles d'hydrogène à 1 mole d'azote, avec des gaz inertes dans un convertisseur (B) contenant un ou plusieurs cata- lyseurs connus; (b) conduire les effluents sortant dudit conver- tisseur à un stade dans lequel l'ammoniac formé avec une certaine quantité des gaz inertes sont séparés par un lit d'adsorbant solide (A) du mélange des gaz n'ayant pas réagi, ce dernier étant recyclé dans le convertisseur; et (c) libérer (C) l'ammoniac séparé de l'adsorbant et le condenser (D) en ammoniac liquide produit ( 7). 2 Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que l'on utilise plus d'un lit d'adsorbant pour éliminer l'ammoniac formé avec une certaine quantité des gaz inertes. 3 Procécé selon l'une quelconque des revendications 1 ou 2, caractérisé en ce que ledit adsorbant solide a un pouvoir d'adsorp- tion supérieur à 0,01 g d'ammoniac par gramme d'adsorbant à la saturation et à 300 C. 4 Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2, caracté- risé en ce que ledit adsorbant solide a un pouvoir d'adsorption supérieur à 0,05 g d'ammoniac par gramme d'adsorbant à la satura- tion et à 300 C. Procédé selon l'une des revendications 3 ou 4, caracté- risé en ce que ledit adsorbant solide est choisi parmi le charbon, la silice, l'alumine, les tamis moléculaires, le charbon actif, les zéolites et leurs combinaisons. 6 Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 5, caractérisé en ce qu'on utilise une paire de lits d'adsorbant- désorbant ayant une configuration symétrique, les gaz effluents chauds du convertisseur qui traversent un des lits chassant les vapeurs d'ammoniac relativement concentrées qui ont été préala- blement adsorbées à travers un condenseur réfrigérant. -27- 7 Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que le lit d'adsorbant est utilisé pour transférer l'ammoniac d'un courant froid dilué à un courant chaud concentré. 8 Procédé selon la revendication 7, caractérisé en ce que la chaleur est transférée de l'effluent chaud du convertis- seur au courant d'alimentation du convertisseur par le lit d'adsorbant. 9 Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 7, caractérisé en ce que le lit d'adsorbant sépare simultanément l'ammoniac et le méthane du gaz recyclé dans le convertisseur. Procédé selon la revendication 9, caractérisé en ce que les gaz sortant du lit d'adsorbant-et pénétrant dans le convertis- suer sont constitués essentiellement de gaz de synthèse pur contenant de l'argon. 11 Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 9, caractérisé en ce qu'on le met en pratique dans une usine d'ammo- niac existante dans laquelle des lits d'adsorbant solide sont incorporés pour séparer, de l'effluent sortant du convertisseur, l'ammoniac produit avant son recyclage dans le convertisseur. 12 Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 11, caractérisé -en ce qu'un chauffage et/ou un refroidissement des lits d'adsorbant sont effectués par des échangeurs de chaleur 13 Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 11, caractérisé en ce que la chaleur est fournie par les vapeurs chaudes d'ammoniac comprimées du système de réfrigération lant à travers le lit d'adsorbant.