RU2274600C1 - Multistage synthesis gas generation process - Google Patents
Multistage synthesis gas generation process Download PDFInfo
- Publication number
- RU2274600C1 RU2274600C1 RU2004126507/15A RU2004126507A RU2274600C1 RU 2274600 C1 RU2274600 C1 RU 2274600C1 RU 2004126507/15 A RU2004126507/15 A RU 2004126507/15A RU 2004126507 A RU2004126507 A RU 2004126507A RU 2274600 C1 RU2274600 C1 RU 2274600C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- stage
- stream
- stages
- approximately
- heating
- Prior art date
Links
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims abstract description 45
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 title abstract description 25
- 238000003786 synthesis reaction Methods 0.000 title abstract description 24
- 239000007789 gas Substances 0.000 claims abstract description 37
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Chemical class O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 33
- CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N Carbon dioxide Chemical compound O=C=O CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 28
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 claims abstract description 27
- 150000001335 aliphatic alkanes Chemical class 0.000 claims abstract description 21
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 claims abstract description 17
- 229910002092 carbon dioxide Inorganic materials 0.000 claims abstract description 14
- 239000001569 carbon dioxide Substances 0.000 claims abstract description 14
- 125000004432 carbon atom Chemical group C* 0.000 claims abstract description 4
- VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N methane Chemical group C VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 62
- 238000001816 cooling Methods 0.000 claims description 12
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 claims description 10
- 239000001257 hydrogen Substances 0.000 claims description 9
- UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N Hydrogen Chemical compound [H][H] UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 7
- 239000002826 coolant Substances 0.000 claims description 4
- 239000001307 helium Substances 0.000 claims description 4
- 229910052734 helium Inorganic materials 0.000 claims description 4
- 238000011084 recovery Methods 0.000 claims description 4
- SWQJXJOGLNCZEY-UHFFFAOYSA-N helium atom Chemical compound [He] SWQJXJOGLNCZEY-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 3
- 150000003464 sulfur compounds Chemical class 0.000 claims description 3
- 238000001704 evaporation Methods 0.000 claims description 2
- 230000008020 evaporation Effects 0.000 claims description 2
- 238000002156 mixing Methods 0.000 claims description 2
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 abstract description 19
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 abstract description 16
- LCGLNKUTAGEVQW-UHFFFAOYSA-N Dimethyl ether Chemical compound COC LCGLNKUTAGEVQW-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 14
- QGZKDVFQNNGYKY-UHFFFAOYSA-N Ammonia Chemical compound N QGZKDVFQNNGYKY-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 10
- 229910021529 ammonia Inorganic materials 0.000 abstract description 5
- VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N Ethene Chemical compound C=C VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 4
- 239000005977 Ethylene Substances 0.000 abstract description 4
- 239000000126 substance Substances 0.000 abstract description 4
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 abstract description 3
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 abstract description 3
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 abstract description 3
- 238000000354 decomposition reaction Methods 0.000 abstract description 2
- 230000000694 effects Effects 0.000 abstract description 2
- 238000009825 accumulation Methods 0.000 abstract 1
- 239000000446 fuel Substances 0.000 abstract 1
- UWTNRIHEKDEGRW-UHFFFAOYSA-N methane methanol Chemical compound [H]C[H].[H]C[H].[H]CO[H] UWTNRIHEKDEGRW-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract 1
- 238000012856 packing Methods 0.000 abstract 1
- XEEYBQQBJWHFJM-UHFFFAOYSA-N Iron Chemical compound [Fe] XEEYBQQBJWHFJM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 8
- PXHVJJICTQNCMI-UHFFFAOYSA-N Nickel Chemical compound [Ni] PXHVJJICTQNCMI-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 8
- 239000000203 mixture Substances 0.000 description 8
- 239000000047 product Substances 0.000 description 7
- OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N Methanol Chemical compound OC OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- 229910052751 metal Inorganic materials 0.000 description 6
- 239000002184 metal Substances 0.000 description 6
- 230000007423 decrease Effects 0.000 description 5
- KDLHZDBZIXYQEI-UHFFFAOYSA-N Palladium Chemical compound [Pd] KDLHZDBZIXYQEI-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 229910017052 cobalt Inorganic materials 0.000 description 4
- 239000010941 cobalt Substances 0.000 description 4
- GUTLYIVDDKVIGB-UHFFFAOYSA-N cobalt atom Chemical compound [Co] GUTLYIVDDKVIGB-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 229910052742 iron Inorganic materials 0.000 description 4
- 230000003647 oxidation Effects 0.000 description 4
- 238000007254 oxidation reaction Methods 0.000 description 4
- BASFCYQUMIYNBI-UHFFFAOYSA-N platinum Chemical compound [Pt] BASFCYQUMIYNBI-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 239000002918 waste heat Substances 0.000 description 4
- NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N Sulfur Chemical compound [S] NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 238000010521 absorption reaction Methods 0.000 description 3
- 150000001298 alcohols Chemical class 0.000 description 3
- 229910002091 carbon monoxide Inorganic materials 0.000 description 3
- 239000007795 chemical reaction product Substances 0.000 description 3
- 150000001875 compounds Chemical class 0.000 description 3
- 150000002739 metals Chemical class 0.000 description 3
- 239000003345 natural gas Substances 0.000 description 3
- 229910052759 nickel Inorganic materials 0.000 description 3
- 229910052760 oxygen Inorganic materials 0.000 description 3
- 238000000746 purification Methods 0.000 description 3
- 229910052717 sulfur Inorganic materials 0.000 description 3
- 239000011593 sulfur Substances 0.000 description 3
- OKTJSMMVPCPJKN-UHFFFAOYSA-N Carbon Chemical compound [C] OKTJSMMVPCPJKN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N Carbon monoxide Chemical compound [O+]#[C-] UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- VYZAMTAEIAYCRO-UHFFFAOYSA-N Chromium Chemical compound [Cr] VYZAMTAEIAYCRO-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- RYGMFSIKBFXOCR-UHFFFAOYSA-N Copper Chemical compound [Cu] RYGMFSIKBFXOCR-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- RWSOTUBLDIXVET-UHFFFAOYSA-N Dihydrogen sulfide Chemical class S RWSOTUBLDIXVET-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- ZOKXTWBITQBERF-UHFFFAOYSA-N Molybdenum Chemical compound [Mo] ZOKXTWBITQBERF-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N Propane Chemical compound CCC ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- KJTLSVCANCCWHF-UHFFFAOYSA-N Ruthenium Chemical compound [Ru] KJTLSVCANCCWHF-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 229910000831 Steel Inorganic materials 0.000 description 2
- HCHKCACWOHOZIP-UHFFFAOYSA-N Zinc Chemical compound [Zn] HCHKCACWOHOZIP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000000956 alloy Substances 0.000 description 2
- 229910045601 alloy Inorganic materials 0.000 description 2
- QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N atomic oxygen Chemical compound [O] QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 229910052804 chromium Inorganic materials 0.000 description 2
- 239000011651 chromium Substances 0.000 description 2
- 238000002485 combustion reaction Methods 0.000 description 2
- 239000010949 copper Substances 0.000 description 2
- 229910052802 copper Inorganic materials 0.000 description 2
- 238000005516 engineering process Methods 0.000 description 2
- 239000012467 final product Substances 0.000 description 2
- 150000002431 hydrogen Chemical class 0.000 description 2
- 229910052741 iridium Inorganic materials 0.000 description 2
- GKOZUEZYRPOHIO-UHFFFAOYSA-N iridium atom Chemical compound [Ir] GKOZUEZYRPOHIO-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 229910052750 molybdenum Inorganic materials 0.000 description 2
- 239000011733 molybdenum Substances 0.000 description 2
- 239000001301 oxygen Substances 0.000 description 2
- 229910052763 palladium Inorganic materials 0.000 description 2
- 229910052697 platinum Inorganic materials 0.000 description 2
- 238000004064 recycling Methods 0.000 description 2
- 229910052702 rhenium Inorganic materials 0.000 description 2
- WUAPFZMCVAUBPE-UHFFFAOYSA-N rhenium atom Chemical compound [Re] WUAPFZMCVAUBPE-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 229910052703 rhodium Inorganic materials 0.000 description 2
- 239000010948 rhodium Substances 0.000 description 2
- MHOVAHRLVXNVSD-UHFFFAOYSA-N rhodium atom Chemical compound [Rh] MHOVAHRLVXNVSD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 229910052707 ruthenium Inorganic materials 0.000 description 2
- 239000010959 steel Substances 0.000 description 2
- 229910052725 zinc Inorganic materials 0.000 description 2
- 239000011701 zinc Substances 0.000 description 2
- OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N Ethane Chemical compound CC OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 229910021536 Zeolite Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000000654 additive Substances 0.000 description 1
- -1 aluminum-cobalt-molybdenum Chemical compound 0.000 description 1
- 239000007864 aqueous solution Substances 0.000 description 1
- 239000001273 butane Substances 0.000 description 1
- 230000003197 catalytic effect Effects 0.000 description 1
- 238000007036 catalytic synthesis reaction Methods 0.000 description 1
- 239000003795 chemical substances by application Substances 0.000 description 1
- 230000006835 compression Effects 0.000 description 1
- 238000007906 compression Methods 0.000 description 1
- 238000005262 decarbonization Methods 0.000 description 1
- 238000003795 desorption Methods 0.000 description 1
- 238000006477 desulfuration reaction Methods 0.000 description 1
- 230000023556 desulfurization Effects 0.000 description 1
- ZBCBWPMODOFKDW-UHFFFAOYSA-N diethanolamine Chemical compound OCCNCCO ZBCBWPMODOFKDW-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- HNPSIPDUKPIQMN-UHFFFAOYSA-N dioxosilane;oxo(oxoalumanyloxy)alumane Chemical compound O=[Si]=O.O=[Al]O[Al]=O HNPSIPDUKPIQMN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 238000004146 energy storage Methods 0.000 description 1
- 150000002169 ethanolamines Chemical class 0.000 description 1
- 230000002349 favourable effect Effects 0.000 description 1
- 238000000855 fermentation Methods 0.000 description 1
- 230000004151 fermentation Effects 0.000 description 1
- 239000003546 flue gas Substances 0.000 description 1
- 229910000037 hydrogen sulfide Inorganic materials 0.000 description 1
- 238000005984 hydrogenation reaction Methods 0.000 description 1
- 239000012535 impurity Substances 0.000 description 1
- 239000000463 material Substances 0.000 description 1
- YFYUUVYWUIZJAG-UHFFFAOYSA-N methane methanol Chemical compound C[H].[H]CO.[H]CO YFYUUVYWUIZJAG-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N n-butane Chemical compound CCCC IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N n-pentane Natural products CCCCC OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 150000002898 organic sulfur compounds Chemical class 0.000 description 1
- 230000036284 oxygen consumption Effects 0.000 description 1
- 239000001294 propane Substances 0.000 description 1
- 238000002407 reforming Methods 0.000 description 1
- 239000000243 solution Substances 0.000 description 1
- 239000004071 soot Substances 0.000 description 1
- 238000001179 sorption measurement Methods 0.000 description 1
- 239000010457 zeolite Substances 0.000 description 1
- RNWHGQJWIACOKP-UHFFFAOYSA-N zinc;oxygen(2-) Chemical class [O-2].[Zn+2] RNWHGQJWIACOKP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
Classifications
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
- Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
- Y02P20/52—Improvements relating to the production of bulk chemicals using catalysts, e.g. selective catalysts
Landscapes
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Catalysts (AREA)
Abstract
Description
Изобретение относится к способу получения синтез-газа, содержащего в основном H2 и СО, для производства водорода, спиртов, аммиака, диметилового эфира, этилена, для процессов Фишера-Тропша и может быть использовано в химической промышленности для переработки углеводородных газов, а также в хемотермических системах аккумулирования и транспорта энергии и метан-метанольных термохимических циклах разложения воды.The invention relates to a method for producing synthesis gas containing mainly H 2 and CO for the production of hydrogen, alcohols, ammonia, dimethyl ether, ethylene, for Fischer-Tropsch processes and can be used in the chemical industry for the processing of hydrocarbon gases, as well as chemothermal energy storage and transport systems and methane-methanol thermochemical cycles of water decomposition.
Известен способ получения синтез-газа, содержащего в основном H2 и СО, для производства спиртов, аммиака, диметилового эфира, этилена, для процессов Фишера-Тропша, описанный в патенте РФ №2228901, дата публ. 2004.05.20, МПК С 01 В 3/38. Известный способ получения синтез-газа с заданным соотношением H2/CO в диапазоне от 1,0 до 2,0 включает две стадии: стадию А) парциального окисления и стадию Б) конверсии остаточного метана с продуктами стадии А) на катализаторе. Стадию А) парциального окисления проводят в две ступени: а) некаталитического парциального окисления природного газа кислородом с получением в продуктах реакции неравновесного содержания H2O и CH4 при мольном соотношении кислорода и метана, примерно равном 0,76-0,84, б) конверсии продуктов реакции ступени а) с корректирующими добавками CO2 и Н2О или Н2O и CH4 с получением газовой смеси, которая проходит конверсию остаточного метана водяным паром на катализаторе. Способ позволяет производить синтез-газ с составом, который отвечает заданному соотношению СО/Н2. Способ можно использовать для получения исходного сырья для дальнейших процессов синтеза спиртов, диметилового эфира, аммиака или других крупнотоннажных химических продуктов.A known method of producing synthesis gas, containing mainly H 2 and CO, for the production of alcohols, ammonia, dimethyl ether, ethylene, for the Fischer-Tropsch processes described in RF patent No. 2228901, date publ. 2004.05.20, IPC C 01 B 3/38. The known method for producing synthesis gas with a given H 2 / CO ratio in the range from 1.0 to 2.0 includes two stages: stage A) partial oxidation and stage B) conversion of residual methane with the products of stage A) on the catalyst. Stage A) partial oxidation is carried out in two stages: a) non-catalytic partial oxidation of natural gas with oxygen to obtain a non-equilibrium content of H 2 O and CH 4 in the reaction products at a molar ratio of oxygen and methane of approximately 0.76-0.84, b) the conversion of the reaction products of stage a) with corrective additives CO 2 and H 2 O or H 2 O and CH 4 to obtain a gas mixture that undergoes the conversion of residual methane with water vapor on the catalyst. The method allows the production of synthesis gas with a composition that corresponds to a given ratio of CO / H 2 . The method can be used to obtain feedstock for further processes for the synthesis of alcohols, dimethyl ether, ammonia or other large-capacity chemical products.
Однако описанный способ обладает рядом недостатков, к которым можно отнести функциональные и экономические ограничения применения способа, связанные с необходимостью подачи больших расходов кислорода (превышающих по массе расход конвертируемого природного газа), производство которого требует больших энергетических ( до 1000 кВт.час/т) и капитальных затрат (до 1500 дол. США/кг.ч-1). Серьезной проблемой также является сажеобразование, резко снижающее активность катализаторов.However, the described method has several disadvantages, which include functional and economic limitations of the application of the method associated with the need to supply high oxygen consumption (exceeding the mass consumption of convertible natural gas), the production of which requires large energy (up to 1000 kW.h / t) and capital costs (up to 1,500 US dollars / kg.h -1 ). A serious problem is also soot formation, which sharply reduces the activity of catalysts.
Известен способ получения синтез-газа, содержащего в основном H2 и СО, описанный в монографии "Ядерно-технологические комплексы на основе высокотемпературных реакторов", А.Я.Столяревский - Москва: "Энергоатомиздат", 1988. - 152 с. (ISBN 5-283-03750-9), с.107-109. Этот способ технологической конверсии углеводородного сырья включает многостадийное получение синтез-газа, содержащего в основном H2 и СО, в котором проводят как минимум две последовательные стадии, в каждой из которых поток, содержащий низшие алканы, имеющие ориентировочно от одного до четырех атомов углерода, пропускают через нагревающий теплообменник, а затем через адиабатический реактор, заполненный насадкой катализатора, и после последней стадии из потока удаляют водяной пар - прототип. Недостатками данного решения являются относительно низкий коэффициент конверсии алканов (до 90%) и относительно высокое отношение H2/СО в синтез-газе как продукте процесса, что ухудшает условия последующего синтеза производных продуктов из синтез-газа.There is a method of producing synthesis gas containing mainly H 2 and CO, described in the monograph "Nuclear-technological complexes based on high-temperature reactors", A.Ya. Stolyarevsky - Moscow: Energoatomizdat, 1988. - 152 p. (ISBN 5-283-03750-9), pp. 107-109. This method of technological conversion of hydrocarbon feedstock involves the multi-stage production of synthesis gas containing mainly H 2 and CO, in which at least two successive stages are carried out, in each of which a stream containing lower alkanes having approximately one to four carbon atoms is passed through a heating heat exchanger, and then through an adiabatic reactor filled with a catalyst nozzle, and after the last stage, water vapor is removed from the stream - the prototype. The disadvantages of this solution are the relatively low conversion ratio of alkanes (up to 90%) and the relatively high ratio of H 2 / CO in the synthesis gas as a product of the process, which worsens the conditions for the subsequent synthesis of derivatives from synthesis gas.
Цель настоящего изобретения состоит в том, чтобы создать новый способ, позволяющий повысить коэффициент конверсии низших алканов и создать технологические возможности по уменьшению соотношения Н2/СО в производимом синтез-газе.The purpose of the present invention is to create a new method that allows to increase the conversion coefficient of lower alkanes and create technological capabilities to reduce the ratio of H 2 / CO in the produced synthesis gas.
Поставленная задача решается тем, что:The problem is solved in that:
- в многостадийном получении синтез-газа, в котором проводят как минимум две последовательные стадии, в каждой из которых поток, содержащий низшие алканы, имеющие ориентировочно от одного до четырех атомов углерода, пропускают через нагревающий теплообменник, а затем через адиабатический реактор, заполненный насадкой катализатора, и после последней стадии из потока удаляют водяной пар, причем поток, содержащий низшие алканы, перед первой стадией и между стадиями смешивают с водяным паром и/или диоксидом углерода и в конце каждой стадии проводят охлаждение потока. Коэффициент конверсии алканов при таком способе повышается свыше 90%, а отношение H2/СО может изменяться от 2 до 4 в зависмости от целевого конечного продукта;- in multistage synthesis gas production, in which at least two successive stages are carried out, in each of which a stream containing lower alkanes having approximately one to four carbon atoms is passed through a heating heat exchanger and then through an adiabatic reactor filled with a catalyst nozzle and after the last stage water vapor is removed from the stream, the stream containing lower alkanes being mixed with water vapor and / or carbon dioxide before the first stage and between stages and at the end of each stage oestriasis flow cooling. The alkane conversion coefficient in this method rises above 90%, and the H 2 / CO ratio can vary from 2 to 4 depending on the target end product;
- охлаждение потока проводят с утилизацией тепла для нагрева и испарения воды;- cooling the stream is carried out with heat recovery for heating and evaporation of water;
- после вывода из потока водяного пара проводят удаление из потока диоксида углерода и/или водорода, по меньшей мере, часть которых направляют на смешение с потоком перед и/или между стадиями;- after the removal of water vapor from the stream, carbon dioxide and / or hydrogen is removed from the stream, at least a portion of which is directed to mixing with the stream before and / or between stages;
- перед стадиями проводят очистку потока от соединений серы;- before the stages, the stream is purified from sulfur compounds;
- в нагревающем теплообменнике нагрев потока ведут за счет конвективного охлаждения теплоносителя через герметичные теплообменные поверхности;- in the heating heat exchanger, the heating of the flow is carried out due to convective cooling of the heat carrier through the sealed heat exchange surfaces;
- нагрев потока теплоносителем на каждой стадии ведут параллельно другой стадии по ходу охлаждения теплоносителя;- heating the flow of coolant at each stage are parallel to another stage in the course of cooling of the coolant;
- в адиабатическом реакторе поддерживают температуру в диапазоне ориентировочно от 600°С до 900°С;- in an adiabatic reactor maintain a temperature in the range of approximately from 600 ° C to 900 ° C;
- катализатор содержит в качестве активных компонентов металл, выбранный из группы родий, никель, платина, иридий, палладий, железо, кобальт, рений, рутений, медь, цинк, железо, их смеси или соединения;- the catalyst contains as active components a metal selected from the group of rhodium, nickel, platinum, iridium, palladium, iron, cobalt, rhenium, ruthenium, copper, zinc, iron, mixtures or compounds thereof;
- низший алкан представляет собой метан;- lower alkane is methane;
- давление потока выбирают в диапазоне ориентировочно от 2.0 до 9.0 МПа;- the flow pressure is selected in the range of approximately from 2.0 to 9.0 MPa;
- объемное содержание диоксида углерода перед первой стадией поддерживают в диапазоне ориентировочно от 10 до 30% от объемного содержания алканов;- the volume content of carbon dioxide before the first stage is maintained in the range of approximately 10 to 30% of the volume content of alkanes;
- объемное содержание водяного пара перед первой стадией поддерживают в диапазоне ориентировочно от 4 до 12 раз большем, чем объемное содержание алканов;- the volumetric content of water vapor before the first stage is maintained in the range of approximately 4 to 12 times greater than the volumetric content of alkanes;
- в качестве теплоносителя применяют гелий, нагретый в ядерном реакторе.- helium heated in a nuclear reactor is used as a heat carrier.
Примером реализации изобретения служит способ многостадийного получения синтез-газа, описанный ниже.An example implementation of the invention is the method of multi-stage production of synthesis gas, described below.
В излагаемом примере осуществления изобретения в качестве низшего алкана применяется метан, что позволяет охарактеризовать особенности реализации изобретения применительно к процессам переработки природного и попутного газов.In the exemplary embodiment of the invention, methane is used as the lower alkane, which allows us to characterize the features of the invention in relation to the processing of natural and associated gases.
Метан с давлением выше 4.0 МПа смешивают со сжатым до давления метана рециркулируемым газом, содержащим водород, монооксид и диоксид углерода, подогревают до температуры около 400°C и образовавшийся поток газа подают на стадию очистки от сернистых соединений (если они содержатся в виде примесей в метане), которую проводят в две ступени: сначала ведут, например, на алюмокобальтмолибденовом катализаторе гидрирование органических соединений серы, например меркаптанов, в сероводород, а затем поток направляют на поглощение образовавшегося сероводорода активированным оксидом цинка в реакторах поглощения, включенных в работу последовательно или параллельно. Поток газа, очищенный (в пересчете на серу) до массовой концентрации серы менее 0.5 мг/нм3, смешивают с перегретым потоком пара до соотношения пар/газ, например, равного 5.0. С целью увеличения степени конверсии метана объемное содержание водяного пара перед первой стадией поддерживают в диапазоне ориентировочно от 4 до 12 раз большем, чем объемное содержание алканов. При снижении отношения пар/газ ниже 4 снижается эффективность процесса и растут капитальные затраты, что связано либо с необходимостью увеличить поток рециркуляции газов в связи с низкой степенью конверсии при указанной ниже температуре нагрева потока либо с необходимостью увеличить температуру нагрева потока свыше 1000-1200°С, что заставит использовать более дорогие материалы для теплообменника. Повышение отношения пар-газ свыше 12 также вызовет снижение эффективности процесса в связи с необходимостью производить избыточный водяной пар.Methane with a pressure above 4.0 MPa is mixed with compressed gas containing hydrogen, carbon monoxide and carbon dioxide compressed to methane pressure, heated to a temperature of about 400 ° C and the resulting gas stream is fed to the stage of purification from sulfur compounds (if they are contained in the form of impurities in methane ), which is carried out in two stages: first, for example, hydrogenation of organic sulfur compounds, for example mercaptans, to hydrogen sulfide is carried out on an aluminum-cobalt-molybdenum catalyst, and then the flow is directed to the absorption of the resulting sulfur odoroda activated zinc oxide in the absorption reactors included in series or parallel operation. The gas stream purified (in terms of sulfur) to a mass sulfur concentration of less than 0.5 mg / nm 3 is mixed with an overheated steam stream to a vapor / gas ratio, for example, of 5.0. In order to increase the methane conversion, the volumetric content of water vapor before the first stage is maintained in the range of approximately 4 to 12 times greater than the volumetric content of alkanes. When the steam / gas ratio decreases below 4, the process efficiency decreases and capital costs increase, which is associated either with the need to increase the gas recirculation flow due to the low degree of conversion at the flow heating temperature indicated below, or with the need to increase the flow heating temperature above 1000-1200 ° С that will force the use of more expensive materials for the heat exchanger. Increasing the steam-gas ratio above 12 will also cause a decrease in the efficiency of the process due to the need to produce excess water vapor.
Образовавшийся поток направляют в первую секцию нагревающего теплообменника, в котором нагревают, например, до температуры около 650°С и направляют в первый адиабатический реактор, заполненный насадкой катализатора, в качестве которого, например, предпочтительно использовать никелевый катализатор типа ГИАП-16. Могут также применяться и катализаторы на основе других активных металлов, выбранных из группы родий, платина, иридий, палладий, железо, кобальт, рений, рутений, медь, цинк, железо, их смеси или соединения. Состав катализатора с изменением содержания платиноидов, а также металлов, влияющих на кинетику окисления оксида углерода водяным паром (реакция сдвига) позволит управлять содержанием водорода в конечном продукте.The resulting stream is directed to the first section of the heating heat exchanger, in which it is heated, for example, to a temperature of about 650 ° C and sent to the first adiabatic reactor filled with a catalyst nozzle, for which, for example, it is preferable to use a GIAP-16 nickel catalyst. Catalysts based on other active metals selected from the group of rhodium, platinum, iridium, palladium, iron, cobalt, rhenium, ruthenium, copper, zinc, iron, their mixtures or compounds can also be used. The composition of the catalyst with a change in the content of platinoids, as well as metals, affecting the kinetics of oxidation of carbon monoxide by water vapor (shear reaction) will allow you to control the hydrogen content in the final product.
В адиабатическом реакторе без подвода тепла производят частичную конверсию метана до объемной доли метана не более 33%, после чего поток с температурой около 600°С направляют на охлаждение в котле-утилизаторе для получения водяного пара. Охлаждение потока позволяет улучшить работу нагревающего теплообменника за счет увеличения среднелогарифмического теплового напора. Перед следующей стадией процесса, которая повторяет по составу действий первую стадию, в поток дозируют водяной пар.In an adiabatic reactor without heat supply, methane is partially converted to a methane volume fraction of not more than 33%, after which a stream with a temperature of about 600 ° C is sent for cooling in a recovery boiler to produce water vapor. The cooling of the flow allows to improve the operation of the heating heat exchanger by increasing the average logarithmic thermal pressure. Before the next stage of the process, which repeats the first stage in the composition of actions, water vapor is dosed into the stream.
Обогащенный по компонентам поток направляют во вторую секцию нагревающего теплообменника, где температуру потока повышают до 750°С, а затем направляют во второй адиабатический реактор, по конструкции повторяющий первый адиабатический реактор, заполненный насадкой катализатора, в котором производят дальнейшую конверсию метана с уменьшением его содержания до 17% при температуре потока на выходе около 660°С. Затем поток вновь охлаждают в котле-утилизаторе, смешивают с дополнительным количеством водяного пара и направляют на окончательную доконверсию метана в третью стадию, в которой порядок и содержание операций не отличаются от первых двух стадий, а температура нагрева составляет около 870°С. Выбор температуры нагрева определяется, в первую очередь, температурным потенциалом теплового источника, например, нагретого в ядерном реакторе гелия, а также возможностями создания теплообменников с относительно недорогими жаропрочными теплообменными поверхностями на основе сталей и сплавов с низким содержанием дорогих компонентов (никеля, кобальта, хрома, молибдена и т.д.), что предопределяет предпочтительный уровень верхней возможной температуры 900°С. С другой стороны, равновесная степень и скорость превращения метана ниже 600°С даже при относительно высоких соотношениях водяной пар/газ становится практически неприемлемой.The component-enriched stream is directed to the second section of the heating heat exchanger, where the temperature of the stream is increased to 750 ° C, and then sent to the second adiabatic reactor, which by design repeats the first adiabatic reactor filled with a catalyst nozzle, in which methane is further converted to reduce its content to 17% at the outlet flow temperature of about 660 ° C. Then the stream is again cooled in a waste heat boiler, mixed with an additional amount of water vapor and sent to the final methane conversion to the third stage, in which the order and contents of the operations do not differ from the first two stages, and the heating temperature is about 870 ° C. The choice of heating temperature is determined, first of all, by the temperature potential of a heat source, for example, helium heated in a nuclear reactor, as well as by the possibilities of creating heat exchangers with relatively inexpensive heat-resistant heat exchange surfaces based on steels and alloys with a low content of expensive components (nickel, cobalt, chromium, molybdenum, etc.), which determines the preferred level of the upper possible temperature of 900 ° C. On the other hand, the equilibrium degree and conversion rate of methane below 600 ° C, even at relatively high steam / gas ratios, becomes almost unacceptable.
После выхода из третьей стадии с температурой на выходе свыше 750°С поток с содержанием метана около 3% направляют последовательно в пароперегреватель, котел-утилизатор, подогреватель питательной воды, а затем в теплообменник теплофикационной воды, в которых поток охлаждают до 170°С, после чего окончательно охлаждают до 40°С в водяных теплообменниках нагрева недеаэрированной воды. Степень конверсии метана в описанном процессе составляет около 80%, а соотношение Н2/(СО+CO2) равно около 2.9.After exiting the third stage with an outlet temperature above 750 ° C, a stream with a methane content of about 3% is sent sequentially to a superheater, a waste heat boiler, feed water heater, and then to a heat water heating exchanger, in which the stream is cooled to 170 ° C, after which is finally cooled to 40 ° C in water heat exchangers for heating non-deaerated water. The methane conversion in the described process is about 80%, and the ratio of H 2 / (CO + CO 2 ) is about 2.9.
Полученный синтез-газ могут затем использовать для производства товарного водорода, для чего из потока удаляют CO2 в абсорбционной очистке, например, водным раствором активированного моно- и диэтаноламина, а затем окончательно выделяют водород путем короткоцикловой адсорбции на активированном угле или цеолите, в процессе чего получают продукты десорбции, которые направляют частично на сжигание и используют в качестве рециркулируемого газа.The resulting synthesis gas can then be used to produce marketable hydrogen, for which purpose CO 2 is removed from the stream in an absorption purification, for example, with an aqueous solution of activated mono- and diethanolamine, and then hydrogen is finally released by short-cycle adsorption on activated carbon or zeolite, during which desorption products are obtained, which are directed partially to combustion and used as recirculated gas.
Во втором примере, в вариантах производства метанола и/или диметилового эфира, после сероочистки метан смешивают со сжатым до давления потока диоксидом углерода, источником которого могут быть дымовые газы, технологические процессы, в том числе брожения, декарбонизации или, как на Оренбургском месторождении, составная часть подземного природного газа, а также рециркуляция потоков самого производства. Образовавшийся поток направляют в первую секцию нагревающего теплообменника, в котором нагревают, например, до температуры около 650°С, и направляют в первый адиабатический реактор, заполненный насадкой катализатора, в качестве которого, например, предпочтительно использовать никелевый катализатор. Могут также применяться и катализаторы на основе других активных металлов. Состав катализатора влияет на кинетику процессов с участием диоксида углерода, что позволит управлять содержанием водорода в конечном продукте.In the second example, in the methanol and / or dimethyl ether production options, after desulfurization, methane is mixed with carbon dioxide compressed to the pressure of the stream, the source of which can be flue gases, technological processes, including fermentation, decarbonization, or, as in the Orenburg field, a compound part of the underground natural gas, as well as the recycling of production flows. The resulting stream is sent to the first section of the heating heat exchanger, in which it is heated, for example, to a temperature of about 650 ° C, and sent to the first adiabatic reactor filled with a catalyst nozzle, for which, for example, it is preferable to use a nickel catalyst. Catalysts based on other active metals may also be used. The composition of the catalyst affects the kinetics of processes involving carbon dioxide, which will allow you to control the hydrogen content in the final product.
В адиабатическом реакторе без подвода тепла производят частичную конверсию метана до объемной доли метана не более 40%, после чего поток с температурой около 600°С направляют на охлаждение в котле-утилизаторе. Перед следующей стадией процесса, которая повторяет по составу действий первую стадию, в поток дозируют дополнительное количество диоксида углерода, сдвигая тем самым термодинамическое равновесие процесса в сторону большей конверсии метана в синтез-газ.In an adiabatic reactor without heat supply, methane is partially converted to a methane volume fraction of not more than 40%, after which a stream with a temperature of about 600 ° C is sent for cooling in a waste heat boiler. Before the next stage of the process, which repeats the first stage in the composition of actions, an additional amount of carbon dioxide is metered into the stream, thereby shifting the thermodynamic equilibrium of the process towards a higher conversion of methane to synthesis gas.
Обогащенный по компонентам поток направляют во вторую секцию нагревающего теплообменника, где температуру потока повышают до 750°С, а затем направляют во второй адиабатический реактор, по конструкции повторяющий первый адиабатический реактор, заполненный насадкой катализатора, в котором производят дальнейшую конверсию метана с уменьшением его содержания ниже 20% при температуре потока на выходе около 650°С. Затем поток вновь охлаждают в котле-утилизаторе, смешивают с дополнительным количеством диоксида углерода и направляют на окончательную доконверсию метана в третью стадию, в которой порядок и содержание операций не отличаются от первых двух стадий, а температура нагрева составляет около 860°С. Выбор температуры нагрева определяется, в первую очередь, температурным потенциалом теплового источника, например, продуктов сгорания технологических газов или нагретого в ядерном реакторе гелия, а также возможностями создания теплообменников с относительно недорогими жаропрочными теплообменными поверхностями на основе сталей и сплавов с низким содержанием дорогих компонентов (никеля, кобальта, хрома, молибдена и т.д.), что предопределяет предпочтительный уровень верхней возможной температуры 900°С. С другой стороны равновесная степень и скорость превращения метана ниже 600°С даже при относительно высоких соотношения водяной пар/газ становится практически неприемлемой.The component-enriched stream is directed to the second section of the heating heat exchanger, where the temperature of the stream is increased to 750 ° C, and then sent to the second adiabatic reactor, which by design repeats the first adiabatic reactor filled with a catalyst nozzle, in which methane is further converted with a decrease in its content below 20% at an outlet temperature of about 650 ° C. Then the stream is again cooled in a recovery boiler, mixed with additional carbon dioxide and sent to the final methane conversion to the third stage, in which the order and contents of the operations do not differ from the first two stages, and the heating temperature is about 860 ° C. The choice of the heating temperature is determined, first of all, by the temperature potential of the heat source, for example, products of the combustion of process gases or helium heated in a nuclear reactor, as well as by the possibilities of creating heat exchangers with relatively inexpensive heat-resistant heat exchange surfaces based on steels and alloys with a low content of expensive components (nickel , cobalt, chromium, molybdenum, etc.), which determines the preferred level of the upper possible temperature of 900 ° C. On the other hand, the equilibrium degree and conversion rate of methane below 600 ° C, even at relatively high steam / gas ratios, becomes almost unacceptable.
После выхода из третьей стадии с температурой на выходе свыше 750°С поток с содержанием метана около 3% направляют последовательно в котел-утилизатор, а затем в теплообменник теплофикационной воды, в которых поток охлаждают до 170°С, после чего окончательно охлаждают до 40°С в водяных теплообменниках нагрева недеаэрированной воды.After exiting the third stage with an outlet temperature above 750 ° C, a stream with a methane content of about 3% is sent sequentially to a waste heat boiler and then to a heat-exchange water heat exchanger, in which the stream is cooled to 170 ° C and then finally cooled to 40 ° C in water heat exchangers heating non-deaerated water.
Возможен также третий вариант реализации процесса, в котором вместо трех ступеней нагрева поток пропускают через двукратный цикл нагрев-охлаждение. Такой вариант возможен при увеличении температуры нагрева потока на первой и второй стадиях до 900°С с одновременным увеличением отношения пар-газ свыше 8. В этом случае также удается получить требуемые значения степени конверсии метана (около 90%) или других низших алканов с одновременным снижением затрат металла на теплообменник, но при увеличенных затратах металла на генерацию водяного пара. При использовании диоксида углерода для конверсии метана для двухстадийного процесса потребуется увеличить содержание CO2, что повлечет за собой рост энергозатрат и мощности на выделение избыточного CO2 и его рециркуляцию.A third embodiment of the process is also possible, in which, instead of three stages of heating, the flow is passed through a double heating-cooling cycle. This option is possible when the temperature of the heating of the flow in the first and second stages is increased to 900 ° C with a simultaneous increase in the vapor-gas ratio over 8. In this case, it is also possible to obtain the required values of the degree of conversion of methane (about 90%) or other lower alkanes with a simultaneous decrease metal costs for the heat exchanger, but with increased metal costs for the generation of water vapor. When used for carbon dioxide reforming of methane two-stage process for the need to increase the content of CO 2, which would entail the growth and energy power allocation of excess CO 2 and its recycling.
Возможен четвертый пример реализации способа, при котором основным агентом конверсии метана используют водяной пар, но, одновременно, в данном примере для снижения отношения Н2/(СО+CO2) в конечном синтез-газе объемное содержание диоксида углерода перед первой стадией поддерживают в диапазоне ориентировочно от 10 до 30% от объемного содержания алканов. В этом случае все стадии проводят аналогично первому описанному примеру, но соотношение Н2/(СО+CO2) получают ориентировочно равным 2.1, то есть более низким, чем в первом примере, что благоприятно для производства некоторых продуктов. В частности, в случае использования полученного осушенного синтез-газа для последующего синтеза метанола или диметилового эфира поток могут без очистки от CO2 и выделения водорода сразу направить в колонны каталитического синтеза, куда также направляют непрореагировавший газ, выходящий из отделения синтеза.A fourth example of the implementation of the method is possible, in which water is used as the main methane conversion agent, but at the same time, in this example, to reduce the H 2 / (CO + CO 2 ) ratio in the final synthesis gas, the volume content of carbon dioxide before the first stage is maintained in the range approximately from 10 to 30% of the volume content of alkanes. In this case, all stages are carried out similarly to the first described example, but the ratio of H 2 / (CO + CO 2 ) is obtained approximately 2.1, that is, lower than in the first example, which is favorable for the production of some products. In particular, in the case of using the obtained dried synthesis gas for the subsequent synthesis of methanol or dimethyl ether, the stream can be directly sent to the catalytic synthesis columns without purification of CO 2 and hydrogen evolution, where unreacted gas leaving the synthesis compartment is also sent.
Учитывая необходимость снижения работы сжатия, процесс ведут при давлении, минимально отличном от давления синтеза последующей товарной продукции, которое составляет в различных технологиях от 6 до 10 МПа, или давления, выдаваемого для последующего использования водорода или конвертированного газа (от 2 до 9 МПа), как это имеет место в ядерных хемотермических системах, описанных в источнике, цитированном выше. Аналогично выбирают давление в производствах спиртов, аммиака, диметилового эфира, этилена, для процессов Фишера-Тропша и других технологиях, где может эффективно применяться способ согласно изобретению.Given the need to reduce the work of compression, the process is carried out at a pressure that is minimally different from the synthesis pressure of subsequent commercial products, which in various technologies is from 6 to 10 MPa, or the pressure issued for the subsequent use of hydrogen or converted gas (from 2 to 9 MPa), as is the case in nuclear chemothermal systems described in the source cited above. Similarly, the pressure is selected in the production of alcohols, ammonia, dimethyl ether, ethylene, for Fischer-Tropsch processes and other technologies where the method according to the invention can be effectively applied.
Процессы производства синтез-газа из потоков, содержащих другие низшие алканы (этан, пропан, бутан), например, на основе попутных газов нефтедобычи, проводят аналогично изложенным выше примерам.The processes for the production of synthesis gas from streams containing other lower alkanes (ethane, propane, butane), for example, based on associated gas from oil production, are carried out similarly to the above examples.
Claims (12)
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2004126507/15A RU2274600C1 (en) | 2004-09-03 | 2004-09-03 | Multistage synthesis gas generation process |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2004126507/15A RU2274600C1 (en) | 2004-09-03 | 2004-09-03 | Multistage synthesis gas generation process |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2004126507A RU2004126507A (en) | 2006-02-10 |
| RU2274600C1 true RU2274600C1 (en) | 2006-04-20 |
Family
ID=36049755
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU2004126507/15A RU2274600C1 (en) | 2004-09-03 | 2004-09-03 | Multistage synthesis gas generation process |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2274600C1 (en) |
Cited By (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2471537C2 (en) * | 2007-06-15 | 2013-01-10 | Линде Акциенгезельшафт | Method and device for separation hydrogen from gas flows by short-cycle adsorption |
| WO2013039419A1 (en) * | 2011-09-14 | 2013-03-21 | Otkrytoe Aktsionernoe Obshchestvo "Gazprom" | Methane-hydrogen mixture production process |
| WO2014088440A1 (en) | 2012-12-03 | 2014-06-12 | BOCHKAREV, Andrej Vadimovich | A method for applying physical fields of an apparatus in the horizontal end of an inclined well to productive hydrocarbon beds |
| RU2542272C2 (en) * | 2013-10-24 | 2015-02-20 | Федеральное государственное бюджетное учреждение "Национальный исследовательский центр "Курчатовский институт" | Method of obtaining methane-hydrogen mixture and hydrogen |
| EP2886514A1 (en) | 2013-12-20 | 2015-06-24 | Basf Se | Method for reforming mixtures of hydrocarbons and carbon dioxide |
| RU2604228C1 (en) * | 2015-07-13 | 2016-12-10 | Федеральное государственное бюджетное учреждение "Национальный исследовательский центр "Курчатовский институт" | Method of accumulating hydrogen |
-
2004
- 2004-09-03 RU RU2004126507/15A patent/RU2274600C1/en not_active IP Right Cessation
Non-Patent Citations (1)
| Title |
|---|
| СТОЛЯРЕВСКИЙ А.Я. Ядерно-технологические комплексы на основе высокотемпературных реакторов. М.: Энергоатомиздат, 1988, с.107-109. * |
Cited By (7)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2471537C2 (en) * | 2007-06-15 | 2013-01-10 | Линде Акциенгезельшафт | Method and device for separation hydrogen from gas flows by short-cycle adsorption |
| WO2013039419A1 (en) * | 2011-09-14 | 2013-03-21 | Otkrytoe Aktsionernoe Obshchestvo "Gazprom" | Methane-hydrogen mixture production process |
| WO2014088440A1 (en) | 2012-12-03 | 2014-06-12 | BOCHKAREV, Andrej Vadimovich | A method for applying physical fields of an apparatus in the horizontal end of an inclined well to productive hydrocarbon beds |
| RU2542272C2 (en) * | 2013-10-24 | 2015-02-20 | Федеральное государственное бюджетное учреждение "Национальный исследовательский центр "Курчатовский институт" | Method of obtaining methane-hydrogen mixture and hydrogen |
| EP2886514A1 (en) | 2013-12-20 | 2015-06-24 | Basf Se | Method for reforming mixtures of hydrocarbons and carbon dioxide |
| RU2680060C1 (en) * | 2013-12-20 | 2019-02-14 | Басф Се | Method for reforming mixtures of hydrocarbons and carbon dioxide |
| RU2604228C1 (en) * | 2015-07-13 | 2016-12-10 | Федеральное государственное бюджетное учреждение "Национальный исследовательский центр "Курчатовский институт" | Method of accumulating hydrogen |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| RU2004126507A (en) | 2006-02-10 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| Zachopoulos et al. | Overcoming the equilibrium barriers of CO2 hydrogenation to methanol via water sorption: A thermodynamic analysis | |
| Martínez et al. | Process design of a hydrogen production plant from natural gas with CO2 capture based on a novel Ca/Cu chemical loop | |
| Bermúdez et al. | An overview of novel technologies to valorise coke oven gas surplus | |
| JP5677659B2 (en) | Integrated gas purifier | |
| Antzaras et al. | Sorption enhanced–chemical looping steam methane reforming: Optimizing the thermal coupling of regeneration in a fixed bed reactor | |
| CN101045527B (en) | Regeneration of complex metal oxides for the production of hydrogen | |
| Devkota et al. | Process design and optimization of onsite hydrogen production from ammonia: Reactor design, energy saving and NOX control | |
| US20240253986A1 (en) | Process and plant for producing pure hydrogen by steam reforming with low carbon dioxide emissions | |
| GB2039518A (en) | A process and a plant for preparing a gas rich in methane | |
| AU2021286875B2 (en) | Method for the production of hydrogen | |
| RU2381175C2 (en) | Method for production of hydrogen-methane mixture | |
| Taipabu et al. | Process design and optimization of green processes for the production of hydrogen and urea from glycerol | |
| Adiya et al. | Steam reforming of shale gas with nickel and calcium looping | |
| RU2510883C2 (en) | Method of obtaining synthesis-gas for ammonia production | |
| RU2274600C1 (en) | Multistage synthesis gas generation process | |
| NL2030905B1 (en) | Hybrid ammonia decomposition system | |
| AU2012244041B2 (en) | Non-CO2 emitting manufacturing method for synthesis gas | |
| RU2478078C1 (en) | Method of producing methane and hydrogen mixture | |
| RU2515477C2 (en) | Method of obtaining hydrogen | |
| RU2438969C1 (en) | Method of producing methane-hydrogen mixture | |
| Farsi | Ammonia production from syngas: Plant design and simulation | |
| RU2643542C1 (en) | Method of obtaining hydrogen from hydrocarbon feedstock | |
| Goméz et al. | In-situ FTIR analysis on conventional and sorption-enhanced methanation (SEM) processes over Ni, Rh, and Ru-based catalyst systems | |
| Daful et al. | Simulation of a NGCC Power Generation Plant for the Production of Electricity from CO 2 Emissions Part I: The Methanation Reactor | |
| RU2832478C1 (en) | Method of producing ammonia from natural gas |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| MM4A | The patent is invalid due to non-payment of fees |
Effective date: 20080904 |