автореферат диссертации по химической технологии, 05.17.01, диссертация на тему:Оптимизация каталитических процессов получения технологического газа в производстве аммиака

Московский ордена Ленина н ордена Трудового Красного Знамени химико-технологический институт имени Д. И. Менделеева

На правах рукописи

ЛЕБЕДЕВ МИХАИЛ АЛЕКСАНДРОВИЧ

ОПТИМИЗАЦИЯ КАТАЛИТИЧЕСКИХ ПРОЦЕССОВ ПОЛУЧЕНИЯ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО ГАЗА В ПРОИЗВОДСТВЕ АММИАКА

05.17.01. — Технология неорганических веществ

АВТОРЕФЕРАТ

диссертации на соискание ученой степени кандидата технических наук

Москва — 1992

Работа выполнена на кафедре «Машины и аппараты химических производств» Тольяттинского политехнического института.

Научный руководитель — доктор химических наук, профессор В. П. Щукин.

Официальные оппоненты: доктор технических наук, профессор В. Н. Писаренко, кандидат технических наук, старший научный сотрудник Ю. Л. Вяткин."

Ведущее предприятие — ПО «Купбышевазот», г. Тольятти.

Защита диссертации состоится ^ с<

у

1992 г. в // час. на заседании специализированного совета Д 053.34.10 в Московском химико-технологическом институте _им. Д. И. Менделеева в ауд.&з¡¿ФАМ (125190, г.* Москва, А-190, Миусская пл., 9)( ]}

С диссертацией можно ознакомиться в научно-информационном центре Московского химико-технологического института им. Д. И. Менделеева.

Автореферат разослан :>( ¡Ли^я/;,]? 1992 г.

Ученый секретарь . специализированного совета

И. Н. К А МЕН ЧУ к

i ;, . : . ОБЩАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА РАБОТЫ

Згдэл"" 1

:%гл?.ц^Актуальность проблемы. В настоящее время мировое прои-в.д-"™"ство а'зотных удобрений достигло 120 млн т в год, далее ожидается рост потребления азотных удобрений примерно на 5 % в год. Основой азотных удобрений является аммиак. Четверть выпускаемого в мире аммиака производит наша страна, большую часть которого отечественная азотная ирмышленность вырабатывает на современных агрегатах мощыюстью 450 тыс. т в год, построенных по энергогехнологической схеме. Рост потребления продукции азотной .промышленности требует дальнейшего совершенствования производства аммиака и поиска путей рационального использования сырьевых и энергетических ресурсов. В этих условиях весьма актуальны исследования направленные на глубокий теоретический анализ основных стадий производства аммиака, и оптимизацию' действующих агрегатов.

Цель работы - установление зависимости выхода продуктов двухступенчатой паровоздушной конверсии природного газа от перераспределения нагрузки между первичным и вторичным риформин-гом метана. Определение оптимальных режимов проведения процесса конверсии метана с модернизированным шахтным реактором, использующим природный газ в качестве топлива.

Научная новизна. Разработана математическая модель шахтного реактора вторичного риформинга метана, включающая в себя расчет „гидродинамических характеристик потоков в гомогенной зоне и расчет температурных и концентрационных полей в слое .катализатора. Определены оптимальные термодинамические режимы проведения вторичного риформинга метана с использованием природного газа в качестве источника энергии. Разработана конструкция шахтного реактора, позволяющая сжигать природный газ в ■среде, содержащей водород, посредством локализации зоны горения кольцевым потоком пара.

фактическая ценность работы. Предложен способ проведения двухступенчатой паровоздушной конверсии природного газа с бай-нясной подачей на вторичный риформннг метана, который может быть использован как дополнительное сырье для конверсии, так и в качестве источника получения энорпш. Созданы и внедрены в

производство компьютерные программы, позволяющие установить оптимальные условия проведения каталитических процессов получения технологического газа в условиях повышения выработки аммиака или экономии энергосырьевых рессурсов.

Апробация работы. Результаты работы представлены на Всесоюзной конференции " Химреактор - 10 " ( Тольятти, 1989 г.) и Российской: научно-практической конференции "Очистка газовых выбросов промышленных предприятий" (Тольятти,-1990 г.).

Публикации. По теме диссертации опубликовано 4 работы и получено положительное решение о выдаче а.с. по заявке Л

4832415/26.

Структура и объем работы. Диссертация состоит из введения, пяти глав, выводов, списка используемой литературы, приложений. В работе содержится 16 рисунков, 23 таблиц. Список литературы' включает 115 наименований работ отечественных, и зарубежных авторов. Обндай объем работы 124 с. машинописного текста.

ОСНОВНОЕ СОДЕРЖАНИЕ РАБОТЫ

Первая пава представляет собой обзор отечественных й за-рубежнах работ о каталитических процессах получения технологического газа для производства аммиака. В литературном обзоре кратко освещены вопросы физико-химических основ конверсии метана, рассмотрены промышленные никелевые катализаторы и их технологические характеристики. Приведены кинетические уравнения, используемые''при расчете скорости конверсии метана с водяным паром, показаны основные принципы переработки природного газа.

К наиболее распространенному способу получения технологического газа относится двухступенчатая паровоздушная конверсия природного газа с последующей конверсией оксида углерода. Природный газ перед проведением паровой каталитической конверсии очищают от сернистых соединений, затем смешивают с водяным паром и направляют в печь первичного риформинга, где в трубчатых реакторах на никелевом катализаторе протекает эндотермическая реакция взаимодействия метана с водяным паром. Тепло, необходимое для проведения этой реакции, получают сжиганием в мектруб-

ном пространстве природного газа. Остаточное содержание метана в конвертированном газе на выходе из трубчатой печи поддерживают 9-1I обЛ (сухого газа).

Доконверсию остаточного метана проводят в шахтном реакторе. Там же с технологическим воздухом вводят необходимое для синтеза аммиака количество азота. Тепловую энергию для проведения вторичного риформинга получают сжиганием в гомогенной зоне реактора части водорода, образовавшегося в печи первичного риформинга.

К недостатку этого процесса можно отнести то, что количество воздуха, подаваемого в шахтный реактор, и содержание остаточного метана в конвертированном rase на выходе из печи первичного риформинга жёстко связаны требованиями к составу конвертированного газа на выходе из реактора вторичного риформинга. В этом случае не удается более рационально перераспределить нагрузку между стадиями.

Другим недостатком двухступенчатой паровоздушной конверсии метана является то, что в гомогенной зоне шахтного реактора для проведения процесса необходимое тепло образуется в основном за счет реагирования водорода с кислородом воздуха. При этом количество сгоревшего водорода составляет 'более 20 % от . образовавшегося в печи первичного риформинга. Использование водорода в качестве топливного газа в шахтном реакторе - экономически неоправдано Для этих целей целесообразней использовать, более дешевый природный газ.

Для снятия жесткой связи первичного и вторичного риформинга по остаточному содержашго метана и более эффективного использования возможности вторичного риформинга предлагается,ввести в схему линию байпасной подачи природного газа непосредственно в шахтный реактор.

Газпрошедший сероочистку, делят на,два потока. Первый шток смешивают с паром в пропорциях I : 3,6 и направляют в трубчатую печь на паровую конверсию, а второй - направляют в шахтный реактор, где происходит докопверсия остаточного метана, содержащегося в конвертированном газе, выходящего из печи иервичного риформинга.

• Введение байпасной линии природного газа в схему двухступенчатой паровоздушной конверсии метана позволит при той же производительности процесса снизит^ расход пара, идущего на

смешение с пригодным газом. Кроме этого, байпасной подачей природного газа можно увеличить производительность процесса.

Использование природного газа в качестве топлива на вторичном риформинге затруднено тем, что скорость реагирования водорода с кислородом значительно выше скорости реакции метана с кислородом. Для решения этой проблемы разработан специальный смеситель метана с воздухом, позволяющий локализовать зону горения от проникновения водорода кольцевым потоком пара. В технологическую схему процесса дополнительно вводят линии подачи природного газа и пора в смеситель шахтного реактора.

Распределение газовых потоков в гомогенной зоне шахтного реактора выглядит следующим образом: по центральному каналу подается воздух, по коаксиально-расположенным каналам подается природный газ и пар, локализующий зону горения от проникновения водорода, содержащегося в конвертированном газе.

Введение указанных модификаций в традиционную схему двухступенчатой паровоздушной конверсии метана позволит существенно увеличить производительность процесса. При неизменной производительности подобная оптимизация процесса даст значительную экономию и-фа, идущего на разбавление исходного природного газа. В этом случае часть газа от общего расхода, предназначенного для подачи на первичный риформинг, необходимо направить по обводной лиши минуя паровую конверсию, количество природного газа, идущего на смешение с паром уменьшится, что при неизменном соотношении пар:газ приведет к уменьшению расхода пара.

Дялее рассматриваются процессы средне- и низкотемпературной конверсии оксида углерода, используемые марки промышленных катализаторов и их техническая характеристика. Приведены кинетические функции, используемые для расчета скорости конверсии оксида углерода. Показаны оптимальные условия проведения этих процессов.

Расмотрен также процесс тонкого каталитического окисления оксида углерода, применение которого позволяет улучшить технико-экономические показатели аммиачного производства за счет увеличения выработки аммиака или экономии исходного сырья при сохранении уровня производства продукта. На I моль окисленного оксида углерода может бить получено дополнительно 4 моль аммиака или 155 аглмиака на 0,1% окисленного СО. Увеличение выхода аммиака достигается за счбт сокращения расхода водорода на гид-

рярованка (метагглрование) оксидов углерода и снижения содержания метана в азотоводородпой смеси, поступающей в цикл сш'теза аммиака. Образовавшийся диоксид углерода удаляется из газа на следукхцей технологической стада - очистки газа от 00^.

Кроме того, снижение нагрузки на метанатор способствует ловисению времени эксплуатации катализатора метанирования и достижению более-тонкой очистки газа от оксидов'углерода.

Здесь же отмечается, что вопросы оптимизации и определения оптимальных режимов.проведения рассматриваемых процессов разрешимы с помощью математического моделированиЛ.

Во второй главе-рассмотрен прйнщш построения математических моделей химических реакторов с неподвижным слоем катализатора. Согласно иерархии, моделирование химического реактора начинается с атомно-молекулярного и надмолекулярного уровней, далее рассматривается элемент слоя катализатора, сам слой и рак-тор в целом. Переход от уровня к. уровню осуществляется постепенно от одного масштаба к другому, пока не будет достигнут ■ масштаб промышленного- реактора.

В общем случае математическая-модель химического реактора должна состоять из кинетических уравнений, описывающих зависимость скорости отдельных реакций от .состава реагирующих веществ, температуры,и давления, из уравнений масео-теплообмена и гидродинамики и.т.д.

Рассматриваемые процессы вторичного риформинга метана, . средне- и низкотемпературной конверсии оксида углерода, а также процесс тонкого окисления СО проводят в реакторах с неподвижным слоем катализатора. Кинетический уравнения реакций, протекающих в этих процессах,- хорошо описвнч в литературе, поэтому математическая модель анализируемых реакторов рассматривается с элемента слоя катализатора, который описан квазигомогенной моделью.изотермического зерна шаровой формы. Эффективный коэффициент дифузии, входящий- в эту модель, определялся по методике,'.учитывающей гидродинамический стефановекий поток, возникающий из-за изменения в ходе химической решении числа молей, а также из-за различия коэффициентов диффузии реагирующих компонентов. • ■ •

Слой катализатор!)'описан недель» реактора идеального ьи-тоснония. Нпблюдюсмую скорость {«»кщш, в дидоорешщ-

алыше уравнения этой модели можно определить интегрированием значений скорост;; реакции по радиусу зерна катализатора. Гидродинамическое сопротивление слоя определялось по перепаду давления на отдельных участках.

Описание математических моделей сопровождается рассмотрением методов численного решения задач для зерна и слоя катализатора .

В третьей главе приводятся результата вычислительного эксперимента, проведенного по составленным моделям. Показаны оптимальные режимы для проведения двухступенчатой паровоздушной конверсии природного газа с байпасной подачей метана на вторичный риформшг, позволяющей оолее эффективно перераспределить 'нагрузку между стадиями. Определены оптимальные тоиливносырь-евые расходные коэффициент для процесса конверсии метана с модернизированным шахтным реактором.

Состав конвертированного газа на выходе из первичного ри-форминга определяли на действующем агрегате или из равновесной модели, которая включает в себя уравнение теплового баланса вторичного рифорформинга и условия равновесия основных реакций процесса. Эта модель служила так я:е для определения расхода воздуха и температуры на входе в слой катализатора, при этом для реактора с байласной подачей метана принимали, что в гомогенной зоне шахтного реактора с кислородом воздуха реагирует только водород.

Для нахождения температурных и концентрационных нолей в слое катализатора использовали кинетическую модель реактора идеального вытеснения.

Распределение температуры и концентраций реагирующих компонентов по слою катализатора шахтного реактора для оптимального режима показано на рис. I.

Оптимальную подачу дополнительного природного газа 11а вторичный риформшг определяли для двух режимов. Первый-это энергосберегающий, дающий экономию пара при неизменной производительности процесса, второй - это режим повышения производительности процесса. Критерием качества конвертированного .газа на выходе из шахтного реактора брались, требования технологического регламента агрегата АМ-76 (отношение (С0-»Н )/ N •= 3,05-3,1, остаточное содержание метана - 0,3 - 0,5 % ос. сухого газа).

Рис. I. Распределение температуры и концентраций реагирующих веществ в слое.катализатора шахтного реактора

Расчет модернизированного шахтного реактора проводили аналогичным образом. Температуру газовой смеси на входе в слой катализатора и расход метана как топлива определяли по равновесной модели, причем считалось, что в гомогенной зоне с кислородом воздуха реагирует только метан, подаваемый в смеситель.

Результаты оптимизации приведены в таблице I, которая отражает постадийный расход метана и пара и выход целевой газовой смеси (Н + СО). Для наглядности в таблице показан режим действующего агрегата с которым сравниваются два анализируемых режима.

Для схемы с Оайпасной подачей метана на вторичный рифор-минг расход природного газа и выход целевой газовой смеси (Н + СО) для энергосберегающего режима остается таким же как и при режиме действующего агрегата, однако за счет сокращения расхода природного газа на первичный риформинг на в % достигается экономия пара. Для режима повышения производительности

.Таблица I.

Расход сырья и выход.продукта при риформинге метана

Режим. I-реформинг 2-риформинг

Расход Дополнительная подача Выход смес (Н2 +' СО)

Метан ' Пар Метан Пар

нм3/ч от. вд. нм3/ч от. ед. нм3/ч от. ед. нм3/4 от. ед. нм3/ч от. ед.

Действующего •

агрегата АМ-76 36000 I 129600 I - - - - 125000 I

.Энергосберегающий:

I. С байпасной по-.

дачей метана 33000 0,92 117800 0,92 3000 0,08 - - 125000 I

2. С модернизацией.

шахтного реактора зоаоо 0,86 110800 0,85 5200 0,14 5000 0,03 125000 I

Повышение_произво-

дительности:

I. с байпасной по-

дачей метана 36000 I' 129600 ' I 3000 0,08 - - 135000 1,08

2. С модернизацией

шахтного реактора 36000 I 129600 ■ т 6200 0,16 6000 0,04 142000 1,14

У

процесса дополнительная подача ггрг.-'^юго газа на вторичный реформинг в размер-; о % от его расхода на технологию даст соот-ветсвующзе повышение выхода целевой газовой смеси.

Для схемы с модернизированным шахтным реактором общий расход природного газа, при равном выходе" продукта, для режимов дейсгвухщего агрегата и энергосберегающего, остается одина-накогшм, однако в последнем достигается экономия технологического пара за счет сокращения подачи природного газа на первичный риГормкнг на 14 %, при этом третью часть от немспользован-^ ного пара.необходимо направить в смеситель шахтного реактора.

Используя режим повышения производительности процесса молю на том же оборудовании дубиться увеличения выхода целевой газовой смеси (И + СО) на 14 %, при этом расход природного газа в качестве топлива вторичиого0 рпформинга составит 16 % от его подачи па технологию, а для предотвращения окисления водорода в гомогенной зоне потребуется 4 - Б % пара.

Состав конвертированного газа на выходе из реактора вторичного риформинга в рассматриваемых режимах, отличается от состава конвертированного газа, поступающего на конверсию оксида углерода режима действующего агрегата. Для проверки возчоя-ностей реакторов средне- и низкотемпературной конверсии оксида углерода просчитывали слой катализаторов этих реакторов для промышленных условий. Результаты расчетов показали, что требования технологического регламента к составу конвертированного таза на г?,'ходе из реь чтсрэ СПС- (остаточное содержания СО не более 0,55 % ,оо.) полностью глгсалглйтся.

В четвертой гласе рассматривается г,р;'н!ц:п-лальнзл возможное?! использования природного газа как тсплиьз на вторичном ри}''т"Л1нге. Метан, подаваемой в смеситель шахтного, реактора, реа::!рует в гомогенной зенз с кислородом воздуха, при этом зона горения локализуется кольцевым потоком пара от проникновения водорода. В этом случае очень важно знать динамические характеристики потоков в гомогеной зоне реактора. Необходимо проводить процесс' горения кзтана таким образом, чтобы большая часть кислорода успела прореагировать, преаде чем с.мешается с водородом. Для определения оптимальных динамических характеристик потоков, входящих в гомогенную зону иахтного реактора, была создана математическая модель протекающего процесса. Модель

включает в себя дифференциальные уравнения переноса количества движения (импульса) в направление длины и радиуса реатора, переноса массы и энергии. Уравнения переноса импульса не удобны для решения, они содержат производные от давления, распределение которого неизвестно. Для устранения этого неудобства вводятся переменные напряженности вихря и функции тока, которые зависят от скоростей. Уравнение импульса в направление длины дифференцируют по радиусу, а уравнение в направление радиуса -по длине и вычитают одно из другого, при этом давление исключается, а два уравнения объединяются в одно, которое используется для определения распределения напряженности вихря. Зная распределение значений напряженности вихря можно определить поля скоростей и давлений.

Полученное уравнение записано в канонической форме, позволяющей использовать его для определения функции смеси горючего, с окислителем. Эта функция вводится из предположения, что реакция горения метана протекает в одну стадию, а горючее и окислитель всегда соединяются в одном и том же соотношение, т.е. скорости расходования горючего и окислителя связаны сте-хиометрическим коэффициентом. Аналогичную функцию смеси горючего с окислителем можно ввести из условия адиабатного смешения потоков, при этом считается, что реализуется состояние термодинамического равновесия, а удельная теплоемкость смеси не зависит от температуры. Через найденное распределение функции смеси горючего с окислителем по известным соотношениям определяли поля концентраций метана, кислорода и температуры. Распределение пассивной примеси в гомогенной зоне шахтного реактора также определяли по каноническому уравнению, подставляя в него соответствующие Для этого коэффициенты. Эффективную вязкость газовой .смеси определяли по известии! эмпирическим зависимостям. Расходные характеристики подаваемых потоков метана, воздуха, пара и конвертированного газа брались из • результатов полученных в третьей главе для оптимальных режимов процесса конверсии природного газа с модернизированным шахтным реактором.

Расчет сводился к нахождению такого динамического режима, при котором поле концентраций водорода не накладывалось бы на поле концентраций кислорода. Минимально-допустимую концентрацию водорода в зоне горения принимали равной 0,1 %.

На ^сунке 2 показаны изолиний минимально-допустимой концентрации водородг и граница фронта пламени в гомогеннгой зоне шахтного реактора при условии: и = « = 0,8 и - 0,0 и ,

Oii _ CJ _ ii^U ТП

2 2 г

где индексы сн2> og, н^о и т. обозначают .соответственно метай, кислород, пар и конвертированный газ.

Из рисунка видно, что поле минимально-допустимой концентрации водорода не накладывается на зону горешя, повиДимуму при соблюдении указанного равенства скоростей потоков зону горения метана удастся локализовать кольцевым потоком пара от проникновения водорода.

При решении данной задачи не рассматривались вопросы интенсификации процесса горения. Для изучения этих вопросов необходимо рассмотреть процесс горения с закруткой потока окислителя, ввести в решаемую систему равнений дополнительное дифференциальное уравнение для функции турбулентных пульсаций концентрации, кроме этого для определения эффективной вязкости надо шеста одну из используемых моделей турбулентности. Для точного расчета геометрических параметров гомогенной зоны шахтного реактора необходимо учесть нерегулярный характер расчетной области. г, отл. ед.

I

0,8

О, в

О 0,2 0,4 0,6 0,8 I I, отн. ед. Изолиния концентрации водорода равной 0,1 % й Фронт пламени в гомогенной зоне

л

Пятая гласа посвящена определению оптимальных условий проведения процесса тонкого' окисления оксида'углерода, подбора катализатора, выпускаемого промышленность» и пригодного для этого процесса, расчету необходимою объема катализатора для реактора промышленного масштаба. В этой главе дано описание-лабораторной установки, на которой проводились исследования с целью выявления наиболее активного катализатора, отобранного для использования в промышленном реакторе.

Учитывая требуемую высокую селективность процесса в отно-иешш окисления оксида углерода, для исследований отобрали два катализатора, содержащих металлы платановой группы.Это рутенмй-паладлеьый катализатор РПК-I с содержанием 0,1 % Ru и 0,1 % Р<1 и алшэ-нлатшювий- AII-56 с соответствующим содержанием в десятых долях 'процента платины.

Эксперименты проводили в интервале температур 100- 200 °С при времени контакта 0,5 с. Состав рабочей газовой смеси подбирали слизким.к'составу конвертированного газа агрегата АМ-76. В ходе исследования выявляли зависимости селективности процесса и степени-превращения реагирующих веществ от- температуры, отношения ,0g •'' СО и влажности газа.

■ Результаты исследований, показали, что оптимальное отношение 02 : СО'лекмт в диапазоне значений от 0,65 до 0,6, а степень превращения оксида углерода существенно зависит от влажности газа, при этом чем меньше влажность газа', тем выше степень-превращения СО. - .

На рисунке 3 представлена зависимость степени превращения оксида углербда от'температуры-при влажности газа W = 2,5 % и i отношении-0 :•СО = 0,6. Из рисунка видно, что при увеличении температуры степень превращения СО возрастаем, причем она зна-1 чительио выше на'катализаторе АП-56. Однако, повышение температуры сильно влияет на селективность процесса. Наибольшая селек-. тигшость процесса наблюдается при температуре 170 °с, дальнейшее повышение температуры приводит к снижению селективности, ото связано с т.ем, что в реакцию окисления водорода .вступает больше, кислорода. '

Распределение температур j и концентраций реагирующих веществ в слое катализатора определялось с помощью ■ математической модели рецктора.с нвподкгаш «.поем катализатора, описан-j!.<? !У< rjjt.'fij. При этом учш'ииили два реакции - окисле-

ние оксида углерода и побочную реакцию взаимодействия водорода с кислородом.

В ходе рассчетов получена зависимость степени превращения оксида углерода от температуры, которая показана на рис.3 штриховой линией. Из рисунка видно, что расчетные данные хорошо согласуются с экспериментальными. На рис. 4 представлено распределение температуры и концентраций оксида углерода и водорода в слое катализотора реактора тонкого окисления СО для оптимального режима. Полученное концентрационное поле позволяет рассчитать требуемый объем катализатора для реактора промышленного масштаба.

со

1.0 0,8

0,6 -

0,4

0,2

-----г--1--—i-1-i»-

100 120 140 160 180 200. t, °С.

Рис. :з. Зависимость степени превращения оксида углерода от температуры ( влажность газа - 2,5 %; отношение 0г : СО = 0,6 )"-о - АП-56; л - РПК-'í; —--расчетные значения

- Рис. 4. Распределение температуры и концентрации реагиру юцих веществ в слое катализатора реактора тонкого окислений СО.

' • - , ВЫ ВОДЫ

• • - ,.1 ■ * ■ ■ ■ £ I. Предложена линия Оайпасной подачи метана на вторичный рифор минг, позволяющая более рационально перераспределить нагруз зку'между первичным и вторичным риформиигом метана, введение- которой предусматривает два режима работы - энергосбере гавдй, 'позврляющий сократить расход пара на 8 % при том же уровне производства и режим повышения производительности процесса, позволяющий на том же оборудовании увеличить выход продукта на 0 % без1 дополнительных энергозатрат.

. Предложен способ проведе!Шя двухступенчатой паровоздушной конверсии природного газа с байпаеной подачей на вторичный рифоргашг метана, который может быть использован кок сырье для конверсии, так и в качестве источника энергии. Предложена такте конструкция смесителя, позволяющая сжигать метан в среде содержащей водород, посредством локализации зоны горения кольцевым потоком пара.

. Модернизация шахтного реактора позволит существенно повысить эффективность двухступенчатой паровоздушной конверсии ггриродного -газа, используя так ке два режима проведения процесса - энергосберегающий, при котором сокращается расход пара на 12 % и .резким повышения производительности, позволяющий при незначительных дополнительных энергоснрьевнх затратах увеличить выход продукта на, 14 %.

. Вычислительным экспериментом, проведенным по математической модели гомогенной зоны реактора вторичного риформинга, установлена принципиальная возможность сжигания природного газа. в среде, содержаще^ водород, при этом температуру газа на входе в слой катализатора можно снизить на 50 - 70 °с, в результате чего уменьшится гемперйтурняя нагрузка на Футеровку реактора и увеличится срок службы катализатора.

. Экспериментально установлено, что промышленный олюмо-шюти-новый катализатор АП - 56 может быть применен в реакторе тонкого окисления оксида углерода, обеспечивая требуемую степень превращения СО и достаточную селективность процесса по отношению к окислению оксида углерода.

. Включение в технологическую схему производства технологического газа процесса тонкого окисления оксида углерода позволит увеличить выход аммиака до 5 * за счет снижения затрат водорода на стадии мэтанирования оксидов углерода и уменьшения продувочных газов.

. Экспериментальные и расчетные дашше исследования процесса тонкого окисления оксида углерода были использованы для проектирования и изготовления опытно-промышленного реактора, который установлен на агрегате синтеза аммиака № 5 ПО "Голь-яттиазот". •

1. Созданы и внедрены в производство компьютерные ¡фограмш, позволяющие установить оптимальные условия проведения ката-

логических процессов получения технологического газа в производстве аммиака в зависимости от того, требуется ли повышение выработки продукта или экономия сырья при сохранении уровня производства.

Основные результаты исследований изложены в слудуицих ра-

1. Лебедев М.А., Щукин В.П., Трубников В.Е. // Оптимизация режима двухступенчатой паровоздушной конверсии природного газа: Тезисы докл. Всесоюзной конференции "Химреактор-Ю". Тольятти, 1909, Т. 2. -с.42-45.

2. Лебедев М.А., Щукин В.П., Трутников В.Е. // Модель теплового' режима реактора вторичного риформинга метана: Тезисы докл. Всесоюзной конференции "Химреактор-Ю". Тольятти, 1939, Т. 2. -С.46-48. '

3. Лебедев М.А., Щукин В.П., Трутников В.Е. // Процесс и реактор каталитической очистки газов от оксида углерода: Тезисы докл. Всероссийской научно-практической конференции "Очистка газовых выбросов промышленных предприятий". Тольятти, 1990, Т. 2. -с.77-78.

4. Лебедев М.А., Щукин В.П. Оптимизация паровоздушной конверсии природного газа агрегатов АМ-76. / Хим. промышленность. IB9I. * 4. -с. 221 - 224.

ботах