RU2458966C1 - Method of processing organic material (versions) - Google Patents
Method of processing organic material (versions) Download PDFInfo
- Publication number
- RU2458966C1 RU2458966C1 RU2011116821/04A RU2011116821A RU2458966C1 RU 2458966 C1 RU2458966 C1 RU 2458966C1 RU 2011116821/04 A RU2011116821/04 A RU 2011116821/04A RU 2011116821 A RU2011116821 A RU 2011116821A RU 2458966 C1 RU2458966 C1 RU 2458966C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- gas
- stage
- reactor
- plasma
- conversion
- Prior art date
Links
Images
Landscapes
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
Description
Изобретение относится к органической химии, в частности к способам переработки органического сырья, в том числе углеводородного сырья, в химические продукты, а именно к способам переработки газообразного, твердого и жидкого органического сырья с получением высокооктанового бензина и/или другой высоколиквидной химической продукции и сопутствующим производством электрической и тепловой энергии.The invention relates to organic chemistry, in particular to methods of processing organic raw materials, including hydrocarbon raw materials, into chemical products, and in particular to methods of processing gaseous, solid and liquid organic raw materials to produce high-octane gasoline and / or other highly liquid chemical products and related production electric and thermal energy.
Использование природного и попутного нефтяного (ПНГ) газов, угля, мазута и других альтернативных источников органического сырья для получения моторных топлив, тепловой и электрической энергии является приоритетным направлением развития газохимии и энергетики в большинстве развитых стран мира.The use of natural and associated petroleum (APG) gases, coal, fuel oil and other alternative sources of organic raw materials for the production of motor fuels, thermal and electric energy is a priority for the development of gas chemistry and energy in most developed countries of the world.
Проблема использования ПНГ связана с участием Российской Федерации в Рамочной Конвенции ООН об изменении климата и Киотском протоколе, предусматривающем использование экономических механизмов (торговлю квотами и реализацию совместных проектов) для решения глобальных экологических проблем. Сокращение объемов ПНГ, бесполезно сгорающих в факелах, повлечет снижение эмиссии парниковых газов в атмосферу, что позволит России подойти к реализации механизмов Киотского протокола с очень благоприятными стартовыми условиями.The problem of using APG is associated with the participation of the Russian Federation in the UN Framework Convention on Climate Change and the Kyoto Protocol, which provides for the use of economic mechanisms (trade in quotas and the implementation of joint projects) to solve global environmental problems. Reducing the volume of associated gas flaring in useless flames will lead to a decrease in greenhouse gas emissions into the atmosphere, which will allow Russia to approach the implementation of the Kyoto Protocol mechanisms with very favorable starting conditions.
Важной стадией процесса превращения метана и его гомологов в органические жидкие или легко сжижаемые продукты является стадия получения синтез-газа. Существуют различные технологии окислительной конверсии метана и его гомологов с образованием водорода и оксидов углерода, такие как паровой и пароуглекислотный риформинг, парциальное окисление и их комбинации друг с другом в одном или нескольких реакторах с последующим превращением синтез-газа в ДМЭ или жидкие моторные топлива (патент РФ №2226524, C07C 1/4, 2002 г.). Для полного превращения метана применяют катализаторы на основе никеля или высокие температуры (выше 1200°С).An important stage in the process of converting methane and its homologs to organic liquid or easily liquefiable products is the stage of synthesis gas production. There are various technologies for the oxidative conversion of methane and its homologs with the formation of hydrogen and carbon oxides, such as steam and carbon dioxide reforming, partial oxidation and their combinations with each other in one or more reactors with the subsequent conversion of synthesis gas to DME or liquid motor fuels (patent RF №2226524, C07C 1/4, 2002). For the complete conversion of methane, nickel-based catalysts or high temperatures (above 1200 ° C) are used.
Перспективной разновидностью высокотемпературных способов переработки метана и его гомологов в синтез-газ являются различные варианты плазменных технологий, применяемые в патентах РФ и других стран (патенты РФ №2075432, C01B 3/24, 1992 г.; №2318722, C01B 3/24, 2006 г.; №2099392, C10J 3/18, 1995 г.; патенты США №6923890, C10G 35/00, 2002 г.; №6884326 B01J 12/08, 2002 г.; №6007742, B01J 19/08, 1998 г.; №5993761, C01B 3/00, 1998 г.; патент Франции №2689116, B01J 12/08, 1993 г.). Например, согласно патенту Франции №2689116, приготовление синтез-газа осуществляется путем постоянного ввода в реактор СН4, паров H2O и CO2 (частично диссоциирующего в плазме). Пропорции газов регулируются так, чтобы конечная смесь содержала, по крайней мере, 2 объема Н2 и 1 объем CO. Автотермичность процесса может поддерживаться путем введения небольших количеств O2 в реакционную смесь. Произведенная смесь (CO+2Н2) благоприятна для синтеза метанола.A promising variety of high-temperature methods for converting methane and its homologs into synthesis gas are various plasma technologies used in patents of the Russian Federation and other countries (RF patents No. 2075432, C01B 3/24, 1992; No. 2318722, C01B 3/24, 2006 g .; No. 2099392, C10J 3/18, 1995; US patents No. 6923890, C10G 35/00, 2002; No. 6884326 B01J 12/08, 2002; No. 6007742, B01J 19/08, 1998 .; No. 5993761, C01B 3/00, 1998; French patent No. 2689116, B01J 12/08, 1993). For example, according to French patent No. 2689116, synthesis gas is prepared by continuously introducing CH 4 , H 2 O and CO 2 vapors (partially dissociating in the plasma) into the reactor. The proportions of the gases are regulated so that the final mixture contains at least 2 volumes of H 2 and 1 volume of CO. The autothermal process can be maintained by introducing small amounts of O 2 into the reaction mixture. The produced mixture (CO + 2H 2 ) is favorable for the synthesis of methanol.
В патентной литературе также представлены альтернативные способы получения жидких углеводородных топлив (бензина, дизтоплива) с использованием плазменной технологии образования ацетилена из метана с дальнейшим превращением ацетилена или продукта его гидрирования - этилена - в метанол, бензин, дизтопливо или жидкие углеводороды с преобладанием пентана (патенты США №6130260, C07C 2/76, 1998 г.; №6602920, C07C 2/00, 2001 г.; №7183451, C07C 2/78, 2004 г.; №7667085, C07C 11/28, 2007 г.).The patent literature also presents alternative methods for producing liquid hydrocarbon fuels (gasoline, diesel fuel) using the plasma technology for the formation of acetylene from methane with the further conversion of acetylene or its hydrogenation product - ethylene - to methanol, gasoline, diesel fuel or liquid hydrocarbons with a predominance of pentane (US patents No. 6130260, C07C 2/76, 1998; No. 6602920, C07C 2/00, 2001; No. 7183451, C07C 2/78, 2004; No. 7667085, C07C 11/28, 2007).
Близким к предлагаемому по своей технической сущности является способ, изложенный в патенте РФ №2175961, C07C 1/12, 2000 г. В способе проводят конверсию метана в синтез-газ и гетерогенно-каталитическую полимеризацию синтез-газа в жидкое топливо. Конверсию метана осуществляют в плазменной трубе при 3-5 атм, 1175-1225°С в присутствии кислородсодержащего газа, при этом содержание кислорода по массе в два раза превышает содержание метана. Полимеризацию проводят последовательно пропуская синтез-газ над хром-никелевым катализатором и цеолитным катализатором при 65-78 атм и 140-160°С. Из полученного продукта выделяют смесь предельных углеводородов C5-C10. Существенным недостатком данного способа является незаконченность процесса синтеза жидкого моторного топлива, т.к. смесь предельных углеводородов C5-C10 не является товарным бензином из-за низкого октанового числа и требуются дополнительные стадии переработки фракции предельных углеводородов С5-С10 в высокооктановые компоненты бензина - ароматические и изомеризованные углеводороды С5-С10.Close to the proposed in its technical essence is the method described in RF patent No. 2175961, C07C 1/12, 2000. The method converts methane into synthesis gas and heterogeneous catalytic polymerization of synthesis gas into liquid fuel. The methane conversion is carried out in a plasma tube at 3-5 atm, 1175-1225 ° C in the presence of an oxygen-containing gas, while the oxygen content by mass is two times higher than the methane content. The polymerization is carried out sequentially by passing synthesis gas over a chromium-nickel catalyst and a zeolite catalyst at 65-78 atm and 140-160 ° C. A mixture of saturated hydrocarbons C 5 -C 10 is isolated from the obtained product. A significant disadvantage of this method is the incompleteness of the process of synthesis of liquid motor fuel, because a mixture of saturated hydrocarbons C 5 -C 10 is not a commercial gasoline due to the low octane number and additional stages of processing a fraction of saturated hydrocarbons C 5 -C 10 into high-octane gasoline components - aromatic and isomerized C 5 -C 10 hydrocarbons are required.
Близким к предлагаемому по своей технической сущности является способ, изложенный в патенте США №6380268, C07C 27/00, 2000 г. Согласно выбранному прототипу в процессе производства продуктов синтеза Фишера-Тропша из газообразного, жидкого или твердого углеводородного сырья используют высокочастотный плазмотрон, работающий в диапазоне частот 0,37-0,44 МГц. Образующиеся побочно хвостовые газы синтеза Фишера-Тропша и/или выделенный из них CO2 рециркулируют обратно в плазменный реактор для превращения в синтез-газ совместно с исходным углеводородным сырьем.Close to the proposed in its technical essence is the method described in US patent No. 6380268, C07C 27/00, 2000. According to the selected prototype in the production of Fischer-Tropsch synthesis products from gaseous, liquid or solid hydrocarbon feeds, a high-frequency plasmatron operating in frequency range 0.37-0.44 MHz. The generated Fischer-Tropsch tail gas and / or CO 2 recovered from them are recycled back to the plasma reactor to be converted to synthesis gas together with the hydrocarbon feed.
Основными недостатками способа являются:The main disadvantages of the method are:
1) способ производства жидких моторных топлив ограничен продуктами синтеза Фишера-Тропша, в составе которых, кроме товарной дизельной фракции, присутствует низкооктановая бензиновая фракция и тяжелый углеводородный остаток (воск); для их практического использования необходимы дополнительные технологические стадии переработки;1) the method for the production of liquid motor fuels is limited to Fischer-Tropsch synthesis products, in which, in addition to the commercial diesel fraction, there is a low-octane gasoline fraction and a heavy hydrocarbon residue (wax); for their practical use, additional technological stages of processing are necessary;
2) высокочастотный плазмотрон (ВЧ плазмотрон), работающий в диапазоне частот 0,37-0,44 МГц имеет невысокий коэффициент преобразования подводимой электрической энергии в тепловую энергию продуктов риформинга по сравнению с электродуговым нагревом (~70% против ~90%). Проблематичным является создание ВЧ плазмотронов большой мощности, что необходимо для промышленной реализации плазменного риформинга;2) a high-frequency plasmatron (HF plasmatron) operating in the frequency range 0.37-0.44 MHz has a low coefficient of conversion of the supplied electric energy into thermal energy of reforming products compared to electric arc heating (~ 70% versus ~ 90%). Problematic is the creation of high-power RF plasmatrons, which is necessary for the industrial implementation of plasma reforming;
3) по стехиометрии процесса пароуглекислотной конверсии метана необходимо около 20% превращенного углерода возвращать назад на конверсию метана в виде диоксида углерода, сосредоточенного в хвостовых газах, т.е. в используемом процессе синтеза Фишера-Тропша должна быть высокая селективность побочного образования CO2 из CO;3) according to the stoichiometry of the steam-carbon dioxide methane conversion process, it is necessary to return about 20% of the converted carbon back to the methane conversion in the form of carbon dioxide concentrated in tail gases, i.e. in the Fischer-Tropsch synthesis process used, there must be a high selectivity for the side formation of CO 2 from CO;
4) в способе не применяют кислород для компенсации энергозатрат на проведение процесса пароуглекислотной конверсии метана.4) the method does not use oxygen to compensate for energy costs for the process of steam-carbon dioxide methane conversion.
Наиболее близким к предлагаемому по своей технической сущности является способ, изложенный в патенте РФ №2333238, C10J 3/16, 2006 г. В данном способе предложены варианты переработки органических отходов, включающие стадию газификации с получением синтез-газа и твердых неорганических продуктов и каталитическую переработку синтез-газа без или вместе с жидкими органическими отходами с получением газообразных и жидких углеводородов. В качестве газифицирующего агента используют водяной пар или кислород, или водяной пар и кислород, а совместно или раздельно с органическими отходами в синтез-газ перерабатывают также горючий газ (в частности, природный газ). По одному из вариантов для получения синтез-газа используют плазмотрон и реактор парового каталитического риформинга, по другому варианту - только плазмотрон. Полученный синтез-газ подвергают каталитической переработке в высокооктановый бензин в двух реакционных зонах, при этом в первой реакционной зоне расположен катализатор, оксидная часть которого и кислотный компонент находятся в смешанной или раздельной комбинации, а во второй реакционной зоне расположен кислотный катализатор, содержащий цеолит со структурой ZSM-5 или ZSM-11. Данный способ предназначен для переработки твердых и/или жидких органических отходов, а горючий газ (в частности, природный газ) может быть использован совместно или раздельно с органическими отходами только для оптимизации состава получаемого синтез-газа.Closest to the proposed in its technical essence is the method described in RF patent No. 2333238, C10J 3/16, 2006. In this method, options for the processing of organic waste, including the stage of gasification to produce synthesis gas and solid inorganic products and catalytic processing, are proposed. synthesis gas without or together with liquid organic waste to produce gaseous and liquid hydrocarbons. Water vapor or oxygen, or water vapor and oxygen are used as the gasification agent, and combustible gas (in particular, natural gas) is also processed into synthesis gas together or separately with organic waste. In one embodiment, a plasmatron and a steam catalytic reforming reactor are used to produce synthesis gas; in another embodiment, only a plasmatron is used. The resulting synthesis gas is subjected to catalytic processing into high-octane gasoline in two reaction zones, while in the first reaction zone there is a catalyst, the oxide part of which and the acid component are in a mixed or separate combination, and in the second reaction zone there is an acid catalyst containing a zeolite with the structure ZSM-5 or ZSM-11. This method is intended for processing solid and / or liquid organic waste, and combustible gas (in particular natural gas) can be used together or separately with organic waste only to optimize the composition of the resulting synthesis gas.
Задачей предлагаемого способа является - повышение эффективности переработки органического сырья, максимальное использование энергетического потенциала сырья и обеспечение экологической чистоты производства.The objective of the proposed method is to increase the efficiency of processing of organic raw materials, the maximum use of the energy potential of raw materials and ensuring environmental cleanliness of production.
Поставленная задача может быть решена по любому из двух нижеприведенных основных вариантов.The task can be solved by any of the two main options below.
По первому из них (Вариант 1) поставленная задача решается тем, что переработку органического сырья, в том числе углеводородного сырья, осуществляют путем плазменной переработки сырья в электродуговом плазмотроне, основанной на взаимодействии сырья с кислородом или кислородом и водяным паром с получением синтез-газа, каталитической конверсии синтез-газа и вспомогательных стадий - рекуперации тепла, производства электроэнергии, очистки и компрессии синтез-газа, разделения газов и воздуха, при этом поток газообразного углеводородного сырья вместе с водородом, выделенным из сдувочного газа со стадии конверсии синтез-газа, нагревают и направляют на стадию гидрирования и очистки, при этом одну часть очищенного углеводородного сырья вместе с выделенным из воздуха кислородом или кислородом и водяным паром подают в, по крайней мере, один электродуговой плазмотрон плазмохимического реактора, а другую часть очищенного углеводородного сырья с температурой 200-400°С подают на стадию сатурации и очистки от метанола, где газовый поток контактируют с метанольной водой, которую подают со стадии конверсии синтез-газа, при этом процесс тепломассообмена газа с жидкостью осуществляют на твердом носителе или в центробежно-барботажном слое, а очищенную от метанола воду применяют для производства водяного пара, при этом выходящий газовый поток нагревают на стадии рекуперации тепла и вместе с подогретыми кислородом или кислородом и водяным паром направляют в камеру смешения плазмохимического реактора, куда поступают продукты превращения первой части очищенного углеводородного сырья, полученную газовую смесь с температурой 800-1500°С подают на катализатор конверсии углеводородов, расположенный в плазмохимическом реакторе или в реакторе риформинга, с получением синтез-газа, который охлаждают на стадии рекуперации тепла и после прохождения стадии компрессии направляют в каталитический реактор стадии конверсии синтез-газа, где процесс конверсии синтез-газа проводят под давлением 40-120 атм на бифункциональном катализаторе при средней температуре в реакторе 360-420°С и рециркуляции газообразных продуктов реакции и непрореагировавших компонентов синтез-газа при многоступенчатом охлаждении выходящего из реактора газа до 10-30°С и конденсации целевого органического продукта, например, бензиновой фракции и побочных продуктов - метанольной воды и углеводородных газов, которые подают на стадию плазмохимической конверсии сырья или на стадию производства электроэнергии, при этом отводимый из рецикла сдувочный газ разделяют на два потока: водород - направляют на стадию гидрирования и очистки, а обогащенный азотом и оксидами углерода поток - сжигают на стадии производства электроэнергии.According to the first of them (Option 1), the stated problem is solved by the fact that the processing of organic raw materials, including hydrocarbon raw materials, is carried out by plasma processing of raw materials in an electric arc plasmatron, based on the interaction of the raw materials with oxygen or oxygen and water vapor to produce synthesis gas, catalytic conversion of synthesis gas and auxiliary stages - heat recovery, electricity production, purification and compression of synthesis gas, separation of gases and air, while the flow of gaseous hydrocarbon feed together with the hydrogen extracted from the stripping gas from the synthesis gas conversion stage, it is heated and sent to the hydrogenation and purification stage, while one part of the purified hydrocarbon feed, together with the oxygen or oxygen extracted from the air and steam, is fed into at least one electric arc plasmatron of a plasma chemical reactor, and the other part of the purified hydrocarbon feed with a temperature of 200-400 ° C is fed to the stage of saturation and purification from methanol, where the gas stream is contacted with methanol water, which is fed from the stage of conversion of synthesis gas, while the process of heat and mass transfer of gas with liquid is carried out on a solid carrier or in a centrifugal-bubbling layer, and the water purified from methanol is used to produce water vapor, while the effluent gas stream is heated at the stage of heat recovery and together with heated oxygen or oxygen and water vapor are sent to the mixing chamber of the plasma chemical reactor, where the products of the conversion of the first part of the purified hydrocarbon feed, the resulting gas mixture from temperatures oh 800-1500 ° C is fed to a hydrocarbon conversion catalyst located in a plasma chemical reactor or in a reforming reactor to produce synthesis gas, which is cooled in the heat recovery stage and after the compression stage is passed to the synthesis reactor in the synthesis gas conversion stage, where the process the synthesis gas conversion is carried out at a pressure of 40-120 atm on a bifunctional catalyst at an average temperature in the reactor of 360-420 ° C and recirculation of gaseous reaction products and unreacted components of the synthesis gas at multi-stage cooling of the gas leaving the reactor to 10-30 ° С and condensation of the target organic product, for example, the gasoline fraction and by-products - methanol water and hydrocarbon gases, which are fed to the plasma-chemical conversion of raw materials or to the stage of electricity production, which is recovered from recycling the purge gas is divided into two streams: hydrogen is sent to the hydrogenation and purification stage, and the stream enriched with nitrogen and carbon oxides is burned at the stage of electricity production.
По второму из них (Вариант 2) поставленная задача решается тем, что переработку органического сырья, в том числе углеводородного сырья, осуществляют путем плазменной переработки сырья в электродуговом плазмотроне, основанной на взаимодействии сырья с кислородом или кислородом и водяным паром с получением синтез-газа, каталитической конверсии синтез-газа и вспомогательных стадий - рекуперации тепла, производства электроэнергии, очистки и компрессии синтез-газа, разделения газов и воздуха, при этом поток газообразного углеводородного сырья вместе с водородом, выделенным из сдувочного газа со стадии конверсии синтез-газа, нагревают и направляют на стадию гидрирования и очистки, при этом одну часть очищенного углеводородного сырья вместе с выделенным из воздуха кислородом или кислородом и водяным паром подают в, по крайней мере, один электродуговой плазмотрон плазмохимического реактора, а другую часть очищенного углеводородного сырья с температурой 200-400°С подают на стадию сатурации и очистки от метанола, где газовый поток контактируют с метанольной водой, которую подают со стадии конверсии синтез-газа, при этом процесс тепломассообмена газа с жидкостью осуществляют на твердом носителе или в центробежно-барботажном слое, а очищенную от метанола воду применяют для производства водяного пара, при этом выходящий газовый поток нагревают на стадии рекуперации тепла и вместе с подогретыми кислородом или кислородом и водяным паром направляют в камеру смешения плазмохимического реактора, куда поступают продукты превращения первой части очищенного углеводородного сырья, полученную газовую смесь с температурой 800-1500°С подают на катализатор конверсии углеводородов, расположенный в плазмохимическом реакторе или в реакторе риформинга, с получением синтез-газа, который охлаждают на стадии рекуперации тепла и направляют на стадию компрессии; измельченное твердое и/или жидкое органическое сырье вместе с метанольной водой и/или водяным паром или водяным паром и кислородом подают в электродуговой плазмотрон второго плазмохимического реактора, а полученный синтез-газ охлаждают на стадии рекуперации тепла и очищают от соединений серы, смешивают с синтез-газом, полученным из газообразного углеводородного сырья, в определенном соотношении объемов, компримируют и направляют в каталитический реактор стадии конверсии синтез-газа, где процесс конверсии синтез-газа проводят под давлением 40-120 атм на бифункциональном катализаторе при средней температуре в реакторе 360-420°С и циркуляции газообразных продуктов реакции и непрореагировавших компонентов синтез-газа при многоступенчатом охлаждении циркуляционного газа до 10-30°С и конденсации целевого органического продукта, например, бензиновой фракции и побочных продуктов - метанольной воды и углеводородных газов, которые подают на стадию плазмохимической конверсии сырья или на стадию производства электроэнергии, при этом отводимый из рецикла сдувочный газ разделяют на два потока: водород - направляют на стадию гидрирования и очистки газообразного углеводородного сырья, а обогащенный азотом и оксидами углерода поток - сжигают на стадии производства электроэнергии.In the second of them (Option 2), the problem is solved by the fact that the processing of organic raw materials, including hydrocarbon raw materials, is carried out by plasma processing of raw materials in an electric arc plasmatron, based on the interaction of the raw materials with oxygen or oxygen and water vapor to produce synthesis gas, catalytic conversion of synthesis gas and auxiliary stages - heat recovery, electricity production, purification and compression of synthesis gas, separation of gases and air, while the flow of gaseous hydrocarbon feed together with the hydrogen extracted from the stripping gas from the synthesis gas conversion stage, it is heated and sent to the hydrogenation and purification stage, while one part of the purified hydrocarbon feed, together with the oxygen or oxygen extracted from the air and steam, is fed into at least one electric arc plasmatron of a plasma chemical reactor, and the other part of the purified hydrocarbon feed with a temperature of 200-400 ° C is fed to the stage of saturation and purification from methanol, where the gas stream is contacted with methanol water, which is fed from the stage of conversion of synthesis gas, while the process of heat and mass transfer of gas with liquid is carried out on a solid carrier or in a centrifugal-bubbling layer, and the water purified from methanol is used to produce water vapor, while the effluent gas stream is heated at the stage of heat recovery and together with heated oxygen or oxygen and water vapor are sent to the mixing chamber of the plasma chemical reactor, where the products of the conversion of the first part of the purified hydrocarbon feed, the resulting gas mixture from temperatures oh 800-1500 ° C is fed to a hydrocarbon conversion catalyst located in a plasma chemical reactor or in a reforming reactor to produce synthesis gas, which is cooled in the heat recovery stage and sent to the compression stage; the crushed solid and / or liquid organic raw materials, together with methanol water and / or water vapor or water vapor and oxygen, are fed into the arc plasma torch of the second plasma chemical reactor, and the resulting synthesis gas is cooled at the heat recovery stage and purified from sulfur compounds, mixed with synthesis gas obtained from gaseous hydrocarbon feedstock, in a certain volume ratio, is compressed and sent to the catalytic reactor of the synthesis gas conversion stage, where the synthesis gas conversion process is carried out under pressure 40-120 atm on a bifunctional catalyst at an average temperature in the reactor of 360-420 ° С and circulation of gaseous reaction products and unreacted components of the synthesis gas during multi-stage cooling of the circulation gas to 10-30 ° С and condensation of the target organic product, for example, gasoline fraction and by-products - methanol water and hydrocarbon gases, which are fed to the plasma-chemical conversion stage of the feedstock or to the electricity production stage, while the purge gas removed from the recycle is separated by and two streams: hydrogen - are sent to the stage of hydrogenation and purification of gaseous hydrocarbon raw materials, and the stream enriched with nitrogen and carbon oxides is burned at the stage of electricity production.
Достижение технического результата обеспечивается за счет совокупности следующих отличительных признаков:The achievement of the technical result is ensured by the combination of the following distinctive features:
1) поток газообразного углеводородного сырья вместе с водородом, выделенным из сдувочного газа со стадии конверсии синтез-газа, нагревают и направляют на стадию гидрирования и очистки;1) a stream of gaseous hydrocarbon feedstocks together with hydrogen extracted from the stripping gas from the synthesis gas conversion stage is heated and sent to the hydrogenation and purification stage;
2) часть очищенного газообразного углеводородного сырья с температурой 200-400°С подают на стадию сатурации и очистки от метанола, где газовый поток контактируют с метанольной водой, которую подают со стадии конверсии синтез-газа;2) a portion of the purified gaseous hydrocarbon feed with a temperature of 200-400 ° C is fed to the stage of saturation and purification from methanol, where the gas stream is contacted with methanol water, which is supplied from the synthesis gas conversion stage;
3) на стадии сатурации и очистки от метанола процесс тепломассообмена газа с жидкостью осуществляют на твердом носителе или в центробежно-барботажном слое;3) at the stage of saturation and purification from methanol, the process of heat and mass transfer of gas with liquid is carried out on a solid carrier or in a centrifugal bubble layer;
4) выходящий со стадии сатурации и очистки от метанола газовый поток нагревают на стадии рекуперации тепла и вместе с подогретыми кислородом или кислородом и водяным паром направляют в камеру смешения первого плазмохимического реактора, куда поступают продукты превращения другой части очищенного углеводородного сырья, а полученную газовую смесь с температурой 800-1500°С подают на катализатор конверсии углеводородов, расположенный в плазмохимическом реакторе или в реакторе риформинга;4) the gas stream leaving the stage of saturation and purification from methanol is heated at the heat recovery stage and, together with heated oxygen or oxygen and water vapor, is sent to the mixing chamber of the first plasma-chemical reactor, where the products of the conversion of the other part of the purified hydrocarbon feed are received, and the resulting gas mixture with a temperature of 800-1500 ° C is fed to a hydrocarbon conversion catalyst located in a plasma chemical reactor or in a reforming reactor;
5) измельченное твердое и/или жидкое органическое сырье вместе с метанольной водой и/или водяным паром или водяным паром и кислородом подают в электродуговой плазмотрон второго плазмохимического реактора;5) the crushed solid and / or liquid organic raw materials, together with methanol water and / or water vapor or water vapor and oxygen, are supplied to the electric arc plasmatron of the second plasma chemical reactor;
5) процесс конверсии синтез-газа проводят под давлением 40-120 атм;5) the synthesis gas conversion process is carried out under a pressure of 40-120 atm;
6) перед конденсацией продуктов циркуляционный газ охлаждают в многоступенчатой системе охлаждения до 10-30°С;6) before condensation of the products, the circulation gas is cooled in a multi-stage cooling system to 10-30 ° C;
7) сдувочный газ, выходящий из циркуляционного контура, разделяют на два потока: водород - направляют на стадию гидрирования и очистки, а обогащенный азотом и оксидами углерода поток - сжигают на стадии производства электроэнергии;7) the purge gas leaving the circulation circuit is divided into two streams: hydrogen is sent to the hydrogenation and purification stage, and the stream enriched with nitrogen and carbon oxides is burned at the electric power production stage;
8) в качестве органического сырья используют углеводородное сырье природного или искусственного происхождения, включая широкую фракцию легких углеводородов, попутный нефтяной газ, низконапорный природный газ или природный газ малодебитных месторождений, метановоздушные смеси различного состава с содержанием воздуха до 30 об.% (по Варианту 2), углеводородные газы различных процессов газо- и нефтепереработки, газо- и нефтехимии;8) hydrocarbon raw materials of natural or artificial origin are used as organic raw materials, including a wide fraction of light hydrocarbons, associated petroleum gas, low-pressure natural gas or natural gas of low-rate deposits, methane-air mixtures of various compositions with an air content of up to 30 vol.% (According to Option 2) hydrocarbon gases of various processes of gas and oil refining, gas and petrochemicals;
9) в качестве твердого и/или жидкого углеродсодержащего сырья применяют бурый и/или каменный уголь, угольные шлаки, коксовый остаток, древесину, жидкие и/или твердые продукты нефтепереработки, коксо- и нефтехимии;9) brown and / or hard coal, coal slag, coke residue, wood, liquid and / or solid products of oil refining, coke and petrochemicals are used as solid and / or liquid carbon-containing raw materials;
10) на стадии разделения воздуха получают азот, который направляют на технические нужды и аргон, который используют для защиты электродов плазмотрона.10) at the stage of air separation, nitrogen is obtained, which is sent to technical needs and argon, which is used to protect the plasma torch electrodes.
На фиг.1 - принципиальная схема плазмохимической и каталитической конверсии газообразного органического сырья (углеводородного сырья), совмещенной в одном аппарате - плазмохимическом реакторе.Figure 1 is a schematic diagram of the plasma chemical and catalytic conversion of gaseous organic raw materials (hydrocarbon feed), combined in one apparatus - a plasma chemical reactor.
На фиг.2 - принципиальная схема плазмохимической и каталитической конверсии газообразного органического сырья (углеводородного сырья) при раздельной комбинации процесса в плазмохимическом реакторе и на катализаторе в реакторе риформинга углеводородов.Figure 2 is a schematic diagram of the plasma chemical and catalytic conversion of gaseous organic feed (hydrocarbon feed) with a separate combination of the process in the plasma chemical reactor and on the catalyst in the hydrocarbon reforming reactor.
На фиг.3 - принципиальная схема плазмохимической конверсии твердого или жидкого органического сырья в плазмохимическом реакторе №2.Figure 3 - schematic diagram of the plasma chemical conversion of solid or liquid organic raw materials in the plasma chemical reactor No. 2.
На фиг.4 - принципиальная схема способа переработки органического сырья по Варианту 1 при совмещенной плазмохимической и каталитической конверсии газообразного органического сырья (углеводородного сырья) в одном аппарате - плазмохимическом реакторе.Figure 4 is a schematic diagram of a method for processing organic raw materials according to Option 1 with combined plasma-chemical and catalytic conversion of gaseous organic materials (hydrocarbon raw materials) in one apparatus - a plasma-chemical reactor.
На фиг.5 - принципиальная схема способа переработки органического сырья по Варианту 1 при раздельной комбинации процесса в плазмохимическом реакторе и на катализаторе в реакторе риформинга углеводородов.Figure 5 is a schematic diagram of a method for processing organic raw materials according to Option 1 with a separate combination of the process in a plasma chemical reactor and on a catalyst in a hydrocarbon reforming reactor.
На фиг.6 - принципиальная схема способа переработки органического сырья - газообразного, твердого или жидкого - по Варианту 2 при совмещенной плазмохимической и каталитической конверсии газообразного органического сырья (углеводородного сырья) в одном аппарате - плазмохимическом реакторе.Figure 6 is a schematic diagram of a method for processing organic raw materials - gaseous, solid or liquid - according to Option 2 with combined plasma-chemical and catalytic conversion of gaseous organic raw materials (hydrocarbon raw materials) in one apparatus - a plasma-chemical reactor.
На фиг.7 - принципиальная схема способа переработки органического сырья - газообразного, твердого или жидкого - по Варианту 2 при раздельной комбинации процесса конверсии газообразного органического сырья (углеводородного сырья) в плазмохимическом реакторе и на катализаторе в реакторе риформинга углеводородов.7 is a schematic diagram of a method of processing organic raw materials - gaseous, solid or liquid - according to Option 2 with a separate combination of the conversion process of gaseous organic raw materials (hydrocarbon feed) in a plasma chemical reactor and on a catalyst in a hydrocarbon reforming reactor.
Газообразное углеводородное сырье подвергают глубокой очистке от соединений серы в два этапа: 1) гидрирование органических соединений серы до сероводорода, 2) химическое связывание или поглощение сероводорода с использованием процессов хемосорбции или адсорбции. Глубокая очистка углеводородного сырья необходима, чтобы предотвратить дезактивацию катализатора конверсии углеводородов. В результате гидрирования органических соединений серы (например, меркаптанов по реакции (1)) до сероводорода на алюмокобальтмолибденовом катализаторе под давлением сырья и при температуре 350-380°С с последующей очисткой сырья от сероводорода, например, на оксиде цинка (цинковом поглотителе) при температуре 380-400°С по реакции (2), остаточное содержание сероводорода в очищенном синтез-газе не превышает 0,1 мг/нм3 газа, что удовлетворяет жестким требованиям к чистоте сырья для процесса конверсии углеводородов на никелевых катализаторах.Gaseous hydrocarbon feeds are subjected to deep purification from sulfur compounds in two stages: 1) hydrogenation of organic sulfur compounds to hydrogen sulfide, 2) chemical bonding or absorption of hydrogen sulfide using chemisorption or adsorption processes. Deep purification of hydrocarbons is necessary to prevent the deactivation of the hydrocarbon conversion catalyst. As a result of hydrogenation of organic sulfur compounds (for example, mercaptans according to reaction (1)) to hydrogen sulfide on an aluminum-cobalt-molybdenum catalyst under pressure of the feed and at a temperature of 350-380 ° C, followed by purification of the feed from hydrogen sulfide, for example, on zinc oxide (zinc scavenger) at a temperature 380-400 ° С according to reaction (2), the residual content of hydrogen sulfide in the purified synthesis gas does not exceed 0.1 mg / nm 3 of gas, which meets stringent requirements for the purity of raw materials for the process of conversion of hydrocarbons on nickel catalysts.
В обоих вариантах заявляемого способа при проведении высокотемпературного плазмохимического и каталитического процессов конверсии газообразного углеводородного сырья используют наряду с водяным паром также кислород, что позволяет сбалансировать содержание CO и H2 в синтез-газе и снизить энергозатраты процесса паровой конверсии углеводородов за счет протекания экзотермических реакций парциального окисления метана и его гомологов:In both versions of the proposed method, when carrying out high-temperature plasma-chemical and catalytic processes for the conversion of gaseous hydrocarbon feeds, oxygen is used along with water vapor, which makes it possible to balance the content of CO and H 2 in the synthesis gas and to reduce the energy consumption of the process of steam conversion of hydrocarbons due to the occurrence of exothermic partial oxidation reactions methane and its homologues:
При этом протекает реакция гидрирования гомологов метана с образованием метана (7) с последующей его конверсией по реакциям (3) и (4):In this case, the hydrogenation reaction of methane homologues proceeds with the formation of methane (7) with its subsequent conversion according to reactions (3) and (4):
Процесс осуществляют в плазмотроне и на катализаторе конверсии углеводородов, расположенном в плазмохимическом реакторе (см. фиг.1) или реакторе риформинга углеводородов (см. фиг.2). Для увеличения эффективности использования углерода и водорода газообразного углеводородного сырья в Варианте 2 заявляемого способа применяют конверсию углеводородных газов в плазмохимическом реакторе №1 (схема реактора №1 с катализатором показана на фиг.1) или плазмохимическом реакторе №1 в комбинации с каталитическим реактором риформинга (данная комбинация реакторов показана на фиг.2) одновременно с переработкой жидкого или твердого органического сырья в плазмохимическом реакторе №2 (схема реактора №2 показана на фиг.3). Использование дополнительного органического сырья для получения синтез-газа, обогащенного монооксидом углерода и незабалластированного азотом, позволяет получить синтез-газ оптимального состава и снизить в нем содержание азота при использовании в качестве газообразного сырья метановоздушных смесей, например, угольного метана или других метансодержащих газов, забалластированных азотом. При этом возможна переработка угольного метана с содержанием воздуха до 25-30 об.% без применения способов обогащения метана.The process is carried out in a plasmatron and on a hydrocarbon conversion catalyst located in a plasma-chemical reactor (see Fig. 1) or a hydrocarbon reforming reactor (see Fig. 2). To increase the efficiency of carbon and hydrogen use of gaseous hydrocarbon feedstocks, Option 2 of the proposed method uses the conversion of hydrocarbon gases in a plasma chemical reactor No. 1 (a reactor scheme No. 1 with a catalyst is shown in FIG. 1) or a plasma chemical reactor No. 1 in combination with a catalytic reforming reactor (this the combination of reactors is shown in figure 2) simultaneously with the processing of liquid or solid organic raw materials in the plasma chemical reactor No. 2 (reactor scheme No. 2 is shown in figure 3). The use of additional organic raw materials for the production of synthesis gas enriched in carbon monoxide and not ballasted with nitrogen makes it possible to obtain synthesis gas of an optimal composition and to reduce the nitrogen content in it when using methane-air mixtures, for example, carbon methane or other methane-containing gases ballasted with nitrogen, as a gaseous feed . At the same time, it is possible to process coal methane with an air content of up to 25-30 vol.% Without using methane enrichment methods.
В заявляемом способе при разделении воздуха на криогенной установке получают кислород, азот и аргон. Кислород используют в качестве окислителя при проведении высокотемпературного плазмохимического процесса парциального окисления углеводородов для снижения удельного расхода электроэнергии, расходуемое плазмотроном на поддержание процессов паровой и углекислотной конверсии углеводородов. Оптимальное соотношение между кислородом и водяным паром или кислородом, водяным паром и диоксидом углерода определяют на основе минимизации затрат электроэнергии - с одной стороны и предотвращения образования «свободного» углерода при недостатке водяного пара и низких температурах - с другой. Азот используют для технических работ, периодически проводимых на установке, или после глубокой очистки от кислорода применяют для проведения регенерации катализатора конверсии синтез-газа. Аргон необходим для защиты электродов плазмотрона. Избыток аргона закачивают в баллоны высокого давления.In the inventive method, when air is separated in a cryogenic plant, oxygen, nitrogen and argon are obtained. Oxygen is used as an oxidizing agent during the high-temperature plasma-chemical process of partial oxidation of hydrocarbons to reduce the specific energy consumption spent by the plasma torch to maintain the processes of steam and carbon dioxide conversion of hydrocarbons. The optimal ratio between oxygen and water vapor or oxygen, water vapor and carbon dioxide is determined by minimizing the cost of electricity - on the one hand and preventing the formation of "free" carbon with a lack of water vapor and low temperatures - on the other. Nitrogen is used for technical work periodically carried out at the facility, or after deep purification from oxygen, it is used to regenerate the synthesis gas conversion catalyst. Argon is needed to protect the plasma torch electrodes. Excess argon is pumped into high pressure cylinders.
Процесс получения жидких моторных топлив (высокооктанового бензина) и других продуктов из синтез-газа проводят в одной или нескольких реакционных зонах каталитического реактора (или отдельных реакторах) под давлением 40-120 атм и температурах 200-500°С. Синтез-газ подвергают превращению на катализаторах, содержащих оксиды цинка и хрома или цинка, хрома и меди или меди и алюминия в смешанной или раздельной комбинации с кислотным компонентом - цеолитом типа ZSM-5, ZSM-11, Beta, морденит или силикоалюмофосфатом или оксидом алюминия или комбинации кислотных компонентов, расположенных в одной или нескольких реакционных зонах каталитического реактора (или отдельных реакторах). Типы и соотношения используемых компонентов комбинированного катализатора (оксида металла, цеолита или силикоалюмофосфата или оксида алюминия) определяются многими параметрами, а именно составом синтез-газа, рабочим давлением, температурой, целевыми продуктами и т.д.The process of producing liquid motor fuels (high-octane gasoline) and other products from synthesis gas is carried out in one or more reaction zones of the catalytic reactor (or individual reactors) at a pressure of 40-120 atm and temperatures of 200-500 ° C. Synthesis gas is subjected to conversion on catalysts containing oxides of zinc and chromium or zinc, chromium and copper or copper and aluminum in mixed or separate combination with an acid component - zeolite type ZSM-5, ZSM-11, Beta, mordenite or silicoaluminophosphate or aluminum oxide or combinations of acidic components located in one or more reaction zones of a catalytic reactor (or individual reactors). The types and ratios of the components of the combined catalyst used (metal oxide, zeolite or silicoaluminophosphate or aluminum oxide) are determined by many parameters, namely the composition of the synthesis gas, working pressure, temperature, target products, etc.
В патентной литературе приведены описания способов получения высокооктанового бензина, диметилового эфира (ДМЭ), фракции ароматических углеводородов, легкой бензиновой и пропан-бутановой фракций из синтез-газа, а также свойств активных компонентов, применяемых для приготовления используемых здесь катализаторов.The patent literature describes methods for producing high-octane gasoline, dimethyl ether (DME), the fraction of aromatic hydrocarbons, light gasoline and propane-butane fractions from synthesis gas, as well as the properties of the active components used to prepare the catalysts used here.
Катализаторы и их комбинации, описанные ранее в патентах РФ, при использовании в заявленном способе рабочих давлений до 120 атм позволяют добиться максимально возможной степени превращения синтез-газа, а также высоких показателей качества синтетического бензина с умеренным содержанием ароматических углеводородов (от 15-20 до 40-45 мас.%), низком содержании н-парафинов (3-5 мас.%) и олефинов (не более 5 мас.%). Определяемое октановое число синтетических бензинов в зависимости от типа катализаторов и параметров процесса превращения синтез-газа находится в пределах от 80 до 95 (ИМ), а по содержанию бензола и соединений серы полученные автобензины соответствуют международным стандартам Евро-4 и Евро-5.The catalysts and their combinations described earlier in the patents of the Russian Federation, when operating pressures of up to 120 atm are used in the claimed method, allow achieving the highest possible degree of synthesis gas conversion, as well as high quality performance of synthetic gasoline with a moderate content of aromatic hydrocarbons (from 15-20 to 40 -45 wt.%), A low content of n-paraffins (3-5 wt.%) And olefins (not more than 5 wt.%). The determined octane number of synthetic gasolines, depending on the type of catalysts and the parameters of the synthesis gas conversion process, is in the range from 80 to 95 (MI), and the gasolines obtained in accordance with the content of benzene and sulfur compounds comply with Euro-4 and Euro-5 international standards.
Важной характеристикой настоящего изобретения является экологичность применяемой технологии для переработки различного органического сырья, в перечисленные выше продукты. Она достигается за счет возврата побочно образующихся продуктов в процесс конверсии сырья, а также использовании новых подходов в технологии уничтожения вредных примесей. Одним из таких продуктов, образующихся побочно в небольших количествах при синтезе высокооктанового бензина, является метанол - сильный яд, который даже в низкой концентрации в воде опасен для людей и окружающей среды. Водный конденсат или метанольная вода содержит метанол от 1 до 10 мас.% и, поэтому, подлежит полной биологической или химической очистке перед сбрасыванием в канализацию или природные водоемы.An important characteristic of the present invention is the environmental friendliness of the technology used for processing various organic raw materials into the above products. It is achieved through the return of by-products formed into the conversion of raw materials, as well as the use of new approaches in the technology for the elimination of harmful impurities. One of these products, which are incidentally produced in small amounts during the synthesis of high-octane gasoline, is methanol - a strong poison that even in low concentrations in water is dangerous for people and the environment. Water condensate or methanol water contains methanol from 1 to 10 wt.% And, therefore, is subject to complete biological or chemical treatment before being discharged into sewers or natural bodies of water.
В процессах переработки углеродсодержащих материалов с низким отношением Н/С (например, кокса или антрацита) в синтез-газ и, далее, в углеводороды полученная побочно метанольная вода может быть полностью использована на стадии паровой газификации углеродсодержащих материалов. При превращении различного углеводородного сырья, содержащего метан в качестве главного углеродсодержащего компонента и, поэтому, имеющего высокое отношение Н/С, по стехиометрии протекающих реакций в процессе синтеза бензина образуется воды больше, чем необходимо для образования синтез-газа из углеводородного сырья. Поэтому, метанольная вода не может быть полностью израсходована в процессах парокислородной конверсии метана и других газообразных углеводородов.In the processes of processing carbon-containing materials with a low H / C ratio (for example, coke or anthracite) into synthesis gas and, further, into hydrocarbons, the obtained methanol water can be completely used at the stage of steam gasification of carbon-containing materials. During the conversion of various hydrocarbon feedstocks containing methane as the main carbon-containing component and, therefore, having a high H / C ratio, more water is formed by the stoichiometry of the reactions during gasoline synthesis than is necessary for the formation of synthesis gas from the hydrocarbon feedstock. Therefore, methanol water cannot be completely consumed in the processes of vapor-oxygen conversion of methane and other gaseous hydrocarbons.
Авторы настоящего изобретения предлагают использовать в процессе конверсии газообразного углеводородного сырья только часть метанольной воды, а именно весь метанол (а также растворенный в метанольной воде побочный диоксид углерода) и то количество паров воды, уносимое газовым потоком при прохождении сырьевого углеводородного газа через сатуратор или циркуляционно-барботажный аппарат, необходимое для нормального протекания процесса превращения метана и других углеводородов в смесь CO и H2. Метанол и диоксид углерода, введенные в плазмохимический реактор, превращаются в заданных условиях (давление 1 атм и температура 1000-1500°С) в синтез-газ. Оставшуюся после сатуратора или циркуляционно-барботажный аппарата часть воды, не содержащую метанол, диоксид углерода и неорганические соединения, применяют для производства водяного пара, который дополнительно используют для плазмохимической конверсии углеводородного сырья и/или направляют на теплоэнергетические и/или хозбытовые нужды установки. Количество водяного пара для протекания плазмохимической конверсии углеводородов определяют исходя из стехиометрии протекания реакций парциального окисления и паровой конверсии углеводородов и мольного соотношения Н2, CO и CO2 в получаемом синтез-газе.The authors of the present invention propose to use only part of methanol water in the process of conversion of gaseous hydrocarbon feeds, namely all methanol (as well as side carbon dioxide dissolved in methanol water) and that amount of water vapor carried away by the gas stream when the feed hydrocarbon gas passes through a saturator or circulating the bubbler necessary for the normal course of the conversion of methane and other hydrocarbons into a mixture of CO and H 2 . Methanol and carbon dioxide introduced into the plasma-chemical reactor are converted under given conditions (pressure 1 atm and temperature 1000-1500 ° C) into synthesis gas. The remaining part of the water after the saturator or circulating-bubbler apparatus, not containing methanol, carbon dioxide and inorganic compounds, is used for the production of water vapor, which is additionally used for plasma-chemical conversion of hydrocarbon feedstocks and / or sent to the heat and / or household needs of the installation. The amount of water vapor for the plasma-chemical conversion of hydrocarbons is determined based on the stoichiometry of the reactions of partial oxidation and steam conversion of hydrocarbons and the molar ratio of H 2 , CO and CO 2 in the resulting synthesis gas.
Применение в заявленном способе многоступенчатого охлаждения выходящего из реактора газа до 10-30°С при давлениях до 120 атм значительно повышает степень конденсации жидких продуктов. Чем выше степень разбавления газа азотом, тем ниже должна быть температура его охлаждения и сепарации на жидкие и газообразные продукты.The use in the inventive method of multi-stage cooling of the gas leaving the reactor to 10-30 ° C at pressures up to 120 atm significantly increases the degree of condensation of liquid products. The higher the degree of dilution of the gas with nitrogen, the lower should be the temperature of its cooling and separation into liquid and gaseous products.
Важная роль в достижении высокой селективности по углеводородам бензиновой фракции и степени превращения синтез-газа принадлежит циркуляции газового потока после сепарации жидких продуктов. Во-первых, постоянное удаление воды и жидких углеводородов из контактирующего газа в значительной степени подавляет реакцию образования малоактивного диоксида углерода и снижает скорость протекания побочных реакций крекинга углеводородов. Во-вторых, высокие линейные скорости циркулирующего газового потока в сочетании с постоянным уносом избыточного тепла из зоны катализа положительно влияют на распределение температуры в реакторе, улучшают протекание процессов теплопередачи и массообмена. Таким образом, применение циркуляции в заявляемом способе способствует увеличению выхода целевых продуктов с единицы объема синтез-газа. При значительном увеличении объема газа, циркулирующего через теплообменную аппаратуру и сепаратор, растет их металлоемкость и производительность циркуляционного компрессора, а соответственно увеличивается стоимость установки и расход электроэнергии. Оптимальное сочетание затрат на циркуляцию и положительных качеств высокой кратности циркуляции при промышленном осуществлении настоящего изобретения находится в интервале величин кратности от 5 до 25.An important role in achieving high selectivity for hydrocarbons of the gasoline fraction and the degree of conversion of synthesis gas belongs to the circulation of the gas stream after separation of liquid products. Firstly, the constant removal of water and liquid hydrocarbons from the contacting gas significantly suppresses the reaction of formation of inactive carbon dioxide and reduces the rate of side reactions of hydrocarbon cracking. Secondly, the high linear velocities of the circulating gas flow in combination with the constant ablation of excess heat from the catalysis zone have a positive effect on the temperature distribution in the reactor, and improve the processes of heat transfer and mass transfer. Thus, the use of circulation in the inventive method helps to increase the yield of target products per unit volume of synthesis gas. With a significant increase in the volume of gas circulating through the heat exchange equipment and the separator, their metal consumption and productivity of the circulation compressor increase, and accordingly, the installation cost and energy consumption increase. The optimal combination of the cost of circulation and the positive qualities of high multiplicity of circulation in the industrial implementation of the present invention is in the range of magnitudes from 5 to 25.
Рекуперацию физического тепла дымовых газов и высокотемпературных газовых потоков после плазмохимического реактора, а также химической энергии газообразных побочных продуктов со стадии синтеза углеводородов, осуществляют в едином парогазовом блоке по следующей схеме: 1) поток газа после плазмохимического реактора направляют в высокотемпературный теплообменник, в котором за счет тепла потока генерируется пар высоких параметров, направляемый далее в паровую турбину; 2) горючий газ, состоящий из обогащенного азотом и оксидами углерода потока, подают на сжигание на стадию генерации тепла и электроэнергии. Паровая и газовая турбины являются приводами электрогенераторов, производящих электроэнергию. Низкопотенциальное тепло газовых потоков после парогенерирущего теплообменника и газовой турбины используют для подогрева воздуха и воды, используемых в энергетических циклах парогазового блока. Таким образом, применение данной схемы утилизации тепла в едином парогазовом блоке позволяет достигнуть максимально возможной степени рекуперации энергии.The recovery of the physical heat of flue gases and high-temperature gas flows after a plasma chemical reactor, as well as the chemical energy of gaseous by-products from the hydrocarbon synthesis stage, is carried out in a single gas-vapor block according to the following scheme: 1) the gas stream after the plasma-chemical reactor is sent to a high-temperature heat exchanger, in which due to the heat of the stream generates high-quality steam, then sent to a steam turbine 2) a combustible gas, consisting of a stream enriched with nitrogen and carbon oxides, is supplied for combustion at the stage of heat and electricity generation. Steam and gas turbines are drives of electric generators that produce electricity. The low-grade heat of gas flows after a steam-generating heat exchanger and gas turbine is used to heat the air and water used in the energy cycles of a combined-cycle unit. Thus, the use of this heat recovery scheme in a single combined-cycle unit allows achieving the highest possible degree of energy recovery.
Принципиальные схемы иллюстрируют стадию конверсии органического сырья в синтез-газ (см. фиг.1-3) и варианты предлагаемого способа переработки органического сырья (см. фиг.4-7). Сущность предлагаемого способа и его практическая применимость излагается в нижеприведенных примерах 1-6.Schematic diagrams illustrate the stage of conversion of organic raw materials into synthesis gas (see Fig.1-3) and options for the proposed method of processing organic raw materials (see Fig.4-7). The essence of the proposed method and its practical applicability is described in the following examples 1-6.
Примеры осуществления предлагаемого способа по Варианту 1.Examples of the proposed method according to Option 1.
Пример 1. Схематичное описание примера показано на фиг.4. Газообразное углеводородное сырье - широкая фракция легких углеводородов (ШФЛУ) компонентного состава: 2 мас.% метана + этана, 36 мас.% пропана, 20 мас.% изо-бутана, 24 мас.% н-бутана, 7 мас.% изо-пентана, 5 мас.% н-пентана, 6 мас.% гексанов и других углеводородов, менее 0,1 мас.% серосодержащих соединений, смешивают с водородом, выделенным из сдувочного газа на стадии разделения сдувочного газа 1, нагревают до температуры 400°С и направляют в реактор гидрирования и адсорбер H2S на стадию гидрирования и очистки 2 до остаточного содержания не более 0,1 мг серы/нм3 газа. Одну часть очищенного ШФЛУ вместе с водяным паром и выделенным на стадии разделения воздуха 3 кислородом подают в электродуговой плазмотрон плазмохимического реактора 4, а другую часть очищенного ШФЛУ с температурой 350°С подают в центробежно-барботажный аппарат (ЦБА) на стадию сатурации и очистки от метанола 5, где газовый поток контактируют с метанольной водой, которую подают со стадии конверсии синтез-газа 6. Выходящую из ЦБА очищенную от метанола воду применяют для производства водяного пара в котле-утилизаторе на стадии рекуперации тепла 7. Выходящий из ЦБА газовый поток нагревают до 450°С на стадии рекуперации тепла 7 и вместе с подогретым кислородом направляют в камеру смешения плазмохимического реактора 4 адиабатического типа, куда поступают из плазмотрона продукты превращения первой части очищенного ШФЛУ. Полученную газовую смесь с температурой 800°С подают на катализатор конверсии углеводородов 10, расположенный в плазмохимическом реакторе 4, где протекают реакции парциального окисления и паровой конверсии углеводородов с образованием смеси CO, CO2 и H2. Выходящий из плазмохимического реактора 4 синтез-газ с объемным соотношением (H2-CO2)/(CO+CO2), близким к двум, охлаждают на стадии рекуперации тепла 7 и после прохождения стадии компрессии 8 направляют в каталитический реактор стадии конверсии синтез-газа 6. Процесс конверсии синтез-газа проводят под давлением 80 атм на бифункциональном катализаторе синтеза углеводородов при средней температуре в реакторе 390°С. Полученные продукты после реактора охлаждают в многоступенчатой системе холодильников до 30°С и разделяют в сепараторах высокого и низкого давления на газ, метанольную воду и жидкую углеводородную фракцию. Большую часть газа подают по рециклу в каталитический реактор, меньшая часть газа идет на сдувку. Выход товарного бензина, содержащего 37 мас.% ароматических углеводородов, составляет 142 г/нм3 синтез-газа при конверсии оксидов углерода около 93%. Отводимый из рецикла сдувочный газ разделяют на стадии разделения сдувочного газа 1 на два потока: водород, который направляют на стадию гидрирования и очистки 2, и обогащенный азотом и оксидами углерода поток, который сжигают на стадии производства электроэнергии 9. Танковый газ и газ стабилизации после сепарации низкого давления и ректификации бензина направляют в плазмохимический реактор 4.Example 1. A schematic description of the example shown in figure 4. Gaseous hydrocarbon feedstock - a wide fraction of light hydrocarbons (NGL) of component composition: 2 wt.% Methane + ethane, 36 wt.% Propane, 20 wt.% Iso-butane, 24 wt.% N-butane, 7 wt.% Iso pentane, 5 wt.% n-pentane, 6 wt.% hexanes and other hydrocarbons, less than 0.1 wt.% sulfur-containing compounds, mixed with hydrogen extracted from the purge gas at the stage of separation of the purge gas 1, heated to a temperature of 400 ° C and sent to the hydrogenation reactor and the H 2 S adsorber to the hydrogenation and purification stage 2 to a residual content of not more than 0.1 mg sulfur / nm 3 gas. One part of the purified BFLH, together with water vapor and oxygen extracted at the stage of air separation 3, is fed into the electric arc plasma torch of the
Пример 2. Схематичное описание примера показано на фиг.5. Газообразное углеводородное сырье - факельный попутный нефтяной газ (ПНГ) компонентного состава: 38 об.% метана, 15 об.% этана, 25 об.% пропана, 21 об.% бутанов, пентанов и других легких углеводородов, 1 об.% диоксида углерода и азота, а также 35 мг/нм3 серосодержащих соединений, смешивают с водородом, выделенным из сдувочного газа на стадии разделения сдувочного газа 1, нагревают до температуры 390°С и направляют в реактор гидрирования и адсорбер H2S на стадию гидрирования и очистки 2 до остаточного содержания не более 0,1 мг серы/нм3 газа. Одну часть очищенного ПНГ вместе с водяным паром и выделенным на стадии разделения воздуха 3 кислородом подают в электродуговой плазмотрон плазмохимического реактора 4, а другую часть очищенного ПНГ с температурой 320°С подают на стадию сатурации и очистки от метанола 5, где газовый поток контактируют с метанольной водой, которую подают со стадии конверсии синтез-газа 6. Процесс тепломассообмена газа с жидкостью осуществляют в сатураторе на твердом носителе - кольцах Рашига. Выходящую из сатуратора очищенную от метанола воду применяют для производства водяного пара в котле-утилизаторе на стадии рекуперации тепла 7. Выходящий из сатуратора газовый поток нагревают до 480°С на стадии рекуперации тепла 7 и вместе с подогретыми кислородом и водяным паром направляют в камеру смешения плазмохимического реактора 6 адиабатического типа, куда поступают из плазмотрона продукты превращения первой части очищенного ПНГ. Полученную газовую смесь с температурой 850°С на выходе из плазмохимического реактора 4 подают на катализатор конверсии углеводородов 10, расположенный в реакторе риформинга, где протекают реакции парциального окисления и паровой конверсии углеводородов с образованием смеси CO, CO2 и H2. Выходящий из реактора риформинга синтез-газ с объемным соотношением (H2-CO2)/(CO+CO2), близким к двум, охлаждают на стадии рекуперации тепла 7 и после прохождения стадии компрессии 8 направляют в каталитический реактор стадии конверсии синтез-газа 6. Процесс конверсии синтез-газа проводят под давлением 50 атм на бифункциональном катализаторе синтеза диметилового эфира при средней температуре в первой зоне реактора 290°С и на цеолитсодержащем катализаторе превращения диметилового эфира в углеводороды при средней температуре во второй зоне реактора 420°С. Полученные продукты после реактора охлаждают в многоступенчатой системе холодильников до 20°С и разделяют в сепараторах высокого и низкого давления на газ, метанольную воду и жидкую углеводородную фракцию. Большую часть газа подают по рециклу в каталитический реактор, меньшая часть газа идет на сдувку. Выход товарного бензина, содержащего 45 мас.% ароматических углеводородов, составляет 110 г/нм3 синтез-газа при конверсии оксидов углерода около 84%. Отводимый из рецикла сдувочный газ разделяют на стадии разделения сдувочного газа 1 на два потока: водород, который направляют на стадию гидрирования и очистки 2, и обогащенный азотом и оксидами углерода поток, который сжигают на стадии производства электроэнергии 9. Танковый газ и газ стабилизации после сепарации низкого давления и ректификации бензина направляют в плазмохимический реактор 4.Example 2. A schematic description of an example is shown in FIG. Gaseous hydrocarbon feed - flare associated gas (APG) of component composition: 38 vol.% Methane, 15 vol.% Ethane, 25 vol.% Propane, 21 vol.% Butanes, pentanes and other light hydrocarbons, 1 vol.% Carbon dioxide and nitrogen, as well as 35 mg / nm 3 of sulfur-containing compounds, are mixed with hydrogen extracted from the purge gas at the stage of separation of the purge gas 1, heated to a temperature of 390 ° C and sent to the hydrogenation reactor and the H 2 S adsorber to the hydrogenation and purification stage 2 to a residual content of not more than 0.1 mg sulfur / nm 3 gas. One part of the purified APG, together with water vapor and oxygen extracted at the air separation stage 3, is fed into the electric arc plasma torch of the plasma-
Пример 3. Схематичное описание примера показано на фиг.4. Газообразное углеводородное сырье - факельный попутный нефтяной газ (ПНГ) компонентного состава: 72 об.% метана, 10 об.% этана, 8 об.% пропана, 6 об.% бутанов, пентанов и других легких углеводородов, 4 об.% диоксида углерода и азота, а также 58 мг/нм3 серосодержащих соединений, смешивают с водородом, выделенным из сдувочного газа на стадии разделения сдувочного газа 1, нагревают до температуры 400°С и направляют в реактор гидрирования и адсорбер H2S на стадию гидрирования и очистки 2 до остаточного содержания не более 0,1 мг серы/нм3 газа. Одну часть очищенного ПНГ вместе с водяным паром и выделенным на стадии разделения воздуха 3 кислородом подают в электродуговой плазмотрон плазмохимического реактора 4, а другую часть очищенного ПНГ с температурой 350°С подают на стадию сатурации и очистки от метанола 5, где газовый поток контактируют с метанольной водой, которую подают со стадии конверсии синтез-газа 6. Процесс тепломассообмена газа с жидкостью осуществляют в сатураторе на твердом носителе - кольцах Рашига. Выходящую из сатуратора очищенную от метанола воду применяют для производства водяного пара в котле-утилизаторе на стадии рекуперации тепла 7. Выходящий из сатуратора газовый поток нагревают до 450°С на стадии рекуперации тепла 7 и вместе с подогретым кислородом направляют в камеру смешения плазмохимического реактора 4 адиабатического типа, куда поступают из плазмотрона продукты превращения первой части очищенного ПНГ. Полученную газовую смесь с температурой 800°С подают на катализатор конверсии углеводородов 10, расположенный в плазмохимическом реакторе 4, где протекают реакции парциального окисления и паровой конверсии углеводородов с образованием смеси CO, CO2 и H2. Выходящий из плазмохимического реактора 4 синтез-газ с объемным соотношением (H2-CO2)/(CO+CO2), близким к двум, охлаждают на стадии рекуперации тепла 7 и после прохождения стадии компрессии 8 направляют в каталитический реактор стадии конверсии синтез-газа 6. Процесс конверсии синтез-газа проводят под давлением 100 атм на бифункциональном катализаторе синтеза углеводородов при средней температуре в реакторе 390°С. Полученные продукты после реактора охлаждают в многоступенчатой системе холодильников до 25°С и разделяют в сепараторах высокого и низкого давления на газ, метанольную воду и жидкую углеводородную фракцию. Большую часть газа подают по рециклу в каталитический реактор, меньшая часть газа идет на сдувку. Выход товарного бензина, содержащего 38 мас.% ароматических углеводородов, составляет 140 г/нм3 синтез-газа при конверсии оксидов углерода около 95%. Отводимый из рецикла сдувочный газ разделяют на стадии разделения сдувочного газа 1 на два потока: водород, который направляют на стадию гидрирования и очистки 2, и обогащенный азотом и оксидами углерода поток, который сжигают на стадии производства электроэнергии 9. Танковый газ и газ стабилизации после сепарации низкого давления и ректификации бензина направляют в плазмохимический реактор 4.Example 3. A schematic description of the example shown in figure 4. Gaseous hydrocarbon feedstock - flare associated gas (APG) of component composition: 72 vol.% Methane, 10 vol.% Ethane, 8 vol.% Propane, 6 vol.% Butanes, pentanes and other light hydrocarbons, 4 vol.% Carbon dioxide and nitrogen, as well as 58 mg / nm 3 of sulfur-containing compounds, are mixed with hydrogen extracted from the purge gas at the stage of separation of the purge gas 1, heated to a temperature of 400 ° C and sent to the hydrogenation reactor and the H 2 S adsorber to the hydrogenation and purification stage 2 to a residual content of not more than 0.1 mg sulfur / nm 3 gas. One part of the purified APG, together with water vapor and oxygen extracted at the air separation stage 3, is fed into the electric arc plasma torch of the
Примеры осуществления предлагаемого способа по Варианту 2.Examples of the proposed method according to Option 2.
Пример 4. Схематичное описание примера показано на фиг.6. Газообразное углеводородное сырье - природный газ, содержащий 92 об.% метана, 6 об.% этана, 1 об.% пропана и других легких углеводородов, около 1 об.% диоксида углерода и азота, а также 42 мг/нм3 серосодержащих соединений, смешивают с водородом, выделенным из сдувочного газа на стадии разделения сдувочного газа 1, нагревают до температуры 380°С и направляют в реактор гидрирования и адсорбер H2S на стадию гидрирования и очистки 2 до остаточного содержания не более 0,1 мг серы/нм3 газа. Одну часть очищенного природного газа вместе с водяным паром и выделенным на стадии разделения воздуха 3 кислородом подают в электродуговой плазмотрон первого плазмохимического реактора 4, а другую часть очищенного природного газа с температурой 300°С подают на стадию сатурации и очистки от метанола 5, где газовый поток контактируют с метанольной водой, которую подают со стадии конверсии синтез-газа 6. Процесс тепломассообмена газа с жидкостью осуществляют в центробежно-барботажном аппарате (ЦБА). Выходящую из ЦБА очищенную от метанола воду применяют для производства водяного пара в котле-утилизаторе на стадии рекуперации тепла 7. Выходящий из ЦБА газовый поток нагревают до 520°С на стадии рекуперации тепла 7 и вместе с подогретыми кислородом и водяным паром направляют в камеру смешения первого плазмохимического реактора 4 адиабатического типа, куда поступают из плазмотрона продукты превращения первой части очищенного природного газа. Полученную газовую смесь с температурой 1200°С подают на катализатор конверсии углеводородов 10, расположенный в первом плазмохимическом реакторе 4, где протекают реакции парциального окисления и паровой конверсии углеводородов с образованием смеси CO, CO2 и H2. Одновременно твердое органическое сырье - измельченный бурый уголь зольностью 27,9 мас.%, содержащий (на органическую массу) 66,1 мас.% углерода, 6,6 мас.% водорода, 24,4 мас.% кислорода, 1,2 мас.% азота и 1,7 мас.% серы, вместе с водяным паром и кислородом подают в электродуговой плазмотрон второго плазмохимического реактора 11, а выходящий из реактора синтез-газ-2 охлаждают на стадии рекуперации тепла 7, очищают от соединений серы (сероводорода) до 0,1 мг/нм3 газа на стадии очистки и компрессии 8 и смешивают с синтез-газом-1, полученным из очищенного природного газа. Синтез-газ после смешения с объемным соотношением (H2-CO2)/(CO+CO2), близким к двум, компримируют на стадии очистки и компрессии 8 и направляют в каталитический реактор стадии конверсии синтез-газа 6. Процесс конверсии синтез-газа проводят под давлением 80 атм на бифункциональном катализаторе синтеза углеводородов при средней температуре в реакторе 380°С. Полученные продукты после реактора охлаждают в многоступенчатой системе холодильников до 25°С и разделяют в сепараторах высокого и низкого давления на газ, метанольную воду и жидкую углеводородную фракцию. Большую часть газа подают по рециклу в каталитический реактор, меньшая часть газа идет на сдувку. Выход товарного бензина, содержащего 39 мас.% ароматических углеводородов, составляет 135 г/нм3 синтез-газа при конверсии оксидов углерода около 93%. Отводимый из рецикла сдувочный газ разделяют на стадии разделения сдувочного газа 1 на два потока: водород, который направляют на стадию гидрирования и очистки 2, и обогащенный азотом и оксидами углерода поток, который сжигают на стадии производства электроэнергии 9. Танковый газ и газ стабилизации после сепарации низкого давления и ректификации бензина направляют в первый плазмохимический реактор 4. Неорганическая часть переработанного бурого угля, состоящая из оксидов кремния, алюминия, кальция и железа, в виде плавленого шлака собирается в шлакоприемнике и может быть использована в строительной промышленности.Example 4. A schematic description of the example shown in Fig.6. Gaseous hydrocarbon feedstock is natural gas containing 92 vol.% Methane, 6 vol.% Ethane, 1 vol.% Propane and other light hydrocarbons, about 1 vol.% Carbon dioxide and nitrogen, as well as 42 mg / nm 3 sulfur-containing compounds, mixed with hydrogen separated from the purge gas at the stage of separation of the purge gas 1, heated to a temperature of 380 ° C and sent to the hydrogenation reactor and the H 2 S adsorber to the hydrogenation and purification stage 2 to a residual content of not more than 0.1 mg sulfur / nm 3 gas. One part of the purified natural gas, together with water vapor and oxygen extracted at the stage of air separation 3, is fed into the electric arc plasma torch of the first
Пример 5. Схематичное описание примера показано на фиг.6. Газообразное углеводородное сырье - природный газ, содержащий 93 об.% метана, 4 об.% этана, 1 об.% пропана и других легких углеводородов, около 2 об.% диоксида углерода и азота, а также 34 мг/нм3 серосодержащих соединений, смешивают с водородом, выделенным из сдувочного газа на стадии разделения сдувочного газа 1, нагревают до температуры 380°С и направляют в реактор гидрирования и адсорбер H2S на стадию гидрирования и очистки 2 до остаточного содержания не более 0,1 мг серы/нм3 газа. Одну часть очищенного природного газа вместе с водяным паром и выделенным на стадии разделения воздуха 3 кислородом подают в электродуговой плазмотрон первого плазмохимического реактора 4, а другую часть очищенного природного газа с температурой 300°С подают на стадию сатурации и очистки от метанола 5, где газовый поток контактируют с метанольной водой, которую подают со стадии конверсии синтез-газа 6. Процесс тепломассообмена газа с жидкостью осуществляют в центробежно-барботажном аппарате (ЦБА). Выходящую из ЦБА очищенную от метанола воду применяют для производства водяного пара в котле-утилизаторе на стадии рекуперации тепла 7. Выходящий из ЦБА газовый поток нагревают до 520°С на стадии рекуперации тепла 7 и вместе с подогретыми кислородом и водяным паром направляют в камеру смешения первого плазмохимического реактора 4 адиабатического типа, куда поступают из плазмотрона продукты превращения первой части очищенного природного газа. Полученную газовую смесь с температурой 1000°С подают на катализатор конверсии углеводородов 10, расположенный в первом плазмохимическом реакторе 4, где протекают реакции парциального окисления и паровой конверсии углеводородов с образованием смеси CO, CO2 и Н2. Одновременно жидкое органическое сырье - тяжелая смола пиролиза с температурой начала кипения более 200°С, содержащая около 1 мас.% соединений серы, вместе с частью метанольной воды и кислородом подают во второй плазмохимический реактор 11, а выходящий из реактора синтез-газ-2 охлаждают на стадии рекуперации тепла 7, очищают от соединений серы (сероводорода) до 0,1 мг/нм3 газа на стадии очистки и компрессии 8 и смешивают с синтез-газом-1, полученным из очищенного природного газа. Синтез-газ после смешения с объемным соотношением (H2-CO2)/(CO+CO2), близким к двум, компримируют на стадии очистки и компрессии 8 и направляют в каталитический реактор стадии конверсии синтез-газа 6. Процесс конверсии синтез-газа проводят под давлением 70 атм на бифункциональном катализаторе синтеза углеводородов при средней температуре в первой зоне реактора 380°С и на цеолитсодержащем катализаторе превращения углеводородов и кислородсодержащих продуктов при средней температуре во второй зоне реактора 440°С. Полученные продукты после реактора охлаждают в многоступенчатой системе холодильников до 25°С и разделяют в сепараторах высокого и низкого давления на газ, метанольную воду и жидкую углеводородную фракцию. Большую часть газа подают по рециклу в каталитический реактор, меньшая часть газа идет на сдувку. Выход товарного бензина, содержащего 44 мас.% ароматических углеводородов, составляет 110 г/нм3 синтез-газа при конверсии оксидов углерода около 90%. Отводимый из рецикла сдувочный газ разделяют на стадии разделения сдувочного газа 1 на два потока: водород, который направляют на стадию гидрирования и очистки 2, и обогащенный азотом и оксидами углерода поток, который сжигают на стадии производства электроэнергии 9. Танковый газ и газ стабилизации после сепарации низкого давления и ректификации бензина направляют в первый плазмохимический реактор 4.Example 5. A schematic description of the example shown in Fig.6. Gaseous hydrocarbon feedstock is natural gas containing 93 vol.% Methane, 4 vol.% Ethane, 1 vol.% Propane and other light hydrocarbons, about 2 vol.% Carbon dioxide and nitrogen, and 34 mg / nm 3 sulfur-containing compounds, mixed with hydrogen separated from the purge gas at the stage of separation of the purge gas 1, heated to a temperature of 380 ° C and sent to the hydrogenation reactor and the H 2 S adsorber to the hydrogenation and purification stage 2 to a residual content of not more than 0.1 mg sulfur / nm 3 gas. One part of the purified natural gas, together with water vapor and oxygen extracted at the stage of air separation 3, is fed into the electric arc plasma torch of the first
Пример 6. Схематичное описание примера показано на фиг.7. Газообразное углеводородное сырье - угольный метан, содержащий 89 об.% метана, около 1 об.% диоксида углерода, 8 об.% азота и 2 об.% кислорода, а также 70 мг/нм3 серосодержащих соединений, смешивают с водородом, выделенным из сдувочного газа на стадии разделения сдувочного газа 1, нагревают до температуры 380°С и направляют в реактор гидрирования и адсорбер H2S на стадию гидрирования и очистки 2 до остаточного содержания не более 0,1 мг серы/нм3 газа. Одну часть очищенного угольного метана вместе с водяным паром и выделенным на стадии разделения воздуха 3 кислородом подают в электродуговой плазмотрон первого плазмохимического реактора 4, а другую часть очищенного угольного метана с температурой 320°С подают на стадию сатурации и очистки от метанола 5, где газовый поток контактируют с метанольной водой, которую подают со стадии конверсии синтез-газа 6. Процесс тепломассообмена газа с жидкостью осуществляют в центробежно-барботажном аппарате (ЦБА). Выходящую из ЦБА очищенную от метанола воду применяют для производства водяного пара в котле-утилизаторе на стадии рекуперации тепла 7. Выходящий из ЦБА газовый поток нагревают до 520°С на стадии рекуперации тепла 7 и вместе с подогретыми кислородом и водяным паром направляют в камеру смешения первого плазмохимического реактора 4 адиабатического типа, куда поступают из плазмотрона продукты превращения первой части очищенного угольного метана. Полученную газовую смесь с температурой 1200°С подают на катализатор конверсии углеводородов 10, расположенный в реакторе риформинга, где протекают реакции парциального окисления и паровой конверсии углеводородов с образованием смеси CO, CO2 и H2. Одновременно твердое органическое сырье - измельченный каменный уголь марки Ж зольностью 32,0 мас.%, содержащий (на органическую массу) 85,1 мас.% углерода, 5,9 мас.% водорода, 6,1 мас.% кислорода, 2,3 мас.% азота и 0,6 мас.% серы, вместе с водяным паром и кислородом подают в электродуговой плазмотрон второго плазмохимического реактора 11, а выходящий из реактора синтез-газ-2 охлаждают на стадии рекуперации тепла 7, очищают от соединений серы (сероводорода) на стадии очистки и компрессии 8 до 0,1 мг/нм3 газа и смешивают с синтез-газом-1, полученным из очищенного угольного метана. Синтез-газ после смешения с объемным соотношением (Н2-CO2)/(CO+CO2), близким к двум, компримируют на стадии очистки и компрессии 10 и направляют в каталитический реактор стадии конверсии синтез-газа 6. Процесс конверсии синтез-газа проводят под давлением 120 атм на бифункциональном катализаторе синтеза углеводородов при средней температуре в реакторе 400°С. Полученные продукты после реактора охлаждают в многоступенчатой системе холодильников до 15°С и разделяют в сепараторах высокого и низкого давления на газ, метанольную воду и жидкую углеводородную фракцию. Большую часть газа подают по рециклу в каталитический реактор, меньшая часть газа идет на сдувку. Выход товарного бензина, содержащего 40 мас.% ароматических углеводородов, составляет 125 г/нм3 синтез-газа при конверсии оксидов углерода около 90%. Отводимый из рецикла сдувочный газ разделяют на стадии разделения сдувочного газа 1 на два потока: водород, который направляют на стадию гидрирования и очистки 2, и обогащенный азотом и оксидами углерода поток, который сжигают на стадии производства электроэнергии 9. Танковый газ и газ стабилизации после сепарации низкого давления и ректификации бензина направляют в первый плазмохимический реактор 4. Неорганическая часть переработанного бурого угля, состоящая из оксидов кремния, алюминия, кальция и железа, в виде плавленого шлака собирается в шлакоприемнике и может быть использована в строительной промышленности.Example 6. A schematic description of the example shown in Fig.7. Gaseous hydrocarbon feed - coal methane containing 89 vol.% Methane, about 1 vol.% Carbon dioxide, 8 vol.% Nitrogen and 2 vol.% Oxygen, as well as 70 mg / nm 3 sulfur-containing compounds, are mixed with hydrogen isolated from the purge gas at the stage of separation of the purge gas 1, is heated to a temperature of 380 ° C and sent to the hydrogenation reactor and the H 2 S adsorber to the hydrogenation and purification stage 2 to a residual content of not more than 0.1 mg sulfur / nm 3 gas. One part of the purified carbon methane, together with water vapor and oxygen extracted at the stage of air separation 3, is fed into the electric arc plasma torch of the first plasma-
Предлагаемый способ обеспечивает возможность создания эффективных энергетически независимых и экологически чистых установок по производству синтетических жидких продуктов, что позволяет использовать установки данного типа на угольных шахтах, месторождениях угольного метана, малодебитных низконапорных скважинах природного газа, небольших нефтяных месторождениях, коксохимических, нефте- и газоперерабатывающих предприятиях.The proposed method makes it possible to create efficient energy-independent and environmentally friendly plants for the production of synthetic liquid products, which allows the use of plants of this type in coal mines, coal methane deposits, low-output low-pressure natural gas wells, small oil fields, coke, oil and gas refineries.
Claims (11)
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2011116821/04A RU2458966C1 (en) | 2011-04-27 | 2011-04-27 | Method of processing organic material (versions) |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2011116821/04A RU2458966C1 (en) | 2011-04-27 | 2011-04-27 | Method of processing organic material (versions) |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2458966C1 true RU2458966C1 (en) | 2012-08-20 |
Family
ID=46936666
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU2011116821/04A RU2458966C1 (en) | 2011-04-27 | 2011-04-27 | Method of processing organic material (versions) |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2458966C1 (en) |
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2562252C1 (en) * | 2014-05-07 | 2015-09-10 | Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего профессионального образования "Российский химико-технологический университет имени Д. И. Менделеева" (РХТУ им. Д. И. Менделеева) | Method of processing of hydrocarbons containing raw material |
| CN114797403A (en) * | 2017-02-09 | 2022-07-29 | 应用材料公司 | Plasma abatement technique using water vapor and oxygen reagents |
Citations (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2175961C2 (en) * | 2000-12-27 | 2001-11-20 | Алафинов Сергей Вячеславович | Liquid fuel production process |
| US6380268B1 (en) * | 1999-04-28 | 2002-04-30 | Dennis L. Yakobson | Plasma reforming/fischer-tropsch synthesis |
| US6797243B2 (en) * | 1998-12-07 | 2004-09-28 | Syntroleum Corporation | Structured Fischer-Tropsch catalyst system and method |
| RU64210U1 (en) * | 2006-11-27 | 2007-06-27 | Александр Савосьянович Тоболкин | TECHNOLOGICAL LINE FOR PROCESSING AQUEO-CARBON MIXTURE IN SYNTHETIC MOTOR FUELS |
| US20080210596A1 (en) * | 2007-01-19 | 2008-09-04 | Robert Dwayne Litt | Process and apparatus for converting natural gas to higher molecular weight hydrocarbons using microchannel process technology |
| RU2333238C2 (en) * | 2006-06-22 | 2008-09-10 | Закрытое Акционерное Общество "Сибирская Технологическая Компания "Цеосит" | Method of organic waste processing (versions) |
-
2011
- 2011-04-27 RU RU2011116821/04A patent/RU2458966C1/en not_active IP Right Cessation
Patent Citations (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US6797243B2 (en) * | 1998-12-07 | 2004-09-28 | Syntroleum Corporation | Structured Fischer-Tropsch catalyst system and method |
| US6380268B1 (en) * | 1999-04-28 | 2002-04-30 | Dennis L. Yakobson | Plasma reforming/fischer-tropsch synthesis |
| RU2175961C2 (en) * | 2000-12-27 | 2001-11-20 | Алафинов Сергей Вячеславович | Liquid fuel production process |
| RU2333238C2 (en) * | 2006-06-22 | 2008-09-10 | Закрытое Акционерное Общество "Сибирская Технологическая Компания "Цеосит" | Method of organic waste processing (versions) |
| RU64210U1 (en) * | 2006-11-27 | 2007-06-27 | Александр Савосьянович Тоболкин | TECHNOLOGICAL LINE FOR PROCESSING AQUEO-CARBON MIXTURE IN SYNTHETIC MOTOR FUELS |
| US20080210596A1 (en) * | 2007-01-19 | 2008-09-04 | Robert Dwayne Litt | Process and apparatus for converting natural gas to higher molecular weight hydrocarbons using microchannel process technology |
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2562252C1 (en) * | 2014-05-07 | 2015-09-10 | Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего профессионального образования "Российский химико-технологический университет имени Д. И. Менделеева" (РХТУ им. Д. И. Менделеева) | Method of processing of hydrocarbons containing raw material |
| CN114797403A (en) * | 2017-02-09 | 2022-07-29 | 应用材料公司 | Plasma abatement technique using water vapor and oxygen reagents |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US8198338B2 (en) | Process for producing liquid fuel from carbon dioxide and water | |
| RU2447048C1 (en) | Combined method of producing ethylene and derivatives thereof and electrical energy from natural gas | |
| AU2010320947B2 (en) | Method for generating hydrocarbons, in particular gasoline, from synthesis gas | |
| RU2437830C2 (en) | Method of producing synthetic gas | |
| JP2009519371A (en) | Production of hydrocarbons from natural gas | |
| US8461218B2 (en) | Rendering petroleum oil as an environmentally carbon dioxide neutral source material for fuels, derived products and as a regenerative carbon source | |
| JP2012525388A (en) | Efficient and environmentally friendly processing of heavy oils into methanol and derived products | |
| JP5490133B2 (en) | Integrated process for the production of olefins and intermediates for the production of ammonia and urea | |
| CN103890521A (en) | Method for obtaining olefins from furnace gases of steel works | |
| WO2022211109A1 (en) | Useful-hydrocarbon production method and useful-hydrocarbon production device | |
| CN102659076A (en) | Method for co-production of various chemical products from natural gas, coal and petroleum | |
| RU2333238C2 (en) | Method of organic waste processing (versions) | |
| RU2458966C1 (en) | Method of processing organic material (versions) | |
| Treger et al. | Technologies for the synthesis of ethylene and propylene from natural gas | |
| US4025318A (en) | Gasification of hydrocarbon feedstocks | |
| RU2387629C1 (en) | Method for obtaining synthetic hydrocarbons from hydrocarbon gases | |
| RU2196761C2 (en) | Method for production of gasoline from gaseous hydrocarbon stock | |
| RU2510388C2 (en) | Method of producing hydrocarbon gasoline fractions from synthesis gas diluted with nitrogen and carbon dioxide | |
| CN110002933B (en) | Method for preparing methanol and low-carbon olefin by poly-generation through low-rank coal quality-based utilization | |
| RU2473663C2 (en) | Method for complex processing of gaseous carbon-containing material (versions) | |
| CA2831552C (en) | Method of removing heavy hydrocarbons | |
| NL2016236B1 (en) | Process and system for the production of olefins. | |
| RU2702540C1 (en) | Gas chemical complex | |
| US9139492B2 (en) | Method for processing coke oven gas | |
| WO2024023018A1 (en) | Process for the production of dimethyl ether and hydrogen from methane using a solid metal oxide reagent |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| MM4A | The patent is invalid due to non-payment of fees |
Effective date: 20180428 |