RU2630308C1 - Method and installation for producing high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon-containing gas - Google Patents
Method and installation for producing high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon-containing gas Download PDFInfo
- Publication number
- RU2630308C1 RU2630308C1 RU2016121889A RU2016121889A RU2630308C1 RU 2630308 C1 RU2630308 C1 RU 2630308C1 RU 2016121889 A RU2016121889 A RU 2016121889A RU 2016121889 A RU2016121889 A RU 2016121889A RU 2630308 C1 RU2630308 C1 RU 2630308C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- gas
- unit
- carbon dioxide
- gasoline fraction
- synthesis
- Prior art date
Links
Images
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G2/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon
Landscapes
- Hydrogen, Water And Hydrids (AREA)
Abstract
Description
Изобретение относится к нефте- и газохимии, а именно к способам получения углеводородов путем каталитической конверсии смеси, преимущественно содержащей СО, Н2. Получаемые при этом жидкие углеводородные фракции могут быть использованы в качестве топлив, в том числе автомобильных, характеризующихся высокой экологической чистотой.The invention relates to oil and gas chemistry, and in particular to methods for producing hydrocarbons by catalytic conversion of a mixture mainly containing CO, H 2 . The resulting liquid hydrocarbon fractions can be used as fuels, including motor fuels, characterized by high environmental cleanliness.
Способ может применяться, в частности, при переработке попутного нефтяного газа и углеводородного газа нестабильного состава.The method can be used, in particular, in the processing of associated petroleum gas and hydrocarbon gas of an unstable composition.
Заявленные изобретения, в основном, направлены на малотоннажное производство высокооктанового автобензина класса 5 из природного газа, что достигается компаундированием получаемой высокооктановой синтетической бензиновой фракции присадками.The claimed inventions are mainly aimed at the small-scale production of high-octane class 5 gasoline from natural gas, which is achieved by compounding the obtained high-octane synthetic gasoline fraction with additives.
В качестве сырьевой базы для малотоннажных производств потенциальный интерес могут представлять: малодебитные газовые месторождения, месторождения с падающей добычей газа, попутный нефтяной газ.As a raw material base for small-tonnage production, potential interest may be: low-yield gas fields, fields with decreasing gas production, associated petroleum gas.
Благодаря своей компактности, заявляемая установка может располагаться непосредственно на месторождении или в конечном пункте использования топлива, что существенно позволяет снизить затраты на транспорт газа или жидкого топлива.Due to its compactness, the inventive installation can be located directly at the field or at the final point of use of fuel, which significantly reduces the cost of transporting gas or liquid fuel.
Предпосылки изобретения и предшествующий уровень техникиBACKGROUND OF THE INVENTION AND PRIOR ART
Известные способы получения синтетических жидких углеводородов из газообразного сырья состоят из двух стадий. На первой стадии осуществляют превращения углеводородного газа в синтез-газ, представляющий собой смесь СО и Н2 с возможными примесями СО2, Н2О, N2, Ar и др. На второй стадии проводят каталитический синтез углеводородных фракций из синтез-газа.Known methods for producing synthetic liquid hydrocarbons from gaseous feedstocks consist of two stages. At the first stage, hydrocarbon gas is converted to synthesis gas, which is a mixture of CO and H 2 with possible impurities of CO 2 , H 2 O, N 2 , Ar, etc. At the second stage, the catalytic synthesis of hydrocarbon fractions from synthesis gas is carried out.
Патент RU 2247701, опубликованный 10.03.2005, содержит описание способа превращения природного газа в высшие углеводороды. Способ включает в себя каталитическую конверсию обессеренного природного газа смесью водяного пара и кислородсодержащего газа в синтез-газ в две ступени. На первой ступени в реакторе предриформинга при температуре от 430 до 500°С углеводороды C2 и выше, содержащиеся в исходном газе, превращаются в метан, СО и СО2, после чего на второй ступени газовая смесь подогревается до температуры от 550 до 650°С и вместе с кислородом или кислородсодержащим газом (воздухом) направляется в реактор автотермического риформинга, где под давлением от 3 до 4 МПа конвертируется в синтез-газ. Температура синтез-газа на выходе из реактора риформинга поддерживается в пределах от 950 до 1050°С. Полученный синтез-газ охлаждают, после чего направляют в реактор синтеза жидких углеводородов, где при давлении от 2 до 4 МПа и температуре от 180 до 240°С получают смесь компонентов, состоящую из низших углеводородов, высших углеводородов, воды и остаточного синтез-газа. Затем проводят разделение жидкой и газообразной фаз. Часть отходящих газов смешивают с природным газом и подвергают паровому риформингу в отдельном аппарате, после чего вводят их в основной поток синтез-газа перед реактором синтеза жидких углеводородов и/или в поток газов перед реактором риформинга. Предварительно углеводородный газ проходит узел очистки от сернистых соединений. Использование данного способа позволяет увеличить выход жидкого топлива и уменьшить выброс CO2.Patent RU 2247701, published March 10, 2005, describes a method for converting natural gas to higher hydrocarbons. The method involves the catalytic conversion of desulfurized natural gas with a mixture of water vapor and an oxygen-containing gas into synthesis gas in two stages. In the first stage in the pre-reforming reactor at a temperature from 430 to 500 ° C, hydrocarbons C 2 and higher contained in the feed gas are converted to methane, CO and CO 2 , after which in the second stage the gas mixture is heated to a temperature of from 550 to 650 ° C and together with oxygen or an oxygen-containing gas (air) is sent to an autothermal reforming reactor, where it is converted to synthesis gas under pressure from 3 to 4 MPa. The temperature of the synthesis gas at the outlet of the reforming reactor is maintained in the range from 950 to 1050 ° C. The resulting synthesis gas is cooled, and then sent to a liquid hydrocarbon synthesis reactor, where, at a pressure of 2 to 4 MPa and a temperature of 180 to 240 ° C., a mixture of components consisting of lower hydrocarbons, higher hydrocarbons, water and residual synthesis gas is obtained. Then carry out the separation of the liquid and gaseous phases. Part of the exhaust gases is mixed with natural gas and subjected to steam reforming in a separate apparatus, after which they are introduced into the main synthesis gas stream in front of the liquid hydrocarbon synthesis reactor and / or into the gas stream in front of the reforming reactor. Pre-hydrocarbon gas passes through the sulfur removal unit. Using this method allows to increase the yield of liquid fuel and reduce the emission of CO 2 .
Установка для осуществления данного способа содержит блок обессеривания природного газа, испаритель воды для получения водяного пара, в который добавляют обессеренный газ, теплообменник для нагрева смеси газа с водяным паром, реактор предриформинга, теплообменник для дополнительного подогрева отходящих газов предриформинга, реактор автотермического риформинга, теплообменник для получения пара высокого давления из воды за счет тепла отходящих газов риформинга, сепаратор для конденсации и выделения воды из синтез-газа, реактор синтеза жидких углеводородов, блок разделения продуктов синтеза жидких углеводородов (на желаемый продукт С5+, на побочные продукты в виде СО2, H2O, на непрореагировавший синтез-газ СО и Н2), реактор парового риформинга части отходящего газа, содержащего побочные продукты.The installation for implementing this method comprises a natural gas desulphurization unit, a water vaporizer for producing water vapor, to which desulfurized gas is added, a heat exchanger for heating the gas mixture with water vapor, a pre-reforming reactor, a heat exchanger for additional heating of the pre-reforming waste gases, an autothermal reforming reactor, a heat exchanger for producing high pressure steam from water due to the heat of reforming waste gases, a separator for condensing and separating water from synthesis gas, synthesis reactor and liquid hydrocarbons, a unit for separating the products of the synthesis of liquid hydrocarbons (for the desired product C5 +, for by-products in the form of CO 2 , H 2 O, for unreacted synthesis gas CO and H 2 ), a steam reforming reactor for a portion of the exhaust gas containing by-products.
Основными недостатками способа и устройства по патенту RU 2247701 являются:The main disadvantages of the method and device according to patent RU 2247701 are:
1) если производство синтез-газа осуществляют с использованием кислорода, то необходима установка разделения воздуха, что обуславливает большие капитальные и эксплуатационные затраты; если производство синтез-газа осуществляют с использованием воздуха, то в циркулирующем газе присутствует избыточное количество азота, что предполагает повышение давления газовой смеси и увеличения объема аппаратов;1) if the production of synthesis gas is carried out using oxygen, an air separation unit is necessary, which leads to high capital and operating costs; if the production of synthesis gas is carried out using air, then an excess amount of nitrogen is present in the circulating gas, which implies an increase in the pressure of the gas mixture and an increase in the volume of the apparatus;
2) применение дополнительного каталитического реактора для проведения паровой конверсии отходящих газов усложняет технологическую схему и ведет к удорожанию установки в целом.2) the use of an additional catalytic reactor for conducting steam conversion of exhaust gases complicates the technological scheme and leads to higher cost of the installation as a whole.
Наиболее близким к заявленному изобретению является способ получения жидких углеводородов из углеводородного газа, описанный в патенте RU 2539656, опубликованном 20.01.2015, включающий обессеривание природного газа, подогрев дымовыми газами узла теплоиспользующей аппаратуры, последующее получение синтез-газа высокотемпературным риформингом метана путем его конверсии кислородом воздуха, получение жидких углеводородов и воды, отгонку из воды остатков углеводородов.Closest to the claimed invention is a method for producing liquid hydrocarbons from hydrocarbon gas, described in patent RU 2539656, published January 20, 2015, including desulphurization of natural gas, flue gas heating unit heat-using equipment, the subsequent production of synthesis gas by high-temperature reforming of methane by its conversion with atmospheric oxygen , production of liquid hydrocarbons and water, distillation of hydrocarbon residues from water.
Исходное газообразное сырье после очистки от сернистых соединений с давлением от 1,0 до 1,3 МПа нагревают до температуры от 200 до 220°С, затем насыщают парами воды. Полученную смесь нагревают, смешивают с подогретым воздухом (либо с воздухом, обогащенным кислородом), после чего подают в реактор предриформинга, где при температуре от 280 до 300°С протекает каталитическая конверсия сырьевого газа в метан с образованием побочных продуктов (CO2, H2O, Н2). Отходящие газы предриформинга (после частичного отделения углекислого газа) и предварительно подогретый воздух подвергают высокотемпературному риформингу при температуре от 650 до 780°С. В результате реакции образуется синтез-газ с соотношением Н2:СО=2, (С2-С4) - фракция и небольшое количество воды. Синтез-газ очищают от твердых примесей, отделяют воду и подают в каскад изотермических реакторов, где при температуре от 200 до 250°С и давлении от 0,9 до 1,10 МПа и времени контакта синтез-газа с каталитическим слоем не более 0,8 с образуются углеводороды и вода. Продукт охлаждают и разделяют на газообразную и жидкую фазы.After purification from sulfur compounds with a pressure of 1.0 to 1.3 MPa, the feed gas is heated to a temperature of 200 to 220 ° C, then saturated with water vapor. The resulting mixture is heated, mixed with heated air (or with oxygen-enriched air), and then fed to the preforming reactor, where at a temperature of 280 to 300 ° C the catalytic conversion of the feed gas to methane proceeds with the formation of by-products (CO 2 , H 2 O, H 2 ). The pre-reforming waste gases (after partial separation of carbon dioxide) and preheated air are subjected to high-temperature reforming at temperatures from 650 to 780 ° C. As a result of the reaction, synthesis gas is formed with a ratio of H 2 : CO = 2, (C 2 -C 4 ) - fraction and a small amount of water. The synthesis gas is purified from solid impurities, water is separated and fed into the cascade of isothermal reactors, where at a temperature of 200 to 250 ° C and a pressure of 0.9 to 1.10 MPa and the contact time of the synthesis gas with the catalytic layer is not more than 0, 8 s, hydrocarbons and water are formed. The product is cooled and separated into gaseous and liquid phases.
Установка, используемая для осуществления данного способа, содержит блок подготовки исходных реагентов, блок получения синтез-газа, блок получения жидких углеводородов, блок стабилизации жидких углеводородов, блок подготовки воды. В блок получения синтез-газа дополнительно введен реактор предриформинга углеводородного газа и узел выделения углекислого газа из отходящих газов предриформинга.The installation used to implement this method contains a unit for preparing the starting reagents, a unit for producing synthesis gas, a unit for producing liquid hydrocarbons, a unit for stabilizing liquid hydrocarbons, and a unit for preparing water. In addition to the synthesis gas production unit, a hydrocarbon gas pre-reforming reactor and a carbon dioxide emission unit from the pre-reforming waste gases are additionally introduced.
Узел очистки и компримирования воздуха в блоке подготовки исходных реагентов может быть снабжен устройством обогащения по кислороду компримированного воздуха.The air purification and compression unit in the initial reagent preparation unit can be equipped with an oxygen enrichment device for compressed air.
Основные недостатки способа и устройства, выбранных в качестве прототипов:The main disadvantages of the method and device selected as prototypes:
1) использование воздуха (либо обогащенного по кислороду воздуха), наличие узла очистки и компримирования воздуха значительно удорожают установку;1) the use of air (or oxygen-enriched air), the presence of a unit for cleaning and compressing air significantly increase the cost of installation;
2) циркуляция избыточного азота предполагает увеличение габаритных размеров оборудования и эксплуатационных затрат (повышение объема катализатора для соблюдения требуемого времени контакта).2) the circulation of excess nitrogen involves an increase in the overall dimensions of the equipment and operating costs (increase in catalyst volume to comply with the required contact time).
Задачей заявленной группы изобретений является получение высокооктановой синтетической бензиновой фракции, удовлетворяющей высоким экологическим характеристикам, и создание рентабельной малотоннажной установки по производству автобензина, в том числе с целью максимального использования запасов газа на удаленных, малодебитных, низконапорных месторождениях, нерентабельных для промышленного применения традиционными способами.The objective of the claimed group of inventions is to obtain a high-octane synthetic gasoline fraction that meets high environmental performance, and the creation of a cost-effective small-tonnage plant for the production of gasoline, including with the aim of maximizing the use of gas reserves in remote, low-flow, low-pressure fields, unprofitable for industrial applications by traditional methods.
Достигаемый технический результат:Technical result achieved:
- повышение выхода синтез-газа за счет использования диоксида углерода, образующегося в результате сгорания энергетического потока природного газа;- increasing the yield of synthesis gas through the use of carbon dioxide formed as a result of combustion of the energy flow of natural gas;
- высокая селективность получения высокооктановой синтетической бензиновой фракции;- high selectivity for the production of high-octane synthetic gasoline fraction;
- отсутствие необходимости гидрооблагораживания продукта;- lack of need for hydrofining of the product;
- качество продукта соответствует экологическим требованиям, предъявляемым к автобензинам класса 5 (содержание бензола не более 1% об., содержание серы не более 10 ppm).- the quality of the product meets the environmental requirements for class 5 gasolines (benzene content of not more than 1% vol., sulfur content of not more than 10 ppm).
Для решения поставленной задачи и достижения технического результата заявляется группа изобретений, в которую входят способ получения высокооктановой синтетической бензиновой фракции из углеводородного газа и установка для его осуществления.To solve the problem and achieve a technical result, a group of inventions is claimed, which includes a method for producing a high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon gas and an installation for its implementation.
Природный газ (углеводородный газ) поступает на установку двумя потоками. Технологический поток подвергают сероочистке, затем смешивают с перегретым водяным паром и диоксидом углерода в определенном соотношении. Энергетический поток подают в панельные горелки на сжигание.Natural gas (hydrocarbon gas) enters the installation in two streams. The process stream is subjected to desulfurization, then mixed with superheated water vapor and carbon dioxide in a certain ratio. The energy flow is fed to the panel burners for combustion.
Подогретую парогазовую смесь (природный газ, водяной пар и диоксид углерода) отправляют в трубчатый реактор на пароуглекислотную конверсию.The heated vapor-gas mixture (natural gas, water vapor and carbon dioxide) is sent to the tubular reactor for steam-carbon dioxide conversion.
Процесс конверсии ведут при температуре от 900 до 1000°С и давлении на выходе из реакционных труб 0,3 МПа.The conversion process is carried out at a temperature of from 900 to 1000 ° C and a pressure at the outlet of the reaction tubes of 0.3 MPa.
Часть дымовых газов, отходящих из печи рифоминга, используют для производства диоксида углерода. Дымовые газы охлаждают, отделяют жидкую фазу, компримируют и подают в абсорбер диоксида углерода раствором моноэтаноламина. Насыщенный диоксидом углерода раствор моноэтаноламина нагревают и направляют в колонну, где происходит десорбция диоксида углерода. Раствор моноэтаноламина возвращается в систему на циркуляцию. Диоксид углерода охлаждают, сепарируют, компримируют и подают на смешение с природным газом и водяным паром.Part of the flue gases from the reefing furnace is used to produce carbon dioxide. Flue gases are cooled, the liquid phase is separated, compressed and fed into the carbon dioxide absorber with a solution of monoethanolamine. Saturated carbon dioxide solution of monoethanolamine is heated and sent to the column where desorption of carbon dioxide occurs. The monoethanolamine solution is returned to the system for circulation. Carbon dioxide is cooled, separated, compressed and mixed with natural gas and water vapor.
Конвертированный газ из печи риформинга охлаждают, отделяют жидкую фазу и направляют на компримирование до 8,5 МПа. Компримированный газ смешивают с отработанным синтез-газом, нагревают и делят на четыре реакционных потока, которые параллельно охлаждают до температуры не менее 350°С, и объединяют. Объединенный поток направляют в каскад реакторов, где в присутствии катализатора ведут реакцию получения синтетических жидких углеводородов в режиме, близком к изотермическому (температурный интервал от 395 до 400°С) Температурный режим в каскаде реакторов поддерживается за счет снятия теплоты, выделяемой при реакции, после каждого реактора каскада. Выходящий из каскада реакторов поток разделяют на жидкую и газообразную фракцию. Газообразную фракцию направляют вновь на вход каскада, обеспечивая тем самым степень конверсии по свежему синтез-газу не менее 90%. Жидкие фракции разделяют посредством отстаивания на газообразные компоненты, воду и синтетические жидкие углеводороды.The converted gas from the reforming furnace is cooled, the liquid phase is separated and sent to compression to 8.5 MPa. Compressed gas is mixed with spent synthesis gas, heated and divided into four reaction streams, which are simultaneously cooled to a temperature of at least 350 ° C, and combined. The combined stream is directed to the cascade of reactors, where, in the presence of a catalyst, a synthetic liquid hydrocarbon reaction is carried out in a mode close to isothermal (temperature range from 395 to 400 ° C). The temperature regime in the cascade of reactors is maintained by removing the heat generated during the reaction after each cascade reactor. The stream leaving the cascade of reactors is separated into a liquid and gaseous fraction. The gaseous fraction is sent again to the inlet of the cascade, thereby providing a degree of conversion of fresh synthesis gas of at least 90%. Liquid fractions are separated by settling into gaseous components, water and synthetic liquid hydrocarbons.
Установка содержит (фиг. 1) блок пароуглекислотной конверсии природного газа, блок выделения диоксида углерода из дымовых газов, блок получения синтетической бензиновой фракции.The installation contains (Fig. 1) a block of steam-carbon dioxide conversion of natural gas, a block for the emission of carbon dioxide from flue gases, a unit for producing a synthetic gasoline fraction.
Блок пароуглекислотной конверсии природного газа включает подогреватель природного газа 1, адсорбер 2, смеситель 3, подогреватель парогазовой смеси 4, печь риформинга 5, трубчатый реактор 6, пароперегреватель 7, котел-утилизатор конвертированного газа 8, теплообменник 9, сепаратор 10, котел-утилизатор дымовых газов 11, теплообменник 12, дымосос 13, дымовую трубу 14.The steam-carbon dioxide natural gas conversion unit includes a natural gas heater 1, an adsorber 2, a
Блок выделения диоксида углерода из дымовых газов включает воздушный холодильник 15, сепаратор 16, компрессор 17, воздушный холодильник 18, насадочный абсорбер 19, теплообменник 20, насос 21, буферную емкость 22, насос 23, емкость 24, теплообменник 25, десорбер диоксида углерода 26, кипятильник 27, теплообменник 28, сепаратор 29, насос 30, компрессор 31, буферную емкость 32.The flue gas emission unit includes an
Блок получения синтетической бензиновой фракции включает компрессор 33, буферную емкость 34, смеситель газовых потоков 35, теплообменник 36, пять теплообменников реакционных потоков 37, пять реакторов синтеза бензиновой фракции 38, циркуляционный компрессор 39, воздушный теплообменник 40, сепаратор высокого давления 41, сепаратор низкого давления 42, отстойник 43, продуктовую емкость 44, два угольных фильтра 45, сборник метанольной воды 46, насос 47, сборник 48, насос 49. При этом все блоки установки гидравлически и пневматически соединены между собой и с промежуточными емкостями.The synthetic gasoline fraction production unit includes a
Ниже приведено описание заявленного способа.The following is a description of the claimed method.
Установка для осуществления способа включает три блока:Installation for implementing the method includes three blocks:
I Блок пароуглекислотной конверсии природного газаI Block of carbon dioxide vapor conversion of natural gas
Природный газ из сети с давлением не более 0,8 МПа подают на установку двумя потоками - технологическим и энергетическим. Технологический поток после редуцирующего клапана (на чертеже не показан) с давлением 0,4 МПа направляют в подогреватель природного газа 1, расположенный в конвекционной зоне печи риформинга 5, которая имеет также радиационную зону, где его нагревают дымовыми газами до температуры не менее 380°С и подают в адсорбер 2, заполненный твердым сорбентом для очистки газов от сернистых соединений. После сероочистки содержание сернистых соединений не должно превышать 0,13 мг/м3. Очищенный газ подают в смеситель 3, где его смешивают с перегретым до температуры 400°С водяным паром и диоксидом углерода в соотношении СН4:H2O:CO2=1:(1,05÷1,10):(0,35÷0,38).Natural gas from the network with a pressure of not more than 0.8 MPa is supplied to the installation in two streams - technological and energy. The process stream after the pressure reducing valve (not shown in the drawing) with a pressure of 0.4 MPa is sent to a natural gas heater 1 located in the convection zone of the reforming furnace 5, which also has a radiation zone, where it is heated by flue gases to a temperature of at least 380 ° C and served in an adsorber 2 filled with a solid sorbent for cleaning gases from sulfur compounds. After desulfurization, the content of sulfur compounds should not exceed 0.13 mg / m 3 . The purified gas is fed into the
Парогазовую смесь подогревают в подогревателе паро-газовой смеси 4 до температуры не менее 580°С и подают на конверсию в реакционные трубы трубчатого реактора 6, расположенные в радиационной зоне печи риформинга 5, в которых на никелевом катализаторе протекают реакции пароуглекислотной конверсии. Процесс конверсии ведут при температуре от 900 до 1000°С, получая конвертированный газ (синтез-газ) на выходе из трубчатого реактора 6 с давлением 0,3 МПа.The vapor-gas mixture is heated in the heater of the vapor-gas mixture 4 to a temperature of at least 580 ° C and fed to the reaction tubes of the
Конвертированный газ охлаждают в котле-утилизаторе конвертированного газа 8 до температуры не менее 250°С и подают в теплообменник 9, где охлаждают до температуры не менее 65°С. Далее конвертированный газ поступает в сепаратор 10, для отделения конденсата.The converted gas is cooled in a
Также в котле-утилизаторе конвертированного газа 8 генерируют насыщенный водяной пар из нагретой питательной воды, поступающей из теплообменника 9. Насыщенный пар подают в теплообменник 27, где он отдает тепло раствору моноэтаноламина и конденсируется. Из теплообменника 27 конденсат направляют в котел-утилизатор дымовых газов 11, в котором генерируют побочный продукт - водяной пар с давлением 0,4 МПа и температурой 210°С.Also, in the converted
Энергетический поток природного газа дросселируют до давления 0,07 МПа, смешивают с танковыми газами из сепаратора высокого давления 41, сепаратора низкого давления 42 и отстойника 43 блока получения синтетической бензиновой фракции и направляют на сжигание в радиационную зону печи риформинга 5 для обогрева реакционных труб трубчатого реактора 6. Сжигание газов осуществляют в панельных горелках (на чертеже не показаны). Воздух, необходимый для горения, инжектируют энергетическим потоком природного газа и танковых газов, проходящим через сопла блочных горелок с большой скоростью. Объемная доля кислорода в дымовых газах не должна превышать 3%.The natural gas energy stream is throttled to a pressure of 0.07 MPa, mixed with tank gases from a high-
Образующиеся дымовые газы, после обогрева реакционных труб трубчатого реактора 6, поступают в конвекционную зону печи риформинга 5, где последовательно отдают тепло в пароперегревателе 7, подогревателе парогазовой смеси 4, подогревателе природного газа 1 и с температурой не более 820°С поступают в котел-утилизатор дымовых газов 11. После котла-утилизатора дымовых газов 11 дымовые газы поступают в теплообменник 12, где нагревают и испаряют реакционную воду. Образовавшийся пар подают в пароперегреватель 7.The resulting flue gases, after heating the reaction tubes of the
Часть дымовых газов после теплообменника 12 с температурой не более 250°С дымососом 13 выбрасывают через дымовую трубу 14 в атмосферу, а оставшуюся часть газов после дымососа 13 направляют на блок выделения диоксида углерода из дымовых газов.Part of the flue gases after the
II Блок выделения диоксида углерода из дымовых газовII Block of carbon dioxide emission from flue gases
Дымовые газы, отходящие из печи риформинга 5, являются источником диоксида углерода для пароуглекислотного риформинга природного газа.Flue gases from the reforming furnace 5 are a source of carbon dioxide for steam carbon dioxide reforming of natural gas.
Дымовые газы после дымососа 13 охлаждают в воздушном холодильнике 15 до температуры не более 45°С и подают в сепаратор 16. После отделения реакционной воды, дымовые газы компрессором 17 сжимают до давления 0,5 МПа и направляют через воздушный холодильник 18 в насадочный абсорбер 19. Насадочный абсорбер 19 орошают раствором моноэтаноламина с температурой 35°С. Очищенный от диоксида углерода газ выбрасывают в атмосферу.Flue gases after the smoke exhaust 13 are cooled in an
Насыщенный диоксидом углерода раствор моноэтаноламина нагревают в теплообменнике 25 до температуры 100°С регенерированным раствором моноэтаноламина, поступающим из куба десорбера диоксида углерода 26. Давление на стадии десорбции диоксида углерода снижают до 0,17 МПа.Saturated carbon dioxide solution of monoethanolamine is heated in a
Регенерацию раствора моноэтаноламина осуществляют в десорбере диоксида углерода 26. В верхней части десорбера диоксида углерода 26, выше ввода раствора, размещают 3 колпачковые тарелки, на которые поступает флегма и происходит промывка отходящего пара от моноэтаноламина. Температура десорбера диоксида углерода 26 в верхней части не выше 100°С, в нижней части - 115°С. Тепло для регенерации насыщенного раствора моноэтаноламина подводят насыщенным паром к кипятильнику 27. В кипятильник 27 подают регенерированный раствор моноэтаноламина с 1-й тарелки десорбера диоксида углерода 26, где часть раствора моноэтаноламина испаряется. Парогазовую смесь, состоящую из диоксида углерода, водяного пара и раствора моноэтаноламина, возвращают в десорбер диоксида углерода 26 под нижнюю, глухую колпачковую тарелку, обеспечивая восходящий поток смеси водяного пара и диоксида углерода в десорбере диоксида углерода 26.The regeneration of the monoethanolamine solution is carried out in the
Регенерированный раствор моноэтаноламина из куба десорбера диоксида углерода 26 подают в теплообменник 25, где он отдает свое тепло насыщенному раствору моноэтаноламина. Затем в буферной емкости 22 регенерированный раствор моноэтаноламина смешивают со свежим раствором моноэтаноламина, который подают насосом 23 из емкости 24. Полученный раствор моноэтаноламина насосом 21 подают в теплообменник 20, где охлаждают водой до температуры 35°С. Циркуляцию раствора моноэтаноламина в системе регенерации обеспечивают насосом 21, при этом давление повышается до 0,5 МПа.The regenerated solution of monoethanolamine from the cube of the
Десорбированный влажный диоксид углерода охлаждают в теплообменнике 28 и подают в сепаратор 29. В сепараторе 29 диоксид углерода отделяют от сконденсировавшейся воды (флегмы). Флегму насосом 30 возвращают в десорбер диоксида углерода 26, а избыток воды направляют в канализацию. Диоксид углерода сжимают компрессором 31 до давления 0,4 МПа и подают в буферную емкость 32, в которой предусмотрен слив конденсата и сброс избытка диоксида углерода.The desorbed wet carbon dioxide is cooled in a
Подпитку системы свежим раствором моноэтаноламина производят из емкости 24 с помощью насоса 23. При накоплении в моноэтаноламине смол, часть моноэтаноламина удаляют из регенерационного цикла.The system is fed with a fresh solution of monoethanolamine from
III Блок получения синтетической бензиновой фракцииIII Block for the production of synthetic gasoline fraction
Синтез-газ, выходящий со стадии пароуглекислотной конверсии природного газа, сжимают компрессором 33 до 8,5 МПа и направляют в буферную емкость 34. Из буферной емкости 34 синтез-газ дросселируют в смеситель газовых потоков 35, где смешивают с отработанным синтез-газом. Циркуляционный синтез-газ нагревают в рекуперативном теплообменнике 36 и делят на четыре потока, которые параллельно проходят четыре теплообменника реакционных потоков 37 для охлаждения реакционных потоков после реакторов синтеза бензиновой фракции 38. После теплообменников реакционных потоков 37 нагретые до температуры не менее 350°С потоки объединяют. Объединенный поток последовательно проходит четыре реактора синтеза бензиновой фракции 38. Таким образом, выход синтез-газа из трубчатого реактора 6 пневматически связан с входом в реакторы синтеза бензиновой фракции 38. В реакторы синтеза бензиновой фракции 38 загружен бифункциональный катализатор, который работает при давлении 8,0 МПа в режиме, близком к изотермическому. По мере протекания экзотермических реакций синтеза углеводородов температура в слое катализатора повышается до 400°С. Поддержание такого температурного режима в слое катализатора обеспечивают циркуляцией реакционного газа и охлаждением его после каждого реактора синтеза бензиновой фракции 38 до температуры не более 360°С. Требуемую кратность циркуляции, равную 6-7, обеспечивают циркуляционным компрессором 39. В случае снижения активности катализатора в каком-либо из реакторов синтеза бензиновой фракции 38 для обеспечения непрерывной работы установки предусмотрены пятый резервный реактор синтеза бензиновой фракции 38 и пятый теплообменник реакционных потоков 37. Обвязка реакторов синтеза бензиновой фракции 38 позволяет выводить из работы любой из работающих реакторов синтеза бензиновой фракции 38 для ремонта, регенерации и перезагрузки катализатора. Общая степень конверсии по свежему синтез-газу в 4-х реакторах составляет не менее 90%.The synthesis gas leaving the steam-carbon dioxide conversion stage of natural gas is compressed by a
Реакционный поток после четвертого реактора синтеза бензиновой фракции 38 последовательно охлаждают в четвертом теплообменнике реакционных потоков 37, рекуперативном теплообменнике 36, воздушном теплообменнике 40. Далее газожидкостную смесь синтетической бензиновой фракции подают в сепаратор высокого давления 41, где происходит отделение несконденсировавшихся компонентов газа от жидких продуктов реакции. Газ после сепаратора высокого давления 41 подают на всас циркуляционного компрессора 39, а часть газа постоянно отбирают на продувку для предотвращения накопления инертных газов в цикле. Продувочный газ направляют на сжигание в печь риформинга 5.The reaction stream after the fourth gasoline
Отделенные в сепараторе высокого давления 41 жидкие продукты направляют в сепаратор низкого давления 42, где давление не превышает 0,6 МПа. Здесь происходит отделение газовой фазы от жидкой, жидкие продукты самотеком поступают в отстойник 43. В отстойнике 43 происходит окончательное отделение растворенных газов и расслоение жидких продуктов на углеводородный и водный слои.The liquid products separated in the high-
Танковые газы из сепаратора низкого давления 42 и отстойника 43 объединяют в общий поток и направляют на сжигание в печь риформинга 5. Из отстойника 43 синтетическую бензиновую фракцию сливают в продуктовую емкость 44, в которой его компаундируют (при необходимости) высокооктановой присадкой с целью получения товарного автобензина.Tank gases from the
Реакционную воду из отстойника 43 подают на очистку в два работающих поочередно угольных фильтра 45 и далее в сборник метанольной воды 46. Из сборника метанольной воды 46 метанольную воду насосом 47 направляют в теплообменник 12.The reaction water from the
Для питательной воды котла-утилизатора 8 и сбора конденсированной воды из сепараторов 10 и 16 предусмотрен сборник 48 и насос 49.For the feed water of the
Возможность осуществления изобретения иллюстрируется следующими примерами.The possibility of carrying out the invention is illustrated by the following examples.
На установку двумя потоками - энергетическим и технологическим, подают природный газ (содержание СН4 более 95% об., содержание сернистых соединений 2 мг/нм3). Давление газа составляет 0,7 МПа. Технологический поток направляют в подогреватель природного газа 1, предварительно снизив давление газа до 0,4 МПа с помощью редуцирующего клапана (на рисунке не показан). В подогревателе природного газа 1 происходит нагрев технологического потока до температуры 400°С за счет тепла дымовых газов. Нагретый природный газ подают в адсорбер 2 для очистки от сернистых соединений. Адсорбер заполнен твердым сорбентом на основе оксида цинка (массовая доля оксида цинка не менее 90%, сероемкость сорбента не менее 28%). После сероочистки содержание сернистых соединений в газе составляет 0,05 мг/м3. Очищенный газ подают в смеситель 3, где его смешивают с перегретым до температуры 400°С водяным паром и диоксидом углерода в соотношении СН4:H2O:CO2=1:1,07:0,36. Температура полученной парогазовой смеси составляет 311°С.Natural gas is supplied to the installation in two streams - energy and technological, (the content of CH 4 is more than 95% vol., The content of sulfur compounds 2 mg / nm 3 ). The gas pressure is 0.7 MPa. The process stream is sent to the natural gas heater 1, having previously reduced the gas pressure to 0.4 MPa using a pressure reducing valve (not shown in the figure). In the natural gas heater 1, the process stream is heated to a temperature of 400 ° C. due to the heat of the flue gases. Heated natural gas is fed to adsorber 2 for purification from sulfur compounds. The adsorber is filled with a solid sorbent based on zinc oxide (mass fraction of zinc oxide is not less than 90%, sulfur intensity of the sorbent is not less than 28%). After desulfurization, the content of sulfur compounds in the gas is 0.05 mg / m 3 . The purified gas is fed into the
Парогазовую смесь подогревают в подогревателе парогазовой смеси 4 до температуры 600°С и подают на конверсию в трубчатый реактора 6, расположенный в радиационной зоне печи риформинга 5, в которых на никельсодержащем катализаторе протекают реакции пароуглекислотной конверсии. Катализатор представляет собой промотированный оксид никеля, нанесенный на термостойкие пористые корундовые гранулы шаровидной формы, массовая доля никеля в пересчете на NiO составляет не менее 11%. Процесс конверсии ведут при температуре 950°С и давлении на выходе из реакционных труб 0,3 МПа. Конвертированный газ имеет следующий состав (содержание, объемная доля, %): СО - 27,05; Н2 - 58,79; СН4 - 2,61; CO2 - 3,12; H2O - 8,14; N2 - 0,30.The vapor-gas mixture is heated in the heater of the vapor-gas mixture 4 to a temperature of 600 ° C and fed for conversion to a
Конвертированный газ последовательно охлаждают в котле-утилизаторе конвертированного газа 8 до температуры 200°С и теплообменнике 9 до температуры 60°С и направляют в сепаратор 10 для отделения конденсата. Выходящий из сепаратора 10 синтез-газ имеет следующий состав (содержание, объемная доля, %): СО - 29,04; Н2 - 63,11; СН4 - 2,80; CO2 - 3,35; H2O - 1,38; N2 -0,32.The converted gas is subsequently cooled in a converted
В котел-утилизатор конвертированного газа 8 также поступает нагретая питательная вода из теплообменника 9 с давлением 0,4 МПа и температурой 150°С, из которой генерируют водяной пар, подаваемый затем в теплообменник 27 для поддержания температуры низа десорбера. Из теплообменника 27 конденсат направляют в котел-утилизатор дымовых газов 11, в котором генерируют пар с давлением 0,4 МПа и температурой 210°С.Converted
Энергетический поток природного газа дросселируют до давления 0,07 МПа, смешивают с танковыми газами из сепаратора высокого давления 41, сепаратора низкого давления 42 и отстойника 43 блока получения синтетической бензиновой фракции и направляют на сжигание в радиационную зону печи риформинга 5. Сжигание газов осуществляют в панельных горелках. Воздух для горения подается с коэффициентом избытка 1,15. Образующиеся дымовые газы имеют следующий состав (содержание, объемная доля, %): N2 - 69,3; O2 - 2,4; Ar - 0,8; СО2 - 10,2; H2O - 17,5.The energy flow of natural gas is throttled to a pressure of 0.07 MPa, mixed with tank gases from a high-
Дымовые газы обогревают реакционные трубы и с температурой 980°С поступают в конвекционную зону печи риформинга 5, где последовательно отдают тепло в пароперегревателе 6, подогревателе парогазовой смеси 4 и подогревателе природного газа 1. Из конвекционной секции печи риформинга дымовые газы выходят с температурой 817°С и последовательно охлаждаются в котле-утилизаторе дымовых газов 11 до температуры 350°С и теплообменнике 12 до температуры 200°С. В теплообменнике 12 за счет тепла дымовых газов происходит нагрев и испарение реакционной воды. Образовавшийся при этом пар с температурой 140°С подают в пароперегреватель 6.Flue gases heat the reaction pipes and enter the convection zone of the reforming furnace 5 with a temperature of 980 ° C, where heat is sequentially transferred to the
Часть дымовых газов направляют на блок выделения диоксида углерода из дымовых газов. Избыток дымовых газов дымососом 13 выбрасывают через дымовую трубу 14 в атмосферу.A portion of the flue gas is sent to a carbon dioxide emission unit from the flue gas. Excess flue gases from the exhaust fan 13 are discharged through the
Дымовые газы охлаждают в воздушном холодильнике 15 до температуры 40°С и подают в сепаратор 16. После отделения реакционной воды, дымовые газы компрессором 17 сжимают до давления 0,5 МПа и направляют через воздушный холодильник 18 в насадочный абсорбер 19, который орошают раствором моноэтаноламина с температурой 35°С. Концентрация диоксида углерода в растворе на входе в насадочный абсорбер 19 составляет 0,15 моль CO2/моль моноэтаноламина, на выходе - 0,5 моль CO2/моль моноэтаноламина. Очищенный от диоксида углерода газ выбрасывают в атмосферу.Flue gases are cooled in an
Насыщенный диоксидом углерода раствор моноэтаноламина на выходе из абсорбера имеет температуру 50°С. Для создания оптимальных условий процесса десорбции его нагревают в теплообменнике 25 до температуры 100°С за счет тепла регенерированного раствором моноэтаноламина, поступающим из куба десорбера диоксида углерода 26. Давление на стадии десорбции диоксида углерода снижают до 0,17 МПа.Saturated carbon dioxide solution of monoethanolamine at the outlet of the absorber has a temperature of 50 ° C. To create optimal conditions for the desorption process, it is heated in a
Регенерацию раствора моноэтаноламина осуществляют в десорбере диоксида углерода 26, который оснащен 16 тарелками провального типа. Десорбер диоксида углерода 26 обеспечивает регенерацию раствора моноэтаноламина до концентрации 0,15 моль CO2/моль моноэтаноламина. Тепло для регенерации насыщенного раствора моноэтаноламина подводят насыщенным паром к кипятильнику 27.The regeneration of the monoethanolamine solution is carried out in a
Регенерированный раствор моноэтаноламина из куба десорбера диоксида углерода 26 охлаждают в теплообменнике 25 и затем буферной емкости 22 смешивают со свежим раствором моноэтаноламина, который подают насосом 23 из емкости 24. Полученный раствор моноэтаноламина насосом 21 подают в теплообменник 20, где охлаждают водой до температуры 35°С.The regenerated solution of monoethanolamine from the cube of
Десорбированный влажный диоксид углерода охлаждают в теплообменнике 28 до 35°С и отделяют от сконденсировавшейся воды (флегмы) в сепараторе 29. Диоксид углерода сжимают компрессором 31 до давления 0,4 МПа и через буферную емкость 32 подают в бок получения синтез-газа.Desorbed wet carbon dioxide is cooled in a
Выходящий со стадии пароуглекислотной конверсии природного газа синтез-газ сжимают компрессором 33 до 8,5 МПа и через буферную емкость 34 направляют в смеситель газовых потоков 35, где смешивают с отработанным синтез-газом. Циркуляционный синтез-газ нагревают в рекуперативном теплообменнике 36 до температуры 200°С и делят на четыре потока, которые параллельно проходят четыре теплообменника реакционных потоков 37 для охлаждения реакционных потоков после реакторов синтеза бензиновой фракции 38. После теплообменников реакционных потоков 37 нагретые до температуры 360°С потоки объединяют. Объединенный поток последовательно проходит четыре реактора синтеза бензиновой фракции 38. Процесс конверсии синтез-газа в синтетическую бензиновую фракцию осуществляется при давлении 8,0 МПа на бифункциональном цинкхроммедном цеолитсодержащем катализаторе. Поддержание температурного режима в слое катализатора обеспечивают циркуляцией реакционного газа и охлаждением его после каждого реактора синтеза бензиновой фракции 38 до 360°С. Требуемую кратность циркуляции обеспечивают циркуляционным компрессором 39.The synthesis gas leaving the steam-carbon dioxide conversion stage of natural gas is compressed by a
Реакционный поток после четвертого реактора синтеза бензиновой фракции 38 последовательно охлаждают в четвертом теплообменнике реакционных потоков 37, рекуперативном теплообменнике 36, воздушном теплообменнике 40 до 40°С. Далее газожидкостную смесь синтетической бензиновой фракции подают в сепаратор высокого давления 41, где происходит отделение несконденсировавшихся компонентов газа от жидких продуктов реакции. Газ после сепаратора высокого давления 41 подают на всас циркуляционного компрессора 39, а часть газа отбирают на продувку. Продувочный газ направляют на сжигание в печь риформинга 5.The reaction stream after the fourth gasoline
Отделенные в сепараторе высокого давления 41 жидкие продукты направляют в сепаратор низкого давления 42, где давление составляет 0,55 МПа. Здесь жидкие продукты отделяются от растворенных в них газов и самотеком переливаются в отстойник 43. В отстойнике 43 происходит окончательное отделение растворенных газов и расслоение жидких продуктов на углеводородный и водный слои.The liquid products separated in the high-
Танковые газы из сепаратора низкого давления 42 и отстойника 43 объединяют в общий поток и направляют на сжигание в печь риформинга 5 конверсии природного газа. Из отстойника 43 синтетическую бензиновую фракцию сливают в продуктовую емкость 44, в которой его компаундируют высокооктановой присадкой с целью получения товарного автобензина.Tank gases from the low-
Групповой состав высокооктановой синтетической бензиновой фракции, отбираемой из отстойника 43, представлен в таблице 1.The group composition of the high-octane synthetic gasoline fraction taken from
Реакционную воду из отстойника 43 подают на очистку угольный фильтр 45 и далее в сборник метанольной воды 46. Из сборника метанольной воды 46 метанольную воду насосом 47 направляют в теплообменник 12.The reaction water from the
Заявляется также установка, используемая для осуществления способа получения высокооктановой синтетической бензиновой фракции из углеводородсодержащего газа.The apparatus used for implementing the method for producing a high-octane synthetic gasoline fraction from a hydrocarbon-containing gas is also claimed.
Установка для получения высокооктановой синтетической бензиновой фракции содержит линию подачи природного газа (углеводородного газ) из сети, систему задвижек для разделения природного газа на два потока, подогреватель природного газа 1, расположенный в конвекционной зоне печи риформинга 5. Подогреватель природного газа 1 связан с адсорбером 2, который в свою очередь связан с подогревателем парогазовой смеси 4 через смеситель 3. В смесителе 3 происходит смешение потоков природного газа из абсорбера 2, насыщенного водяного пара из пароперегревателя 7, диоксида углерода из буферной емкости 32. Подогреватель парогазовой смеси 4 связан с радиационной зоной печи риформинга 5, где установлены реакционные трубы трубчатого реактора 6 для осуществления процесса пароуглекислотной конверсии. Горелки радиационной зоны печи риформинга связаны с линией подачи природного газа, а также сепараторами 41, 42 и отстойником 43. Помимо радиационной зоны, печь риформинга 5 имеет конвекционную зону, обогреваемую дымовыми газами. В конвекционной зоне располагаются пароперегреватель 7, подогреватель парогазовой смеси 4 и подогреватель природного газа 1, перечисленные в последовательности, соответствующей прохождению дымовых газов через указанные аппараты.The installation for producing a high-octane synthetic gasoline fraction contains a line for supplying natural gas (hydrocarbon gas) from the network, a valve system for separating natural gas into two streams, a natural gas heater 1 located in the convection zone of the reforming furnace 5. The natural gas heater 1 is connected to the adsorber 2 , which in turn is connected with the heater of the gas-vapor mixture 4 through the
Насыщенный пар в пароперегреватель 7 подается из теплообменника 12, где происходит нагрев воды, подаваемой из емкости 46 насосом 47.Saturated steam in the superheater 7 is supplied from the
Трубчатый реактор 6 связан с сепаратором 10 через котел-утилизатор конвертированного газа 8 и теплообменник 9.The
Конвекционная зона печи риформинга 5 связана с дымососом 13 через котел-утилизатор дымовых газов 11 и теплообменник 12. Часть дымовых газов дымососом 13 подается в сепаратор 16 через холодильник 15, а избыток сбрасывается в дымовую трубу 14.The convection zone of the reforming furnace 5 is connected to the exhaust fan 13 through a flue
Дымовые газы из сепаратора 16 подают компрессором 17 через холодильник 18 в насадочный абсорбер 19. Насадочный абсорбер 19 орошают раствором моноэтаноламина, подаваемым насосом 21 из буферной емкости 22 через теплообменник 20. Систему подпитывают свежим раствором моноэтаноламина из емкости 24, который подают насосом 23 в емкость 22.The flue gases from the
Сверху насадочного абсорбера отбирают очищенный от диоксида углерода газ. Кубовая часть насадочного абсорбера 19 связана через теплообменник 25 с десорбером диоксида углерода 26, куда подается насыщенный диоксидом углерода раствор моноэтаноламина. Подвод тепла к десорберу диоксида углерода 26 осуществляется путем подачи регенерированного раствора моноэтаноламина с 1-й тарелки десорбера диоксида углерода 26 в кипятильник 27, где часть раствора моноэтаноламина испаряется за счет тепла насыщенного пара, полученного последовательным нагревом воды из емкости 48 в теплообменнике 9 и котле-утилизаторе 8. Вода из кипятильника 27 далее направляется в котел-утилизатор 11.A gas purified from carbon dioxide is taken from the top of the packed absorber. The bottom part of the packed
Десорбированный влажный диоксид углерода с верха десорбера диоксида углерода 26 подают в сепаратор 29 через теплообменник 28. Часть отделенной в сепараторе 28 флегмы насосом 30 возвращают в десорбер диоксида углерода 26 в качестве орошения. Диоксид углерода из сепаратора 29 сжимают компрессором 31 и подают в буферную емкость 32.The desorbed wet carbon dioxide from the top of the
Сепаратор 10 связан со смесителем газовых потоков 35 через компрессор 33 и буферную емкость 34. В смеситель газовых потоков 35 помимо синтез-газа из сепаратора 10 подается циркуляционным компрессором 39 отработанный синтез-газ из сепаратора высокого давления 41.The
Смеситель газовых потоков 35 соединен с теплообменником 36, после которого происходит разделение циркуляционного газа на четыре потока, которые параллельно проходят четыре теплообменника реакционных потоков 37. Затем потоки объединяют и подают в первый реактор синтеза бензиновой фракции 38. После каждого из реакторов 38 реакционный поток подается в соответствующий теплообменник 37, после которого поступает в следующий реактор. Таким образом, объединенный поток проходит последовательно четыре реактора синтеза бензиновой фракции 38 и четыре теплообменника реакционных потоков 37. Реакционный поток после четвертого теплообменника реакционных потоков 37 подают в сепаратор высокого давления 41 через теплообменник 36 и воздушный теплообменник 40.The
Сепаратор высокого давления 41 связан с циркуляционным компрессором 39, куда подают отделенный газ, и с сепаратором низкого давления 42, куда направляют жидкие продукты. Часть отделенного газа используется в качестве продувочного.The
Из сепаратора низкого давления 42 жидкие продукты самотеком переливаются в отстойник 43.From the low-
Продувочный газ, танковые газы из сепаратора низкого давления 42 и отстойника 43 объединяют в общий поток и направляют на сжигание в горелки печи риформинга 5.Purge gas, tank gases from the low-
Отстойник 43 связан с продуктовой емкостью 44, куда сливают бензиновую фракцию, и двумя работающими поочередно угольными фильтрами 45, куда подают на очистку реакционную воду.The
Угольные фильтры связаны со сборником метанольной воды 46, воду из которого насосом 47 подают в теплообменник 12.Carbon filters are connected to a
Конденсат из сепараторов 10, 16, а также оборотная вода с установки собирают в сборнике 48 и насосом 49 подают через теплообменник 9 в котел-утилизатор 8.Condensate from the
Claims (5)
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2016121889A RU2630308C1 (en) | 2016-06-02 | 2016-06-02 | Method and installation for producing high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon-containing gas |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2016121889A RU2630308C1 (en) | 2016-06-02 | 2016-06-02 | Method and installation for producing high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon-containing gas |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2630308C1 true RU2630308C1 (en) | 2017-09-07 |
Family
ID=59798040
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU2016121889A RU2630308C1 (en) | 2016-06-02 | 2016-06-02 | Method and installation for producing high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon-containing gas |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2630308C1 (en) |
Cited By (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2714651C1 (en) * | 2019-10-31 | 2020-02-18 | Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего образования "Кубанский государственный технологический университет" (ФГБОУ ВО "КубГТУ") | Adsorption unit for preparation of hydrocarbon gas |
| RU2714807C1 (en) * | 2019-10-31 | 2020-02-19 | Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего образования "Кубанский государственный технологический университет" (ФГБОУ ВО "КубГТУ") | Gas treatment plant for transportation |
| RU2750699C1 (en) * | 2020-06-26 | 2021-07-01 | Общество С Ограниченной Ответственностью "Газпром Трансгаз Краснодар" | Adsorption unit for preparing natural gas for transport |
| RU2773285C1 (en) * | 2021-10-14 | 2022-06-01 | Алексей Юрьевич Кочетков | Method for producing high-octane gasoline |
Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US6489370B2 (en) * | 2000-05-30 | 2002-12-03 | Mitsubishi Heavy Industries, Ltd. | Method of manufacturing a synthesis gas to be employed for the synthesis of gasoline, kerosene and gas oil |
| RU2475468C1 (en) * | 2011-11-15 | 2013-02-20 | Общество с ограниченной ответственностью "ФАСТ ИНЖИНИРИНГ" | Method of producing liquid synthetic hydrocarbons from hydrocarbon gases |
| RU2539656C1 (en) * | 2013-11-19 | 2015-01-20 | Общество с ограниченной ответственностью "Синтезин-В" | Method for producing liquid hydrocarbons of hydrocarbon gas and plant for implementing it |
| CN105087041A (en) * | 2014-05-06 | 2015-11-25 | 北京化工大学 | Bifunctional catalyst-based short-process Fischer-Tropsch synthesis novel oil preparation process |
-
2016
- 2016-06-02 RU RU2016121889A patent/RU2630308C1/en active
Patent Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US6489370B2 (en) * | 2000-05-30 | 2002-12-03 | Mitsubishi Heavy Industries, Ltd. | Method of manufacturing a synthesis gas to be employed for the synthesis of gasoline, kerosene and gas oil |
| RU2475468C1 (en) * | 2011-11-15 | 2013-02-20 | Общество с ограниченной ответственностью "ФАСТ ИНЖИНИРИНГ" | Method of producing liquid synthetic hydrocarbons from hydrocarbon gases |
| RU2539656C1 (en) * | 2013-11-19 | 2015-01-20 | Общество с ограниченной ответственностью "Синтезин-В" | Method for producing liquid hydrocarbons of hydrocarbon gas and plant for implementing it |
| CN105087041A (en) * | 2014-05-06 | 2015-11-25 | 北京化工大学 | Bifunctional catalyst-based short-process Fischer-Tropsch synthesis novel oil preparation process |
Cited By (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2714651C1 (en) * | 2019-10-31 | 2020-02-18 | Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего образования "Кубанский государственный технологический университет" (ФГБОУ ВО "КубГТУ") | Adsorption unit for preparation of hydrocarbon gas |
| RU2714807C1 (en) * | 2019-10-31 | 2020-02-19 | Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего образования "Кубанский государственный технологический университет" (ФГБОУ ВО "КубГТУ") | Gas treatment plant for transportation |
| RU2750699C1 (en) * | 2020-06-26 | 2021-07-01 | Общество С Ограниченной Ответственностью "Газпром Трансгаз Краснодар" | Adsorption unit for preparing natural gas for transport |
| RU2773285C1 (en) * | 2021-10-14 | 2022-06-01 | Алексей Юрьевич Кочетков | Method for producing high-octane gasoline |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| JP7372282B2 (en) | Fuels and fuel additives with high biogenic content derived from renewable organic raw materials | |
| CN102333723B (en) | Carbon dioxide emission reduction method | |
| RU2394754C1 (en) | Method of obtaining hydrogen from hydrocarbon material | |
| CN112638849B (en) | Process for the production of methanol from synthesis gas without carbon dioxide removal | |
| US3988425A (en) | Process of producing carbon monoxide from light hydrocarbons | |
| RU2415904C2 (en) | System of liquid fuel synthesis | |
| RU2503651C1 (en) | Method for obtaining methanol from hydrocarbon gas of gas and gas-condensate deposits, and plant for its implementation | |
| RU2478569C1 (en) | Method of extracting helium from natural gas | |
| CA2698246C (en) | A system and process for hydrocarbon synthesis | |
| RU2418840C2 (en) | System of liquid fuel synthesis | |
| RU2630308C1 (en) | Method and installation for producing high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon-containing gas | |
| RU2430141C2 (en) | Liquid fuel synthesis system | |
| RU2576738C1 (en) | Method of natural gas cleaning and device to this end | |
| RU2252209C1 (en) | Method for methanol production (variants) | |
| RU2362760C1 (en) | Method for preparation of aromatic hydrocarbons, hydrogen, methanol, motor oils and water from unstable gas condensate obtained from gas and oil fields and device thereof | |
| WO2008079046A1 (en) | Methanol production method | |
| RU102537U1 (en) | INSTALLATION FOR PRODUCING METHANOL FROM NATURAL GAS | |
| RU2203214C1 (en) | Methanol production process | |
| RU2539656C1 (en) | Method for producing liquid hydrocarbons of hydrocarbon gas and plant for implementing it | |
| RU2541016C2 (en) | Black oil delayed coking method and unit | |
| RU2630307C1 (en) | Method and plant for producing high-octane synthetic gasoline fraction from natural or associated gases | |
| CA3155106C (en) | System and method for the production of synthetic fuels without fresh water | |
| RU2453525C1 (en) | Method of producing methanol from natural gas and apparatus for realising said method | |
| CN116178095A (en) | Process for preparing ethylene by oxidative dehydrogenation of ethane | |
| RU2792583C1 (en) | Method and unit for methanol synthesis |