B116型变换催化剂在净化黄磷尾气部分变换中试中的应用研究

采用B116型变换催化剂,对黄磷尾气部分变换制甲醇合成气进行中试实验,结果表明,三段催化剂装填方式优于两段装填,三段装填24 h内催化剂床层温度稳定,20 h时变换炉出口气体达到制甲醇合成气的要求;140 h内催化剂床层上部温度不能维持催化剂活性温度,且变换率逐渐降低,100 h时H2/CO体积比不能满足制甲醇合成气的要求.因此,将B116型催化剂用于黄磷尾气部分变换制甲醇合成气,存在不能长时间保持稳定的变换率,不能维持床层温度稳定的问题.因此为黄磷尾气综合利用实现工业化,需开发新型耐高浓度CO的变换催化剂.     

净化黄磷尾气变换制甲醇合成气设计与验证

为实现净化黄磷尾气变换制甲醇合成气,对变换反应热力学、静力学及动力学进行了计算。通过计算,在汽气摩尔比为1.4时,反应放出热量33167.14kJ/kmol,将黄磷尾气变换反应设计为部分变换,变换采用循环进气的方式,可移走大量反应热,并可以使反应维持在催化剂活性温度范围内,此时平衡变换率为0.5294,可以满足制甲醇合成气的需要。实验表明,出口气体H2和CO摩尔比可以稳定在2∶1左右达到150h,催化剂床层温度稳定在催化剂活性温度范围内。     

QDB-04型催化剂在“航天气化”耐硫变换装置上的工业应用

介绍了QDB-04型催化剂在濮阳龙宇化工股份有限公司"航天气化"低水/气比耐硫变换工艺制甲醇装置中的应用情况。运行结果表明:对于粉煤气化高CO原料气和高水/气比原料气,选用QDB-04型催化剂,采用控制反应水/气比和床层入口温度等措施来控制床层热点温度的办法是可行的;在装置运行期间,第一变换炉入口水/气比为0.30～0.38,入口温度200℃～245℃,床层热点温度不超过450℃,装置运行平稳,无甲烷化副反应发生,满足合成甲醇生产的要求。     

黄磷尾气碱洗——催化氧化净化

采用碱洗 催化氧化方法净化黄磷尾气,随着反应温度和氧体积分数增加可显著提高净化效果,确定反应温度110℃,氧体积分数1.5%为最佳工艺条件.净化后黄磷尾气中总磷质量浓度<10mg/m3,硫化氢质量浓度<10mg/m3,氟化氢质量浓度<5mg/m3,到生产一碳化工产品对原料气的要求。失效后的催化剂易于再生,催化剂经多次再生后催化性能良好。     

黄磷尾气净化脱除磷化氢、硫化氢中试试验

采用自制的催化剂JC-4,设计出碱洗-催化氧化工艺对黄磷尾气进行深度净化处理。中试试验结果表明:常压、100℃、尾气流量为36~50 m3/h、氧气体积分数为1.2%~1.5%时,PH3的脱除率接近100%,出口质量浓度低于1.0 mg/m3;碱洗单元可以除去90%的H2S,经过催化氧化单元可以进一步脱除H2S,净化效率接近100%,出口质量浓度低于1.0 mg/m3;催化剂经100~200 h需要再生,400 h后需要活化,再生和活化处理后的催化剂性能良好。     

合成氨原料气改为乙二醇原料气的技术改造

正1技术改造背景我公司300 kt/a合成氨装置采用德士古炉制气,粗煤气经变换、低温甲醇洗、液氮洗等净化,净化气去合成工段进行合成氨反应。随着精细化工市场的不断发展,以CO和H2为原料的精细化工产品需求量不断增加,以CO和H2生产精细化工产品的附加价值远高于生产合成氨;淮化集团2010年建成的千吨级煤基合成气制乙二醇中试装置在2011年通过了由中国石油和化学工业联合会组织的72 h现场连续运行考核,考核期间,装置平均负荷达到97%,产品质量     

催化氧化净化黄鳞尾气现场实验

为净化黄磷尾气中的主要杂质HF、PH3、SO2、H2S、羰基硫(COS)和CS2,利用高浓度CO气体,采用自制的2种AC系列催化氧化催化剂,进行了黄磷尾气现场净化实验.实验结果表明:在中试实验碱洗塔中,HF可全部除去;之后对尾气进行小试实验,在温度为66℃,空速为800 h-1的条件下,AC系列催化剂能够净化脱除黄磷尾气中的PH3、SO2、H2S和CS2,但对COS的吸附净化不明显;其中AC-1型催化剂净化效果最好,可以使尾气中的PH3、SO2、H2S和CS2质量浓度低于0.1 mg/m3,且催化寿命长.     

600 kt/a甲醇装置低温甲醇洗系统工艺优化改造小结

兖州煤业榆林能化有限责任公司600 kt/a甲醇装置变换气净化采用鲁奇低温甲醇洗工艺,设计变换气处理量为290 000 m3/h(标况).受甲醇装置建成时间较早(2008年12月投产)而近年来尾气排放要求提高及气化系统用原料煤变为高硫煤等因素的影响,实际生产中,在低温甲醇洗系统入口变换气量高于250 000 m3/h时...     

合成氨原料气改为乙二醇原料气的技术改造

1技术改造背景我公司300kt／a合成氨装置采用德士古炉制气,粗煤气经变换、低温甲醇洗、液氮洗等净化,净化气去合成工段进行合成氨反应。随着精细化工市场的不断发展,以CO和H2为原料的精细化工产品需求量不断增加,以CO和H2生产精细化工产品的附加价值远高于生产合成氨;淮化集团2010年建成的千吨级煤基合成气制乙二醇中试装置在2011年通过了由中国石油和化学工业联合会组织的72h现场连续运行考核,考核期间,装置平均负荷达到97％,产品质量稳定,原料消耗指标均达到设计值,且该乙二醇中间试验装置是具有自主知识产权的创新技术,具备合成气制乙二醇工业示范的条件。     

煤基合成气制SNG反应工艺的研究

采用2个模拟绝热反应器串联的模试装置,对自主研发的NCJ-1宽温型催化剂与NCJ-2低温型催化剂进行了活性评价,研究了煤基合成气制SNG的反应工艺。试验采用的原料气组成(φ)为:H268.4%,CO 19.6%,CO_23.0%,CH_49.0%,考察了空速、入口温度、新鲜气中CO_2体积分数、循环比、反应压力、一反入口加水量等条件对甲烷合成的影响。试验结果表明:空速上升对反应转化率和气体出口浓度的影响不太明显,但热点位置会下移;入口温度在高于250℃的前提下,随着温度的升高热点温度急剧上升;CO_2入口体积分数上升,CO_2转化率上升;通过改变循环比可以有效控制一反入口CO_x体积分数,使反应热点温度控制在催化剂允许的范围内;随着压力升高,热点温度、CH_4出口体积分数、CO转化率、CO_2转化率均上升;一反入口加水有利于控制床层温度,并有效保护催化剂,防止积炭。     

净化黄磷尾气CO变换制氢最佳工艺条件选择

为选择含高体积分数CO净化黄磷尾气变换制氢最佳工艺条件,对影响其变换率的反应温度、空速、汽气体积分数比、CO2体积分数几个主要因素进行了综合研究。采用均匀设计方法,以B112型高温变换催化剂为例,对含高体积分数CO净化黄磷尾气变换工艺条件进行了系统研究。研究结果表明:影响其变换效率的因素由大到小依次为反应温度、空速、汽气体积分数比、CO2体积分数;通过模型优化及实验验证,结合工业实际,得到优化的工艺条件为反应温度490℃,空速为1 000 h-1,汽气体积分数比为2.5,CO2体积分数为1%,可得CO变换率为88.9%;回归方程模型高度显著可信。     

鲁奇甲醇生产装置的数学模拟和工况分析——(Ⅱ)鲁奇管式变换炉

建立了鲁奇甲醇装置中管式变换炉催化床的一维数学模型,模拟计算了变换炉催化床气体浓度、床层温度、冷管内气体温度分布,讨论了不同操作条件对变换率及床层出口温度的影响。     

高浓度CO变换气制甲醇问题的探讨及催化剂选型

通过动力学模拟计算和实验研究,对高浓度CO变换气制甲醇工艺中,第一反应器反应深度控制、甲烷化副反应和催化剂选型等问题进行了讨论,结果表明:通过控制反应的水/气和催化剂装量均可达到控制反应深度的目的;降低床层的热点温度,增加水/气和空速均可抑止甲烷化副反应发生;选用强稳定性、抗水合性能和低温活性高的CO耐硫变换催化剂,可以满足高CO浓度变换气对催化剂性能的要求。     

鲁奇甲醇生产装置数学模拟和工况分析——(Ⅰ)鲁奇副产蒸汽管壳型甲醇合成塔

以一氧化碳加氢和二氧化碳加氢为独立反应、甲醇和二氧化碳为关键组分,建立了鲁奇副产蒸汽管壳型甲醇合成塔催化床的一维拟均相数学模型,并求得管内各组分气体浓度和温度分布。讨论了不同操作条件对出口甲醇浓度和产量的影响。由于管外副产4.0MPa 的蒸汽,床层温度平稳。     

变换工段水气比的选择与节能

根据QDB-04型催化剂在各企业的应用数据,研究了原料气中的CO含量和水气比对变换反应深度、催化剂床层热点温度、催化剂反硫化的影响,分析了QDB-04型催化剂对不同气化工艺制取的不同水气比原料气的适应性。针对高CO含量、高水气比原料气变换系统存在的问题,开发了废热锅炉+两段低水气比耐硫变换专利技术和分层进气的反应器专利技术,稳定了变换操作,显著降低了蒸汽用量,确保装置连续长周期运行。     

Equilibrium calculations for direct synthesis of dimethyl ether from syngas

Thermodynamic analysis of single‐step synthesis of dimethyl ether (DME) from syngas over a bi‐functional catalyst (BFC) in a slurry bed reactor has been investigated as a function of temperature (200–240°C), pressure (20–50 bar), and composition feed ratio (H₂/CO: 1–2). The BFC was prepared by physical mixing of CuO/ZnO/Al₂O₃ as a methanol synthesis catalyst and H‐ZSM‐5 as a methanol dehydration catalyst. The three reactions including methanol synthesis from CO and H₂, methanol dehydration to DME and water–gas shift reaction were chosen as the independent reactions. The equilibrium thermodynamic analysis includes a theoretical model predicting the behaviour and a comparison to experimental results. Theoretical model calculations of thermodynamic equilibrium constants of the reactions and equilibrium composition of all components at different reaction temperature, pressure, and H₂/CO ratio in feed are in good accordance with experimental values.     

Effects of system parameters on the performance of CO2-selective WGS membrane reactor for fuel cells

Performing water gas shift (WGS) reaction efficiently is critical to hydrogen purification for fuel cells. In our earlier work, we proposed a CO₂-selective WGS membrane reactor, developed a one-dimensional non-isothermal model to simulate the simultaneous reaction and transport process and verified the model experimentally under an isothermal condition. Further modeling investigations were made on the effects of several important system parameters, including inlet feed temperature, inlet sweep temperature, feed-side pressure, feed inlet CO concentration, and catalyst activity, on membrane reactor performance. The synthesis gases from both autothermal reforming and steam reforming were used as the feed gas. As the inlet feed temperature increased, the required membrane area reduced because of the higher WGS reaction rate. Increasing the inlet sweep temperature decreased the required membrane area more significantly, even though the required membrane area increased slightly when the inlet sweep temperature exceeded about 160 °C. Higher feed-side pressure decreased the required membrane area as a result of the higher permeation driving force and reaction rate. A potentially more active catalyst could make the membrane reactor more compact because of the enhanced reaction rate. The modeling results have shown that a CO concentration of less than 10 ppm is achievable from syngases containing up to 10% CO.     

Hydrogen production by the catalytic steam reforming of methanol: Part 3: Kinetics of methanol decomposition using C18HC catalyst

The rate of catalytic decomposition of methanol in the presence of steam has been studied using a commercial CuO-ZnO-Al₂O₃. low temperature shift catalyst from 150-270°C at one atmosphere pressure in a fixed bed reactor. Mole ratios of steam to methanol of 0.66. 1.0 and 1.5 and catalyst mass to molar feed rate ratios of 25 to 1025 kg. s. mol ^?1 were utilized. The data were correlated and equations developed to successfully predict methanol conversions and carbon monoxide concentrations in the product gas stream over the temperature range studied. No evidence of mass transfer limitations was observed.