Раздел 7. Перспективные технологии переработки природного и попутного газа

7.1 Технология глубокого отбензинивания газа

Технология предназначена для глубокого отбензинивания газа с отбором до 100% жидких углеводородов (рисунок 7.1).

Рисунок 7.1 - Технология глубокого отбензинивания газа

Отбензинивание газа проводится в одном аппарате, осуществляется двухступенчатое выделение жидких углеводородов из газа. Сырье, содержащее до 200 жидких углеводородов, поступает на первую ступень сепарации, откуда отбирается насыщенный влагой гликоль или иное вещество, а также основная масса жидких углеводородов. Затем, за счет циркуляции части жидких углеводородов между первой и второй ступенью осуществляется их глубокое удаление из газа до 2 - 3 На второй ступени применяется более плотная регулярная структура насадки и большее сечение для прохода газа через насадку. Скорость газа за счет этого снижается, что исключает вероятность уноса жидкости. Коалесцированная жидкость с каждой ступени раздельно поступает в кубовую часть сепаратора, откуда вместе с гликолем выводится на разделение. В процессе используются различные хладагенты с температурой охлаждения от минус 10°С до минус 40°С. Может применяться турбодетандер или дроссель для достижения более низкой температуры охлаждения газа.

Применение гликолей в низкотемпературных процессах имеет риски технологических осложнений, связанных с застыванием раствора гликоля в случае заметного отклонения концентрации от точки эвтектики: как завышение, так и занижение оптимальной концентрации ведет к резкому повышению температуры застывания. Необходимо обеспечение строгого контроля за технологическими параметрами процесса.

При использовании этой технологии достигается выделение жидких углеводородов и гликоля до 100% от равновесия. Установка способна работать в самых сложных условиях не менее 4 лет без потери мощности. Эффективность выделения жидких углеводородов при этом достигает 99,8 - 99,9%. Диапазон устойчивой работы установки - от 0 до 140% от номинала, при перепаде давления не более 700 Па.

Технология имеет опыт коммерческого использования.

7.2 Технология низкотемпературной сепарации газа

Технология обеспечивает глубокое отбензинивание газа в процессе низкотемпературной сепарации (НТС) путем двухступенчатого отбора капельной жидкости, механических частиц и проведения коалесценции аэрозолей в одном аппарате (рисунок 7.2).

Рисунок 7.2 - Технология низкотемпературной сепарации газа

Двухступенчатая сепарация газа в одном аппарате осуществляется при различных способах создания низкотемпературного охлаждения газа, включая использование стороннего источника холода (от минус 10°С до минус 40°С), охлаждение газа его дросселированием или с помощью турбодетандера (от минус 25°С до минус 50°С). Возможно комбинированное охлаждение. Для сокращения влагосодержания применяются различные гликоли или другие вещества. В сепараторе на всех ступенях, в том числе и для коалесценции, применяются определенные виды перекрестноточной насадки. Используемый при этом принцип перекрестноточного движения газа и осуществление отбора жидкости непосредственно из объема насадки исключает явление "вторичного" уноса жидкости и позволяет отбирать из газа до 99,9% от равновесного содержания в ней жидкой фазы. Кроме этого, удаляется до 98% механических частиц размером до 5 мкм, и до 80% аэрозолей до 0,5 мкм. Работа аппарата устойчива даже при залповых выбросах жидкости, в которой номинальное значение примесей превышается в десятки раз.

Технология позволяет достигать выделения жидких углеводородов и гликоля до 99,98% от равновесных величин. Конструкция демистеров и коалесценторов позволяет эксплуатировать аппарат в самых сложных условиях, с межремонтным пробегом до 4 лет без потери мощности. Эффективность сепарации во всем диапазоне работы составляет 99,6 - 99,8%. Перепад давления не превышает 5 мм.рт.ст. Диапазон устойчивой работы процесса составляет от 0 до 140% от номинала.

Технология имеет опыт коммерческого использования.

7.4 Технология переработки нестабильного газового конденсата

Технология предназначена для переработки нестабильного газового конденсата с получением моторного топлива. В качестве сырья используют нестабильный газовый конденсат в смеси с попутной нефтью нефтегазоконденсатных месторождений (НГКМ). Технология включает деэтанизацию, стабилизацию сырья и последующее фракционирование с выделением керосиновой фракции 140 - 240°С в виде бокового погона.

Установка для переработки сырья, в качестве которого используют нестабильный газовый конденсат в смеси с попутной нефтью НГКМ, содержит функциональные блоки стабилизации и фракционирования (рисунок 7.7). Блок стабилизации содержит колонну - деэтанизатор и колонну-стабилизатор, при этом колонна-деэтанизатор посредством системы трубопроводов соединена с сепаратором, теплообменником и печью, а колонна-стабилизатор посредством системы трубопроводов в верхней части соединена с воздушным холодильником, связанным с рефлюксной емкостью, а в нижней части с печью и воздушным холодильником. Указанные колонны соединены между собой через теплообменник. Блок фракционирования конденсата содержит ректификационную колонну, соединенную со стриппинг-колонной, при этом ректификационная колонна соединена посредством системы трубопроводов с входной сырьевой емкостью через теплообменник и печь. Стриппинг-колонна в нижней части посредством системы трубопроводов соединена с ректификационной колонной через теплообменник, воздушный холодильник, емкость и насос. Ректификационная колонна в верхней части соединена с воздушным холодильником и емкостью.

Качество получаемой керосиновой фракции 140 - 240°С соответствует требованиям ГОСТ 10227-86 [147] и Технического регламента "О требованиях к автомобильному и авиационному бензину, дизельному и судовому топливу, топливу для реактивных двигателей и топочному мазуту" [148], предъявляемым к полученной продукции - топливу для реактивных двигателей ТС-1.

Рисунок 7.7 - Технологическая схема установки

Установка для переработки сырья, в качестве которого используют нестабильный газовый конденсат в смеси с попутной нефтью НГКМ, содержит блок стабилизации конденсата (БСК) 1, состоящий из двух параллельно работающих технологических ниток, и блок фракционирования конденсата 2 - установка получения дизельного топлива (УПДТ).

Сырье - нестабильный газовый конденсат в смеси с попутной нефтью НГКМ по системе трубопроводов подают на сепаратор 5 блока стабилизации конденсата 1 для отстоя от подтоварной воды и механических примесей, а также отделения газа выветривания (сепарации), после чего направляется для деэтанизации и стабилизации в колонны блока стабилизации конденсата 1 методом ректификации.

Стабильный конденсат после колонны-стабилизации 4 проходит через воздушный холодильник 11, где охлаждается до температуры не более 40°С и поступает на блок фракционирования 2 - УПДТ для производства керосиновой фракции 140 - 240°С. Технология обеспечивает ресурсосбережение.

Технология имеет опыт коммерческого использования.

7.5 Технология стабилизации газового конденсата

Технология предназначена для удаления из нестабильного газоконденсата, поступающего с промысла и установок ГПЗ легких углеводородов, сероводорода и меркаптанов, до уровня требований, предъявляемых к товарному продукту. Принципиальная схема приведена на рисунке 7.8.

Рисунок 7.8 - Технология стабилизации газоконденсата

Отличием технологии является одновременное сочетание традиционных способов: отдувка стабилизата рециклом собственного газа с очисткой от сероводорода и подогрев куба колонны за счет подвода тепла в кипятильник. Это позволяет реализовать процесс стабилизации конденсата при более низком давлении, и за счет этого сократить энергопотребление. Реализуется этот способ за счет комплекса технологических решений: возврата отдувочного газа в колонну путем инжекции частью горячего потока стабилизата; абсорбционной очистки по технологии рецикла отдувочного газа от сероводорода и меркаптанов, при атмосферном давлении, до качества присущего магистральному газу; удаления из рецикла стабилизата растворенного газа до равновесного состояния, путем "разгазирования" жидкости на насадке в кубовой части колонны.

При применении этой технологии капитальные затраты на объект мощностью по газоконденсату более 100 тыс т в год на 20% ниже, чем при применении классических технологий.

Технология имеет опыт коммерческого использования.

7.6 Технологии извлечения гелия из природного газа мембранным методом

Альтернативой криогенному методу получения гелия может служить мембранный метод. Мембранное разделение основано на различной скорости проницания молекул разделяемых газов сквозь мембрану (рисунок 7.9) под действием движущей силы.

Рисунок 7.9 - Шкала скорости проницания компонентов природного газа через полимерную мембрану

В случае газоразделения движущей силой процесса является разница парциальных давлений компонентов природного газа по обеим сторонам мембраны. Принципиальная схема мембранного разделения приведена на рисунке 7.10.

Рисунок 7.10 - Принципиальная схема мембранного газоразделения

Сырьевой газ под давлением подается на мембрану (в мембранный модуль), где происходит разделение на два потока: пермеат - проникший через мембрану поток с низким давлением и ретентат - не проникший поток с давлением, близким к давлению сырьевого газа. В случае мембранного выделения гелия из природного газа гелий концентрируется в пермеате. Полимерные мембраны, используемые в промышленности, состоят из наноструктурированного селективного слоя (полимерных пленок), закрепленного на подложке, обеспечивающей механическую прочность. Газоразделительная мембрана выполняется, как правило, в виде плоского полотна или полого волокна (в виде тонкой трубки) и с применением дренажей и специальных компаундных композиций собирается в мембранный элемент рулонного и половолоконного типа соответственно (рисунок 7.11).

Рисунок 7.11 - Конструкция половолоконного (слева) и рулонного (справа) мембранного элемента

Рулонные мембранные элементы более просты в изготовлении, однако для половолоконных элементов значительно выше плотность упаковки мембранного материала, что приводит к их меньшему потребному количеству и, как правило, меньшим размерам газоразделительной установки. Наибольшая доля использования газоразделительных мембран приходится на процессы воздухоразделения и выделения диоксида углерода из природного газа. Газоразделительные мембраны также используются для выделения водорода из газов нефтехимических производств, отбензинивания и осушки природного и ПНГ, и других целей. Возможность эффективного использования мембранной технологии для целей выделения гелия связана с различной степенью проницаемости метана и гелия и, по информации компании UOP, подтверждена результатами эксплуатации промышленной установки на заводе Sorfert в Алжире. В отличие от криогенной технологии с использованием полимерных мембран сложно обеспечить полное разделение гелия и метана с получением товарного гелия высокой чистоты. Кроме того, пермеатный поток (газ, обогащенный гелием), получаемый на мембранной установке, будет содержать в основном гелий (не более 50% об.), метан и азот, что делает более целесообразным его долгосрочное хранение не в соляных хранилищах, а в геологических формациях разрабатываемого или истощенного месторождения гелийсодержащего природного газа.

Мембранная технология извлечения гелия из состава гелийсодержащего газа позволяет существенно упростить аппаратурное оформление процесса газоразделения в сравнении с традиционной технологией низкотемпературной конденсации и ректификации. В мембранной установке отсутствуют движущиеся детали, при эксплуатации мембранных разделительных систем нет необходимости в использовании каких-либо реагентов. Энергопотребление установки определяется только затратами на компримирование и инженерное обеспечение помещения, в котором располагается установка. Мембранные установки характеризуются высокой надежностью, устойчивостью к неполадкам, низкими капитальными и эксплуатационными затратами, простотой эксплуатации и полной автоматизацией.

В связи с высоким содержанием гелия (молярная концентрация более 0,5%) в крупных месторождениях природного газа Восточной Сибири мембранная технология для извлечения гелия становится высокоактуальной (рисунок 7.12).

Рисунок 7.12 - Мембранная гелиевая установка

Основная цель мембранной технологии - снижение содержания гелия в подготовленном товарном газе до требуемого остаточного содержания. С другой стороны, целесообразно хотя бы частичное производство чистого гелия по традиционным технологиям, в которых в качестве промежуточного продукта используется гелиевый концентрат, являющийся вторым продуктом разделения в мембранном процессе. Анализ возможностей существующего мембранного оборудования показал, что для реализации крупномасштабных проектов извлечения гелия из природного газа месторождений Восточной Сибири наиболее целесообразно применение половолоконных модулей (с учетом того, что давление сырьевого газа выше 10,0 МПа). Оптимальной по энергетическим затратам является двухступенчатая схема с промежуточным сжатием пермеата первой ступени и объединением потоков подготовленного природного газа с обеих ступеней. Оценка, выполненная для одного из месторождений (молярная концентрация гелия в сырьевом газе 0,50 - 0,55%), показала, что при использовании двухступенчатой установки с промежуточным сжатием имеется возможность снижения содержания гелия в товарном газе до нормативных требований (не менее, чем в 10 раз по сравнению с исходной) с гарантированным 98,0 - 98,5% выходом товарного природного газа. При этом содержание гелия в гелиевом концентрате составляет 30 - 36%.

Половолоконные мембранные модули обладают разделительной способностью (селективностью) по паре "гелий/метан" на уровне лучших мировых образцов. Возможности реализации мембранного процесса подтверждены успешными полевыми испытаниями одномодульной опытно-промышленной установки на газоконденсатном месторождении. Результаты испытаний доказывают, что в зависимости от технологического режима и экономической целесообразности в одноступенчатом одностадийном процессе имеется возможность снижения содержания гелия в товарном газе в 10 - 100 раз и повышения концентрации в гелиевом концентрате в 30 - 40 раз по сравнению с его содержанием в сырьевом газе. При этом в товарном газе существенно снижается содержание углекислого газа, а также его точка росы по воде, что является дополнительным положительным результатом. Ресурсные испытания данной установки в течение двухмесячного периода показали стабильность ее газоразделительных и газодинамических характеристик, в том числе гидравлического сопротивления и степени извлечения гелия.

Важным результатом проведенных пилотных испытаний также явилось подтверждение расчетных данных по снижению содержания гелия в природном газе на мембранной газоразделительной установке.

Полученные результаты положены в основу создания опытно-промышленной многомодульной двухступенчатой установки блочно-модульного исполнения с промежуточным компримированием, предназначенной для масштабирования технологии при создании промышленных установок. Одновременно с извлечением гелия будет происходить дополнительная осушка подготовленного газа, направляемого в газотранспортную сеть. Установка состоит из двух основных блоков - газоразделительного мембранного блока (содержащего модули первой и второй ступеней разделения) и межступенчатой компрессорной станции (на базе поршневого компрессора с электрическим приводом). Мембранный блок представляет собой блочное здание, содержащее узлы местного и дистанционного контроля параметров работы установки и инженерные системы жизнеобеспечения в соответствии с требованиями нормативных документов РФ. Межступенчатая компрессорная станция расположена в отдельном блок-модуле (рисунок 7.13). Проводятся промышленные испытания технологии в условиях месторождений Восточной Сибири.

Рисунок 7.13 - Мембранная установка для извлечения гелия из природного газа

Мембранные газоразделительные модули, примененные в установке, обладают следующими основными параметрами:

выдерживают входное давление исходного газа до 11,0 МПа и перепад давлений на мембране между исходным и проникшим потоком до 10,0 МПа;

могут эксплуатироваться в диапазоне температур исходного газа от 5 до 80°С;

рекомендованный температурный диапазон разделяемой смеси - от 50 до 60°С с учетом влияния температуры разделяемой смеси на эффективность разделения.

Таким образом, может рассматриваться как альтернатива традиционной технологии (в случае решения задачи именно частичного удаления гелия) в условиях подготовки непосредственно на площадках добычи либо в местах отбора части газа из магистрального газопровода для местных потребителей. Ее применение позволит достичь существенного снижения капитальных и эксплуатационных затрат при промышленном освоении крупных гелийсодержащих газовых месторождений Восточной Сибири.

Технология обеспечивает снижение энергопотребления и негативного воздействия на ОС.

Технология имеет опыт коммерческого использования.

7.7 Технологии получения технического углерода и водорода

Технология получения технического углерода и водорода пиролизом метана. Пиролиз метана осуществляется с разделением и одновременным удалением из зоны пиролиза твердой фракции (кокса и сажи) и газообразной фракции (водород) при температуре 1400 500С. Время контакта исходного газа в теплообменнике регулируется с помощью изменения масс-объемного состояния теплообменника.

В качестве сырья используется метан (природный газ, может использоваться другое сырье, содержащего в значительных количествах этан или пропан).

В сравнении с традиционной технологией получения водорода из природного газа, рассматриваемая технология имеет следующие преимущества:

себестоимость водорода, получаемого пиролизом природного газа, в 4 - 5 раз ниже себестоимости водорода, получаемого электролизом воды, и ниже себестоимости водорода, получаемого пароводяной конверсией природного газа;

использование не дефицитного сырья - природного газа;

в технологии не используются и не образуются экологически опасные твердые, жидкие и газообразные продукты.

Применение технологии позволит снизить негативное воздействия на ОС при получении техуглерода.

7.8 Технологии компримирования попутного нефтяного газа

Технология компримирования включает устройство для сжатия многокомпонентных газов, в частности ПНГ (рисунок 7.14).

Установка компримирования ПНГ (на схеме условно показана одна ступень компримирования) состоит из компрессора 1 и фракционирующего абсорбера 2, оборудованного блоком тепломассообменных элементов 3, возможно, с насадкой 4, оснащенного линиями подачи ПНГ I и вывода сжатого газа II, подачи стабильной нефти III и вывода нестабильной нефти V, подачи/вывода хладагента IV (условно показана противоточная подача последнего).

При работе установки ПНГ I сжимают в компрессоре 1 и подают во фракционирующий абсорбер 2 ниже блока тепломассообменных элементов 3, выше которого подают стабильную нефть III, которая при противоточном контактировании с горячим сжатым ПНГ (компрессатом) в условиях градиента температур, создаваемого за счет охлаждения хладагентом IV, абсорбирует углеводороды газа и частично стабилизируется. Полученную нестабильную нефть V выводят с низа фракционирующего абсорбера 2.

Рисунок 7.14 - Установка компримирования ПНГ

Техническим результатом является упрощение установки и снижение энергозатрат.

Другим вариантом технологии является комплексная система подготовки ПНГ, включая его компримирование, для подачи газа в газлифтную систему и в межпромысловый коллектор - транспортный трубопровод.

Система включает использование турбокомпрессорного агрегата со ступенью низкого и высокого давления, фильтра-сепаратора и входного сепаратора для отделения газа от конденсата, воды и механических примесей, которые устанавливают перед ступенью низкого давления, а за ступенью низкого давления - АВО газа, сепаратора для отделения газа от жидкости с патрубками входа газа, выхода газа и выхода жидкости, промежуточного и концевого АВО газа, который устанавливают за первой и второй ступенями высокого давления, промежуточного и концевого сепараторов для отделения газа от жидкости с патрубками входа газа, выхода газа, выхода конденсата и воды.

Технология предусматривает использование дополнительного АВО газа, который последовательно соединяют с выходом АВО газа, расположенным после промежуточного сепаратора высокой ступени сжатия турбокомпрессорного агрегата, и дополнительного насоса, которым подают смешанный поток конденсата и ингибиторов парафинообразования по трубопроводу в новый узел подачи конденсата и ингибитора гидратообразования между последовательно соединенными АВО газа. На рисунке 7.15 приведена принципиальная технологическая схема.

Рисунок 7.15 - Система подготовки ПНГ

Система включает блок редуцирования газа 2, снижающий давление ПНГ, поступающего по трубопроводу 1, предохранительные клапаны 3 и 21, служащие для предотвращения повышения давления, входной сепаратор 4, фильтр-сепаратор тонкой очистки 5. В состав турбокомпрессорного агрегата (ТКА) 6 входят газотурбинный привод 7 и два корпуса сжатия: корпус низкого давления 8 (КНД) и корпус высокого давления 11 (КВД), обеспечивающие последовательное трехступенчатое компримирование ПНГ. Технологические узлы замера газа 17, контролирующие работу ТКА 15, установлены перед каждой ступенью компримирования. Промежуточные АВО газа 9 и 12, дополнительный АВО газа 14, соединенный последовательно с выходом АВО газа 12, а также конечный АВО газа 13, установленные после каждой ступени компримирования, обеспечивающие охлаждение ПНГ. Промежуточные и конечный сепараторы 10, 15, 16 для очистки газа. Метанолопровод 34, предусмотренный для подачи ингибитора гидратообразования (метанола). Блок низкотемпературной сепарации газа 20, состоящий из рекуперативного теплообменника 18, регулятора давления 19 и низкотемпературного сепаратора 22. Трубопровод 25 для подачи подготовленного газа, трубопровод 24 для подачи газлифтного газа, а также блок замера газа 23. Для сбора жидких углеводородов от сепараторов 4, 5, 10, 15, 16, 22 предусмотрена накопительная емкость 27, полупогружной насос 30, перекачивающий жидкость в дренажную емкость 28, трубопровод 31. Насос 29, подающий смесь конденсата (из емкости 28) и ингибитора парафинообразования из отдельно стоящей емкости 32 по трубопроводу 26.

ПНГ от центрального пункта сбора по трубопроводу 1 поступает в блок редуцирования газа 2, где производится снижение давления газа. На выходе из блока предусмотрены предохранительный клапан 3, служащий для предотвращения повышения давления на входе ТКА 6 выше номинального в случае отказа регуляторов давления в блоке редуцирования 2. После блока редуцирования 2 газ направляется во входной сепаратор 4, где производится улавливание капельной жидкости, содержащейся в ПНГ, а также жидкостных пробок. Далее газ поступает на вход сепаратора тонкой очистки (фильтр-сепаратор) 5, где производится окончательная очистка газа от жидкости и механических примесей для входного газа ТКА 6 (по техническим условиям). После сепараторов тонкой очистки 5 газ направляется на вход, по меньшей мере, одного ТКА 6. В состав ТКА 6 входит газотурбинный привод 7 и два корпуса сжатия: КНД 8 и КВД 11. В корпусах сжатия газ последовательно сжимается до 1,16 МПа в первом корпусе КНД 8 и до давления 8,16 МПа - во втором КВД 11. После КНД 8 производится промежуточное охлаждение газа в АВО газа 9. Выделившаяся при охлаждении газа жидкость улавливается в промежуточном сепараторе 10. На выходе из первой секции сжатия КВД в поток газа подается по метанолопроводу 34 ингибитор гидратообразования (метанол) с охлаждением в АВО газа 12, а в поток газа, вышедший из АВО газа 12 с температурой и давлением, определенными техническим регламентом работы компрессорной станции, дополнительным насосом 29 подается смесь конденсата (из емкости 28) и тем же дополнительным насосом 29 подается ингибитор парафинообразования (из отдельно стоящей емкости 32 для его хранения), далее газ поступает в АВО газа 14, где температура газа снижается до 5 - 6°С, что на 10 - 15 градусов ниже штатной, это снижение температуры дает возможность извлечь из газа (в сепараторе 15) дополнительное количество жидких углеводородов, что, в свою очередь, повышает общую добычу нефтепромысла и существенно снижает количество жидкости в газлифтном газе, подаваемом по трубопроводу 24. Подача метанола в поток газа предотвращает образование гидратов в нижних секциях АВО газа 12 и 14. Подача смеси конденсата и ингибитора парафинообразования предотвращает отложения парафинов в АВО газа 14, так как компрессорная станция компримирует ПНГ с высоким содержанием парафинов. После второй секции сжатия КВД 11 газ охлаждается в концевых АВО газа 13. Выделившаяся после охлаждения газа жидкость, состоящая из воды и конденсата, улавливается в концевом сепараторе 16.

Для контроля работы ТКА 6 перед каждой ступенью компримирования предусмотрен узел замера газа 17. Замерные устройства располагаются в ангаре ТКА 6. После концевого сепаратора 16 часть скомпримированного газа по трубопроводу 24 отбирается для циклической газлифтной системы промысла, остальная часть поступает в блок НТС 20 для осушки. Замер газлифтного газа предусматривается в блоке 23.

В состав оборудования установки НТС 20 входят рекуперативный теплообменник 18, регулятор давления 19 и низкотемпературный сепаратор 22. Скомпримированный газ после отбора газлифтного газа поступает на вход рекуперативного теплообменника 18, где охлаждается потоком осушенного газа от низкотемпературного сепаратора 22, после чего поступает на регулятор давления 19, где давление газа снижается. Температура при этом снижается, обеспечивая необходимую температуру точки росы газа по воде и углеводородам до нормативных параметров осушенного газа. На выходе низкотемпературного сепаратора 22 предусмотрен предохранительный клапан 21, служащий для предотвращения повышения давления выше рабочего в случае отказа регуляторов давления и рассчитанный на полную производительность сепаратора. После низкотемпературного сепаратора 22 осушенный газ направляется на коммерческий замер в блок замера газа 23.

Конденсат, выделившийся в сепараторах 4, 5, 10, 15, 16, 22, поступает в накопительную емкость 27, из нее полупогружным насосом 30 откачивается в емкость 28, далее по трубопроводу 31 на центральный пункт сбора.

При подготовке газлифтного газа предлагаемым способом достигается температура ниже, чем в газлифтной системе, что изменяет технологический режим подготовки газа и дополнительно увеличивает выход конденсата на сепараторах 15 и 16, а также существенно снижает количество тяжелых углеводородов в паровой фазе газа, подаваемого в газлифтную систему по трубопроводу 24.

7.9 Мембранная технология подготовки природного и попутного нефтяного газов

Мембранное разделение газовых смесей основано на использовании мембран, обладающих свойством селективной проницаемости компонентов газовой смеси, т.е. компоненты исходной смеси проникают через мембрану с различной скоростью. При подготовке газа в мембранном модуле исходный сырьевой поток разделяется на два потока - на проникший через мембрану поток низкого давления (пермеат) и остаточный поток (ретентат). Движущей силой процесса является разность парциальных давлений компонентов газа в полостях высокого (ПВД) и низкого (ПНД) давления.

Поток высокого давления (ретентат) обогащается труднопроникающими компонентами (метан, этан) и в задачах подготовки газа, как правило, является целевым.

Образующийся пермеатный поток (поток низкого давления) обогащается водой, сероводородом, углекислым газом, тяжёлыми углеводородами и может быть использован в качестве топливного газа или дополнительно переработан (например, с помощью дополнительной, второй мембранной ступени с увеличением выхода подготовленного газа; или с помощью дополнительной установки GTL с получением жидких продуктов). Эффективность применения мембранной технологии зависит от решаемой задачи и условий площадки размещения и, как правило, достигает степени утилизации ПНГ более 95%, а в ряде задач осушки природного газа по воде - до 100% (без учета жидкой фазы).

В настоящее время на территории РФ находятся в эксплуатации несколько промышленных мембранных установок, реализующих различные схемы организации процесса мембранной подготовки углеводородных газовых смесей [164].

Принципиальная схема типовой мембранной установки комплексной ПНГ показана на рисунке 7.16 [165].

Рисунок 7.16 - Типовая установка двухстадийной мембранной подготовки ПНГ

Установка работает следующим образом. ПНГ или ПГ последовательно очищается от капельной жидкости во входном сепараторе 2, сжимается до заданного давления в компрессоре 3, охлаждается до заданной температуры в АВО 4, очищается от капельной жидкости в концевом сепараторе 5 и фильтре-коалесцере 6, после чего с заданными параметрами по теплоизолированному обогреваемому трубопроводу поступает на вход мембранного газоразделительного блока МГБ-1 8. МГБ представляет собой, как правило, несколько параллельно расположенных модулей на основе половолоконной мембраны, имеющих общие линии ввода сырьевого газа, вывода подготовленного газа и пермеата. В ПВД 9 газовая смесь проходит через межволоконное пространство мембранного газоразделительного модуля. По мере продвижения вдоль волокон легкопроникающие компоненты газовой смеси (вода, сероводород, меркаптаны, диоксид углерода, этан и более тяжёлые углеводороды) селективно проникают во внутриволоконное пространство - ПНД 18, в результате чего соотношение легко и труднопроникающих компонентов газовой смеси в ПВД уменьшается. Предусмотрена возможность (в зависимости от необходимости) подачи части газовой смеси с выхода ПВД 9 подачи по трубопроводу 20 через дроссель 19 в ПНД 18; продувка ПНД 18 газовой смесью с выхода ПВД 9 позволяет увеличить движущую силу процесса газоразделения. Газовую смесь, а именно, смесь пермеата из ПНД 18 и ретентата из ПВД 9, с выхода ПНД 18 подают на патрубок подачи топливного газа газопоршневого компрессора 3 для использования в качестве топлива. Основную часть газовой смеси с выхода ПВД 9 подают на вход ПВД 11 МГБ-2 10, где, аналогично МГБ 8, соотношение легко и труднопроникающих компонентов в газовой смеси (ПВД) уменьшается с получением продукта, соответствующего предъявляемым к нему требованиям на выходе из ПВД 11. Часть продукта (в зависимости от необходимости) по трубопроводу 23 через дроссель 24 подают на вход ПНД 22 МГБ 10 для ее продувки, а смесь пермеата из ПНД 22 подают на вход сепаратора 2 по трубопроводу 21, тем самым обеспечивая возврат газа в цикл газоразделения (рециркуляцию). Давление в системе и расход подготовленного газа устанавливают посредством регулятора 12 на трубопроводе 13 отвода готового продукта.

Типовая схема мембранной промышленной установки (рисунок 7.16) в зависимости от типа и качества исходного газа, целей подготовки газа и объема подготавливаемого газа легко адаптируется под конкретную решаемую задачу.

При давлении сырьевого газа, превышающем давление пермеата, для возврата пермеата на всас компрессора сырьевого газа использую дожимной компрессор [166].

Если целевым компонентом является легкопроникающий газ (например, в задаче извлечения и концентрирования гелия из природного газа), то применяют двухступенчатую схему, а дожимной компрессор пермеата используется для создания давления, достаточного для повторной подготовки пермеата на мембранном блоке второй ступени (рисунок 7.17).

Рисунок 7.17 - Двухступенчатая схема концентрирования гелия из природного газа без рецикла [167] (а) и с рециркуляцией подготовленного газа 2-й ступени (б)

Двухступенчатые схемы с подготовкой пермеата первой ступени после сжатия с помощью дожимного компрессора на мембранных блоках второй ступени применяются в установках подготовки топливного газа из природного и ПНГ [168], а также в установках осушки ПГ [169, 170].

Для подготовки небольших расходов низконапорных ПНГ более эффективна схема с заменой компрессора на жидкокольцевой (чаще всего водокольцевой) вакуумный насос на линии пермеата (рисунок 7.18).

Рисунок 7.18 - Вакуумная схема мембранной подготовки ПНГ

При высоких ТТР сырьевого газа по углеводородам и воде перед подачей на мембранный блок применяется дополнительный подогрев сырьевого газа перед подачей его в МГБ, который, в зависимости от возможностей площадки размещения установки, реализуется либо с помощью типового подогревателя газа, либо с помощью теплообменника.

Сама мембранная установка может быть выполнена в виде от одной до трех последовательно расположенных мембранных стадий, при этом, в свою очередь, каждая стадия может состоять из одного или нескольких параллельно расположенных мембранных блоков (рисунок 7.19).

Рисунок 7.19 - Схемы компоновки мембранных блоков в составе мембранной установки: а) параллельная, б) последовательная, в) параллельно-последовательная

Одностадийные схемы (рисунок 7.19а) наиболее простые, но характеризуются более низким извлечением целевого потока с фиксированными свойствами. Многостадийные схемы (рисунок 7.19б) позволяют достигнуть высокой очистки целевого труднопроникающего компонента смеси, особенно когда требуется высокая концентрация. Применение параллельно-последовательной схемы подключения мембранных блоков позволяет достичь высокой степени извлечения и чистоты целевого продукта в широком интервале нагрузок (рисунок 7.19в). Многостадийные схемы наиболее широко применяются при реализации схем с частичным рециклом газа.

Объем подготовленного газа, получаемого с единичного мембранного модуля (или МГБ), возрастает с повышением селективности применяемой мембраны по удаляемым компонентам, с увеличением перепада давлений на мембране (разности между давлением газа в ПВД и ПНД), с увеличением отношения давлений в ПВД и ПНД. Повышение температуры подготовки, как правило, ведет к увеличению удельной производительности по подготовленному газу (при сохранении величин давлении ПВД и ПНД), но одновременно увеличивается и требуемое количество исходного сырьевого газа.

Опыт промышленной эксплуатации мембранных установок на территории РФ показал, что, в зависимости от режима работы, обеспечиваются следующие показатели подготовки газа:

снижение ТТР газа по воде на 15 - 40°С относительно начального значения;

снижение ТТР по углеводородам на 8 - 30°С относительно начального значения;

увеличение метанового числа подготовленного газа на 10 - 40 единиц в зависимости от требуемой степени снижения низшей теплотворной способности газа; при этом содержание в нем С4+ снижается в 2,5 - 6 раз, а содержание метана повышается на 8 - 25%;

снижение содержания сернистых соединений (сероводород, меркаптаны) в 10 - 100 раз;

снижение содержания СО2 до 15 раз.

Принципиальным преимуществом мембранных установок является поставка оборудования в блочном исполнении для любой климатической зоны и обеспечение качества подготавливаемого газа в соответствии со всеми требованиями СТО Газпром 089-2010 [35] (за исключением требований по содержанию кислорода) и ГОСТ 5542-2014 [36] (за исключением требований по содержанию кислорода и интенсивности запаха). При этом в рамках данной технологии одновременно решаются задачи осушки газа по воде и снижению в нем содержания тяжелых углеводородов (отбензинивание), сероводорода, меркаптанов (сероочистка), углекислого газа.

Другими, кроме комплексного решения задачи подготовки газа, преимуществами мембранных углеводородных установок по сравнению с альтернативными традиционными технологиями подготовки газа, являются: минимальные эксплуатационные затраты; возможность работы на давлении исходного газа в широком диапазоне значений; компактность и малый вес; простота монтажа и обслуживания; большой ресурс работы; возможность наращивания производительности установки; быстрый запуск и останов; простота в эксплуатации; легкость встраивания в другие технологические процессы. Например, применение мембранной установки позволяет вернуть в поток осушенного и подготовленного газа 70 - 90% объема отработанного газа регенерации адсорбционной установки осушки газа, а 10 - 30% - направить на вход сырьевого компрессора [171]. В результате, достигается увеличение выхода с установки адсорбционной осушки подготовленного газа и снижается количество газа регенерации, подаваемого на вход сырьевого компрессора, с 25 - 30% до 1 - 5% от общего сырьевого потока.

7.10 Технология очистки природного и попутного нефтяного газов от сероводорода методом жидкофазного окисления сероводорода хелатными комплексами железа

Процесс каталитического окисления сероводорода хелатами металлов переменной валентности был разработан более 30 лет назад и в зарубежной практике успешно используется на установках подготовки газа малого и среднего объема [172].

Процесс относится к регенерируемым методам сероочистки и основан на окислении сероводорода до элементарной серы водными растворами хелатных соединений железа с последующей их регенерацией кислородом воздуха. Образующаяся сера выделяется фильтрацией, как правило, в виде кека (лепешки) с заданной влажностью и пригодна для последующей переработки в товарный продукт по ГОСТ 127.1-93 [105]. Другие области применения серы из процесса: использование в качестве добавки в технологии производства сероасфальтобетона, использование в виде суспензии в качестве удобрения в сельском хозяйстве. Возможно захоронение кека (лепешки) серы в почве, т.к. она не представляет опасности для окружающей среды и является безвредным отходом.

Процесс хелатной очистки газов от сероводорода обладает универсальностью и позволяет перерабатывать газы с содержанием сероводорода вплоть до 100% при давлениях сырьевого газа до 10 МПа, однако, наиболее технологически простым и коммерчески обоснованным является применение технологии для очистки газов с содержанием сероводорода от 0,1 до 3,5% мол., при давлениях от 0,1 до 1,0 МПа, с выделением примерно до 12,5 тонн серы в сутки. Минимальное давление газа на обессеривание ограничивается потерей давления газа в процессе его очистки и, как правило, не превышает 0,5 бар.

Принципиальная схема процесса приведена на рисунке 7.20.

Рисунок 7.20 - Принципиальная схема установки жидкофазного окисления сероводорода хелатными комплексами железа

Установка работает следующим образом. На вход установки подается сырьевой сероводородсодержащий газ, с заданными расходом, давлением и температурой, предварительно отсепарированный от капельной жидкости и механических примесей. Проходя через раствор катализатора в абсорбере, газ очищается от сероводорода, после чего подается для дальнейшего использования. В процессе обессеривания исходный газ нагревается и выходит из абсорбера влагонасыщенным.

Абсорбер и регенератор содержат необходимое для функционирования системы количество жидкого катализатора, внутренние массообменные и распределительные устройства, оборудованы системой компенсационного электрообогрева. Абсорбер работает при входном давлении газа, регенератор работает при атмосферном давлении. Предусмотрено поддержание постоянного уровня жидкости в абсорбере, излишки жидкости сливаются через регулирующий клапан в регенератор за счет существующей между ними разности давлений.

Регенерация катализатора выполняется подачей в нижнюю часть регенератора через распределительное устройство воздуха. Для подачи воздуха, в зависимости от параметров сырьевого газа, предусмотрено использование воздушного компрессора с электроприводом или воздуходувки. После прохождения через раствор катализатора воздух, насыщенный парами воды, сбрасывается в атмосферу.

Регенерированный раствор направляется с помощью рециркуляционного насоса в верхнюю часть абсорбера противотоком к движению газа. При снижении уровня катализатора в регенераторе производится подпитка системы раствором из смесительной емкости (на схеме не показана) с помощью насоса.

В нижней части регенератора собирается серный осадок, который с помощью насоса (на схеме не показан) отводится на фильтр-пресс, установленный в отдельном отсеке технологического блок-бокса. Фильтр-пресс отделяет от жидкости серный кек (лепешку) с остаточной влажностью 20 - 30%, который периодически увозится на крытый склад для накопления и временного хранения. Отделенный от серы раствор возвращается в цикл. Для очистки фильтр-пресса предусмотрен подвод к нему сжатого воздуха и технической воды.

Предусмотрены узлы отбора проб газа и жидкости на анализ и узел дозирования реагентов для поддержания технологических параметров процесса (на рисунке не показан).

В качестве хелатообразующих соединений, которые поддерживают железо в растворенном состоянии, наиболее широко используются растворимые соли этилендиаминтетрауксусной кислоты (например, двунатриевая - Трилон Б).

Общая реакция каталитического окисления сероводорода описывается уравнением:

В абсорбере протекает следующая суммарная реакция:

В регенераторе протекает следующая суммарная реакция:

Процесс селективен по отношению к H2S в присутствии СО2. В процессе очистки газа может быть удалено до 50 - 80% метилмеркаптана и 30 - 60% сероокиси углерода.

Комплектная поставка установки жидкофазного обессеривания сероводорода состоит из монтажных блоков максимальной заводской готовности блочно-модульного исполнения или наружного размещения и включает узлы сепарации сырьевого и обессеренного газа; абсорбционной сероочистки; регенерации катализатора; отделения серы; насосно-компрессорное и теплообменное оборудование.

Установка хелатной очистки может выступать в качестве основной единицы системы подготовки газа и легко интегрируется в систему комплексной подготовки газа, обеспечивая гарантированное качество по содержанию сероводорода в соответствии с требованиями СТО Газпром 089-2010 [35] (до 7 ) и ГОСТ 5542-2014 [36] (до 20 ). Следует также отметить, что процесс очистки от сероводорода хелатными комплексами железа слабо чувствителен к колебаниям расхода обрабатываемого газа и содержанию в нем сероводорода, что обеспечивает существенные преимущества при эксплуатации установок в условиях изменяющихся расходов и составов газа. Дополнительным преимуществом процесса является его устойчивость к кратковременным перерывам электроснабжения, что повышает применимость установок хелатной очистки для объектов, где нет возможности обеспечить бесперебойное электроснабжение.

7.11 Технология очистки ПНГ от серосодержащих соединений

Применение разработанных гранулированных хемосорбентов позволяет эффективно удалять из газовых потоков сероводород, меркаптановые соединения и снижать влажность очищаемого газа.

Очищаемый газ после фильтра-осушителя поступает через газораспределительное устройство в верхнюю часть адсорбера и проходит через слой хемосорбента, представляющего собой смесь природных гранулированных материалов, основным компонентом которой является диоксид марганца, обеспечивающий адсорбционную реакцию (хемосорбция по поверхности) с сероводородом. Другие компоненты смеси обеспечивают дополнительно улавливание влаги и выделение незначительного количества тепла для поддержания стабильности реакционного процесса

Для улавливания мелких частиц перед подачей газа потребителю на линии выхода из адсорберов устанавливается фильтр-пылеуловитель. Очищенный газ выводится с низа адсорбера.

При прохождении через слой хемосорбента газового потока сероводород и меркаптановые соединения реагируют с диоксидом марганца, образуя устойчивые соединения четвертого класса опасности, которые могут утилизироваться на полигонах промышленных твердых отходов.

Основные показатели процесса с использованием хемосорбента:

Степень насыщения по массе	0,25 г S/г сорбента
Интервал рабочих температур (по газу)	5 - 100°С
Минимальное давление газового потока	1,4 атм
Линейная скорость	от 0,05 до 0,15 м/с
Исходная концентрация сероводорода	до 20
Исходная концентрация меркаптанов	до 70
Степень очистки	88,5 - 99,5%
Частота замены сорбента	не чаще 1 раза в 6 месяцев
Класс опасности отходов	четвертый
Наличие обслуживающего персонала	не требуется, управление полностью автоматизировано
Потребляемая мощность: только на КИПиА	не более 1 кВт
Потребление воды или водяного пара	не требуется
Наличие перекачивающего оборудования	не требуется
Расход газа при рабочем режиме эксплуатации,	- мин. 350
	- ном.
	- макс. 1450

Наиболее распространенной технологией очистки ПНГ от серосодержащих соединений в России является технологии Sulfurex. Рассматриваемая технология характеризуется рядом преимуществ по сравнению с Sulfurex: в технологии не используются водные растворы; продукт очистки - сухой газ; загрузка реактивов производится раз в полгода/год; присутствие персонала для технического обслуживания оборудования не требуется.

Очистка газа от сероводорода и меркаптановых соединений на гранулированном сорбенте оптимальна для газовых потоков с содержанием серы до 50 кг/сут и расходом газа до 100 тыс. . При больших объемах газа с таким же количеством серы могут применяться комбинированные технологии, например, концентрирование сероводорода на аминовой установке с последующей утилизацией сероводорода на сорбенте.

Технология имеет опыт коммерческого использования.

7.12 Технологии производства синтетических сжиженных углеводородов

Природный газ наряду с традиционным его использованием в качестве энергетического топлива является ценным сырьем для производства синтетических жидких углеводородов (СЖУ) с последующим получением синтетических жидких топлив (СЖТ). В России данная технология на промышленном уровне еще не отработана. Однако существует ряд опытных разработок.

СЖУ впервые были получены из смеси оксида углерода и водорода в Германии Ф. Фишером и Г. Тропшем, в честь которых названа химическая реакция. Синтез Фишера-Тропша - химическая реакция, которая в присутствии катализатора на базе железа или кобальта, преобразует синтез-газ (смесь углерода и водорода) в жидкие углеводороды (синтетическая нефть), с последующей возможностью переработки синтетики в моторные топлива и масла.

Реакцию ведут в проточных реакторах при температурах 180 - 360°С и давлении до 45 атм. Продуктами являются -олефины и парафины в основном линейного строения широкого фракционного состава, от C1 до C100 и выше:

Тепловой эффект этих реакций составляет 165 кДж на моль прореагировавшего СО.

Синтез Фишера-Тропша рассматривают как реакцию гидрополимеризации СО, в ходе которой образуется широкая углеводородная фракция. На поверхности катализатора происходит два типа реакций: рост цепи в результате присоединения мономера к уже имеющемуся интермедиату и обрыв цепи с образованием продукта [173].

Синтез Фишера-Тропша протекает в присутствии катализаторов, содержащих металлы VIII группы Периодической системы - никель, кобальт, железо с добавками оксидов других металлов (тория, магния, циркония, титана). Выход и состав продуктов реакции определяется видом катализатора и условиями проведения процесса. Промышленные катализаторы современного процесса Фишера-Тропша часто состоят из железа или кобальта, нанесённых на оксид алюминия, диоксид кремния или кизельгур, и содержат в качестве промоторов оксиды или соли щелочных металлов.

В качестве носителей катализаторов применяют оксиды, природные и синтетические алюмосиликаты и цеолиты. На кобальтовых катализаторах образуются смеси, состоящие преимущественно из парафиновых углеводородов нормального строения (80% и более) и нормальных алкенов (15 - 20% и более) с числом атомов углерода 1 - 100 и выше и небольшого количества разветвленных алканов, алкенов и кислородсодержащих соединений (5%). Процесс протекает при температуре 170 - 200°С и давлении 0,1 - 1,0 МПа. В присутствии железных катализаторов синтез углеводородов из СО и Н2 осуществляется в более жестких условиях: температуре 200 - 350°С, давлении 3 - 4 МПа. В результате образуются углеводородные смеси с большим содержанием олефинов (до 50%) и кислородсодержащих соединений.

Дизельное топливо можно получать как в ходе синтеза Фишера-Тропша непосредственно, так и в результате гидрокрекинга образующихся в процессе углеводородов выше Ci9 и олигомеризации алкенов С3 - С8. Бензины, получаемые на железных катализаторах, имеют более высокие октановые числа, чем бензины, производимые на кобальтовых катализаторах, однако они менее стабильны. Цетановые числа дизельных топлив, получаемых на Co-системах, напротив, очень высоки. При применении кобальтовых катализаторов образуется много дорогостоящих высокомолекулярных парафинов (синтетических церезинов), что улучшает экономические показатели процесса. В случае промотирования кобальтовых катализаторов оксидами циркония, особенно в смеси с цеолитами марки HZSM-5, происходит значительное увеличение выходов жидких алифатических и ароматических углеводородов.

Трудновосстанавливаемые оксиды циркония, титана, церия и др., а также их смеси с оксидами цинка и алюминия, которые являются промоторами никелевых, кобальтовых и железных катализаторов, сами также (при 450°С и 10 МПа) могут служить катализаторами синтеза углеводородов преимущественно разветвленного строения.

Смесь углеводородных продуктов, полученная из СО и Н2, включает 10 - 30% метана, 10 - 20% углеводородов С2 - С4 и 45 - 80% жидких и твёрдых углеводородов. Одной из важнейших проблем совершенствования процесса является переработка в топливные фракции или другие химические продукты образующихся легких углеводородов (С2 - С5). К недостаткам процесса следует отнести дороговизну катализаторов, сложность их регенерации, низкую производительность - 8 - 12 кг жидких продуктов на 1 м3 катализатора в час.

Предложены новые модификации катализаторов синтеза углеводородов из СО и Н2, к которым относятся:

- модифицированные железные и кобальтовые катализаторы, включая промотированные оксидами металлов IV, VI, VIII групп;

- кобальт- и железосодержащие осажденные или пропиточные катализаторы на основе высококремнеземных цеолитов;

- двухкомпонентные системы, представляющие собой модифицированные катализаторы синтеза из СО и Н2 метанола или углеводородов в смеси с цеолитными компонентами;

- нанесенные на носители карбонильные комплексы металлов VIII группы. В качестве носителей могут быть применены цеолиты.

- рутенийсодержащие системы. [128]

Промышленное производство СЖУ состоит из трех стадий:

1 - производство синтез-газа;

2 - получение смеси синтетических углеводородов;

3 - гидрооблагораживание СУ.

На рисунке 7.21 приведена принципиальная схема производства СЖУ на одном из зарубежных заводов с ежегодным потреблением природного газа более 3 млрд. м3 в год, из которого видно, что продуктами синтеза являются синтетические углеводороды (СУ), из которых получают сжиженные углеводородные газы (СУГ), нафту, керосиновую и дизельную фракции.

Рисунок 7.21 - Схема производства СЖУ [174]

Технологии производства СЖТ постоянно совершенствуются. К наиболее перспективным из них можно отнести следующие:

- технология с применением пароуглекислотной конверсии ПНГ;

- технология гетерогенно-каталитической полимеризации синтез-газа в жидкое топливо;

- технология с применением каталитической пароуглекислотной конверсии исходного сырья и рециркуляционных продуктов;

- комбинированные технологии производства СЖУ и метанола;

- микро- и миниканальные технологии.

7.12.1 Технология производства СЖУ с применением пароуглекислотной конверсии ПНГ

В России создана технология получения реактивных, дизельных топлив и масел из природного и попутного нефтяного газа, которая состоит из 2-х основных стадий: синтез Фишера-Тропша и переработка СЖУ и СТУ.

В основе технологии лежат:

- оригинальный процесс пароуглекислотной конверсии ПНГ, позволяющий снизить затраты на производство синтез-газа на 40 - 50%;

- уникальный способ реализации синтеза Фишера-Тропша, обеспечивающий выработку СЖУ с широким фракционным составом;

- разработанный комплекс гидрокаталитических процессов, позволяющий вырабатывать широкий ассортимент товарной продукции, удовлетворяющий потребности рынка, как в топливном сегменте, так и в сегменте масел и сырья для химической промышленности.

К преимуществам технологии относятся:

- утилизация низконапорного попутного газа;

- монетизация углекислого газа;

- отсутствие СВ, загрязняющих водоемы;

- возможность модульного исполнения технологии решает проблему освоения небольших месторождений и обеспечения топливом труднодоступных районов;

- производство широкого спектра продукции: высококачественных топлив для летательных аппаратов и автомобильных двигателей.

Предложен комплекс производства синтетической нефти и СЖТ из ПНГ и ПГ в блочно-модульном исполнении.

В настоящее время разрабатываются проекты двух типов блочно-модульных установок с объемами переработки 10 и 50 млн. нм3/год по входящему газу, которые легко масштабируются. Предусматривается блок очистки газа от сероводорода и меркаптанов. Для переработки ПНГ, имеющего в своем составе фракции С3 и выше, в блоке конверсии предусмотрен реактор предриформинга. При наличии давления входящего газа выше 10 бар возможна работа комплексов без применения газовых компрессоров. Выход СЖУ из 1 нм3 газа составляет в среднем 500 г.

Состав типового комплекса производства синтетической нефти и СЖТ:

- модуль первичной сероочистки газа;

- модуль доочистки газа;

- модуль газокомпрессорной станции;

- реакторный блок;

- модуль воздушно-компрессорной станции;

- модуль подготовки катализатора;

- блок теплообмена;

- модуль водоподготовки;

- энергоблок;

- модуль операторной.

Преимущества блочно-модульных комплексов (БМК):

- возможность серийного производства БМК;

- высокая взаимозаменяемость блоков комплекса в зависимости от состава ПНГ;

- быстрый монтаж комплекса на месторождении;

- регулирование производительности комплекса за счет количества модулей в зависимости от объема ПНГ;

- адаптация к любым климатическим условием;

- монтаж БМК не требует капитального строительства на месторождении.

7.12.2 Технология гетерогенно-каталитической полимеризации синтез-газа в жидкое топливо

Предложен способ получения жидкого топлива, который включает конверсию метана в синтез-газ и гетерогенно-каталитическую полимеризацию синтез-газа в жидкое топливо [175].

Конверсию метана в синтез-газ осуществляют в плазменной трубе при давлении 3 - 5 атм. при температуре 1175 - 1225°С в присутствии кислородсодержащего газа, причем содержание кислорода составляет 150 - 200 мас. % от содержания метана, а гетерогенно-каталитическую полимеризацию синтез-газа в жидкое топливо осуществляют последовательно пропуская синтез газ над хром-никелевым катализатором и цеолитным катализатором при давлении 65 - 75 атм. и 140 - 1600C с последующим выделением из полученного продукта смеси предельных углеводородов. Предпочтительно используют осушенный метан, предварительно отделенный от неорганических газообразных примесей и твердых частиц. Преимущественно используют хром-никелевые катализаторы, содержащие 26 - 29 мас. % NiO, 12 мас. % Cr2O3, 14 мас. % CaO, AI2O3 - остальное, а также цеолитный катализатор, содержащий цеолит группы пентасилов с молярным соотношением SiO2/AI2O3 40 - 150, а также оксид магния, оксид цинка и связующее, причем содержание цеолита составляет от 20,0 до 90,0 мас. %, содержание оксида цинка составляет от 0,1 до 6,0 мас. %, содержание оксида магния составляет от 0,01 до 4,0 мас. %, связующее - остальное. В качестве кислородсодержащего газа может быть использован воздух или технический кислород. Однако указанный технический результат достигается и при использовании как хром-никелевых, так и цеолитного катализатора другого состава. Очистка исходного метана позволяет увеличить ресурс работы катализаторов.

Катализаторы получают известным путем, в частности, пропитывания основы солями с последующим прокаливанием.

В дальнейшем изобретение будет рассмотрено с использованием примеров реализации.

1. В плазмотрон подают метан с расходом 5 кг/ч и технический кислород, полученный путем разложения воды, в количестве 10 кг/ч. Вышедший из плазмотрона плазменный поток подают в трубу, выполненную в виде футерованного канала. Давление в канале составляет 4 атм при температуре 12000C. Состав продуктов реакции на выходе реактора (об.%): H2 - 54,9, CO - 21,4, H2O - 7,1, углеводороды - остальное. От полученного продукта отделяют воду и углеводороды. Смесь водорода и оксида углерода нагревают до температуры 152 - 1550C при давлении 73 атм и пропускают последовательно над хром-никелевым катализатором, содержащим 27,5 мас. % NiO, 12 мас. % Cr2O3, 14 мас. % СаО, Al2O3 - остальное, а также цеолитным катализатором, содержащим цеолит группы пентасилов с молярным соотношением SiO2/Al2O3 = 60, а также оксид магния, оксид цинка и связующее, причем содержание цеолита составляет 33,0 мас. %, содержание оксида цинка составляет 0,7 мас. %, содержание оксида магния составляет 0,04 мас. %, связующее - остальное. Продукт на выходе содержит смесь предельных углеводородов C5 - C10, пары воды, водород, оксиды углерода. Смесь указанных углеводородов выделяют любым известным путем из полученного продукта и отправляют на дальнейшее разделение известным путем с получением различных видов жидкого топлива.

2. В плазмотрон подают метан с расходом 7 кг/ч и технический кислород, полученный путем разложения воды, в количестве 12 кг/ч. Вышедший из плазмотрона плазменный поток подают в трубу, выполненную в виде футерованного канала. Давление в канале составляет 4,8 атм при температуре 11900C. Состав продуктов реакции на выходе реактора (об. % H2 - 57,1, CO - 24,1, H2O - 9,2, углеводороды - остальное. От полученного продукта отделяют воду и углеводороды. Смесь водорода и оксида углерода нагревают до температуры 151 - 153°С при давлении 74 атм и пропускают последовательно над хром-никелевым катализатором, содержащим 28 мас. % NiO, 11,8 мас. % Cr2O3, 13,9 мас. % CaO, AI2O3 - остальное, а также цеолитным катализатором, содержащим цеолит группы пентасилов с молярным соотношением SiO2/Al2O3 = 50, а также оксид магния, оксид цинка и связующее, причем содержание цеолита составляет 33,9 мас. %, содержание оксида цинка составляет 0,6 мас. %, содержание оксида магния составляет от 0,05 мас. %, связующее - остальное. Продукт на выходе содержит смесь предельных углеводородов C5 - C10, пары воды, водород, оксиды углерода. Смесь указанных углеводородов выделяют любым известным путем из полученного продукта и отправляют на дальнейшее разделение известным путем с получением различных видов жидкого топлива.

7.12.3 Технология с применением каталитической пароуглекислотной конверсии исходного сырья и рециркуляционных продуктов

Недостатками вышеприведенного способа являются следующие:

- при проведении процесса конверсии с подводом воздуха в качестве кислородсодержащего газа в цикл вводится большое количество азота, что, для поддержания необходимого парциального давления газов, участвующих в полимеризации синтез-газа (СО и Н2), требует проведения этого процесса при высоком общем давлении газовой смеси и приводит к повышенным энергозатратам на ее компримирование;

- проведение процесса конверсии с подачей кислорода сопряжено с большими затратами на установку для его производства;

- необходимость включения в схему компрессора высокого давления (6,5 - 7,5 МПа) и связанное с этим увеличение капитальных и эксплуатационных затрат (расходы на обслуживание компрессора, а также энергии на его привод);

- высокие требования к оборудованию и, в первую очередь, к реактору, в котором осуществляется полимеризация синтез-газа при давлении 6,5 - 7,5 МПа, и обуславливаемая высоким рабочим давлением большая металлоемкость установки.

В связи с этим предложен следующий способ получения СЖУ из углеводородных газов [176].

Способ включает каталитическую пароуглекислотную конверсию исходного сырья и рециркуляционных продуктов при постоянном давлении 0,8 - 3,0 МПа с применением высокотемпературного тепла и получением синтез-газа, каталитическую переработку синтез-газа по методу Фишера-Тропша с отводом низкотемпературного тепла, разделение продуктов, полученных в результате переработки синтез-газа, на три потока: смесь жидких углеводородов, воду и отходящие газы (содержащие в основном СО, СО2, Н2, С1 - С4), и последующее разделение полученной смеси жидких углеводородов на фракции товарных видов жидких углеводородов (в том числе бензин, керосин, дизельное топливо) и углеводороды С21+ (рисунок 7.22).

Рисунок 7.22 - Технологическая схема получения СЖУ из природного газа

Рисунок 7.23 - Фрагмент принципиальной технологической схемы получения СЖУ из ПНГ и низконапорных малодебитных скважин

Реализация схемы по рисунку 7.22 возможна при условии поступления природного газа на переработку с давлением 0,8 - 3,0 МПа, при котором проводится весь технологический процесс получения СЖУ по предлагаемому способу. При меньшем давлении поступающего природного газа следует использовать вариант подвода природного газа, показанный на рисунке 7.23.

Исходное газообразное сырье - природный газ I подводится по линии 15 к узлу сероочистки 1, где природный газ очищается от соединений серы, а затем разделяется на два потока. Первый поток природного газа по линии 16 направляется на пароуглекислотную конверсию в каталитический реактор 2, снабженный горелкой 3, причем перед поступлением в каталитический реактор 2 ПГ смешивается с нагнетаемыми компрессором 4 частью отходящих газов реактора синтеза Фишера-Тропша 7, подводимой к компрессору 4 по линии 17, и диоксидом углерода, выделяемым из дымовых газов в блоке 11 выделения CO2 и подводимым к компрессору 4 по линии 18. Для проведения пароуглекислотной конверсии в каталитический реактор 2 по линии 19 из парового котла 5 подают также водяной пар. Конверсия проводится при давлении, равном давлению природного газа, поступающего на переработку, и температуре 950 - 1050°С. Полученный синтез-газ поступает по линии 20 в паровой котел 5 в качестве греющей среды для генерации пара, где частично охлаждается, далее дополнительно охлаждается внешним хладоносителем (например, водой или воздухом) до температуры 20 - 40°С и отделяется от влаги в охладителе-осушителе 6. Затем по линии 21 синтез-газ подается в реактор синтеза Фишера-Тропша 7, где при температуре 180 - 220°С протекает реакция синтеза жидких углеводородов, в результате которой образуются смесь жидких углеводородов, вода и отходящие газы. Смесь жидких углеводородов по линии 22 подводится в блок разделения жидких углеводородов 8, где разделяется на товарные виды жидких углеводородов VI, например, различных видов СЖТ, и жидкие углеводороды C21 + V. Часть отходящих газов по линии 17 подается в каталитический реактор 2, откуда вместе с синтез-газом, произведенным в каталитическом реакторе 2 из природного газа, подается на дальнейшую переработку, что повышает выработку жидких углеводородных топлив в установке. Другая часть отходящих газов по линии 24 направляется в горелку 3, где сжигается вместе с частью природного газа, используемой в качестве топлива. Благодаря этому обеспечивается непрерывный вывод из цикла вместе с дымовыми газами части инертных газов, поступающих в составе исходного природного газа, и тем самым исключается накопление их в цикле.

Второй поток природного газа, предназначенный для сжигания в горелке 3, отбирается по линии 23 и смешивается со второй частью отходящих газов реактора синтеза Фишера-Тропша 7, поступающей по линии 24, образовавшаяся смесь по линии 25 поступает в блок рекуперации тепла дымовых газов 9, подогревается в нем, после чего по линии 26 подводится к горелке 3 и сжигается в ней при температуре не выше 11500С. Необходимый для горения воздух также нагревается в блоке рекуперации тепла дымовых газов 9, после чего по линии 27 подается на горелку 3.

Дымовые газы IV отводятся из каталитического реактора 2, по линии 28 подаются в блок рекуперации тепла дымовых газов 9, где частично охлаждаются, после чего по линии 29 направляются в охладитель-осушитель дымовых газов 10, в котором дополнительно охлаждаются внешним хладоносителем (например, водой или воздухом) и отделяются от влаги. Охлажденные дымовые газы по линии 30 подаются в блок отделения диоксида углерода 11, после чего по линии 31 сбрасываются в атмосферу, а диоксид углерода по линии 18 направляется к компрессору 4 для последующей подачи в каталитический реактор 2. Часть отходящих дымовых газов, очищенных от диоксида углерода и влаги, забирается по линии 32 компрессором 12, нагнетается на хранение в ресивер 13 и используется по мере необходимости для продувки трубопроводов, пожаротушения и других технологических нужд.

Вода, образующаяся при реакции синтеза Фишера-Тропша, а также конденсат из охладителей-осушителей синтез-газа 6 и дымовых газов 10 подается в узел водоподготовки 14 по линиям соответственно 33, 34 и 35, а затем по линии 36 - в паровой котел 5. Водяной пар, образующийся в паровом котле 5, отводится по линии 37 и смешивается с водяным паром, поступающим по линии 38 из полости испарительного охлаждения реактора синтеза Фишера-Тропша 7. Образовавшаяся смесь водяных паров разделяется на два потока: первый поток по линии 19 подается в каталитический реактор 2 для проведения пароуглекислотной конверсии природного газа, а второй поток по линии 39 направляют для внешнего потребления и/или используют для получения электроэнергии, необходимой для приводов компрессоров, насосов, вентиляторов и другого электропотребляющего оборудования. Для первоначального заполнения и подпитки системы предусмотрена возможность подвода воды от внешнего источника по линии 40.

Жидкие углеводороды С21+, выделяемые в блоке разделения жидких углеводородов 8, выводятся из него по линии 41 и в дальнейшем предпочтительно подаются в горелку 3, где сжигаются вместе с основным потоком топлива. Возможно также проведение гидрокрекинга этих углеводородов с последующим получением товарных продуктов.

В представленной схеме каталитический реактор 2, реактор синтеза Фишера-Тропша 7, паровой котел 5, охладители-осушители 6 и 10, блок рекуперации тепла дымовых газов 9 и другие теплообменные аппараты установки выполнены преимущественно по радиально-спиральному типу.

На рисунке 7.23 представлен фрагмент принципиальной технологической схемы получения СЖУ из попутного нефтяного газа, низконапорных малодебитных скважин и газов нефтепереработки.

Данная схема отличается от схемы, показанной на рисунке 7.22, тем, что поскольку ПНГ, а также другие перечисленные выше углеводородные газы, поступающие на переработку, имеют давление, существенно меньшее необходимого для проведения процесса, та часть исходного углеводородного сырья, которая должна подвергаться конверсии, нагнетается в каталитический реактор 2 компрессором 4, для чего этот поток подается по линии 42 на всасывание компрессора 4. В остальном эта схема не отличается от показанной на рисунке 7.22.

Ниже приведены результаты расчета процессов получения СЖУ из природного газа по схеме, приведенной на рисунке 7.22.

Расчет проведен исходя из расхода природного газа 1000 нм3/ч, включающего газ, направляемый на пароуглекислотную конверсию, а также газ, используемый в горелке в качестве топлива.

В результате пароуглекислотной конверсии, проведенной при давлении 1,0 МПа, температуре процесса конверсии 1000°С и адиабатической температуре горения 1116°С, из указанного количества природного газа получено 4200 нм3/ч синтез-газа следующего состава (об.%):

Н2 - 63,5; СО - 32,3; СН4 - 1,4; CO2 - 1.8; N 2 - 0,3; H2O - 0,7.

Такое низкое содержание диоксида углерода (1,8 об.%) позволяет не проводить удаление его из синтез-газа перед реактором синтеза Фишера-Тропша.

Содержание вредных примесей в отходящих дымовых газах составляет (об.%):

СО - 0,0002; NO - 0,005; NO 2 - 0, а парникового газа CO2 - 0,2.

В результате процесса в реакторе синтеза Фишера-Тропша, проведенного при давлении 1,0 МПа и температуре 210°С, получено 655 кг СЖУ, 916 кг воды и 626 кг отходящих газов.

Предлагаемый способ имеет следующие существенные преимущества по сравнению с известными техническими решениями:

- при производстве синтез-газа полностью исключено использование кислорода, а воздух подводится только к горелке каталитического реактора для обеспечения процесса горения;

- весь технологический процесс, включающий конверсию исходного газообразного сырья и СЖУ, осуществляется при одном постоянном давлении 0,8 - 3,0 МПа и обеспечивается одним компрессором;

- поскольку процесс горения в горелке осуществляется при температуре не более 1150°С, в дымовых газах, сбрасываемых в атмосферу, практически полностью отсутствуют вредные примеси - NOx и СО;

- подача части отходящих газов реактора синтеза Фишера-Тропша в каталитический реактор пароуглекислотной конверсии обеспечивает повышение производительности установки и уменьшает потребление сжигаемого топлива для пароуглекислотной конверсии исходного сырья, а благодаря сжиганию другой части отходящих газов реактора синтеза Фишера-Тропша в горелке из цикла вместе с дымовыми газами выводится часть инертных газов и исключается их накопление в цикле;

- выделение диоксида углерода из дымовых газов и возвращение его в каталитический реактор позволяет, во-первых, практически полностью исключить выброс этого парникового газа в атмосферу, а во-вторых, увеличить количество получаемого синтез-газа, а соответственно и выход конечного продукта на единицу исходного сырья, благодаря вовлечению углерода, содержащегося в диоксиде углерода, выделенном из дымовых газов, в процесс генерации синтез-газа;

- благодаря тому, что процесс конверсии в каталитическом реакторе проводят при температуре 950 - 1050°С, содержание диоксида углерода в синтез-газе после реактора не превышает 2%, а поэтому не требуется его удаление из синтез-газа перед подачей последнего в реактор синтеза Фишера-Тропша;

- благодаря глубокой утилизации тепла дымовых газов и синтез-газа, выходящих из каталитического реактора, достигается значительная экономия топлива, расходуемого для проведения процесса;

- проведение всех этапов процесса получения СЖУ в выполненных по радиально-спиральному типу аппаратах (каталитическом реакторе конверсии углеводородных газов, реакторе синтеза Фишера-Тропша, паровом котле и теплообменниках) позволяет обеспечить поддержание оптимальных температур реакции в узком диапазоне и высокую селективность процесса, а также минимизировать массу и габариты этих аппаратов и установки в целом;

- процесс синтеза Фишера-Тропша осуществляют без рециркуляции газа в реактор синтеза, благодаря чему не требуется рециркуляционный компрессор;

- сжигание углеводородов С21+ на горелке уменьшает удельный расход исходного сырья и исключает стадию гидрокрекинга, что особенно актуально для установок малой мощности;

- избыток водяного пара давлением 1,0 - 2,0 МПа может быть использован для выработки электроэнергии, необходимой для привода компрессоров, насосов, вентиляторов и другого электропотребляющего оборудования установки, что обеспечивает ее независимость от внешних источников электроэнергии;

- предлагаемый способ обеспечивает возможность создания эффективных установок производства СЖУ на любую, в том числе малую, производительность, что позволяет использовать установки этого типа как на крупных газовых месторождениях, так и на малодебитных низконапорных скважинах;

- поскольку отходящие дымовые газы содержат преимущественно только азот с весьма незначительными примесями аргона и диоксида углерода, их можно аккумулировать в ресивере и использовать для продувки трубопроводов, пожаротушения и других технологических нужд объекта.

7.12.4 Комбинированные технологии производства СЖУ и метанола

Созданы комбинированные технологии производства СЖУ и метанола [177].

Установка для получения СЖУ и метанола содержит блок 2 теплообменников, включающий и связанные между собой системой трубопроводов теплообменники для нагрева природного газа и парогазовой смеси, теплообменник для перегретого пара и теплообменник для нагрева подготовленной воды (рисунок 7.24).

Рисунок 7.24 - Установка для получения СЖУ и метанола

Линия 24 подачи ПГ через блок 2 теплообменников соединена с входом печи 1 риформинга для получения конвертированного газа, выход которой соединен с линией 25 отвода конвертированного газа, на которой последовательно установлены котел-утилизатор 4, теплообменник 5 на линии рецикла кубового остатка ректификационной колонны 21 стабилизации СУГ и теплообменник 6 на линии рецикла кубового остатка колонны 14 ректификации метанола, охлаждающий теплообменник 7 и первый сепаратор 8.

Выход печи 1 риформинга по дымовым газам соединен с межтрубным пространством теплообменников блока 2.

После сепаратора 8 линия 25 отвода конвертированного газа разделяется на две: линию 26 подачи конвертированного газа к реактору 11 синтеза метанола и линию 27 подачи конвертированного газа к реактору 15 синтеза синтетических жидких углеводородов. На линии 26 установлены компрессоры 9 и теплообменник 10. Линия 26 подачи конвертированного газа перед теплообменником 10 соединена с реактором 11 в зоне реакции.

Куб реактора 11 синтеза метанола соединен со вторым сепаратором 13 через теплообменник 10 и через охлаждающий теплообменник 12. Выход второго сепаратора 13 для газа соединен с линией 26 подачи конвертированного газа в реактор 11 синтеза метанола. Выход сепаратора 13 для жидкости соединен с тарелкой питания колонны 14 ректификации метанола.

Выход первого сепаратора 8 соединен также через второй теплообменник 28 для нагрева конвертированного газа с входом реактора 15 синтеза жидких углеводородов, выход которого последовательно соединен через первый и второй охлаждающие теплообменники 16 и 18 с третьим и четвертым сепараторами 17 и 19. Выход для СЖУ третьего сепаратора 17 соединен с тарелкой питания ректификационной колонны 21 стабилизации СЖУ. Выход для газа четвертого сепаратора 19 через компрессор 20 соединен с линией, соединяющей линию 27 подачи конвертированного газа к реактору 15 синтеза СЖУ, а выход для СУГ четвертого сепаратора 19 соединен с линией 24 подачи природного газа.

Линия 27 подачи конвертированного газа перед теплообменником 28 соединена с реактором 15 синтеза СЖУ в зоне реакции. Выход ректификационной колонны 21 стабилизации СЖУ для дистиллята соединен через четвертый охлаждающий теплообменник 23 и рефлюксную емкость 22 с верхней тарелкой указанной колонны 21 и с линией 24 подачи природного газа.

Предложенный способ включает парогазовую конверсию природного газа с водяным паром, разделение полученного синтез газа на два потока: первый поток направляется на установку синтеза метанола; второй поток направляется на установку синтеза СЖУ, которые затем направляется на установку гидрокрекинга для депарафинизации.

Предложенный способ получения СЖУ и метанола из ПГ осуществляется следующим образом.

Осушенный ПГ с регламентируемым содержанием соединений серы и галогенов из блока подготовки ПГ смешивается с СУГ с колонны 21 стабилизации СЖУ и с СУГ с объектов промысловой подготовки нефти или газового конденсата (на схеме не показаны) поступает в блок получения синтез-газа.

Часть газа, предназначенная для технологического процесса конверсии, поступает в третью секцию подогревателя ПГ блока 2 теплообменников, где нагревается до температуры 350 - 450°C. Затем ПГ смешивается с перегретым водяным паром.

Очищенная вода, доведенная до соответствующего качества в блоке первичной подготовки воды, подогревается за счет тепла реакции синтеза жидких углеводородов в реакторе 15 и подается в четвертую секцию подогревателя блока 2 теплообменников, где за счет тепла дымовых газов нагревается до температуры насыщения с частичным образованием влажного пара. Далее очищенная вода подается в барабан-сепаратор 3.

Перегрев насыщенного водяного пара осуществляется во второй секции блока 2 теплообменников. Технологической схемой предусматривается автоматическое регулирование соотношения расходов ПГ и пара, поступающих на конверсию метана, с обеспечением требуемого соотношения пар: газ= .

Полученная парогазовая смесь с температурой 350 - 450°C подается на подогрев в первую секцию блока 2 теплообменников. Нагретая за счет тепла дымовых газов до 500 - 580°C парогазовая смесь поступает в реакционные трубы печи 1 риформинга, где на никелевом катализаторе при температуре 780 - 850°C и давлении 2,0 - 2,5 МПа протекает реакция конверсии ПГ с водяным паром с образованием конвертированного газа.

Выходная температура конвертированного газа, а также температура дымовых газов на выходе из радиантной зоны печи 1 автоматически регулируется подачей топливного газа в подовые горелки трубчатой печи 1.

В качестве топливного газа используется часть ПГ, поступающего на установку. Перед подачей в печь топливный газ распределяется на потоки для подачи к "пилотным" и основным горелкам.

Дымовые газы с температурой до 200°C после блока 2 теплообменников дымососом выбрасываются в атмосферу на высоту, обеспечивающую рассеивание вредных выбросов до предельно-допустимых значений.

Технологической схемой предусматривается использование в котле-утилизаторе 4 тепла конвертированного газа, выходящего из реакционной зоны печи 1 риформинга. За счет охлаждения газа с 780 - 850°C до 300 - 380°C вырабатывается насыщенный водяной пар давлением 2,0 - 2,5 МПа, который из барабана-сепаратора 3, соединенного с котлом-утилизатором 4, подается в пароперегреватель блока 2 теплообменников.

В пусковой период при недостаточности тепла дымовых газов для подогрева исходного природного газа и водяного пара перед печью 1 риформинга предусмотрено использование дополнительной горелки, расположенной в блоке 2 теплообменников.

Тепло конвертированного газа последовательно используется в кипятильнике колонны 21 стабилизации СУГ, в кипятильнике колонны 14 ректификации метанола. После охлаждения в теплообменнике 7 конвертированный газ поступает в сепаратор 8, где от него отделяется непрореагировавшая вода, которая возвращается в барабан-сепаратор 3.

Осушенный в сепараторе 8 конвертированный газ разделяется на два потока: первый поток направляется на установку синтеза метанола, второй поток поступает на установку синтеза жидких углеводородов. В случае необходимости для регулирования состава синтез газа по потокам возможно применение мембранного блока для разделения синтез газа на потоки. В этом случае первый поток преимущественно содержит диоксид углерода, а второй поток обогащен монооксидом углерода.

Первый поток, смешиваясь с циркуляционным газом, сжимается компрессором 9 до 5,0 МПа, поступает в теплообменник рекуператор 10, где нагревается продуктами реакции синтеза метанола. Далее смесь конвертированного и циркуляционного газа поступает в реактор 11 синтеза метанола.

На полках реактора 11 размещается низкотемпературный медьсодержащий катализатор, использование которого определяет параметры процесса синтеза: сравнительно низкие температуры °C и низкое давление около 4,5 - 5,5 МПа. Для достижения более полной степени превращения метанола предусматривается циркуляция синтез-газа с постоянной выдачей из сепаратора 13 продувочных газов в общую топливную сеть с целью поддержания заданного уровня "инертов". Часть циркуляционного газа после сепаратора 13 направляется на смешение со свежим конвертированным газом.

Регулирование температуры в зоне катализа реактора 11 синтеза метанола осуществляется автоматически подачей холодной смеси конвертированного и циркуляционного газа по байпасным линиям. Поток холодного газа отбирается с нагнетания компрессорного агрегата 9.

Охлажденная в теплообменниках 10 и 12 реакционная смесь поступает в сепаратор 13 для отделения метанола-сырца из газожидкостной смеси.

Выделившийся в сепараторе 13 метанол-сырец подается на ректификацию. Процесс ректификации метанола-сырца проводится в колонне 14.

Подвод тепла в колонну 14 осуществляется за счет утилизации тепла конвертированного газа в кипятильнике - теплообменнике 6.

Температура в кубовой части колонны 14 регулируется перепуском конвертированного газа мимо кипятильника 6 (на схеме не указано). Кубовый продукт колонны (солесодержащие стоки), направляется на утилизацию.

Дистиллят колонны (товарный метанола) конденсируется и направляется на склад.

Второй поток, смешиваясь с циркуляционным газом, поступает в теплообменник рекуператор 28, где нагревается продуктами реакции синтеза жидких углеводородов. Далее смесь конвертированного и циркуляционного газа поступает в реактор 15 синтеза жидких углеводородов.

На полках реактора 15 размещается железный либо кобальтовый катализатор, использование которого определяет параметры процесса синтеза. Регулирование температуры в зоне катализа реактора 15 синтеза осуществляется автоматически подачей холодной смеси конвертированного и циркуляционного газа по байпасным линиям. Поток холодного газа отбирается с нагнетания компрессорного агрегата 20.

Кроме того, предусмотрено регулирование температурного режима на полках реактора 15 за счет встроенных в зону реакции теплообменных конструкций, отвод тепла в которых осуществляется за счет нагрева исходной подготовленной воды.

Реакционная смесь из реактора 15 последовательно охлаждается в теплообменниках 16 и 18, поступает в сепаратор 17, где от нее отделяется смесь синтетических жидких углеводородов, далее направляемая на стабилизацию в ректификационную колонну 21. Газовая фаза из сепаратора 17 охлаждается в теплообменнике 18 и поступает в сепаратор 19.

В сепараторе 19 отделяются сжиженные углеводородные газы, которые направляются в поток осушенного природного газа, направляемого в качестве сырья в печь 1 риформинга.

Газовая фаза из сепаратора 19 с учетом поддержания заданного уровня "инертов" в системе циркуляции, частично отводится в общую топливную сеть. Остаточное количество газовой фазы сепаратора 19 (циркуляционный газ) дожимается в компрессоре 20, смешивается со свежим конвертированным газом и направляется в реактор 15 синтеза жидких углеводородов.

Смесь СЖУ из сепаратора 17 поступает на тарелку питания ректификационной колонны 21. В колонне 21 происходит отделение СУГ (пропан-бутан) от стабильной части СЖУ. Подвод тепла в колонну 21 осуществляется за счет циркуляции кубового продукта через кипятильник 5.

Дистиллят колонны 21 (СУГ) охлаждается в теплообменнике 23, поступает в рефлюксную емкость 22 из которой подается на верхнюю тарелку колонны 21 в качестве орошения, балансовое количество дистиллята отводится в поток осушенного природного газа, направляемого в качестве сырья в печь 1 риформинга.

Кубовый продукт колонны 21, представляющий собой синтетические жидкие углеводороды (фракция С5+) направляется либо в товарную нефть (стабильный газовый конденсат), либо на дальнейшую переработку с целью получения моторных топлив.

С помощью предложенной группы изобретений за счет применения схемы совместного получения метанола и СЖУ в условиях НГКМ, удалось значительно снизить капитальные затраты на единицу получаемой продукции.

Кроме того, с помощью предложенных способа и устройства удалось достичь следующих результатов:

- за счет использования реактора парогазовой конверсии углеводородов с никелевым катализатором конвертированный газ не требует дополнительной подготовки в мембранном или абсорбционном блоке с целью получения оптимального соотношения H2:CO:СО2, позволяющего достичь максимального выхода синтетических жидких углеводородов;

- за счет использования для синтеза метанола и жидких углеводородов реакторов полочного типа с возможностью самовыгрузки катализатора замена катализатора может быть осуществлена персоналом установки в промысловых условиях;

- за счет использования схемы циркуляционных газов в процессе синтеза метанола и жидких углеводородов удалось значительно повысить выход целевой продукции;

- за счет использования в качестве теплоносителя в колоннах стабилизации СЖУ и ректификации метанола-сырца тепла конвертированного газа снижено потребление топливного газа;

- за счет использования в качестве топливного газа сдувок с контуров циркуляционных газов удалось снизить количество потребляемого на топливные нужды осушенного природного газа;

- за счет использования в качестве компонента сырья печи риформинга СУГ решается проблема утилизации СУГ, в случае отсутствия возможности их транспортировки.

7.12.5 Микро- и миниканальные технологии

Принцип действия микро- и миниканальных технологий основывается на использовании небольших реакторов (например, в одном из вариантов реализации размер реактора синтеза Фишера-Тропша составляет всего 0,6 х 0,6 х 0,6 м). Реактор представляет собой сборку из стальных листов, на поверхности которых имеется множество мельчайших реакционных каналов, перемежающихся с каналами охлаждения. Данный принцип используется для реакторов как синтеза Фишера-Тропша, так и парового риформинга. [178]

Благодаря оптимизации размеров установки микроканальные технологии обеспечивают большую интенсификацию процессов по сравнению с миниканальными. В результате значительного снижения габаритов, массы и стоимости технологического оборудования использование микро- и миниканальных технологий для монетизации невостребованного газа уже сейчас позволяет получать приемлемые экономические показатели, что обеспечивает интерес ряда энергетических компаний к этим разработкам.

7.3 Технологии низкотемпературного разделения углеводородных газов

<< Раздел 6. Экономические аспекты реализации наилучших доступных технологий в переработке природного и попутного газа		>> 7.3 Технологии низкотемпературного разделения углеводородных газов
	Содержание Информационно-технический справочник по наилучшим доступным технологиям ИТС 50-2017 "Переработка природного и попутного...

Раздел 7. Перспективные технологии переработки природного и попутного газа

7.3 Технологии низкотемпературного разделения углеводородных газов

Откройте актуальную версию документа прямо сейчас