Пароуглекислотная конверсия метана как метод получения синтез-газа заданного состава для малогабаритных производств метанола и синтетических углеводородов

Тип работы:
Реферат
Предмет:
Химия


Узнать стоимость

Детальная информация о работе

Выдержка из работы

ПАРОУГЛЕКИСЛОТНАЯ КОНВЕРСИЯ МЕТАНА КАК МЕТОД ПОЛУЧЕНИЯ СИНТЕЗ-ГАЗА ЗАДАННОГО СОСТАВА ДЛЯ МАЛОГАБАРИТНЫХ ПРОИЗВОДСТВ МЕТАНОЛА И СИНТЕТИЧЕСКИХ УГЛЕВОДОРОДОВ
Демидов Дмитрий Вячеславович аспирант, кафедра технологии изотопов и водородной энергетики РХТУ
им. Д. И. Менделеева г. Москва Розенкевич Михаил Борисович д-р хим наук, проф., кафедра технологии изотопов и водородной энергетики
РХТУ им. Д. И. Менделеева г. Москва д.х.н. проф. Сахаровский Юрий Александрович д-р хим наук, проф., кафедра технологии изотопов и водородной энергетики
РХТУ им. Д. И. Менделеева г. Москва E-mail: dmitriydemidov@, rambler. ru
Разведанные запасы традиционного природного газа составляют около 150 трлн м, потенциальные запасы оцениваются в пятикратном размере, нетрадиционные ресурсы природного газа огромны. Но расширение географических границ мирового топливно-энергетического комплекса приводит к значительному усложнению технологического оборудования добычи, транспорта и переработки углеводородного сырья, что, в свою очередь, приводит к заострению внимания на более полной выработке разработанных месторождений. В связи с этим уже не вызывает сомнения, что в ближайшем будущем важную роль будут играть природный газ и газохимические процессы. Проблема конверсии углеводородных газов в жидкие химические продукты за последнее десятилетие превратилась из ограниченной технологической задачи в одну из наиболее важных глобальных проблем мировой экономики.
В России утилизация низконапорных газов и попутных нефтяных газов, сжигаемых в основном на факелах, до сих пор не получила распространения. При этом Российская Федерация занимает лидирующее положение в мире по количеству сжигаемого углеводородного сырья. В настоящий момент доля перерабатываемого ПНГ составляет 70−75%, а количество сжигаемого ежегодно только ПНГ, в зависимости от разных информационных источников, колеблется от 15 до 50 млрд м [2, с. 3]. В результате возникает ситуация, когда
значительные территории, расположенные в непосредственной близости от энергоресурсов (например, Западная Сибирь), испытывают потребность в энергоносителях. Более того, газодобывающее предприятие выплачивает штрафы за выброс образующихся в процессе горения вредных веществ в атмосферу. Решение этой проблемы видится только в организации рационального использования этих запасов путем строительства малотоннажных установок химического или энергетического профиля, ориентированных на локального потребителя.
Существуют два принципиально различных способа преобразования газообразных углеводородов в жидкие углеводороды, метанол, аммиак и другие продукты. Первый — это одностадийный процесс прямого окисления углеводородных газов в синтетические углеводороды, метанол, формальдегид и другие оксигенаты. Эти процессы были разработаны в 30-е — 40-е года, но до сих пор остается много вопросов, касающихся осуществления подобных процессов. НО несмотря на большой интерес к процессам прямого окисления, в виду сложившейся экономической обстановки, последний завод, использовавший технологию прямого окисления, был закрыт в середине 50-х годов.
Второй путь — это современные двухстадийные каталитические процессы получения целевых продуктов через стадию получения синтез-газа конверсией легких углеводородов. Развитие этих процессов не останавливалось с момента их открытия, несмотря на такие недостатки, как сложность технологической схемы и значительные энергозатраты. Классическое решение этих проблем -увеличение мощности производства, к сожалению, трудно совместимо с реальными условиями современной газо- и нефтедобывающей промышленности [1, с. 228−230].
Современное состояние дел в отечественной науке относительно вопросов переработки газообразных углеводородов в различные синтетические продукты таково, что значительная часть работ посвящена разработке процессов переработки уже готового синтез-газа в продукты, а также исследованиям
свойств каталитических систем процессов окисления метана, синтеза углеводородов, метанола и т. д. В случае изучения процессов получения продуктов из синтез-газа, рабочие параметры процессов достаточно близки к промышленным. Так, например, при изучении синтеза Фишера-Тропша рабочие параметры колеблются в пределах 20 — 40 атм и 160−260 0С в зависимости от типа катализатора и необходимого состава продуктов. Рабочие параметры при изучении каталитической активности и селективности катализаторов также вполне могут быть осуществлены в данных пределах. При этом стадии получения синтез-газа должного внимания не уделяется, а эксперименты по изучению каталитических свойств ведутся в условиях, значительно отличающихся от рабочих (Т=900−1100 0С, Р=5−30 атм). В результате возникает проблема несоответствия экспериментальных катализаторов конверсии практическим условиям проведения процесса. Тем не менее, стадия производства синтез-газа является самой дорогостоящей стадией всего процесса, внося 50−75% вклад в себестоимость продукции.
Наиболее перспективным способом осуществления конверсии метана является сочетание процессов окисления метана кислородом, паровой и углекислотной конверсии метана. Комбинация двух или трех видов окислительной конверсии метана может привести к повышению эффективности использования сырья, улучшению теплового баланса и позволяет корректировать состав синтез газа. Добавка С02 к смеси СН4+Н20 позволяет оптимизировать состав получаемого синтез-газа в соответствии с составом, необходимым для дальнейшей переработки.
В условиях России наиболее близким процессом, который возможно использовать в малогабаритном исполнении, является хорошо известный процесс получения водорода методом паровой конверсии метана, в ходе которого образуется синтез-газ с соотношением Н2/С0=3−7. Варьирование этого соотношения возможно путем добавления к углеводородному сырью диоксида углерода. Важным достоинством этого метода является отсутствие кислорода в процессе, требующего отдельного кислородного производства,
значительно увеличивающего капиталовложения. Аппаратное оснащение такого процесса в незначительной мере отличается от классической схемы, а в качестве каталитической системы возможно использование уже существующих катализаторов. Кроме того, в настоящее время компанией BP на Аляске осуществлен запуск пилотной установки, в которой применен аппарат паровой конверсии метана металлоемкостью на 75% меньшей, по сравнению с аналогичными.
В случае синтеза метанола или углеводородов, необходимое соотношение H2/CO=2 достигается, если CH4/CO2=3 в соответствии со стехиометрией реакции: 3CH4+С02+2Н20^4C0+8H2 +57 ккал/моль. (1)
Условия проведения процесса пароуглекислотной конверсии с получением синтез-газа, пригодного для использования, должны удовлетворять следующим требованиям:
• отсутствие коксообразования-
• остаточное содержание метана и диоксида углерода в синтез-газе не должно превышать 7−8%-
• модуль синтез газа должен лежать в пределах 2. 1−2.2.
Отсутствие коксообразования имеет особое значение с точки зрения сохранения активности и стабильности катализатора пароуглекислотной конверсии. Отложение углерода на поверхности катализатора может приводить к блокированию активных центров и уменьшению каталитической активности, вплоть до полной дезактивации катализатора. Кроме того, образование углеродных волокон при разложении метана может приводить к разрушению поверхности катализатора и ухудшению теплообмена. Поэтому в литературе большое внимание уделено улучшению устойчивости катализаторов к коксообразованию в процессе конверсии метана. Также в последние годы в литературе появилось много работ, посвященных расчету термодинамического равновесия методом минимизации энергии Гиббса для процессов реформинга.
К сожалению, до настоящего момента работы по экспериментальному подтверждению результатов рассчитанных условий проведения процесса
пароуглекислотной конверсии в литературе отсутствовали. Поэтому в данной работе было осуществлено сравнение результатов расчетных данных с экспериментальными результатами, полученными на промышленном катализаторе ГИАП-19, применяемом в производстве водорода. Использование уже разработанных катализаторов в процессе получения синтез-газа может в значительной мере облегчить создание технологии производства синтетических топлив и ускорить их применение в промышленности.
Основными газообразными веществами, образующимися в процессе пароуглекислотной конверсии, являются Н2, С0, С02, Н20, СН4 и твердые отложения углерода. Кроме реакций паровой и углекислотной конверсий метана, пароуглекислотный реформинг метана на N1-, Со-, ЯЪ-, Яи- и Р1& gt- катализаторах сопровождается реакцией водяного сдвига и различными процессами образования кокса [3, 5, 6, 7]. Реакции, протекающие в ходе пароуглекислотной конверсии метана, можно представить следующими
уравнениями:
Паровой реформинг метана: СН4+Н20^С0+3Н2 (2)
СН4+2Н20^С02+4Н2 (3)
Углекислотный реформинг метана: СН4+С02^С0+Н2 (4)
Реакция водяного сдвига: С0+Н20-^С02+Н2 (5)
Реакции коксообразования: 2С0^С02+С (6)
СН4^С+2Н2 (7)
С0+Н2^С+Н20 (8)
С02+2Н2^С+2Н20 (9)
500 600 700 800 900 1000 1100 1200
Т/С
Рис. 1. Равновесный состав смеси, получаемый в процессе пароуглекислотной конверсии метана (СН4: СО2: Н2О=3:1:2, р=20 атм.)
На рисунке 1 показан равновесный состав смеси, получаемый в процессе пароуглекислотной конверсии (1) при давлении 20 атм. Необходимый для синтеза метанола или синтеза Фишера — Тропша модуль синтез-газа 2. 1−2.2 достигается при температурах 870−890 °С. Однако при этих условиях велика доля коксовых отложений 6. 3−8.5% и синтез-газ содержит значительные количества метана 12. 2−13.7%, при этом содержание CO2 не превышает 5%.
Вклад каждой из реакций (6) — (9) в процесс коксообразования приведен на рисунке 2. При температурах 850−900 °С наибольшее количество углеродных отложений дают реакции диспропорционирования моноксида углерода (6) и пиролиза метана.
Рис. 2. Вклад различных реакций в коксообразование при давлении 20 атм.
Заметно меньший вклад вносит реакция (8), а углерод, образующийся по уравнению (9), исчезает при температурах выше 600 °C. Увеличение температуры процесса приводит к возрастанию количества кокса, полученного при пиролизе метана (7), а вклад в коксообразование реакций (6) и (8) напротив, снижается. Подавить коксообразование и минимизировать количество примесей в синтез-газе можно путем оптимизации соотношений СО2/СН4 и Н2О/СН4 в исходной смеси. С этой целью были рассчитаны зависимости содержания кокса, метана и диоксида углерода в синтез-газе и модуля синтез газа от мольных соотношений СО2/СН4 и Н2О/СН4 в исходной смеси при различных температурах. Содержание кокса определяется как отношение мольной доли углерода в коксе к общему количеству молей углерода в системе. Содержания метана и диоксида углерода в синтез-газе рассчитывается без учета водяных паров. Точки на графиках обозначаются как пара чисел (х, у), где х — мольное соотношение СО2/СН4 в исходной смеси, а у -мольное соотношение Н2О/СН4.
со_сн (со2,сн
Рис. 3. Зависимость содержания кокса (%) от мольных соотношений СО2/СН4 и Н2О/ СН4 при давлении 20 атм и температурах 700 °C (а), 800 °С
(b), 900 °C © и 1000 °C (d).
На рисунке 3 приведены зависимости содержания кокса от мольных соотношений CO2/CH4 и H2O/CH4 при давлении 20 атм и температурах 700−1000°С. При температуре 700 °C почти во всем диапазоне мольных соотношений CO2/CH4 и H2O/CH4 наблюдается коксообразование за исключением небольшой области, лежащей выше прямой (0. 15,1. 1- 0. 75,1. 5). Увеличение температуры приводит к последовательному уменьшению зоны коксообразования. Для температуры 800 °C эта зона ограничена прямой (0. 15,1. 0- 0. 75,1. 05), для 900 °C — прямой (0. 15,0. 85- 0. 75,0. 6) и для 1000 °C -прямой (0. 15,0. 8- 0. 55,0. 55).
Для температуры 700 °C во всем диапазоне значений мольных соотношений CO2/CH4 и H2O/CH4 значения модуля 2. 1−2.2 не достигаются.
При переходе к более высоким температурам, с учетом ограничений, налагаемых процессом коксообразования, области значений мольных соотношений С02/СН4 и Н20/СН4, для которой модуль синтез-газа составляет 2. 1−2. 2, ограничиваются следующими четырехугольниками. Для температуры 800 °C — четырехугольник (0. 46,1. 05- 0. 52,1. 1- 0. 65,1. 5- 0. 74,1. 5), для 900 °C -(0. 25,0. 79- 0. 3,0. 83- 0. 48,1. 5- 0. 55,1. 5) и для 1000 °C — (0. 22,0. 75- 0. 26,0. 71- 0. 4,1. 5- 0. 49,1. 5). Как видно, при увеличении температуры оптимальное мольное соотношение С02/СН4 смещается в сторону более низких значений.
Области, соответствующие максимальной степени конверсии исходных реагентов при отсутствии коксообразования, характеризуются следующими координатами: 800 °C — (0. 53,1. 22- 0. 57,1. 18- 0. 66,1. 32- 0. 61,1. 4), 900 °C — (0. 35,1. 1- 0. 4,1. 05- 0. 49,1. 3- 0. 45,1. 4), 1000 °C — (0. 26,0. 95- 0. 31,0. 9- 0. 42,1. 23- 0. 36,1. 38).
Аналогично были выбраны оптимизированные диапазоны мольных соотношений СН4/С02/Н20 для процесса пароуглекислотной конверсии при различных температурах в диапазоне давлений 1−40 атм, представленые в таблице 1. Для каждой области найдены мольные соотношения СН4/С02/Н20, при которых содержание примесей в синтез газе достигает минимальных значений при данных температуре и давлении.
Таблица 1.
Оптимизированные диапазоны мольных соотношений СН4/С02/Н20 для _процесса пароуглекислотной конверсии метана. _
Т, °С р, атм СН4/СО2/Н2О
1 1/0. 28−0. 45/0. 75−1. 13
5 1/0. 42−0. 53/1. 05−1. 3
800 10 1/0. 45−0. 67/1. 00−1. 45
15 1/0. 45−0. 59/1. 05−1. 35
20 1/0. 53−0. 66/1. 18−1. 4
40 1/0. 57−0. 75/1. 22−1. 50
1 1/0. 27−0. 37/0. 75−1. 04
5 1/0. 25−0. 4/0. 8−1. 18
900 10 1/0. 32−0. 53/0. 95−1. 34
15 1/0. 35−0. 55/1. 00−1. 35
20 1/0. 35−0. 49/1. 05−1. 4
40 1/0. 32−0. 55/0. 95−1. 5
1000 1 1/0. 27−0. 33/0. 7−0. 91
5 1/0. 26−0. 36/0. 8−1. 05
10 1/0. 25−0. 4/0. 8−1. 17
15 1/0. 31−0. 39/0. 93−1. 25
20 1/0. 26−0. 42/0. 9−1. 38
40 1/0. 36−0. 43/1. 15−1. 3
Полученные оптимизированные мольные соотношения для процесса
пароуглекислотной конверсии метана и соответствующие им параметры синтез-газа приведены в таблице 2.
Таблица 2.
Оптимизированные мольные соотношения СН4/С02/Н20 для процесса пароуглекислотной конверсии метана и соответствующие им параметры
синтез-газа.
Т, °С р, атм СН4/СО2/Н2О С02,% СН4,% Н2/СО АН, ккал/моль
800 1 1/0. 31/0. 83 1. 68 1. 46 2. 18 52. 81
5 1/0. 42/1. 03 6. 08 5. 85 2. 19 44. 22
10 1/0. 49/1. 14 9. 43 9. 62 2. 18 37. 95
15 1/0. 54/1. 23 11. 95 12. 12 2. 19 34. 15
20 1/0. 58/1. 30 13. 96 14. 00 2. 19 31. 48
40 1/0. 67/1. 45 19. 13 19. 04 2. 18 25. 08
900 1 1/0. 27/0. 78 0. 46 0. 53 2. 18 54. 93
5 1/0. 32/0. 91 2. 16 2. 17 2. 18 51. 41
10 1/0. 36/1. 03 3. 81 3. 90 2. 18 47. 93
15 1/0. 40/1. 14 5. 31 5. 18 2. 19 45. 49
20 1/0. 43/1. 22 6. 51 6. 35 2. 18 43. 38
40 1/0. 51/1. 44 10. 12 9. 89 2. 18 37. 50
1000 1 1/0. 26/0. 76 0. 15 0.2 2. 18 55. 58
5 1/0. 28/0. 84 0. 84 0. 82 2. 19 54. 21
10 1/0. 30/0. 91 1. 53 1. 62 2. 18 52. 52
15 1/0. 32/0. 99 2. 24 2. 24 2. 18 51. 23
20 1/0. 34/1. 07 2. 93 2. 75 2. 18 50. 16
40 1/0. 39/1. 27 4. 95 4. 81 2. 19 46. 16
Расчет оптимизированных мольных соотношений был осуществлен методом минимизации энергии Гиббса [4].
Эксперименты, подтверждающие правильность термодинамических расчетов, проводились при давлении 5 атм. Выбор этого давления обусловлен тем, что при давлении 5 атм во всем диапазоне температур рассчитанное содержание метана и диоксида углерода в получаемом синтез-газе составляет менее 7%. Кроме того с увеличением давления эксперимент в значительной мере усложняется, так как используемое оборудование требует более высоких
механических характеристик, а также возрастает вероятность неконтролируемого коксообразования в нижних слоях каталитического слоя, где эндотермическая реакция протекает наиболее интенсивно.
В качестве модельной каталитической системы был выбран катализатор ГИАП-19, применяемый в промышленном процессе получения водорода конверсией газообразных углеводородов. Этот катализатор состоит из оксидов никеля (~26. 5±1.5%масс.) и кальция (10±2%масс.) на основе оксида алюминия (& gt-57%масс.).
Экспериментальный стенд представлял собой проточную систему, центральной частью которой является трубка из термостойкого сплава ХН45Ю диаметром 16*2 мм и длиной 300 мм. Трубка была помещена в однозонную электрическую печь, позволяющую работать при температурах до 1400 °C включительно. В верхнюю зону трубки помещали 5 мл катализатора, предварительно измельченного до гранул размером 0. 4−0.5 мм. В начальной зоне, середине и на верхней границе устанавливались три термопары. Сравнение рассчитанного и экспериментально полученного составов производилось по показаниям термопары регистрирующей температуру на верхней границе катализатора.
На каталитический слой подавалась смесь газов СН4/С02 с объемной скоростью по метану 4800 ч-1. Так как при температурах свыше 500 °C возможен пиролиз метана, газовая смесь подавалась непосредственно на каталитический слой, смешиваясь с перегретым водяным паром. Расход полученного в ходе эксперимента синтез-газа регистрировался по откалиброванным газовым часам после конденсации непрореагировавшего водяного пара. Количественный состав исходной газовой смеси и синтез-газа регистрировался с помощью хроматографа «Кристаллюкс 4000» с погрешностью 0.1% об. по каждому из компонентов, за исключением водорода, во всем измеряемом диапазоне концентраций. Расчет концентрации водорода осуществлялся по формуле:
Сн2=100% - ХССН4, С02, Ш, С0 (10)
Степень конверсии исходных реагентов определялась как:
КС щсж. соъ^ 100о/о (11}
Количественная оценка осуществлялась по азоту, расход которого составлял 60 л/ч.
Обсуждение результатов В ходе эксперимента наблюдалась сильная эндотермическая реакция, в результате чего в нижней зоне каталитического слоя температура процесса была значительно ниже температуры верхнего слоя катализатора. Процесс контролировался по температуре верхней точки каталитического слоя с температурой 900 °C. Таким образом температура на всем каталитическом слое находилась в пределах 700−900 °С. Результаты полученные в ходе эксперимента в сравнении с параметрами, соответствующими термодинамическому равновесию при температуре 900 °C приведены в таблице 3.
Таблица 3.
Сравнение экспериментальных данных с параметрами процесса пароуглекислотной конверсии метана в условиях термодинамического __ равновесия при 900 0С__
Сырьевой состав CH4/H2O/CO2 Содержание метана в синтез-газе CH4,% К СН4, % Содержание диоксида углерода в синтез-газе CO2,% К СО2, % Модуль синтез-газа H2/CO
Эксп. Расч. Эксп. Расч. Эксп. Расч. Эксп. Расч. Эксп. Расч.
1. 0/1. 5/2.0 4. 47 0. 09 77.9 99.5 29. 75 21. 08 28.0 46.8 1. 34 1. 06
1. 0/1. 5/1.5 5. 83 0. 16 74.4 99.3 25. 21 16. 03 27.5 49.4 1. 54 1. 29
1. 0/1. 5/1.0 7. 55 0. 28 69.7 98.7 19. 25 11. 00 23.9 51.0 2. 04 1. 64
1. 0/1. 5/0.5 10. 22 0. 53 64.6 97.8 13. 17 6. 34 8.2 46.8 2. 79 2. 23
1. 0/1. 5/0.0 13. 15 1. 12 60.1 95.6 7. 08 2. 53 0.0 — 4. 97 3. 47
1. 0/1. 3/2.0 4. 53 0. 11 78.2 99.5 28. 83 20. 24 31.5 49.0 1. 20 1. 01
1. 0/1. 3/1.5 5. 73 0. 18 75.0 99.1 23. 93 15. 11 31.5 52.9 1. 43 1. 22
1. 0/1. 3/1.0 7. 95 0. 34 70.2 98.4 18. 96 10. 05 28.6 55.8 1. 72 1. 55
1. 0/1. 3/0.5 10. 19 0. 70 65.5 97.1 12. 01 5. 42 18.9 55.2 2. 45 2. 11
1. 0/1. 3/0.0 13. 93 1. 75 58.5 93.2 5. 37 1. 82 0. 00 — 4. 50 3. 32
1. 0/1. ½.0 3. 13 0. 12 85.6 99.4 30. 38 19. 32 31.2 52.4 1. 02 0. 95
1. 0/1. 1/1.5 4. 41 0. 22 81.3 99.0 21. 95 14. 10 39.3 56.5 1. 17 1. 15
1. 0/1. 1/1.0 6. 22 0. 43 76.8 98.1 16. 35 9. 00 40.3 60.9 1. 42 1. 47
1. 0/1. 1/0.5 8. 95 0. 97 71.0 96.0 10. 02 4. 40 35.0 64.0 1. 94 2. 00
1. 0/1. 1/0.0 13. 51 3. 03 63.3 88.8 4. 76 1. 13 0.0 — 3. 43 3. 19
1. 0/0. 9/2.0 3. 47 0. 14 83.8 99.3 25. 74 18. 30 40.6 55.4 0. 95 0. 89
1. 0/0. 9/1.5 4. 65 0. 26 80.8 98.8 20. 99 13. 00 43.2 60.5 1. 05 1. 09
1. 0/0. 9/1.0 6. 49 0. 55 76.3 97.6 14. 81 7. 85 46.7 66.5 1. 40 1. 38
1. 0/0. 9/0.5 10. 10 1. 44 68.9 94.3 9. 06 3. 39 44.5 73.2 1. 96 1. 88
1. 0/0. 9/0.0 17. 81 4. 92 53.8 83.2 3. 93 0. 67 0.0 — 3. 95 3. 25
В соответствии с представленными данными экспериментальная кривая модуля синтез-газа лежит выше линии соответствующей модулю синтез-газа обусловленному термодинамическим равновесием. Степень конверсии метана и диоксида углерода в значительной мере ниже термодинамически рассчитанной. Это может быть обусловлено недостаточной активностью катализатора, влиянием реакции водяного сдвига, наличием процесса коксообразования, а также возможной неточностью задачи расходов реагентов и хроматографического анализа. Результаты сранвнения в диапазоне температур 700−900 оС приведены на Рис. 4.
Рис. 4. Зависимость модуля синтез-газа от концентрации диоксида углерода при различных соотношениях H2O/CH4 в сравнении с зависимостями соответствующими термодинамическому равновесию при давлении 5 атм для температур 700 и 900 С.
При этом во время экспериментов с соотношением СН4/Н20=1/0.9 наблюдалось коксообразование, усиливающееся со снижением концентрации диоксида углерода в исходной смеси.
Уменьшение концентрации водяного пара в сырьевой смеси приводит к снижению модуля синтез-газа приближая показатели к показателям соответствующим термодинамическому равновесию, что свидетельствует о снижении влияния реакции водяного сдвига. При сохранении концентрации водяного пара не ниже соотношения СН4/Н20=1/1. 05 образования кокса на катализаторе не наблюдалось.
В ходе работы удалось смоделировать процесс получения синтез-газа с модулем Н2/С0=1. 0−5. 0, что подтверждает возможность использования стандартных катализаторов паровой конверсии в процессе получения синтез-газа варьируемого состава. Полученные зависимости соотношения водорода к моноксиду углерода хорошо соотносились с рассчитанными данными, что позволяет сделать вывод о достаточной точности термодинамических расчетов и возможности использования выбранных оптимальных сырьевых составов для получения синтез-газа для производств метанола и синтетических углеводородов. Низкие степени конверсии метана и диоксида углерода свидетельствуют о недостаточной каталитической активности катализатора, что могло быть вызвано высокой долей инерта в реакционной смеси, а также высокой объемной скоростью подачи реагентов. Снижение концентрации азота до 5% по исходной газовой смеси с одновременным снижением объемной скорости подачи сырья по метану до 2000 ч-1 привело к значительному повышению степени конверсии метана до 96% и снижению доли примесей до 12% об. при соотношении Н2/С0=2. 24.
Полученные данные позволяют сделать вывод о возможности использования стандартного промышленного катализатора как катализатора
процесса пароуглекислотной конверсии метана при давлении 5 атм. и температуре не ниже 800 0С в процессе получения синтез-газа для производств метанола и синтетических углеводородов. Такие параметры процесса обеспечивают возможность проведения пароуглекислотной конверсии газообразных углеводородов низкого давления в синтез-газ с его дальнейшим компримированием перед стадией получения синтетических топлив.
Список литературы:
1. Арутюнов В. С. Прямое окисление углеводородных газов в оксигенаты: современное состояние и перспективы промышленной реализации // Газохимия в XXI веке. Проблемы и перспективы под. ред. проф. А. И. Владимирова ичл. -корр. РАН А. Л. Лапидуса: сб. научн. тр. М. :Нефть и газ, 2003. 288 с.
2. Книжников А., Пусенкова Н. Проблемы и перспективы использования нефтяного попутного газа в Росии// Экология и энергетика. Международный контекст. 2009. № 1. [электронный ресурс] - режим доступа — www. wwf. ru/data/news/5450/poputnygaz. pdf
3. Choudhary V. R, Mondai K. C. // Appl. Energy 2006. V. 83. P. 1024.
4. Demidov D. V., Mishin I. V., Mikhailov M. N. // International Journal of Hydrogen Energy, May 2011, P. 5941−5950.
5. Jeong J. H., Lee J. W., Seo D. J., Seo Y. K., Yoon W. L., Lee D. K. et al. // Appl. Catal A. 2006. V. 302. P. 151.
6. Li D., Atake I., Shishido T., Oumi Y., Sano T., Takehira K. // J. Catal. 2007. V. 250. P. 299.
7. Li D., Shishido T., Oumi Y., Sano T., Takehira K. // Appl. Catal A. 2007. V. 332. P. 98.

ПоказатьСвернуть
Заполнить форму текущей работой