Расчёт реактора для конверсии оксида углерода водяным паром в ХТС производства аммиака

Тип работы:
Курсовая
Предмет:
Химия


Узнать стоимость

Детальная информация о работе

Выдержка из работы

Курсовая работа

«Расчёт реактора для конверсии оксида углерода водяным паром в ХТС производства аммиака»

Вариант 4

СОДЕРЖАНИЕ

ВВЕДЕНИЕ

1. Влияние температуры и избытка пара в парогазовой смеси на равновесие реакции конверсии оксида углерода водяным паром

2. Кинетические расчёты и теоретическая оптимизация процесса

3. Расчёт реактора

Заключение

Список использованной литературы

ВВЕДЕНИЕ

Аммиак (NH3) является одним из основных веществ, применяемых в промышленности, и наиболее важным азотсодержащим продуктом. Для получения аммиака требуется водород и азот. Азот выделяют из атмосферного воздуха. Поскольку ресурсы атмосферного азота огромны, то сырьевая база азотной промышленности в основном определяется вторым видом сырья -- топливом, применяемым для получения водорода, или водородсодержащего газа [1].

В настоящее время основным сырьем в производстве аммиака является природный газ. РФ располагает богатыми запасами природного газа. Поскольку аммиак производится из газа, то предприятия по производству азотных удобрений размещаются в районах распространения газовых ресурсов (Северный Кавказ) и вдоль трасс магистральных газопроводов (Центр, Поволжье, Северо-Запад).

Основные производители в российской Федерации: «Тольяттиазот», Самарская обл.; ОАО «Невинномысский Азот» Ставропольский край; ОАО «Акрон», г. Новгород; ОАО «Череповецкий «Азот», Вологодская обл.; ОАО «Азот», г. Кемерово; ОАО «Минудобрения», Воронежская обл.; ОАО «Кирово-Чепецкий химический комбинат им. Б.П. Константинова», Кировская обл., ОАО «Азот», Пермская обл., ЗАО «Куйбышевазот», Самарская обл., ОАО «Минеральные удобрения», г. Пермь.

Применение аммиака. Основная область применения аммиака — производство азотсодержащих удобрений (80% всего аммиака). Он используется для получения азотной кислоты и нитратов, эфиров азотной кислоты и нитросоединений, взрывчатых веществ различного типа, а также в качестве хладагента, при производстве бумажной массы, в медицинской промышленности.

Производство аммиака в условиях промышленности основано на взаимодействии азота и водорода. Такой способ получения вещества был назван процессом Габера в честь немецкого физика, который разработал физико-химическую основу метода.

Синтез аммиака рекомендуется проводить при оптимально низкой температуре и высоком давлении. Использование пористого железа в качестве катализатора позволяет достигнуть равновесного состояния. Оптимальным является соотношение температуры в 500 градусов Цельсия и давления в 350 атмосфер при наличии катализатора. В этом случае выход аммиака составляет 30 процентов.

Производство аммиака состоит из нескольких стадий:

1 стадия. Удаление серы и сернистых соединений из природного газа.

Они являются сильнодействующими каталитическими ядами и вызывают коррозию аппаратуры.

В зависимости от содержания соединений серы в природном газе используется очистка адсорбционным методом с использованием синтетических цеолитов (молекулярных сит) или очистка методом каталитического гидрирования (на алюмокобальтмолибденовом или алюмоникельмолибденовом катализатора при температуре 350−4000С и давлении 2−4 МПа) и последующего поглощения H2S оксидом цинка.

H2 + RSH > RH + H2S (газ)

ZnO + H2S > ZnS + H2O

2 стадия. Получение водорода методом конверсии метана:

Конверсию метана осуществляют при температуре 800 — 900 °C на никелевом катализаторе в трубчатой печи.

При увеличении расхода водяного пара такой же степени разложения метана можно достичь при более низких температурах. Применение давления существенно снижает полноту конверсии. Так, при давлении 3 МПа достаточно полная конверсия наблюдается лишь при температуре около 1100 0С.

В современных установках при давлении 2 МПа и выше при соотношении (СН4: Н2) = 1:4 остаточное содержание метана после паровой конверсии составляет 8--10%. Для достижения остаточного содержаний СН4 около 0,5% конверсию ведут в две стадии: паровая конверсия под давлением (первая стадия) и паровоздушная конверсия с использованием кислорода воздуха (вторая стадия). (На высокотемпературном алюмохромовом и высокоактивном Ni-катализаторах при температуре 1000--1250 °С и давлении до 3,2 МПа).

При этом получается синтез-газ стехиометрического состава и отпадает необходимость в разделении воздуха для получения технологического кислорода и азота.

CH4 + H2O > CO + 3H2

CH4 + 2H2O > CO2+4H2

3 стадия. Двухступенчатая конверсия моннооксида углерода

Для увеличения выхода водорода газ после конверсии метана восстанавливают водяным паром. (в реакторе высокотемпературной конверсии на Fe-Cr катализаторе при температуре до 430 °C и в реакторе низкотемпературной конверсии на Zn-Cu катализаторе до 250°С);

Остаточная концентрация СО составляет 0,3 — 0,5%.

CO + H2O > CO2 + H2

Очистка от воды. Смесь газов охлаждают до 40 0С. При этой температуре вода конденсируется и затем удаляется.

Технологические газы после рифрминга природного газа и паровой конверсии оксида углерода (2) используется для синтеза аммиака и спиртов. Кислородсодержащие соединения являются ядами для катализаторов синтеза аммиака и метанола. Кислородсодержащие примеси (Н2О, СО, СО2 и О2) в синтез-газе отравляюще действуют на катализатор синтеза аммиака, снижая его производительность. Допустимое содержание различных кислородсодержащих примесей в азотоводородной смеси, направляемой на синтез аммиака, не должно превышать 0,002%, хотя количество отдельных компонентов может колебаться. Технологический газ перед очисткой содержит в своем составе 15−30% СО2 и 0,3 — 4,0% СО, кислород после паровой конверсии оксида углерода (2) полностью отсутствует, а водяной пар конденсируется при охлаждении.

Поэтому следующей стадией технологического процесса является очистка газа от СО и СО2.

4 стадия. Очистка газа от диоксида углерода.

Диоксид углерода удаляется горячим раствором поташа при давлении 1,9-- 2,73 МПа и регенерация насыщенного раствора бикарбоната калия при нагревании или с помощью моноэтаноламина, или за счет адсорбции под давлением на цеолитах.

5 стадия. Тонкая очистка газа от CO и CO2 (метанирование) на Ni-катализаторе при температуре до 375 °C и давлении 1,9--2,7 МПа; к

Степень улавливания CO2 — 99,9%

CO + 3H2 > CH4 + H2O

CO2 + 4H2 > CH4 +2H2O

Оставшиеся газы CO и CO2 возвращаются на стадию конверсии метана

6 стадия. Синтез аммиака

После очистки газа от оксидов углерода он поступает на синтез аммиака. Получение NH3 протекает на железном катализаторе при температуре 420--450 °С и давлении 3,20 МПа. В одном цикле степень конверсии составляет 26%

3H2 + N2 > 2NH3

Производство аммиака в промышленности использует принцип циркуляции, которых заключается в возврате исходной смеси азота и водорода в колонну синтеза с помощью циркулярного насоса. Такой способ является экономически выгодным, чем повышение более высокого выхода аммиака за счет повышения давления.

Технологическая схема синтеза аммиака [2]

1-компрессоры; 2-подогреватели; 3-реактор гидрирования сероорганических соединений; 4-адсорбер H2S; 5-трубчатая печь (первичный риформинг); 6-шахтный конвертор (вторичный риформинг); 7-паровые котлы; 8-конверторы СО; 9-абсорбер СО2; 10-кипятильник; 11 -регенератор раствора моноэтаноламина; 12-насос; 13-аппарат для гидрирования остаточных СО и СО2; 14-воздушные холодильники; 15-конденсационная колонна; 16-испаритель жидкого NH3 (для охлаждения газа и выделения NH3); 17-колонна синтеза NН3; 18-водоподогреватель; 19-теплообменник; 20-сепаратор.

Исходные данные

1. Состав сухой смеси после конверсии природного газа или на входе в реактор ВТК:

Состав

Объемные %

CO

22,1

CO2

7,0

Н2

50,4

CH4

0,49

N2

18,7

2. Избыток пара в парогазовой смеси: n = пар/газ = 0,65

3. ссо на входе в реактор НТК: 3,58 об. %

4. ссо, ост. на выходе в реактор НТК: 0,31 об. %

5. Производительность:

П (NH3) = 950 т/год

6. Общее давление: 20 атм

7. Потери АВС с продувочными газами: 7,2 об. %

Практическая реализация оптимального температурного режима предусматривает осуществление конверсии оксида углерода в два этапа, на двух слоях катализаторов с промежуточным охлаждением между ними. На 1-м этапе конверсию СО проводят в присутствии высокотемпературного катализатора (ВТК), активного в области температур 600 770 К. После 1-го этапа конверсии парогазовая смесь, содержащая 3,5 3,7 об.% оксида углерода поступает на 2-ю ступень конверсии, которая осуществляется в присутствии низкотемпературного катализатора (НТК) при 480 530 К. Перед подачей в реактор низкотемпературной конверсии СО парогазовую смесь необходимо охладить. Охлаждение осуществляется путем пропускания нагретого потока через котел-утилизатор с получением технологического пара. После чего с температурой 493 К парогазовая смесь поступает на низкотемпературную конверсию. Остаточное содержание оксида углерода ссо, ост. после НТК должно быть не более 0,15−0,5 об.%.

1. Влияние температуры и избытка пара в парогазовой смеси на равновесие реакции конверсии оксида углерода водяным паром

Для реакции CO + H2O > CO2 + H2 зависимость константы равновесия реакции Кр = от температуры описывается следующей зависимостью:

lg Кр = + 0,297 lgT + 0,3525. 10-3 T 0,0508. 10-6 T 2 3,26

Используя данную зависимость, мы можем рассчитать константу равновесия, а затем равновесную степень превращения в интервале температур 450 550 К. Рассчитаем зависимость xp от Т при заданном соотношении пар/газ.

Для такой реакции константа равновесия через парциальное давление реагентов:

Парциальные давления реагентов находятся:

Для расчёта равновесной степени превращения оксида углерода пересчитаем концентрации исходных компонентов реакции, приведенные в задании на сухую смесь, на их концентрации ci. 0 в парогазовой смеси:

,

для воды

,

где n отношение объёмных расходов водяного пара и сухого газа.

После пересчёта концентрации компонентов в реакции конверсии оксида углерода составят:

Состав парогазовой смеси на входе в реактор ВТК, об. %

14,83

32,89

4,7

33,83

Приведём пример расчёта xp для Т = 450 К и n = 0,49:

Константа равновесия:

Подставляем полученное значение Кр и концентрации в квадратное уравнение:

Сведём в таблицу данные для построения зависимостей, температура берётся с шагом в 10 К:

T, K

lgKp

Kp

Xp

n=0,3

n=0,4

n=0,5

n=0,6

n=0,7

450

2,60 412

401,9017

0,9 747 961

0,98 737

0,991 623

0,993 741

0,995 006

460

2,502 892

318,3406

0,9 687 919

0,984 163

0,989 465

0,992 118

0,993 707

470

2,406 151

254,7719

0,9 618 618

0,980 369

0,986 895

0,990 181

0,992 154

480

2,313 616

205,8809

0,9 539 729

0,975 935

0,983 868

0,987 893

0,990 317

490

2,225 026

167,8906

0,9 451 094

0,970 808

0,98 034

0,985 216

0,988 163

500

2,140 144

138,0842

0,9 352 725

0,964 943

0,976 266

0,982 112

0,98 566

510

2,58 749

114,4852

0,9 244 794

0,958 305

0,971 607

0,978 545

0,982 777

520

1,98 064

95,64 004

0,9 127 617

0,950 865

0,966 325

0,97 448

0,979 483

530

1,905 627

80,46 879

0,900 163

0,942 607

0,96 039

0,969 887

0,975 747

540

1,833 539

68,1615

0,8 867 366

0,933 524

0,953 778

0,964 737

0,971 544

550

1,764 214

58,10 505

0,872 543

0,92 362

0,946 469

0,959 006

0,966 848

Влияние избытка пара в парогазовой смеси на равновесие в системе.

2. Кинетические расчёты и теоретическая оптимизация процесса

Рассчитаем степень превращения после ВТК по вычисленной нами раннее концентрации СО во влажном газе:

Рассчитаем степень превращения после НТК:

xн

хк

ВТК

0

НТК

Скорость реакции для этого превращения можно записать как:

Чтобы найти k, найдём параметры уравнения Аррениуса. Известно, что:

=1,1 при = 500 K

3,1 при = 520 K

Коэффициент A рассчитывается по эмпирическому уравнению:

Парциальные давления компонентов:

Рассчитаем значения r для степеней превращения в интервале от 0,2 до 0,9 при варьировании температур от 400 до 850 K. Значения Кр находим по раннее использовавшейся формуле. Значения, А и k рассчитываем по формулам.

Таблица составлена для пяти значении степени превращения — 0,2; 0,4; 0,6; 0,8; 0,9, в интервале температур 400 850 К.

Т, К

400

500

600

700

800

850

k

0,309 157

1,733 251 392

5,93 792

14,95 251

21,87 078 662

0,309 157

A

0,26 533

0,117 892 985

0,34 208

0,760 529

1,56 796 837

0,26 533

Kp

138,0842

28,45 484 699

9,43 429

4,203 206

3,32 375 299

138,0842

x=0,2

3,904 951

16,13 871 122

32,389

42,2 239

42,89 930 337

3,904 951

x=0,4

2,6 115

8,71 616 019

17,7571

19,84 036

16,16 948 505

2,6 115

x=0,6

0,952 943

4,51 168 261

6,79 815

0,344 241

-8,923 882 778

0,952 943

x=0,8

0,333 508

1,57 431 721

-1,34 178

-16,6295

-32,3 610 797

0,333 508

x=0,9

0,125 377

-0,578 018

-4,55 177

-24,218

-43,45 236 463

0,125 377

Проведём линию оптимальных температур, для каждой степени превращения найдём температуру, для которой скорость реакции максимальна:

Х

r max

Топт (К)

0,2

42,89 930 337

1100

0,4

16,16 948 505

950

0,6

0,344 241 118

825

0,8

0,445 673 343

675

0,9

0,125 377 112

510

3. Расчёт реактора

Низкотемпературная конверсии оксида углерода осуществляется в реакторе с неподвижным адиабатическим слоем катализатора. Расчёт реактора сводится к определению объема катализатора, необходимого для изменения степени превращения СО в заданных пределах:

Vk = vo. ,

где время пребывания определяется из модели ИВ:

при следующих начальных условиях: при =0 x = xн, Т = Тн.

В адиабатическом реакторе вместе со степенью превращения изменяется и температура в соответствии с уравнением адиабаты:

Т = Тн + Тад(x x н)

где? величина адиабатического разогрева реакционной смеси; QP — тепловой эффект реакции; СР? теплоёмкость реакционной смеси. По раннее вычисленным значениям:

Определим адиабатический разогрев реакционной смеси:

ССО, 0 — концентрация СО на входе в реактор ВТК = 0,1483

Тепловой эффект реакции:

QP = - ДH0 = 41,2 кДж.

Стандартные теплоты образования участвующих в реакции веществ возьмём из [3] для начальной температуры перед входом в реактор ВТК (600 К):

Средняя степень превращения в реакторе: 0,759/2 = 0,3795.

Рассчитаем концентрации в реакторе:

Находим по уравнению Тк = Тад· (Хк-Хн) + Тн температуры на выходе в реактор, температура на входе известны:

конверсия оксид углерод реакция

Хн

Хк

Тн, К

Тк, К

ВТК

0

0,76

600

739

1-линия адиабаты

2- ЛОТ

Рассчитаем время пребывания, находим площадь интеграла для известных нам условий:

Зададимся несколькими значениями степени превращения в слое и найдём необходимые параметры для расчёта условного времени реакции методом численного интегрирования.

x

0

0,2

0,4

0,6

0,741 429

T, K

600

634,523 939

669,478 789

703,5718

738,9852

k, (атс)-1

1,733 251 392

2,77 036 812

4,218 843 328

6,164 866

7,88 825

A

0,117 892 985

0,17 688 574

0,254 514 632

0,353 366

0,437 363

Kp

28,45 484 699

18,6 332 934

12,78 416 408

9,126 156

7,342 122

r, с1

28,60 697 563

21,9 122 389

15,25 773 566

6,785 142

1,119 271

1/r, с

0,34 956 509

0,456 366

0,65 540 525

0,147 381

0,893 439

Можно рассчитать интеграл по правилу трапеций как площадь под интегральной кривой, т. е.

S = x = 0,20,04 + 0,20,056 + 0,20,11 + 0,1410,52 = 0,114 с,

где x? шаг изменения степени превращения;? среднее значение обратной скорости в интервале x.

Для НТК:

Определим адиабатический разогрев реакционной смеси:

ССО, 0 — концентрация СО на входе в реактор НТК = 0,0352

Тепловой эффект реакции:

QP = - ДH0 = 41,2 кДж.

Стандартные теплоты образования участвующих в реакции веществ возьмём из [3] для начальной температуры перед входом в реактор ВТК (493 К):

Средняя степень превращения в реакторе: 0,933/2 = 0,4565.

Рассчитаем концентрации в реакторе:

Находим по уравнению Тк = Тад· (Хк-Хн) + Тн температуры на выходе в реактор, температура на входе известны:

Хн

Хк

Тн, К

Тк, К

НТК

0,76

0,913

493

504,15

Рассчитаем время пребывания, находим площадь интеграла для известных нам условий:

Зададимся несколькими значениями степени превращения в слое и найдём необходимые параметры для расчёта условного времени реакции методом численного интегрирования.

x

0,75

0,8

0,85

0,87

0,903 315

T, K

493

503,565 728

504,2 260 863

504,4902

504,1502

k, (атс)-1

0,266 930 002

0,33 265 032

0,33 715 479

0,33 897

0,342 012

A

0,23 367 166

0,2 826 856

0,28 599 419

0,28 733

0,28 956

Kp

158,1 913 558

129,42 201

127,4 478 789

126,8169

125,7743

r, с1

6,881 571 771

4,17 416 412

2,174 342 012

1,37 925

0,52 921

1/r, с

0,145 315 639

0,23 956 892

0,459 909 248

0,963 461

1,88 962

Можно рассчитать интеграл по правилу трапеций как площадь под интегральной кривой, т. е.

S = x = 0,050,19 + 0,050,35 + 0,050,71 + 0,0260,46 = 0,06 с

Чтобы найти необходимый объём катализатора, рассчитаем материальный баланс:

Рассчитаем количество СО, которое подаётся на окисление. Конверсия С О и дальнейшее превращение в NH3 протекают по следующим уравнениям:

СО + H2O = CO2 + H2

3H2 + N2 = 2NH3

Из уравнений видно, что:

Рассчитаем количество азота и водорода, необходимое на образование аммиака заданной производительности. Производительность установки по аммиаку кг/час (количество рабочих дней = 350):

С учётом потерь АВС при продувке (мольные доли равны объёмным):

Материальный баланс:

1. реактор ВТК

Приход

Расход

Вещ-во

кг/час

кмоль/час

м3/час

об. %

Вещ-во

кг/час

кмоль/час

м3/час

об. %

1. Газ

311,53

18,448

446,7

98,69

1. Газ на выходе

491,03

29,916

670,12

100

СО

117,27

4,1883

93,82

22,1

СО

30,323

1,083

24,259

3,62

СО2

65,816

1,4958

33,51

7,0

СО2

202,45

4,6011

103,07

15,38

Н2

20,742

10,371

232,3

50,4

Н2

26,953

13,476

301,87

45,05

СН4

1,5955

0,0997

2,234

0,49

СН4

1,5955

0,0997

2,2337

0,333

N2

106,1

3,7894

84,88

18,7

N2

106,1

3,16

84,882

12,67

2. Вода

179,5

9,9721

223,4

100

вода

123,6

6,8668

153,82

22,95

Итого:

491,03

Итого:

491,03

2. реактор НТК

Приход

Расход

Вещ-во

кг/час

кмоль/час

м3/час

об. %

Вещ-во

кг/час

кмоль/час

м3/час

об. %

1. Газ на входе

491,03

29,916

670,1

100

1. Газ на выходе

491,03

29,916

670,12

100

СО

30,323

1,083

24,26

3,62

СО

2,9318

0,1047

2,3454

0,35

СО2

202,45

4,6011

103,1

15,38

СО2

245,49

5,5794

124,98

18,65

Н2

26,953

13,476

301,9

45,05

Н2

28,909

14,455

323,78

48,32

СН4

1,5955

0,0997

2,234

0,333

СН4

1,5955

0,0997

2,2337

0,333

N2

106,1

3,7894

84,88

12,67

N2

106,1

3,7894

84,882

12,67

вода

123,6

6,8668

153,8

22,95

вода

105,99

5,8885

131,9

19,68

Итого:

491,03

Итого:

491,03

Объём катализатора ВТК:

Объём катализатора НТК:

Рассчитаем тепловой баланс для ВТК. Найдем тепло, которое поступает с исходными веществами — физическое тепло:

где T1 — температура на входе, (T1=600 K); Ср — теплоемкость, m — массовый расход компонента.

Реакция конверсии экзотермична, найдём выделенную теплоту реакции.

Найдем тепло веществ на выходе из слоя:

где T2 — температура на выходе из реактора =727,985 K

Составим тепловой баланс:

Приход

кДж

%

Расход

кДж

%

Q (Н2)

76,484 661

10,47 151

Q (Н2)

23,26 683

3,56 369

Q (N2)

219,58 544

28,845 107

Q (N2)

195,1677

25,63 755

Q (Н2О)

42,451 191

5,5 764 586

Q (Н2О)

169,1924

22,2254

Q (СН4)

181,7 722

23,786 602

Q (СН4)

285,0941

37,45 044

Q (СО)

3,1 170 363

0,409 459

Q (СО)

3,570 529

0,469 031

Q (CO2)

68,436 465

8,9 899 272

Q (CO2)

84,96 559

11,16 122

Qх.р.

170,10 516

22,345 295

Итого:

761,2572

100

Итого:

761,2572

100

Рассчитаем тепловой баланс для НТК.

где T1 — температура на входе, (T1=493 K):

Реакция конверсии экзотермична, найдём выделенную теплоту реакции.

Найдем тепло веществ на выходе из слоя:

где T2 — температура на выходе из реактора =505 K

Составим тепловой баланс:

Приход

кДж

%

Расход

кДж

%

Q (Н2)

15,906 061

2,894 464

Q (Н2)

1,575 094

0,206 907

Q (N2)

65,506 008

8,6 049 775

Q (N2)

57,53 319

7,557 655

Q (Н2О)

101,20 486

13,294 438

Q (Н2О)

125,6922

16,51 113

Q (СН4)

29,618 095

3,890 682

Q (СН4)

32,53 688

4,274 098

Q (СО)

2,2 724 832

0,2 985 171

Q (СО)

2,327 476

0,305 741

Q (CO2)

55,238 095

7,2 561 675

Q (CO2)

56,57 482

7,431 761

Qх.р.

6,4 940 495

0,8 530 691

Итого:

276,2397

100

Итого:

276,2397

100

Конструкция конвертора оксида углерода радиального типа показана на рисунке. В радиальных реакторах катализатор располагают в корзинах, образованных коаксиально расположенными центральной трубой и наружной обечайкой, рабочие поверхности которых перфорированы и покрыты сеткой со стороны катализатора. Между корпусом реактора и наружной обечайкой катализаторной корзины образуется кольцевой канал, по которому отводят продукты реакции или вводят сырье.

Таким образом, в радиальном реакторе имеет место сложное движение потока одновременно в осевом направлении (по кольцевому каналу и центральной трубе) и в радиальном (через слой катализатора) [4].

Заключение

1. Установлено влияние температуры и избытка водяного пара в исходной парогазовой смеси на равновесие реакции конверсии оксида углерода. Показано, что, снижая температуру и увеличивая избыток пара, можно достичь высокой степени превращения оксида углерода.

2. Получен теоретический оптимальный температурный режим? уменьшение температуры по мере протекания реакции конверсии.

3. Проведен расчёт первого этапа конверсии оксида углерода на высокотемпературном катализаторе (ВТК), рассчитан объём катализатора и определен состав реакционной смеси на выходе из реактора.

4. Показано, что в одном слое ВТК невозможно добиться полного превращения оксида углерода. Для увеличения степени превращения СО необходим второй этап конверсии в реакторе НТК.

Конверсия угарного газа протекает с наибольшей степенью превращения при уменьшении температуры, и при увеличении избытка одного из реагентов (воды). Давление не влияет на константу равновесия данного процесса.

Наиболее оптимально проводить данное превращение при температурах, соответствующих ЛОТ. Наибольшая степень превращения достигается при температурах около 500 К. Этим и объясняется выбор оптимального реактора для данного превращения.

Дополнительная конверсия СО проходит в реакторе с адиабатическими слоями катализатора с охлаждением между ними для увеличения степени превращения при понижении температуры.

Список использованной литературы

1. Экологические аспекты производства аммиака. Дмитриев Е. А., Кузнецова И. К., Акимов В. В. М.; 2011

2. А. М Кутепов, Т. И. Бондарева, М. Г. Беренгартен «Общая химическая технология» М, Высшая школа, 1990.

3. Краткий справочник физико-химических величин. Под ред. А. А. Равделя М. :Химия, 2009.

4. Амелин А. Г. «Общая химическая технология» М, Химия, 2007.

ПоказатьСвернуть
Заполнить форму текущей работой