Содержание к диссертации
Введение
Глава 1. (Литературный обзор) Получение синтез-газа для технологий GTL . 13
1.1. Технологии GTL 13
1.2. Получение синтез-газа путем газификации угля 3 8
1.3. Получение синтез-газа из природного и попутного газа 40
Глава 2. Методика проведения эксперимента 68
Глава 3. Модернизированная установка конверсии метана 70
3.1. Конструкция установки 71
3.1.1. Расчет параметров установки 80
3.1.1.2. Аэродинамические расчеты 82
3.1.1.3. Расчет на прочность 86
3.1.1.4. Расчет процессов теплопередачи 88
3.2. Технические параметры осуществления процесса 92
Глава 4. Экспериментальные данные 94
Обсуждение результатов 109
Выводы 116
Список литературы 117
- Получение синтез-газа путем газификации угля
- Получение синтез-газа из природного и попутного газа
- Расчет параметров установки
- Расчет процессов теплопередачи
Введение к работе
Актуальность работы. Современные требования к экологическим нормам при добыче нефти препятствуют сжиганию попутного нефтяного газа на факелах. Все увеличивающиеся масштабы добычи природного газа приводят к снижению давления в газоносных пластах и возникновению низконапорных месторождений, добыча газа на которых становится нерентабельной. В результате возникает необходимость создания современных технологий утилизации природного и попутного нефтяного газа посредством переработки его в жидкие углеводороды (GTL).
На первых этапах таких разработок применяются лабораторные реакторы синтеза жидких углеводородов малого размера, которые могут использовать синтез-газ из баллонов. Однако последующие этапы разработки технологий GTL требуют использования лабораторных, а впоследствии и опытно-промышленных реакторов с объемом зоны реакции от нескольких сотен миллилитров до нескольких десятков литров. Необходимость проведения лабораторных и опытно-промышленных исследований на больших реакторах определяется тем, что процесс синтеза жидких углеводородов сопровождается значительным выделением тепла, а используемые катализаторы имеют узкий диапазон рабочей температуры и, при перегреве, теряют активность. Проектирование промышленных реакторов синтеза жидких углеводородов сводится к определению таких геометрических размеров реактора и параметров его работы, при которых перепады температуры в зоне реакции не будут превышать максимально допустимых.
Математическое моделирование процесса теплопередачи в слое катализатора всегда базируется на экспериментальных данных, для получения которых необходимо использовать лабораторные и опытно-промышленные реакторы достаточно больших размеров.
При работе с такими реакторами потребление синтез-газа может составлять от нескольких сотен литров до нескольких десятков кубометров в час, что проблематично при использовании газа из баллонов.
Получение синтез-газа в поршневых или реактивных двигателях имеет существенный недостаток, поскольку принцип их работы основан на парциальном окислении метана воздухом, то содержание синтез-газа в получаемом продукте не может превышать 60%.
Из всего этого очевидна актуальность разработки лабораторного и опытно-промышленного метода получения синтез-газа паровой и пароуглекислотной конверсией метана с достаточной производительностью по синтез-газу.
Получаемый при этом синтез-газ должен быть, по своему составу, пригоден для синтеза жидких углеводородов без дополнительной корректировки его состава.
Актуальным является изучение влияния параметров работы установки паровой и пароуглекислотной конверсии метана на состав получаемого синтез-газа, а также отклонения значения этих параметров от теоретически рассчитаных.
Цель и задачи работы. Целью работы является усовершенствование метода получения синтез-газа путем паровой и пароуглекислотной конверсией метана.
Для достижения этой цели в диссертации необходимо было решить следующие задачи:
усовершенствовать схему установки для эффективного метода получения синтез-газа паровой и пароуглекислотной конверсией метана;
оптимизировать схему движения материальных потоков в системе для достижения гомогенности исходной газовой смеси поступающей в зону конверсии;
разработать конструкцию реактора паровой и пароуглекислотнои конверсии метана, позволяющую получать синтез-газ, по составу пригодный для синтеза жидких углеводородов без дополнительной корректировки его состава;
изучить влияние состава исходной газовой смеси и температурных режимов процесса на состав получаемого синтез-газа;
оптимизировать параметры процесса.
Научная новизна работы:
усовершенствована схема движения материальных потоков в системе для достижения гомогенности исходной газовой смеси позволяющая сократить время от момента нагрева углеродосодержащих газов до их входа в слой катализатора конверсии до 0,1 - 0,2 секунды, что снижает сажеобразование,
установлено, что усовершенствованный метод получения синтез-газа позволяет обеспечить производительность, достаточную для обеспечения работы как лабораторных, так и опытно-промышленных установок GTL при составе синтез-газа не нуждающемся в дополнительной корректировке,
впервые сконструирован и испытан реактор паровой и пароуглекислотнои конверсии метана со встроенным в него прямоточным парогенератором.
Практическая значимость работы.
Практическое значение работы заключается в том, что в результате разработан усовершенствованный метод получения синтез-газа паровой и пароуглекислотнои конверсии метана с составом пригодным для широкого спектра углеводородного синтеза.
Разработан лабораторный и опытно-промышленный метод получения синтез-газа с широким диапазоном соотношений Н2: СО от 1,6 до 4,6 при
низком содержании (менее 8,5%) суммарного количестве СО2 и СГЦ в получаемом синтез-газе.
Разработанный метод, при его масштабировании, позволит создавать установки с производительностью по синтез-газу от 200 до 100 000 литров в час, что позволит применять его в лабораторных и опытно-промышленных установках GTL. Состав получаемого синтез-газа позволяет использовать его для синтеза жидких углеводородов из Н2 и СО без дополнительной корректировки.
Апробация работы. Результаты работы докладывались на:
Втором международном газохимическом форуме IGCF'10. Ханты-Мансийск, март 2010 года г.;
Научном семинаре по газохимии в Российском Государственном Университете нефти и газа им. И.М. Губкина, июнь 2010г.
Публикации. По теме диссертации опубликовано 3 научных статьи в журналах, входящих в список ВАК России, 2 тезиса докладов, 1 патент на изобретение Российской Федерации.
Получение синтез-газа путем газификации угля
Реакция оксосинтеза (иначе называемая реакцией гидроформилирования), заключается в присоединении к молекуле олефина окиси углерода и водорода с образованием альдегида, содержащего на один атом углерода больше, чем исходный углеводород.
Процесс оксосинтеза получил широкое распространение. Развитию процесса оксосинтеза способствует то, что он основан на использовании весьма доступного нефтяного олефинового сырья и позволяет получать большое количество кислородсодержащих соединений.
Продукты оксосинтеза в большом количестве применяются в лакокрасочной промышленности, в производстве пенопластов, пластификаторов, моющих средств, полиолефинов, химикатов, красителей, а также в горной, металлургической, фармацевтической, легкой промышленности и других отраслях народного хозяйства.
Перспективы развития ряда химических производств на базе альдегидов весьма значительны. Из альдегидов могут быть получены первичные спирты, кислоты, альдегидоспирты или непредельные альдегиды с удвоенным и утроенным (по сравнению с исходным альдегидом) числом углеродных атомов, сложные эфиры, многоатомные спирты и другие продукты.
Основными факторами, определяющими успещное протекание реакции карбонилирования, являются давление 30—300 атм, температура 120—170 С, отношение окиси углерода к водороду в исходном газе (СО : Нг), равное 1:1 — 1 : 2 и концентрация катализатора (карбонилов кобальта) 0,15—0,30%.
Реакция присоединения окиси углерода и водорода к олефинам протекает в жидкой фазе в присутствии карбонилов кобальта или родия и сопровождается значительным тепловыделением [44].
Прямое превращение природного газа в жидкие углеводороды на модифицированных цеолитах. Одним из возможных направлений переработки природного и попутного газа является их прямое превращение в ароматические углеводороды на цеолитосодержащих катализаторах. В настоящее время разработаны каталитические системы, в которых может происходить одностадийный процесс превращения алканов С2 - С4 в ароматические углеводороды [45 - 47]. Наиболее эффективным катализатором процесса ароматизации низших алканов являются модифицированные цеолиты семейства пентасил. В отдельных научных публикациях содержатся сведения, по которым введение в катализатор таких металлов как Pd, Zn, Pt и Си улучшают показатели процесса [48 - 50].
Процесс прямого превращения природного, или попутного газа в жидкие углеводороды на модифицированных цеолитах протекает при температурах 500-750 С. Степень конверсии природного газа находится в пределах 26 -33,3%, а выход ароматических углеводородов достигает 26,6% [51]. Процесс находится в стадии лабораторных исследований.
Все процессы химической переработки природного газа (за исключением 4) не являются прямыми и проводятся в несколько стадий, первой из которых является получение синтез-газа - смеси водорода и оксида углерода.
Первым, и самым дорогостоящим этапом технологии GTL, является получение синтез-газа, которое осуществляется конверсией попутного или природного газа. Стоимость блока конверсии по разным оценкам составляет 45 - 60 % от общей стоимости всей установки переработки попутного или природного газа в жидкие углеводороды [1].
Впервые синтез-газ был получен еще в XVIII веке. Только в XX веке его начали использовать для синтеза углеводородов и кислородосодержащих соединений. 1.2. Получение синтез-газа путем газификации угля.
Первым способом получения синтез-газа была газификация каменного угля, которая была осуществлена в Англии: 1699, Дин Клейтон получил газ в результате экспериментов по пиролизу угля. 1788, Роберт Гарднер получил первый патент, связанный с газификацией угля. 1792, первое коммерческое использование генераторного газа. Мюрдок использовал газ, полученный из угля, для освещения комнаты в своем доме. Начиная с этого момента, газ из угля многие годы использовался для освещения, приготовления пищи и обогрева. 1812, первый завод по производству газа из угля для освещения Лондона. 1840, во Франции изготовлен первый коммерческий газогенератор. 1861, прорыв в технологии газификации связан с разработкой газогенератора Сименса. Первая успешная установка. 1878, газогенераторы успешно использовались с двигателями для получения механической энергии. 1901, J.W. Parker испытал пассажирское движущееся средство с двигателем на генераторном газе. В течение 1901-1920 были проданы многие установки газогенератор-двигатель для получения механической и электрической энергии 1926, Германия, лишенная доступа к нефтяным источникам и располагавшая значительными запасами ископаемого угля, была вынуждена искать пути его превращения в жидкое топливо. Эта проблема была решена путем синтеза углеводородов из монооксида углерода и водорода, который называется с тех пор синтезом Фишера-Тропша по имени ученых, его реализовавших.
Получение синтез-газа из природного и попутного газа
Разновидностью процесса двухступенчатой паровоздушной или парокислородной конверсии, построенной по принципу авто-термичности процесса, является утилизационная схема конверсии. Отличительной чертой этого способа является то, что процесс паровой конверсии в трубчатом реакторе ведут только за счет утилизации тепла технологического потока, выходящего из шахтного реактора. Для обеспечения автотермичности процесса в шахтный реактор подают технический кислород или обогащенный кислородом воздух. Такое техническое решение позволяет разгрузить реакционные трубы от одностороннего давления, так как греющим агентом выступает тот же поток, что и проходит через реакционные трубы.
В данной системе количество передаваемого тепла в трубчатой печи является ограниченной величиной, зависящей от количества и температуры, конвертированного газа, выходящего из шахтного реактора. Эта величина, в свою очередь, зависит от количества тепла, передаваемого в трубчатой печи. Такая жесткая связь разрывается регулированием подачи кислорода в смеситель шахтного реактора вместе с технологическим воздухом. Схема отделения конверсии представлена на рис. 12.
Принципиальная схема отделения конверсии. Методика расчета процесса двухступенчатой конверсии по утилизационной схеме может быть разбита на три этапа. На первом этапе расчета обе ступени конверсии рассматриваются совместно, и мы имеем дело с «черным ящиком», у которого есть два входа, т. е. характеристики потока исходной парогазовой смеси и кислородовоздушной смеси (КВС), а также выход — конвертированный газ на выходе из межтрубного пространства трубчатой печи.
При этом на систему накладывались два ограничения — остаточное содержание метана и соотношение (Нг + СО) : N2 по объему в сухом конвертированном газе после шахтного конвертора, которые должны быть заданы. На данном этапе рассчитывается состав и температура газа на выходе из второй ступени конверсии, а также объем кислородовоздушной смеси на входе в реактор.
На втором этапе расчета осуществляется проверка сходимости теплового баланса и расчет процентного содержания кислорода в кислородовоздушной смеси. Затем (третий этап) определяется температура и состав конвертированного газа на выходе из трубчатой печи из условия теплового баланса второй ступени конверсии.
Существенное влияние на температуру конвертированного газа на выходе из трубчатой печи оказывает также давление процесса. [88]
Некоторые технологические аспекты паровой и углекислотной конверсии метана. Следует отметитъ, что исходное для получения синтез-газа сырье, природный газ или легкие углеводороды обычно содержит серосодержащие компоненты [сероводород (H2S), серооксид углерода (COS), сероуглерод (CS2) и различные меркаптаны (С„ Н 2n+i -SH)], которые должны быть предварительно удалены, поскольку они являются ядами для катализатора конверсии. В промышленности используются три группы методов очистки газа от серосодержащих компонентов: абсорбционные, адсорбционные и каталитические.
Абсорбционные методы можно разделить на три группы, в зависимости от природы взаимодействия абсорбируемых компонентов с активной частью абсорбента: Процессы физической абсорбции, в которых извлечение кислых компонентов происходит за счет их растворения в органическом абсорбенте. Хемосорбционные процессы - основанные на химическом взаимодействии сероводорода с активной частью абсорбента. Физико-химические процессы - использующие смесь физического абсорбента с химическим. Промышленная установка паровой и пароуглекислотной конверсии природного газа обычно включает от 40 до 400 труб из жаропрочных сплавов, полученных методом центробежного литья (длина труб 6 - 12 м, диаметр 70-160 мм, толщина стенок 10-20 мм), которые установлены вертикально в печи. Трубки заполняются катализатором, обычно формованным в виде небольших цилиндров или колец Рашига. Реактор обогревается газовыми горелками, расположение которых варьируют в зависимости от мощности реактора и конструктивного решения компоновки печи.
Тепловой поток, подводимый к трубкам с катализатором - главный фактор, определяющий размер установки риформинга и, соответственно, капиталовложения. В установках паровой конверсии природного газа для получения как Н2, так и СО + Нг или СО обеспечивается тепловой поток проходящий через стенки труб реактора к слою катализатора плотностью 87 кВт/ м и выше [89]. При таких больших тепловых потоках перепад температуры на стенке трубы с катализатором составляет более 40 С.
Отходящие дымовые газы (после обогрева реактора), проходят через рекуперативные экономайзеры, где происходит передача тепловой энергии подаваемым в реактор конверсии газам и воде.
Дальнейший технологический маршрут синтез-газа зависит от выбранного процесса его вторичной переработки (синтез ФТ, синтез метанола, получение Нг, СО, оксосинтез, синтез аммиака и т.д.).
Все вышеизложенное касается промышленных установок конверсии природного газа, коструктивное решение которых на сегодняшний день достаточно хорошо отработано.
Плазмохимическая технология, основана на использовании низкотемпературной плазмы. В плазмохимической технологии различают два принципиально различных направления, в соответствии с тем, что плазма при данном давлении может быть квазиравновесной, т. е. характеризуется максвелл-больцмановским распределением частиц по энергиям и единой для всех частиц температурой, и неравновесной, описываемой несколькими температурами для частиц разной массы или для разных типов их движения.
Квазиравновесные плазмохимические процессы реализуют при температурах 3000-10000К и давлениях порядка атмосферного (или выше). Высокие скорости плазмохимических процессов (их времена от 0,1 до 10 мс) позволяют существенно уменьшить размеры оборудование. Как правило, такие процессы легко управляются и оптимизируются.
Расчет параметров установки
Технический результат достигается тем, что реактор снабжен четырьмя нагревателями, размещенными вокруг корпуса, а также перфорированной перегородкой, разделяющей зоны смешивания газов и каталитической конверсии, причем канал подачи воды и водяного пара выполнен в виде спирального канала, являющегося прямоточным парогенератором, примыкающего к внутренней поверхности корпуса в нижней его части.
Нагрев реактора до нужной температуры осуществляется электронагревателями, расположенными на внешней поверхности кожуха реактора. Нагревателей должно быть не менее 2, т.к. температура в реакторе в зоне смешения и до нее не должна превышать 550 С. А температура в зоне катализатора должна быть 800 - 950 С. Поэтому нагреватель нижней части реактора нагревает ее до 550 С, а один, или несколько нагревателей верхней части реактора должны нагревать его до температуры 800 - 950 С.
При этом, канал подачи воды и водяного пара, расположенный по спирали на внутренней поверхности корпуса реактора обеспечивает равномерный нагрев подаваемой воды, которая, превращаясь в перегретый пар, также обеспечивает равномерность нагрева и управляемый теплоперенос.
Реактор состоит из корпуса 1, расположенного вертикально и разделенного перфорированной перегородкой на зону смешивания реакционных газов 3 и зону реакции 7 заполненной слоем катализатора. Реактор снабжен впускным патрубком 5 для подачи смеси углеводородного газа и углекислого газа и впускным патрубком 4 для подачи воды и выпускным патрубком 8 для отвода продуктов реакции. Вокруг корпуса 1 расположены нижний нагреватель камеры смешения 9 и части нагреватели зоны реакции 10. Внутри корпуса расположен чехол 6 для термопар.
В нижней части зоны смешения размещен конический распылитель. Реактор работает следующим образом. Смесь метана и диоксида углерода подается через входной патрубок в конический распылитель в зону смешения 3. Направление подачи смеси в зону смешения - под углом к оси. Температура смеси углеводородного газа и диоксида углерода на входе в зону смешения не должна превышать 500С, в противном случае может начнется коксование.
Вода подается через патрубок 4 в виде спирального канала в зону смешения 3. Проходя по спиральному каналу, вода выкипает, а образовавшийся перегретый пар нагревается до температуры 650 - 750 С. Геометрические размеры спирального канала рассчитываются таким образом, чтобы линейные скороети движения перегретого пара и смеси диоксида углерода и метана были близки по значению с целью улучшения перемешивания исходной газовой смеси.
Доведение температуры смеси углеводородных газов и диоксида углерода до нужной температуры 450 - 550 С осуществляется за счет тепловой энергии перегретого пара, до смешения с перегретым паром углеродосодержащая газовая смесь находится при температуре ниже температуры, при которой может начинаться выделение свободного углерода.
Из зоны смешения 3 реакционный газ (смесь углеводородного газа, диоксида углерода и паров воды) подается через перфорированную перегородку непосредственно в слой катализатора 7. Реакция конверсии (риформинга) протекает в зоне реакции 7.
Полученный в результате конверсии газ (смесь водорода и моноокиси углерода) отводится через выпускной патрубок 8. Реактор данной конструкции обеспечивает протекание реакции конверсии при оптимальных режимах, что обеспечивает высокий выход конечных продуктов.
Скорость взаимодействия метана с водяным паром и диоксидом углерода без катализатора чрезвычайно мала. В промышленных условиях процесс ведут в присутствии катализаторов, которые позволяют значительно ускорить реакции конверсии при соответствующем избытке окислителей, что позволяют исключить протекание реакции: СН4 = С + 2Н2.
Катализаторы отличаются друг от друга не только содержанием активного компонента, но также видом и содержанием других составляющих — носителей и промоторов. Наибольшей каталитической активностью в данном процессе обладают никелевые катализаторы на носителе — глиноземе (AI2O3). Никелевые катализаторы процесса конверсии метана выпускают в виде таблетированных и экструдированных колец Рашига. Так, катализатор ГИАП-16 имеет следующий состав: 0,25 NiO, 0,57 А1203, 0,1 СаО, 0,08 MgO.
Срок службы катализаторов конверсии при правильной эксплуатации достигает трех лет и более. Их активность снижается при действии различных каталитических ядов. Никелевые катализаторы наиболее чувствительны к действию сернистых соединений. Отравление происходит вследствие образования на поверхности катализатора сульфидов никеля, неактивных по отношению к реакции конверсии метана и его гомологов. Отравленный серой катализатор удается регенерировать в определенных температурных условиях при подаче в реактор чистого газа. Проблема отравления катализатора соединениями серы имеет место в промышленных установках. Для установок лабораторных возможно использовать метан не содержащий сернистых соединений. Активность зауглероженного катализатора можно восстановить, обрабатывая его водяным паром.
В качестве катализатора в данной работе был выбран НИАП-03-01 (ТУ 113-03-00209510-93-2002). Оптимальная геометрическая форма (рис. 20) данного катализатора обеспечивает; высокую удельную объемную активность слоя за счет увеличения поверхности гранул и ее стабильность при эксплуатации; высокую порозность слоя и низкий перепад давления ; минимальную температуру стенок труб за счет улучшения радиального теплообмена в трубах при высокой порозности и активности слоя катализатора; хорошую сыпучесть катализатора, повышающую плотность загрузки труб. Улучшенная пористая структура катализатора обеспечивает: увеличение активности и длительности пробега катализатора; увеличение термической стабильности активного компонента. Эти преимущества позволяют продлить срок службы катализатора и труб, а также, при необходимости, увеличить производительность трубчатой печи и снизить энергозатраты. НИАП-03-01 имеет высокую термостойкость и выдерживает без разрушения не менее 200 термоударов (1000С - комнатная температура). [111] Внешний вид и геометрическая форма катализатора НИАП-03-01 представлена на рис. 20.
Расчет процессов теплопередачи
Общее рассмотрение полученных нами экспериментальных результатов показывает, что предложенный метод получения синтез-газа можно использовать как для лабораторных, так и для опытно-промышленных установок синтеза жидких углеводородов в широком диапазоне производительности по конечному продукту.
При разработке технологии пароуглекислотной конверсии метана в качестве катализатора риформинга углеводородов был выбран НИАП-03-01, См. стр. 71-73. Данный выбор был обусловлен, прежде всего, доступностью катализатора отечественного производства. Приобрести импортный катализатор паровой конверсии метана в малых количествах у ведущих мировых производителей, таких как Haldor Topsoe, Johnson Matthey Catalysts или Katalko оказалось затруднительно.
Для оценки мольных соотношений СН4/Н2О/ СО2 для процесса пароуглекислотной конверсии метана были проведены термодинамические расчеты, по принципу минимизации энергии Гиббса.
Значения температур при расчетах принимались 800 С, 900 С и 1000 С соответственно. Рабочее давление было выбрано 5 атм. Термодинамические расчеты показали, что для вышеуказанного рабочего давления соотношения СН4/ Н2О/ СО2 находятся в пределах 1 : 1,05 - 1,3 : 0,42 - 0,53 для температуры 800 С , 1 : 0,8 - 1,18 : 0,25 - 0,4 для 900 С , и 1 : 0,8 - 1,05 : 0,26 - 0,36 для 1000 С. См. табл. 12.
Для теоретической оценки состава получаемого в результате реакции конверсии метана синтез-газа были проведены расчеты состава смеси, получаемой в процессе пароуглекислотной конверсии метана при различных температурах для состава исходного сырьевого газа СН4 : Н2О : С02= 1.0; 1.13; 0.4. См. табл. 11. Расчеты показали, что приемлемое для синтеза Фишера-Тропша соотношение Н2 ; СО может быть получено при температуре конверсии более 800 С. Как видно из табл. 11 при температуре пароуглекислотной конверсии менее 800 С расчетное соотношение Нг ; СО становится больше 2,3 и быстро увеличивается с понижением температуры до величин 2,47 при 750 С и 3 при 600 С. Уменьшение же соотношения Н2 ; СО с повышением температуры конверсии выше 800 С происходит медленно и составляет 2,18 при 900 С 2,12 при 1000 С. Содержание метана в получаемом синтез-газе уменьшается с повышением температуры конверсии. Так при 850 С оно составляет 2,3%, а при 900 С всего 1%. Уменьшение содержания СО2 в получаемом синтез-газе, с повышением температуры конверсии так же наблюдается, но снижение происходит не так резко, как в случае с метаном. При 850 С содержание СО2 составляет 4,2%, а при 900 С всего 3,4%.
Для получения синтез-газа с содержанием балластных, для реакции синтеза составляющих смеси (СО2 + СНД необходимая температура конверсии должна быть не менее 850 С ( при которой суммарное содержание балластов составит 6,%) и более. Расчеты также показали, что повышение температуры конверсии более чем до 900 С принципиальных изменений в составе получаемой смеси не дают. См. табл. 11.
Рабочая температура в зоне реакции конверсии была выбрана 900 С. Одна из причин, по которой температура выбиралась не более 900”С связана с тем, что при более высоких температурах механические характеристики жаропрочных сталей, используемых для изготовление реактора конверсии, резко ухудшаются. По этой же причине рабочее давление было выбрано 5 атм. а не 20 - 30 атм, как в промышленных установках риформинга. В лабораторных и опытно-промышленных установка целесообразнее полученный при 5 атм. синтез-газ сжать с помощью компрессора до нужного для синтезе углеводородов значения 20 -30 атм, чем проводить процесс конверсии метана при высоком давлении. Такое решение будет менее экономичным, но более простым с инженерной точки зрения.
Температура в камере смешения подбиралась экспериментальным путем. Первый этап испытание технологии пароуглекислотной конверсии метана проводился в режиме stop-and-go при температуре 900 С в зоне реакции, температуре в камере смешения 450 С и давлении 5 атм.
Состав исходной смеси СН4: Н2О: СО2 менялся в диапазоне от 1:1,16:0 т.е. чисто паровой конверсии метана, до пароуглекислотной конверсии с составом 1: 1,6 : 1. Этот эксперимент проводился для оценки диапазона возможного состава получаемого синтез-газа.
Испытание технологии пароуглекислотной и паровой конверсии метана при каждом составе реакционной смеси проводили в течение 6 часов.
Результаты экспериментов (см. табл.14) показали, что с использованием предлагаемой технологии и оборудования, возможно получать синтез-газ с соотношением Н2 : СО от 1,6 до 4,6. Этот диапазон соотношения позволяет использовать получаемый синтез-газ для большинства лабораторных технологий получения СЖУ.
При соотношении СН4 : СО2 в исходной смеси более чем 0,4 получаемый синтез-газ имел слишком малое значение отношения Н2 : СО (1,8 см. табл. 14) для использования получаемого синтез-газа для процесса синтезе Фишера-Тропша.
Следующим этапом экспериментов была проверка стабильности работы установки в режиме stop-and-go при одних и тех же параметрах. Испытания проводились в течение 7 рабочих дней при рабочей температуре 900С, давлении 5 атм и составе исходной смеси СН4 : Н2О ; СО2 = 1 : 1 : 0,4. Время, необходимое для выхода установки на рабочий температурный режим составляло 3,5 часа. Время проведения каждого эксперимента составляло 6 часов.
Результаты экспериментов показали (см. табл. 15), что в получаемом синтез-газе соотношение Н2 : СО менялось в диапазоне от 1,9 до 2,2, при среднем его значении 2,07. Максимальное отклонение от среднего значения не превышало 6,8%. Такое незначительное колебание в составе получаемого синтез-газа можно считать удовлетворительным и объяснить как погрешностями измерений так и тем, что при работе в режиме stop-and-go катализатор подвергается термическим ударам и подвергается частичному разрушению.
Похожие диссертации на Эффективный метод получения синтез-газа паровой и пароуглекислотной конверсии метана
