RU2630308C1 - Method and installation for producing high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon-containing gas - Google Patents

Method and installation for producing high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon-containing gas Download PDF

Info

Publication number
RU2630308C1
RU2630308C1 RU2016121889A RU2016121889A RU2630308C1 RU 2630308 C1 RU2630308 C1 RU 2630308C1 RU 2016121889 A RU2016121889 A RU 2016121889A RU 2016121889 A RU2016121889 A RU 2016121889A RU 2630308 C1 RU2630308 C1 RU 2630308C1
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
gas
unit
carbon dioxide
gasoline fraction
synthesis
Prior art date
Application number
RU2016121889A
Other languages
Russian (ru)
Inventor
Алексей Юрьевич Зоря
Сергей Викторович Шурупов
Станислав Владимирович Баранцевич
Original Assignee
Публичное акционерное общество "Газпром"
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Публичное акционерное общество "Газпром" filed Critical Публичное акционерное общество "Газпром"
Priority to RU2016121889A priority Critical patent/RU2630308C1/en
Application granted granted Critical
Publication of RU2630308C1 publication Critical patent/RU2630308C1/en

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon

Landscapes

  • Hydrogen, Water And Hydrids (AREA)

Abstract

FIELD: chemistry.
SUBSTANCE: method includes supplying hydrocarbon gas to the installation, dividing it into two flows-technological and power, directing the energy flow to combustion, heating the nodes of heat-using equipment with flue gases, purifying the hydrocarbon gas flow from sulfur compounds, obtaining synthesis gas by high-temperature reforming of hydrocarbon gas with water vapour and carbon dioxide, obtaining liquid hydrocarbons and water, followed by separation into high-octane synthetic gasoline fraction and water. Carbon dioxide for synthesis gas production is recovered from the combustion products of the hydrocarbon gas energy flow by absorption and desorption method, vapour-carbon-dioxide conversion is conducted on a nickel-containing catalyst, liquid hydrocarbons are obtained from synthesis gas in reactors containing a bifunctional catalyst.
EFFECT: production of high-octane synthetic gasoline fraction, satisfying high ecological characteristics, with high selectivity.
5 cl, 1 dwg, 1 tbl

Description

Изобретение относится к нефте- и газохимии, а именно к способам получения углеводородов путем каталитической конверсии смеси, преимущественно содержащей СО, Н2. Получаемые при этом жидкие углеводородные фракции могут быть использованы в качестве топлив, в том числе автомобильных, характеризующихся высокой экологической чистотой.The invention relates to oil and gas chemistry, and in particular to methods for producing hydrocarbons by catalytic conversion of a mixture mainly containing CO, H 2 . The resulting liquid hydrocarbon fractions can be used as fuels, including motor fuels, characterized by high environmental cleanliness.

Способ может применяться, в частности, при переработке попутного нефтяного газа и углеводородного газа нестабильного состава.The method can be used, in particular, in the processing of associated petroleum gas and hydrocarbon gas of an unstable composition.

Заявленные изобретения, в основном, направлены на малотоннажное производство высокооктанового автобензина класса 5 из природного газа, что достигается компаундированием получаемой высокооктановой синтетической бензиновой фракции присадками.The claimed inventions are mainly aimed at the small-scale production of high-octane class 5 gasoline from natural gas, which is achieved by compounding the obtained high-octane synthetic gasoline fraction with additives.

В качестве сырьевой базы для малотоннажных производств потенциальный интерес могут представлять: малодебитные газовые месторождения, месторождения с падающей добычей газа, попутный нефтяной газ.As a raw material base for small-tonnage production, potential interest may be: low-yield gas fields, fields with decreasing gas production, associated petroleum gas.

Благодаря своей компактности, заявляемая установка может располагаться непосредственно на месторождении или в конечном пункте использования топлива, что существенно позволяет снизить затраты на транспорт газа или жидкого топлива.Due to its compactness, the inventive installation can be located directly at the field or at the final point of use of fuel, which significantly reduces the cost of transporting gas or liquid fuel.

Предпосылки изобретения и предшествующий уровень техникиBACKGROUND OF THE INVENTION AND PRIOR ART

Известные способы получения синтетических жидких углеводородов из газообразного сырья состоят из двух стадий. На первой стадии осуществляют превращения углеводородного газа в синтез-газ, представляющий собой смесь СО и Н2 с возможными примесями СО2, Н2О, N2, Ar и др. На второй стадии проводят каталитический синтез углеводородных фракций из синтез-газа.Known methods for producing synthetic liquid hydrocarbons from gaseous feedstocks consist of two stages. At the first stage, hydrocarbon gas is converted to synthesis gas, which is a mixture of CO and H 2 with possible impurities of CO 2 , H 2 O, N 2 , Ar, etc. At the second stage, the catalytic synthesis of hydrocarbon fractions from synthesis gas is carried out.

Патент RU 2247701, опубликованный 10.03.2005, содержит описание способа превращения природного газа в высшие углеводороды. Способ включает в себя каталитическую конверсию обессеренного природного газа смесью водяного пара и кислородсодержащего газа в синтез-газ в две ступени. На первой ступени в реакторе предриформинга при температуре от 430 до 500°С углеводороды C2 и выше, содержащиеся в исходном газе, превращаются в метан, СО и СО2, после чего на второй ступени газовая смесь подогревается до температуры от 550 до 650°С и вместе с кислородом или кислородсодержащим газом (воздухом) направляется в реактор автотермического риформинга, где под давлением от 3 до 4 МПа конвертируется в синтез-газ. Температура синтез-газа на выходе из реактора риформинга поддерживается в пределах от 950 до 1050°С. Полученный синтез-газ охлаждают, после чего направляют в реактор синтеза жидких углеводородов, где при давлении от 2 до 4 МПа и температуре от 180 до 240°С получают смесь компонентов, состоящую из низших углеводородов, высших углеводородов, воды и остаточного синтез-газа. Затем проводят разделение жидкой и газообразной фаз. Часть отходящих газов смешивают с природным газом и подвергают паровому риформингу в отдельном аппарате, после чего вводят их в основной поток синтез-газа перед реактором синтеза жидких углеводородов и/или в поток газов перед реактором риформинга. Предварительно углеводородный газ проходит узел очистки от сернистых соединений. Использование данного способа позволяет увеличить выход жидкого топлива и уменьшить выброс CO2.Patent RU 2247701, published March 10, 2005, describes a method for converting natural gas to higher hydrocarbons. The method involves the catalytic conversion of desulfurized natural gas with a mixture of water vapor and an oxygen-containing gas into synthesis gas in two stages. In the first stage in the pre-reforming reactor at a temperature from 430 to 500 ° C, hydrocarbons C 2 and higher contained in the feed gas are converted to methane, CO and CO 2 , after which in the second stage the gas mixture is heated to a temperature of from 550 to 650 ° C and together with oxygen or an oxygen-containing gas (air) is sent to an autothermal reforming reactor, where it is converted to synthesis gas under pressure from 3 to 4 MPa. The temperature of the synthesis gas at the outlet of the reforming reactor is maintained in the range from 950 to 1050 ° C. The resulting synthesis gas is cooled, and then sent to a liquid hydrocarbon synthesis reactor, where, at a pressure of 2 to 4 MPa and a temperature of 180 to 240 ° C., a mixture of components consisting of lower hydrocarbons, higher hydrocarbons, water and residual synthesis gas is obtained. Then carry out the separation of the liquid and gaseous phases. Part of the exhaust gases is mixed with natural gas and subjected to steam reforming in a separate apparatus, after which they are introduced into the main synthesis gas stream in front of the liquid hydrocarbon synthesis reactor and / or into the gas stream in front of the reforming reactor. Pre-hydrocarbon gas passes through the sulfur removal unit. Using this method allows to increase the yield of liquid fuel and reduce the emission of CO 2 .

Установка для осуществления данного способа содержит блок обессеривания природного газа, испаритель воды для получения водяного пара, в который добавляют обессеренный газ, теплообменник для нагрева смеси газа с водяным паром, реактор предриформинга, теплообменник для дополнительного подогрева отходящих газов предриформинга, реактор автотермического риформинга, теплообменник для получения пара высокого давления из воды за счет тепла отходящих газов риформинга, сепаратор для конденсации и выделения воды из синтез-газа, реактор синтеза жидких углеводородов, блок разделения продуктов синтеза жидких углеводородов (на желаемый продукт С5+, на побочные продукты в виде СО2, H2O, на непрореагировавший синтез-газ СО и Н2), реактор парового риформинга части отходящего газа, содержащего побочные продукты.The installation for implementing this method comprises a natural gas desulphurization unit, a water vaporizer for producing water vapor, to which desulfurized gas is added, a heat exchanger for heating the gas mixture with water vapor, a pre-reforming reactor, a heat exchanger for additional heating of the pre-reforming waste gases, an autothermal reforming reactor, a heat exchanger for producing high pressure steam from water due to the heat of reforming waste gases, a separator for condensing and separating water from synthesis gas, synthesis reactor and liquid hydrocarbons, a unit for separating the products of the synthesis of liquid hydrocarbons (for the desired product C5 +, for by-products in the form of CO 2 , H 2 O, for unreacted synthesis gas CO and H 2 ), a steam reforming reactor for a portion of the exhaust gas containing by-products.

Основными недостатками способа и устройства по патенту RU 2247701 являются:The main disadvantages of the method and device according to patent RU 2247701 are:

1) если производство синтез-газа осуществляют с использованием кислорода, то необходима установка разделения воздуха, что обуславливает большие капитальные и эксплуатационные затраты; если производство синтез-газа осуществляют с использованием воздуха, то в циркулирующем газе присутствует избыточное количество азота, что предполагает повышение давления газовой смеси и увеличения объема аппаратов;1) if the production of synthesis gas is carried out using oxygen, an air separation unit is necessary, which leads to high capital and operating costs; if the production of synthesis gas is carried out using air, then an excess amount of nitrogen is present in the circulating gas, which implies an increase in the pressure of the gas mixture and an increase in the volume of the apparatus;

2) применение дополнительного каталитического реактора для проведения паровой конверсии отходящих газов усложняет технологическую схему и ведет к удорожанию установки в целом.2) the use of an additional catalytic reactor for conducting steam conversion of exhaust gases complicates the technological scheme and leads to higher cost of the installation as a whole.

Наиболее близким к заявленному изобретению является способ получения жидких углеводородов из углеводородного газа, описанный в патенте RU 2539656, опубликованном 20.01.2015, включающий обессеривание природного газа, подогрев дымовыми газами узла теплоиспользующей аппаратуры, последующее получение синтез-газа высокотемпературным риформингом метана путем его конверсии кислородом воздуха, получение жидких углеводородов и воды, отгонку из воды остатков углеводородов.Closest to the claimed invention is a method for producing liquid hydrocarbons from hydrocarbon gas, described in patent RU 2539656, published January 20, 2015, including desulphurization of natural gas, flue gas heating unit heat-using equipment, the subsequent production of synthesis gas by high-temperature reforming of methane by its conversion with atmospheric oxygen , production of liquid hydrocarbons and water, distillation of hydrocarbon residues from water.

Исходное газообразное сырье после очистки от сернистых соединений с давлением от 1,0 до 1,3 МПа нагревают до температуры от 200 до 220°С, затем насыщают парами воды. Полученную смесь нагревают, смешивают с подогретым воздухом (либо с воздухом, обогащенным кислородом), после чего подают в реактор предриформинга, где при температуре от 280 до 300°С протекает каталитическая конверсия сырьевого газа в метан с образованием побочных продуктов (CO2, H2O, Н2). Отходящие газы предриформинга (после частичного отделения углекислого газа) и предварительно подогретый воздух подвергают высокотемпературному риформингу при температуре от 650 до 780°С. В результате реакции образуется синтез-газ с соотношением Н2:СО=2, (С2-С4) - фракция и небольшое количество воды. Синтез-газ очищают от твердых примесей, отделяют воду и подают в каскад изотермических реакторов, где при температуре от 200 до 250°С и давлении от 0,9 до 1,10 МПа и времени контакта синтез-газа с каталитическим слоем не более 0,8 с образуются углеводороды и вода. Продукт охлаждают и разделяют на газообразную и жидкую фазы.After purification from sulfur compounds with a pressure of 1.0 to 1.3 MPa, the feed gas is heated to a temperature of 200 to 220 ° C, then saturated with water vapor. The resulting mixture is heated, mixed with heated air (or with oxygen-enriched air), and then fed to the preforming reactor, where at a temperature of 280 to 300 ° C the catalytic conversion of the feed gas to methane proceeds with the formation of by-products (CO 2 , H 2 O, H 2 ). The pre-reforming waste gases (after partial separation of carbon dioxide) and preheated air are subjected to high-temperature reforming at temperatures from 650 to 780 ° C. As a result of the reaction, synthesis gas is formed with a ratio of H 2 : CO = 2, (C 2 -C 4 ) - fraction and a small amount of water. The synthesis gas is purified from solid impurities, water is separated and fed into the cascade of isothermal reactors, where at a temperature of 200 to 250 ° C and a pressure of 0.9 to 1.10 MPa and the contact time of the synthesis gas with the catalytic layer is not more than 0, 8 s, hydrocarbons and water are formed. The product is cooled and separated into gaseous and liquid phases.

Установка, используемая для осуществления данного способа, содержит блок подготовки исходных реагентов, блок получения синтез-газа, блок получения жидких углеводородов, блок стабилизации жидких углеводородов, блок подготовки воды. В блок получения синтез-газа дополнительно введен реактор предриформинга углеводородного газа и узел выделения углекислого газа из отходящих газов предриформинга.The installation used to implement this method contains a unit for preparing the starting reagents, a unit for producing synthesis gas, a unit for producing liquid hydrocarbons, a unit for stabilizing liquid hydrocarbons, and a unit for preparing water. In addition to the synthesis gas production unit, a hydrocarbon gas pre-reforming reactor and a carbon dioxide emission unit from the pre-reforming waste gases are additionally introduced.

Узел очистки и компримирования воздуха в блоке подготовки исходных реагентов может быть снабжен устройством обогащения по кислороду компримированного воздуха.The air purification and compression unit in the initial reagent preparation unit can be equipped with an oxygen enrichment device for compressed air.

Основные недостатки способа и устройства, выбранных в качестве прототипов:The main disadvantages of the method and device selected as prototypes:

1) использование воздуха (либо обогащенного по кислороду воздуха), наличие узла очистки и компримирования воздуха значительно удорожают установку;1) the use of air (or oxygen-enriched air), the presence of a unit for cleaning and compressing air significantly increase the cost of installation;

2) циркуляция избыточного азота предполагает увеличение габаритных размеров оборудования и эксплуатационных затрат (повышение объема катализатора для соблюдения требуемого времени контакта).2) the circulation of excess nitrogen involves an increase in the overall dimensions of the equipment and operating costs (increase in catalyst volume to comply with the required contact time).

Задачей заявленной группы изобретений является получение высокооктановой синтетической бензиновой фракции, удовлетворяющей высоким экологическим характеристикам, и создание рентабельной малотоннажной установки по производству автобензина, в том числе с целью максимального использования запасов газа на удаленных, малодебитных, низконапорных месторождениях, нерентабельных для промышленного применения традиционными способами.The objective of the claimed group of inventions is to obtain a high-octane synthetic gasoline fraction that meets high environmental performance, and the creation of a cost-effective small-tonnage plant for the production of gasoline, including with the aim of maximizing the use of gas reserves in remote, low-flow, low-pressure fields, unprofitable for industrial applications by traditional methods.

Достигаемый технический результат:Technical result achieved:

- повышение выхода синтез-газа за счет использования диоксида углерода, образующегося в результате сгорания энергетического потока природного газа;- increasing the yield of synthesis gas through the use of carbon dioxide formed as a result of combustion of the energy flow of natural gas;

- высокая селективность получения высокооктановой синтетической бензиновой фракции;- high selectivity for the production of high-octane synthetic gasoline fraction;

- отсутствие необходимости гидрооблагораживания продукта;- lack of need for hydrofining of the product;

- качество продукта соответствует экологическим требованиям, предъявляемым к автобензинам класса 5 (содержание бензола не более 1% об., содержание серы не более 10 ppm).- the quality of the product meets the environmental requirements for class 5 gasolines (benzene content of not more than 1% vol., sulfur content of not more than 10 ppm).

Для решения поставленной задачи и достижения технического результата заявляется группа изобретений, в которую входят способ получения высокооктановой синтетической бензиновой фракции из углеводородного газа и установка для его осуществления.To solve the problem and achieve a technical result, a group of inventions is claimed, which includes a method for producing a high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon gas and an installation for its implementation.

Природный газ (углеводородный газ) поступает на установку двумя потоками. Технологический поток подвергают сероочистке, затем смешивают с перегретым водяным паром и диоксидом углерода в определенном соотношении. Энергетический поток подают в панельные горелки на сжигание.Natural gas (hydrocarbon gas) enters the installation in two streams. The process stream is subjected to desulfurization, then mixed with superheated water vapor and carbon dioxide in a certain ratio. The energy flow is fed to the panel burners for combustion.

Подогретую парогазовую смесь (природный газ, водяной пар и диоксид углерода) отправляют в трубчатый реактор на пароуглекислотную конверсию.The heated vapor-gas mixture (natural gas, water vapor and carbon dioxide) is sent to the tubular reactor for steam-carbon dioxide conversion.

Процесс конверсии ведут при температуре от 900 до 1000°С и давлении на выходе из реакционных труб 0,3 МПа.The conversion process is carried out at a temperature of from 900 to 1000 ° C and a pressure at the outlet of the reaction tubes of 0.3 MPa.

Часть дымовых газов, отходящих из печи рифоминга, используют для производства диоксида углерода. Дымовые газы охлаждают, отделяют жидкую фазу, компримируют и подают в абсорбер диоксида углерода раствором моноэтаноламина. Насыщенный диоксидом углерода раствор моноэтаноламина нагревают и направляют в колонну, где происходит десорбция диоксида углерода. Раствор моноэтаноламина возвращается в систему на циркуляцию. Диоксид углерода охлаждают, сепарируют, компримируют и подают на смешение с природным газом и водяным паром.Part of the flue gases from the reefing furnace is used to produce carbon dioxide. Flue gases are cooled, the liquid phase is separated, compressed and fed into the carbon dioxide absorber with a solution of monoethanolamine. Saturated carbon dioxide solution of monoethanolamine is heated and sent to the column where desorption of carbon dioxide occurs. The monoethanolamine solution is returned to the system for circulation. Carbon dioxide is cooled, separated, compressed and mixed with natural gas and water vapor.

Конвертированный газ из печи риформинга охлаждают, отделяют жидкую фазу и направляют на компримирование до 8,5 МПа. Компримированный газ смешивают с отработанным синтез-газом, нагревают и делят на четыре реакционных потока, которые параллельно охлаждают до температуры не менее 350°С, и объединяют. Объединенный поток направляют в каскад реакторов, где в присутствии катализатора ведут реакцию получения синтетических жидких углеводородов в режиме, близком к изотермическому (температурный интервал от 395 до 400°С) Температурный режим в каскаде реакторов поддерживается за счет снятия теплоты, выделяемой при реакции, после каждого реактора каскада. Выходящий из каскада реакторов поток разделяют на жидкую и газообразную фракцию. Газообразную фракцию направляют вновь на вход каскада, обеспечивая тем самым степень конверсии по свежему синтез-газу не менее 90%. Жидкие фракции разделяют посредством отстаивания на газообразные компоненты, воду и синтетические жидкие углеводороды.The converted gas from the reforming furnace is cooled, the liquid phase is separated and sent to compression to 8.5 MPa. Compressed gas is mixed with spent synthesis gas, heated and divided into four reaction streams, which are simultaneously cooled to a temperature of at least 350 ° C, and combined. The combined stream is directed to the cascade of reactors, where, in the presence of a catalyst, a synthetic liquid hydrocarbon reaction is carried out in a mode close to isothermal (temperature range from 395 to 400 ° C). The temperature regime in the cascade of reactors is maintained by removing the heat generated during the reaction after each cascade reactor. The stream leaving the cascade of reactors is separated into a liquid and gaseous fraction. The gaseous fraction is sent again to the inlet of the cascade, thereby providing a degree of conversion of fresh synthesis gas of at least 90%. Liquid fractions are separated by settling into gaseous components, water and synthetic liquid hydrocarbons.

Установка содержит (фиг. 1) блок пароуглекислотной конверсии природного газа, блок выделения диоксида углерода из дымовых газов, блок получения синтетической бензиновой фракции.The installation contains (Fig. 1) a block of steam-carbon dioxide conversion of natural gas, a block for the emission of carbon dioxide from flue gases, a unit for producing a synthetic gasoline fraction.

Блок пароуглекислотной конверсии природного газа включает подогреватель природного газа 1, адсорбер 2, смеситель 3, подогреватель парогазовой смеси 4, печь риформинга 5, трубчатый реактор 6, пароперегреватель 7, котел-утилизатор конвертированного газа 8, теплообменник 9, сепаратор 10, котел-утилизатор дымовых газов 11, теплообменник 12, дымосос 13, дымовую трубу 14.The steam-carbon dioxide natural gas conversion unit includes a natural gas heater 1, an adsorber 2, a mixer 3, a steam-gas mixture heater 4, a reforming furnace 5, a tubular reactor 6, a superheater 7, a converted gas recovery boiler 8, a heat exchanger 9, a separator 10, a flue-gas recovery boiler gases 11, heat exchanger 12, exhaust fan 13, chimney 14.

Блок выделения диоксида углерода из дымовых газов включает воздушный холодильник 15, сепаратор 16, компрессор 17, воздушный холодильник 18, насадочный абсорбер 19, теплообменник 20, насос 21, буферную емкость 22, насос 23, емкость 24, теплообменник 25, десорбер диоксида углерода 26, кипятильник 27, теплообменник 28, сепаратор 29, насос 30, компрессор 31, буферную емкость 32.The flue gas emission unit includes an air cooler 15, a separator 16, a compressor 17, an air cooler 18, a nozzle absorber 19, a heat exchanger 20, a pump 21, a buffer tank 22, a pump 23, a tank 24, a heat exchanger 25, a carbon dioxide stripper 26, boiler 27, heat exchanger 28, separator 29, pump 30, compressor 31, buffer tank 32.

Блок получения синтетической бензиновой фракции включает компрессор 33, буферную емкость 34, смеситель газовых потоков 35, теплообменник 36, пять теплообменников реакционных потоков 37, пять реакторов синтеза бензиновой фракции 38, циркуляционный компрессор 39, воздушный теплообменник 40, сепаратор высокого давления 41, сепаратор низкого давления 42, отстойник 43, продуктовую емкость 44, два угольных фильтра 45, сборник метанольной воды 46, насос 47, сборник 48, насос 49. При этом все блоки установки гидравлически и пневматически соединены между собой и с промежуточными емкостями.The synthetic gasoline fraction production unit includes a compressor 33, a buffer tank 34, a gas stream mixer 35, a heat exchanger 36, five heat exchangers for the reaction streams 37, five gasoline fraction synthesis reactors 38, a circulation compressor 39, an air heat exchanger 40, a high pressure separator 41, a low pressure separator 42, sump 43, product tank 44, two charcoal filters 45, methanol water collector 46, pump 47, collector 48, pump 49. Moreover, all installation units are hydraulically and pneumatically connected to each other and to KSR containers.

Ниже приведено описание заявленного способа.The following is a description of the claimed method.

Установка для осуществления способа включает три блока:Installation for implementing the method includes three blocks:

I Блок пароуглекислотной конверсии природного газаI Block of carbon dioxide vapor conversion of natural gas

Природный газ из сети с давлением не более 0,8 МПа подают на установку двумя потоками - технологическим и энергетическим. Технологический поток после редуцирующего клапана (на чертеже не показан) с давлением 0,4 МПа направляют в подогреватель природного газа 1, расположенный в конвекционной зоне печи риформинга 5, которая имеет также радиационную зону, где его нагревают дымовыми газами до температуры не менее 380°С и подают в адсорбер 2, заполненный твердым сорбентом для очистки газов от сернистых соединений. После сероочистки содержание сернистых соединений не должно превышать 0,13 мг/м3. Очищенный газ подают в смеситель 3, где его смешивают с перегретым до температуры 400°С водяным паром и диоксидом углерода в соотношении СН4:H2O:CO2=1:(1,05÷1,10):(0,35÷0,38).Natural gas from the network with a pressure of not more than 0.8 MPa is supplied to the installation in two streams - technological and energy. The process stream after the pressure reducing valve (not shown in the drawing) with a pressure of 0.4 MPa is sent to a natural gas heater 1 located in the convection zone of the reforming furnace 5, which also has a radiation zone, where it is heated by flue gases to a temperature of at least 380 ° C and served in an adsorber 2 filled with a solid sorbent for cleaning gases from sulfur compounds. After desulfurization, the content of sulfur compounds should not exceed 0.13 mg / m 3 . The purified gas is fed into the mixer 3, where it is mixed with superheated to a temperature of 400 ° C steam and carbon dioxide in the ratio of CH 4 : H 2 O: CO 2 = 1: (1.05 ÷ 1.10) :( 0.35 ÷ 0.38).

Парогазовую смесь подогревают в подогревателе паро-газовой смеси 4 до температуры не менее 580°С и подают на конверсию в реакционные трубы трубчатого реактора 6, расположенные в радиационной зоне печи риформинга 5, в которых на никелевом катализаторе протекают реакции пароуглекислотной конверсии. Процесс конверсии ведут при температуре от 900 до 1000°С, получая конвертированный газ (синтез-газ) на выходе из трубчатого реактора 6 с давлением 0,3 МПа.The vapor-gas mixture is heated in the heater of the vapor-gas mixture 4 to a temperature of at least 580 ° C and fed to the reaction tubes of the tube reactor 6 located in the radiation zone of the reforming furnace 5, in which the steam-carbon dioxide conversion reactions occur on the nickel catalyst. The conversion process is carried out at a temperature of from 900 to 1000 ° C, receiving a converted gas (synthesis gas) at the outlet of the tubular reactor 6 with a pressure of 0.3 MPa.

Конвертированный газ охлаждают в котле-утилизаторе конвертированного газа 8 до температуры не менее 250°С и подают в теплообменник 9, где охлаждают до температуры не менее 65°С. Далее конвертированный газ поступает в сепаратор 10, для отделения конденсата.The converted gas is cooled in a waste gas boiler 8 to a temperature of at least 250 ° C and fed to a heat exchanger 9, where it is cooled to a temperature of at least 65 ° C. Next, the converted gas enters the separator 10, to separate the condensate.

Также в котле-утилизаторе конвертированного газа 8 генерируют насыщенный водяной пар из нагретой питательной воды, поступающей из теплообменника 9. Насыщенный пар подают в теплообменник 27, где он отдает тепло раствору моноэтаноламина и конденсируется. Из теплообменника 27 конденсат направляют в котел-утилизатор дымовых газов 11, в котором генерируют побочный продукт - водяной пар с давлением 0,4 МПа и температурой 210°С.Also, in the converted gas recovery boiler 8, saturated water vapor is generated from the heated feed water coming from the heat exchanger 9. The saturated steam is supplied to the heat exchanger 27, where it gives off heat to the monoethanolamine solution and condenses. From the heat exchanger 27, the condensate is sent to a flue gas recovery boiler 11, in which a by-product is generated - water vapor with a pressure of 0.4 MPa and a temperature of 210 ° C.

Энергетический поток природного газа дросселируют до давления 0,07 МПа, смешивают с танковыми газами из сепаратора высокого давления 41, сепаратора низкого давления 42 и отстойника 43 блока получения синтетической бензиновой фракции и направляют на сжигание в радиационную зону печи риформинга 5 для обогрева реакционных труб трубчатого реактора 6. Сжигание газов осуществляют в панельных горелках (на чертеже не показаны). Воздух, необходимый для горения, инжектируют энергетическим потоком природного газа и танковых газов, проходящим через сопла блочных горелок с большой скоростью. Объемная доля кислорода в дымовых газах не должна превышать 3%.The natural gas energy stream is throttled to a pressure of 0.07 MPa, mixed with tank gases from a high-pressure separator 41, a low-pressure separator 42 and a sump 43 of the synthetic gasoline fraction unit and sent to the radiation zone of the reforming furnace 5 for heating the reaction tubes of the tubular reactor 6. The combustion of gases is carried out in panel burners (not shown in the drawing). The air needed for combustion is injected with the energy flow of natural gas and tank gases passing through the nozzles of the block burners at high speed. The volume fraction of oxygen in flue gases should not exceed 3%.

Образующиеся дымовые газы, после обогрева реакционных труб трубчатого реактора 6, поступают в конвекционную зону печи риформинга 5, где последовательно отдают тепло в пароперегревателе 7, подогревателе парогазовой смеси 4, подогревателе природного газа 1 и с температурой не более 820°С поступают в котел-утилизатор дымовых газов 11. После котла-утилизатора дымовых газов 11 дымовые газы поступают в теплообменник 12, где нагревают и испаряют реакционную воду. Образовавшийся пар подают в пароперегреватель 7.The resulting flue gases, after heating the reaction tubes of the tubular reactor 6, enter the convection zone of the reforming furnace 5, where heat is sequentially transferred to the superheater 7, the gas-vapor mixture heater 4, the natural gas heater 1, and with a temperature of not more than 820 ° C enter the waste heat boiler flue gases 11. After the waste heat boiler 11, the flue gases enter the heat exchanger 12, where the reaction water is heated and evaporated. The resulting steam is fed to the superheater 7.

Часть дымовых газов после теплообменника 12 с температурой не более 250°С дымососом 13 выбрасывают через дымовую трубу 14 в атмосферу, а оставшуюся часть газов после дымососа 13 направляют на блок выделения диоксида углерода из дымовых газов.Part of the flue gases after the heat exchanger 12 with a temperature of not more than 250 ° C, the smoke exhaust 13 is emitted through the chimney 14 into the atmosphere, and the remaining gas after the smoke exhaust 13 is sent to the carbon dioxide emission unit from the flue gases.

II Блок выделения диоксида углерода из дымовых газовII Block of carbon dioxide emission from flue gases

Дымовые газы, отходящие из печи риформинга 5, являются источником диоксида углерода для пароуглекислотного риформинга природного газа.Flue gases from the reforming furnace 5 are a source of carbon dioxide for steam carbon dioxide reforming of natural gas.

Дымовые газы после дымососа 13 охлаждают в воздушном холодильнике 15 до температуры не более 45°С и подают в сепаратор 16. После отделения реакционной воды, дымовые газы компрессором 17 сжимают до давления 0,5 МПа и направляют через воздушный холодильник 18 в насадочный абсорбер 19. Насадочный абсорбер 19 орошают раствором моноэтаноламина с температурой 35°С. Очищенный от диоксида углерода газ выбрасывают в атмосферу.Flue gases after the smoke exhaust 13 are cooled in an air cooler 15 to a temperature of not more than 45 ° C and fed to the separator 16. After separation of the reaction water, the flue gases are compressed by compressor 17 to a pressure of 0.5 MPa and sent through the air cooler 18 to the packed absorber 19. The packed absorber 19 is irrigated with a solution of monoethanolamine with a temperature of 35 ° C. Purified carbon dioxide gas is released into the atmosphere.

Насыщенный диоксидом углерода раствор моноэтаноламина нагревают в теплообменнике 25 до температуры 100°С регенерированным раствором моноэтаноламина, поступающим из куба десорбера диоксида углерода 26. Давление на стадии десорбции диоксида углерода снижают до 0,17 МПа.Saturated carbon dioxide solution of monoethanolamine is heated in a heat exchanger 25 to a temperature of 100 ° C with a regenerated solution of monoethanolamine coming from a cube of carbon dioxide stripper 26. The pressure at the stage of desorption of carbon dioxide is reduced to 0.17 MPa.

Регенерацию раствора моноэтаноламина осуществляют в десорбере диоксида углерода 26. В верхней части десорбера диоксида углерода 26, выше ввода раствора, размещают 3 колпачковые тарелки, на которые поступает флегма и происходит промывка отходящего пара от моноэтаноламина. Температура десорбера диоксида углерода 26 в верхней части не выше 100°С, в нижней части - 115°С. Тепло для регенерации насыщенного раствора моноэтаноламина подводят насыщенным паром к кипятильнику 27. В кипятильник 27 подают регенерированный раствор моноэтаноламина с 1-й тарелки десорбера диоксида углерода 26, где часть раствора моноэтаноламина испаряется. Парогазовую смесь, состоящую из диоксида углерода, водяного пара и раствора моноэтаноламина, возвращают в десорбер диоксида углерода 26 под нижнюю, глухую колпачковую тарелку, обеспечивая восходящий поток смеси водяного пара и диоксида углерода в десорбере диоксида углерода 26.The regeneration of the monoethanolamine solution is carried out in the carbon dioxide stripper 26. In the upper part of the carbon dioxide stripper 26, above the solution inlet, 3 cap plates are placed on which phlegm is supplied and the waste steam is washed from monoethanolamine. The temperature of the carbon dioxide stripper 26 in the upper part is not higher than 100 ° C, in the lower part - 115 ° C. Heat for regeneration of the saturated monoethanolamine solution is fed with saturated steam to the boiler 27. The regenerated solution of monoethanolamine is fed into the boiler 27 from the 1st plate of carbon dioxide stripper 26, where a part of the monoethanolamine solution is evaporated. The vapor-gas mixture consisting of carbon dioxide, water vapor and a monoethanolamine solution is returned to the carbon dioxide stripper 26 under the bottom, blank cap plate, providing an upward flow of the mixture of water vapor and carbon dioxide in the carbon dioxide stripper 26.

Регенерированный раствор моноэтаноламина из куба десорбера диоксида углерода 26 подают в теплообменник 25, где он отдает свое тепло насыщенному раствору моноэтаноламина. Затем в буферной емкости 22 регенерированный раствор моноэтаноламина смешивают со свежим раствором моноэтаноламина, который подают насосом 23 из емкости 24. Полученный раствор моноэтаноламина насосом 21 подают в теплообменник 20, где охлаждают водой до температуры 35°С. Циркуляцию раствора моноэтаноламина в системе регенерации обеспечивают насосом 21, при этом давление повышается до 0,5 МПа.The regenerated solution of monoethanolamine from the cube of the carbon dioxide stripper 26 is fed to a heat exchanger 25, where it gives its heat to a saturated solution of monoethanolamine. Then, in the buffer tank 22, the regenerated monoethanolamine solution is mixed with a fresh monoethanolamine solution, which is supplied by the pump 23 from the tank 24. The resulting monoethanolamine solution is pumped to the heat exchanger 20 by the pump 21, where it is cooled with water to a temperature of 35 ° C. The circulation of the monoethanolamine solution in the regeneration system is provided by pump 21, while the pressure rises to 0.5 MPa.

Десорбированный влажный диоксид углерода охлаждают в теплообменнике 28 и подают в сепаратор 29. В сепараторе 29 диоксид углерода отделяют от сконденсировавшейся воды (флегмы). Флегму насосом 30 возвращают в десорбер диоксида углерода 26, а избыток воды направляют в канализацию. Диоксид углерода сжимают компрессором 31 до давления 0,4 МПа и подают в буферную емкость 32, в которой предусмотрен слив конденсата и сброс избытка диоксида углерода.The desorbed wet carbon dioxide is cooled in a heat exchanger 28 and fed to a separator 29. In a separator 29, carbon dioxide is separated from condensed water (reflux). Phlegm pump 30 is returned to the carbon dioxide stripper 26, and excess water is sent to the sewer. Carbon dioxide is compressed by a compressor 31 to a pressure of 0.4 MPa and fed to a buffer tank 32, in which condensate is drained and excess carbon dioxide is discharged.

Подпитку системы свежим раствором моноэтаноламина производят из емкости 24 с помощью насоса 23. При накоплении в моноэтаноламине смол, часть моноэтаноламина удаляют из регенерационного цикла.The system is fed with a fresh solution of monoethanolamine from tank 24 using pump 23. When resins are accumulated in monoethanolamine, part of monoethanolamine is removed from the regeneration cycle.

III Блок получения синтетической бензиновой фракцииIII Block for the production of synthetic gasoline fraction

Синтез-газ, выходящий со стадии пароуглекислотной конверсии природного газа, сжимают компрессором 33 до 8,5 МПа и направляют в буферную емкость 34. Из буферной емкости 34 синтез-газ дросселируют в смеситель газовых потоков 35, где смешивают с отработанным синтез-газом. Циркуляционный синтез-газ нагревают в рекуперативном теплообменнике 36 и делят на четыре потока, которые параллельно проходят четыре теплообменника реакционных потоков 37 для охлаждения реакционных потоков после реакторов синтеза бензиновой фракции 38. После теплообменников реакционных потоков 37 нагретые до температуры не менее 350°С потоки объединяют. Объединенный поток последовательно проходит четыре реактора синтеза бензиновой фракции 38. Таким образом, выход синтез-газа из трубчатого реактора 6 пневматически связан с входом в реакторы синтеза бензиновой фракции 38. В реакторы синтеза бензиновой фракции 38 загружен бифункциональный катализатор, который работает при давлении 8,0 МПа в режиме, близком к изотермическому. По мере протекания экзотермических реакций синтеза углеводородов температура в слое катализатора повышается до 400°С. Поддержание такого температурного режима в слое катализатора обеспечивают циркуляцией реакционного газа и охлаждением его после каждого реактора синтеза бензиновой фракции 38 до температуры не более 360°С. Требуемую кратность циркуляции, равную 6-7, обеспечивают циркуляционным компрессором 39. В случае снижения активности катализатора в каком-либо из реакторов синтеза бензиновой фракции 38 для обеспечения непрерывной работы установки предусмотрены пятый резервный реактор синтеза бензиновой фракции 38 и пятый теплообменник реакционных потоков 37. Обвязка реакторов синтеза бензиновой фракции 38 позволяет выводить из работы любой из работающих реакторов синтеза бензиновой фракции 38 для ремонта, регенерации и перезагрузки катализатора. Общая степень конверсии по свежему синтез-газу в 4-х реакторах составляет не менее 90%.The synthesis gas leaving the steam-carbon dioxide conversion stage of natural gas is compressed by a compressor 33 to 8.5 MPa and sent to the buffer tank 34. From the buffer tank 34, the synthesis gas is throttled to the gas stream mixer 35, where it is mixed with the spent synthesis gas. The circulating synthesis gas is heated in a recuperative heat exchanger 36 and is divided into four streams that pass through four heat exchangers of the reaction streams 37 in parallel to cool the reaction streams after the gasoline fraction synthesis reactors 38. After the heat exchangers of the reaction streams 37, the streams heated to a temperature of at least 350 ° C are combined. The combined stream sequentially passes through four gasoline fraction synthesis reactors 38. Thus, the synthesis gas output from the tubular reactor 6 is pneumatically connected to the inlet of the gasoline fraction synthesis reactors 38. A bifunctional catalyst is loaded into the gasoline synthesis reactors 38, which operates at a pressure of 8.0 MPa in a mode close to isothermal. As the exothermic reactions of hydrocarbon synthesis occur, the temperature in the catalyst bed rises to 400 ° C. Maintaining such a temperature regime in the catalyst bed is provided by circulation of the reaction gas and its cooling after each gasoline fraction synthesis reactor 38 to a temperature of not more than 360 ° C. The required circulation rate equal to 6-7 is provided by a circulation compressor 39. In case of a decrease in the activity of the catalyst in any of the gasoline fraction synthesis reactors 38, a fifth gasoline fraction synthesis reactor 38 and a fifth reaction heat exchanger 37 are provided for continuous operation of the plant. reactors for the synthesis of gasoline fraction 38 allows you to decommission any of the working reactors for the synthesis of gasoline fraction 38 for repair, regeneration and reloading of the catalyst. The total degree of conversion of fresh synthesis gas in 4 reactors is at least 90%.

Реакционный поток после четвертого реактора синтеза бензиновой фракции 38 последовательно охлаждают в четвертом теплообменнике реакционных потоков 37, рекуперативном теплообменнике 36, воздушном теплообменнике 40. Далее газожидкостную смесь синтетической бензиновой фракции подают в сепаратор высокого давления 41, где происходит отделение несконденсировавшихся компонентов газа от жидких продуктов реакции. Газ после сепаратора высокого давления 41 подают на всас циркуляционного компрессора 39, а часть газа постоянно отбирают на продувку для предотвращения накопления инертных газов в цикле. Продувочный газ направляют на сжигание в печь риформинга 5.The reaction stream after the fourth gasoline fraction synthesis reactor 38 is successively cooled in the fourth reaction stream heat exchanger 37, recuperative heat exchanger 36, air heat exchanger 40. Next, the gas-liquid mixture of the synthetic gasoline fraction is fed to the high pressure separator 41, where the non-condensed gas components are separated from the liquid reaction products. Gas after the high-pressure separator 41 is fed to the inlet of the circulation compressor 39, and part of the gas is constantly taken for purging to prevent the accumulation of inert gases in the cycle. The purge gas is sent for combustion in a reforming furnace 5.

Отделенные в сепараторе высокого давления 41 жидкие продукты направляют в сепаратор низкого давления 42, где давление не превышает 0,6 МПа. Здесь происходит отделение газовой фазы от жидкой, жидкие продукты самотеком поступают в отстойник 43. В отстойнике 43 происходит окончательное отделение растворенных газов и расслоение жидких продуктов на углеводородный и водный слои.The liquid products separated in the high-pressure separator 41 are sent to the low-pressure separator 42, where the pressure does not exceed 0.6 MPa. Here, the gas phase is separated from the liquid, liquid products by gravity enter the sump 43. In the sump 43, the final separation of the dissolved gases and the separation of the liquid products into hydrocarbon and water layers takes place.

Танковые газы из сепаратора низкого давления 42 и отстойника 43 объединяют в общий поток и направляют на сжигание в печь риформинга 5. Из отстойника 43 синтетическую бензиновую фракцию сливают в продуктовую емкость 44, в которой его компаундируют (при необходимости) высокооктановой присадкой с целью получения товарного автобензина.Tank gases from the low pressure separator 42 and sump 43 are combined into a common stream and sent for combustion to the reforming furnace 5. From the sump 43, the synthetic gasoline fraction is poured into the product tank 44, in which it is compounded (if necessary) with a high-octane additive in order to obtain marketable gasoline .

Реакционную воду из отстойника 43 подают на очистку в два работающих поочередно угольных фильтра 45 и далее в сборник метанольной воды 46. Из сборника метанольной воды 46 метанольную воду насосом 47 направляют в теплообменник 12.The reaction water from the sump 43 is fed for purification into two alternating carbon filters 45 and then to the methanol water collector 46. From the methanol water collector 46, methanol water is sent by pump 47 to the heat exchanger 12.

Для питательной воды котла-утилизатора 8 и сбора конденсированной воды из сепараторов 10 и 16 предусмотрен сборник 48 и насос 49.For the feed water of the recovery boiler 8 and the collection of condensed water from the separators 10 and 16, a collector 48 and a pump 49 are provided.

Возможность осуществления изобретения иллюстрируется следующими примерами.The possibility of carrying out the invention is illustrated by the following examples.

На установку двумя потоками - энергетическим и технологическим, подают природный газ (содержание СН4 более 95% об., содержание сернистых соединений 2 мг/нм3). Давление газа составляет 0,7 МПа. Технологический поток направляют в подогреватель природного газа 1, предварительно снизив давление газа до 0,4 МПа с помощью редуцирующего клапана (на рисунке не показан). В подогревателе природного газа 1 происходит нагрев технологического потока до температуры 400°С за счет тепла дымовых газов. Нагретый природный газ подают в адсорбер 2 для очистки от сернистых соединений. Адсорбер заполнен твердым сорбентом на основе оксида цинка (массовая доля оксида цинка не менее 90%, сероемкость сорбента не менее 28%). После сероочистки содержание сернистых соединений в газе составляет 0,05 мг/м3. Очищенный газ подают в смеситель 3, где его смешивают с перегретым до температуры 400°С водяным паром и диоксидом углерода в соотношении СН4:H2O:CO2=1:1,07:0,36. Температура полученной парогазовой смеси составляет 311°С.Natural gas is supplied to the installation in two streams - energy and technological, (the content of CH 4 is more than 95% vol., The content of sulfur compounds 2 mg / nm 3 ). The gas pressure is 0.7 MPa. The process stream is sent to the natural gas heater 1, having previously reduced the gas pressure to 0.4 MPa using a pressure reducing valve (not shown in the figure). In the natural gas heater 1, the process stream is heated to a temperature of 400 ° C. due to the heat of the flue gases. Heated natural gas is fed to adsorber 2 for purification from sulfur compounds. The adsorber is filled with a solid sorbent based on zinc oxide (mass fraction of zinc oxide is not less than 90%, sulfur intensity of the sorbent is not less than 28%). After desulfurization, the content of sulfur compounds in the gas is 0.05 mg / m 3 . The purified gas is fed into the mixer 3, where it is mixed with superheated to a temperature of 400 ° C steam and carbon dioxide in the ratio of CH 4 : H 2 O: CO 2 = 1: 1,07: 0,36. The temperature of the resulting vapor-gas mixture is 311 ° C.

Парогазовую смесь подогревают в подогревателе парогазовой смеси 4 до температуры 600°С и подают на конверсию в трубчатый реактора 6, расположенный в радиационной зоне печи риформинга 5, в которых на никельсодержащем катализаторе протекают реакции пароуглекислотной конверсии. Катализатор представляет собой промотированный оксид никеля, нанесенный на термостойкие пористые корундовые гранулы шаровидной формы, массовая доля никеля в пересчете на NiO составляет не менее 11%. Процесс конверсии ведут при температуре 950°С и давлении на выходе из реакционных труб 0,3 МПа. Конвертированный газ имеет следующий состав (содержание, объемная доля, %): СО - 27,05; Н2 - 58,79; СН4 - 2,61; CO2 - 3,12; H2O - 8,14; N2 - 0,30.The vapor-gas mixture is heated in the heater of the vapor-gas mixture 4 to a temperature of 600 ° C and fed for conversion to a tubular reactor 6 located in the radiation zone of the reforming furnace 5, in which carbon-dioxide conversion reactions proceed on a nickel-containing catalyst. The catalyst is a promoted nickel oxide deposited on heat-resistant porous corundum spherical granules, the mass fraction of nickel in terms of NiO is at least 11%. The conversion process is carried out at a temperature of 950 ° C and a pressure at the outlet of the reaction tubes of 0.3 MPa. The converted gas has the following composition (content, volume fraction,%): СО - 27.05; H 2 - 58.79; CH 4 - 2.61; CO 2 - 3.12; H 2 O - 8.14; N 2 - 0.30.

Конвертированный газ последовательно охлаждают в котле-утилизаторе конвертированного газа 8 до температуры 200°С и теплообменнике 9 до температуры 60°С и направляют в сепаратор 10 для отделения конденсата. Выходящий из сепаратора 10 синтез-газ имеет следующий состав (содержание, объемная доля, %): СО - 29,04; Н2 - 63,11; СН4 - 2,80; CO2 - 3,35; H2O - 1,38; N2 -0,32.The converted gas is subsequently cooled in a converted gas recovery boiler 8 to a temperature of 200 ° C and a heat exchanger 9 to a temperature of 60 ° C and sent to a separator 10 to separate the condensate. The synthesis gas leaving the separator 10 has the following composition (content, volume fraction,%): СО - 29.04; H 2 - 63.11; CH 4 - 2.80; CO 2 3.35; H 2 O - 1.38; N 2 -0.32.

В котел-утилизатор конвертированного газа 8 также поступает нагретая питательная вода из теплообменника 9 с давлением 0,4 МПа и температурой 150°С, из которой генерируют водяной пар, подаваемый затем в теплообменник 27 для поддержания температуры низа десорбера. Из теплообменника 27 конденсат направляют в котел-утилизатор дымовых газов 11, в котором генерируют пар с давлением 0,4 МПа и температурой 210°С.Converted gas recovery boiler 8 also receives heated feed water from a heat exchanger 9 with a pressure of 0.4 MPa and a temperature of 150 ° C, from which water vapor is generated, which is then supplied to a heat exchanger 27 to maintain the temperature of the bottom of the stripper. From the heat exchanger 27, the condensate is sent to a flue gas recovery boiler 11, in which steam is generated with a pressure of 0.4 MPa and a temperature of 210 ° C.

Энергетический поток природного газа дросселируют до давления 0,07 МПа, смешивают с танковыми газами из сепаратора высокого давления 41, сепаратора низкого давления 42 и отстойника 43 блока получения синтетической бензиновой фракции и направляют на сжигание в радиационную зону печи риформинга 5. Сжигание газов осуществляют в панельных горелках. Воздух для горения подается с коэффициентом избытка 1,15. Образующиеся дымовые газы имеют следующий состав (содержание, объемная доля, %): N2 - 69,3; O2 - 2,4; Ar - 0,8; СО2 - 10,2; H2O - 17,5.The energy flow of natural gas is throttled to a pressure of 0.07 MPa, mixed with tank gases from a high-pressure separator 41, a low-pressure separator 42 and a settling tank 43 of the synthetic gasoline fraction unit and sent to combustion in the radiation zone of the reforming furnace 5. The gases are burned in panel burners. Combustion air is supplied with an excess factor of 1.15. The resulting flue gases have the following composition (content, volume fraction,%): N 2 - 69.3; O 2 is 2.4; Ar - 0.8; СО 2 - 10.2; H 2 O - 17.5.

Дымовые газы обогревают реакционные трубы и с температурой 980°С поступают в конвекционную зону печи риформинга 5, где последовательно отдают тепло в пароперегревателе 6, подогревателе парогазовой смеси 4 и подогревателе природного газа 1. Из конвекционной секции печи риформинга дымовые газы выходят с температурой 817°С и последовательно охлаждаются в котле-утилизаторе дымовых газов 11 до температуры 350°С и теплообменнике 12 до температуры 200°С. В теплообменнике 12 за счет тепла дымовых газов происходит нагрев и испарение реакционной воды. Образовавшийся при этом пар с температурой 140°С подают в пароперегреватель 6.Flue gases heat the reaction pipes and enter the convection zone of the reforming furnace 5 with a temperature of 980 ° C, where heat is sequentially transferred to the superheater 6, the steam-gas mixture heater 4 and the natural gas heater 1. Flue gases exit the convection section of the reforming furnace at a temperature of 817 ° C and sequentially cooled in a flue gas recovery boiler 11 to a temperature of 350 ° C and a heat exchanger 12 to a temperature of 200 ° C. In the heat exchanger 12 due to the heat of the flue gases, heating and evaporation of the reaction water occurs. The resulting steam with a temperature of 140 ° C is fed to the superheater 6.

Часть дымовых газов направляют на блок выделения диоксида углерода из дымовых газов. Избыток дымовых газов дымососом 13 выбрасывают через дымовую трубу 14 в атмосферу.A portion of the flue gas is sent to a carbon dioxide emission unit from the flue gas. Excess flue gases from the exhaust fan 13 are discharged through the chimney 14 into the atmosphere.

Дымовые газы охлаждают в воздушном холодильнике 15 до температуры 40°С и подают в сепаратор 16. После отделения реакционной воды, дымовые газы компрессором 17 сжимают до давления 0,5 МПа и направляют через воздушный холодильник 18 в насадочный абсорбер 19, который орошают раствором моноэтаноламина с температурой 35°С. Концентрация диоксида углерода в растворе на входе в насадочный абсорбер 19 составляет 0,15 моль CO2/моль моноэтаноламина, на выходе - 0,5 моль CO2/моль моноэтаноламина. Очищенный от диоксида углерода газ выбрасывают в атмосферу.Flue gases are cooled in an air cooler 15 to a temperature of 40 ° C and fed to a separator 16. After separation of the reaction water, flue gases are compressed by a compressor 17 to a pressure of 0.5 MPa and sent through an air cooler 18 to a nozzle absorber 19, which is irrigated with a solution of monoethanolamine with temperature 35 ° С. The concentration of carbon dioxide in the solution at the entrance to the packed absorber 19 is 0.15 mol of CO 2 / mol of monoethanolamine, and at the exit, 0.5 mol of CO 2 / mol of monoethanolamine. Purified carbon dioxide gas is released into the atmosphere.

Насыщенный диоксидом углерода раствор моноэтаноламина на выходе из абсорбера имеет температуру 50°С. Для создания оптимальных условий процесса десорбции его нагревают в теплообменнике 25 до температуры 100°С за счет тепла регенерированного раствором моноэтаноламина, поступающим из куба десорбера диоксида углерода 26. Давление на стадии десорбции диоксида углерода снижают до 0,17 МПа.Saturated carbon dioxide solution of monoethanolamine at the outlet of the absorber has a temperature of 50 ° C. To create optimal conditions for the desorption process, it is heated in a heat exchanger 25 to a temperature of 100 ° C due to the heat regenerated by the monoethanolamine solution coming from the carbon dioxide desorber cube 26. The pressure at the stage of carbon dioxide desorption is reduced to 0.17 MPa.

Регенерацию раствора моноэтаноламина осуществляют в десорбере диоксида углерода 26, который оснащен 16 тарелками провального типа. Десорбер диоксида углерода 26 обеспечивает регенерацию раствора моноэтаноламина до концентрации 0,15 моль CO2/моль моноэтаноламина. Тепло для регенерации насыщенного раствора моноэтаноламина подводят насыщенным паром к кипятильнику 27.The regeneration of the monoethanolamine solution is carried out in a carbon dioxide stripper 26, which is equipped with 16 plates of a failure type. Carbon dioxide desorber 26 provides the regeneration of a solution of monoethanolamine to a concentration of 0.15 mol CO 2 / mol of monoethanolamine. Heat for regeneration of a saturated solution of monoethanolamine is fed with saturated steam to the boiler 27.

Регенерированный раствор моноэтаноламина из куба десорбера диоксида углерода 26 охлаждают в теплообменнике 25 и затем буферной емкости 22 смешивают со свежим раствором моноэтаноламина, который подают насосом 23 из емкости 24. Полученный раствор моноэтаноламина насосом 21 подают в теплообменник 20, где охлаждают водой до температуры 35°С.The regenerated solution of monoethanolamine from the cube of carbon dioxide stripper 26 is cooled in a heat exchanger 25 and then the buffer tank 22 is mixed with a fresh solution of monoethanolamine, which is pumped 23 from the tank 24. The resulting solution of monoethanolamine is pumped 21 to the heat exchanger 20, where it is cooled with water to a temperature of 35 ° C .

Десорбированный влажный диоксид углерода охлаждают в теплообменнике 28 до 35°С и отделяют от сконденсировавшейся воды (флегмы) в сепараторе 29. Диоксид углерода сжимают компрессором 31 до давления 0,4 МПа и через буферную емкость 32 подают в бок получения синтез-газа.Desorbed wet carbon dioxide is cooled in a heat exchanger 28 to 35 ° C and separated from condensed water (reflux) in a separator 29. Carbon dioxide is compressed by compressor 31 to a pressure of 0.4 MPa and fed through synthesis tank 32 to the synthesis gas receiving side.

Выходящий со стадии пароуглекислотной конверсии природного газа синтез-газ сжимают компрессором 33 до 8,5 МПа и через буферную емкость 34 направляют в смеситель газовых потоков 35, где смешивают с отработанным синтез-газом. Циркуляционный синтез-газ нагревают в рекуперативном теплообменнике 36 до температуры 200°С и делят на четыре потока, которые параллельно проходят четыре теплообменника реакционных потоков 37 для охлаждения реакционных потоков после реакторов синтеза бензиновой фракции 38. После теплообменников реакционных потоков 37 нагретые до температуры 360°С потоки объединяют. Объединенный поток последовательно проходит четыре реактора синтеза бензиновой фракции 38. Процесс конверсии синтез-газа в синтетическую бензиновую фракцию осуществляется при давлении 8,0 МПа на бифункциональном цинкхроммедном цеолитсодержащем катализаторе. Поддержание температурного режима в слое катализатора обеспечивают циркуляцией реакционного газа и охлаждением его после каждого реактора синтеза бензиновой фракции 38 до 360°С. Требуемую кратность циркуляции обеспечивают циркуляционным компрессором 39.The synthesis gas leaving the steam-carbon dioxide conversion stage of natural gas is compressed by a compressor 33 to 8.5 MPa and sent through a buffer tank 34 to a gas stream mixer 35 where it is mixed with the spent synthesis gas. The circulating synthesis gas is heated in a recuperative heat exchanger 36 to a temperature of 200 ° C and divided into four streams, which are parallel to four heat exchangers of the reaction streams 37 for cooling the reaction streams after gasoline fraction synthesis reactors 38. After the heat exchangers, the reaction streams 37 are heated to a temperature of 360 ° C threads combine. The combined stream sequentially passes through four reactors for the synthesis of gasoline fraction 38. The process of converting synthesis gas to a synthetic gasoline fraction is carried out at a pressure of 8.0 MPa on a bifunctional zinc-copper zeolite-containing catalyst. The temperature regime in the catalyst bed is maintained by circulating the reaction gas and cooling it after each gasoline fraction synthesis reactor 38 to 360 ° C. The required circulation rate is provided by the circulation compressor 39.

Реакционный поток после четвертого реактора синтеза бензиновой фракции 38 последовательно охлаждают в четвертом теплообменнике реакционных потоков 37, рекуперативном теплообменнике 36, воздушном теплообменнике 40 до 40°С. Далее газожидкостную смесь синтетической бензиновой фракции подают в сепаратор высокого давления 41, где происходит отделение несконденсировавшихся компонентов газа от жидких продуктов реакции. Газ после сепаратора высокого давления 41 подают на всас циркуляционного компрессора 39, а часть газа отбирают на продувку. Продувочный газ направляют на сжигание в печь риформинга 5.The reaction stream after the fourth gasoline fraction synthesis reactor 38 is successively cooled in a fourth heat exchanger of reaction streams 37, a regenerative heat exchanger 36, and an air heat exchanger 40 to 40 ° C. Next, a gas-liquid mixture of synthetic gasoline fraction is fed to a high pressure separator 41, where the non-condensable gas components are separated from the liquid reaction products. Gas after the high-pressure separator 41 is fed to the inlet of the circulation compressor 39, and part of the gas is taken for purging. The purge gas is sent for combustion in a reforming furnace 5.

Отделенные в сепараторе высокого давления 41 жидкие продукты направляют в сепаратор низкого давления 42, где давление составляет 0,55 МПа. Здесь жидкие продукты отделяются от растворенных в них газов и самотеком переливаются в отстойник 43. В отстойнике 43 происходит окончательное отделение растворенных газов и расслоение жидких продуктов на углеводородный и водный слои.The liquid products separated in the high-pressure separator 41 are sent to a low-pressure separator 42, where the pressure is 0.55 MPa. Here, the liquid products are separated from the gases dissolved in them and by gravity are poured into the settling tank 43. In the settling tank 43, the final separation of the dissolved gases and the separation of the liquid products into hydrocarbon and aqueous layers takes place.

Танковые газы из сепаратора низкого давления 42 и отстойника 43 объединяют в общий поток и направляют на сжигание в печь риформинга 5 конверсии природного газа. Из отстойника 43 синтетическую бензиновую фракцию сливают в продуктовую емкость 44, в которой его компаундируют высокооктановой присадкой с целью получения товарного автобензина.Tank gases from the low-pressure separator 42 and sump 43 are combined into a common stream and sent for combustion in a reforming furnace 5 conversion of natural gas. From the sump 43, the synthetic gasoline fraction is poured into the product tank 44, in which it is combined with a high-octane additive in order to obtain marketable gasoline.

Групповой состав высокооктановой синтетической бензиновой фракции, отбираемой из отстойника 43, представлен в таблице 1.The group composition of the high-octane synthetic gasoline fraction taken from sedimentation tank 43 is shown in table 1.

Реакционную воду из отстойника 43 подают на очистку угольный фильтр 45 и далее в сборник метанольной воды 46. Из сборника метанольной воды 46 метанольную воду насосом 47 направляют в теплообменник 12.The reaction water from the sump 43 is fed to the carbon filter 45 for purification and then to the methanol water collector 46. From the methanol water collector 46, methanol water is pumped to the heat exchanger 12 with a pump 47.

Заявляется также установка, используемая для осуществления способа получения высокооктановой синтетической бензиновой фракции из углеводородсодержащего газа.The apparatus used for implementing the method for producing a high-octane synthetic gasoline fraction from a hydrocarbon-containing gas is also claimed.

Установка для получения высокооктановой синтетической бензиновой фракции содержит линию подачи природного газа (углеводородного газ) из сети, систему задвижек для разделения природного газа на два потока, подогреватель природного газа 1, расположенный в конвекционной зоне печи риформинга 5. Подогреватель природного газа 1 связан с адсорбером 2, который в свою очередь связан с подогревателем парогазовой смеси 4 через смеситель 3. В смесителе 3 происходит смешение потоков природного газа из абсорбера 2, насыщенного водяного пара из пароперегревателя 7, диоксида углерода из буферной емкости 32. Подогреватель парогазовой смеси 4 связан с радиационной зоной печи риформинга 5, где установлены реакционные трубы трубчатого реактора 6 для осуществления процесса пароуглекислотной конверсии. Горелки радиационной зоны печи риформинга связаны с линией подачи природного газа, а также сепараторами 41, 42 и отстойником 43. Помимо радиационной зоны, печь риформинга 5 имеет конвекционную зону, обогреваемую дымовыми газами. В конвекционной зоне располагаются пароперегреватель 7, подогреватель парогазовой смеси 4 и подогреватель природного газа 1, перечисленные в последовательности, соответствующей прохождению дымовых газов через указанные аппараты.The installation for producing a high-octane synthetic gasoline fraction contains a line for supplying natural gas (hydrocarbon gas) from the network, a valve system for separating natural gas into two streams, a natural gas heater 1 located in the convection zone of the reforming furnace 5. The natural gas heater 1 is connected to the adsorber 2 , which in turn is connected with the heater of the gas-vapor mixture 4 through the mixer 3. In the mixer 3, the flows of natural gas from the absorber 2, saturated water vapor from the steam revatelya 7, carbon dioxide from the buffer tank 32. The steam-gas mixture heater 4 is connected to the radiation zone of the furnace reformer 5, wherein the reaction tubes mounted tubular reactor 6 for parouglekislotnoy conversion process. The burners of the radiation zone of the reforming furnace are connected to the natural gas supply line, as well as to the separators 41, 42 and the settling tank 43. In addition to the radiation zone, the reforming furnace 5 has a convection zone heated by flue gases. In the convection zone there are a superheater 7, a steam-gas mixture heater 4 and a natural gas heater 1, listed in the sequence corresponding to the passage of flue gases through these devices.

Насыщенный пар в пароперегреватель 7 подается из теплообменника 12, где происходит нагрев воды, подаваемой из емкости 46 насосом 47.Saturated steam in the superheater 7 is supplied from the heat exchanger 12, where the water supplied from the tank 46 by the pump 47 is heated.

Трубчатый реактор 6 связан с сепаратором 10 через котел-утилизатор конвертированного газа 8 и теплообменник 9.The tubular reactor 6 is connected to the separator 10 through a waste gas boiler 8 and a heat exchanger 9.

Конвекционная зона печи риформинга 5 связана с дымососом 13 через котел-утилизатор дымовых газов 11 и теплообменник 12. Часть дымовых газов дымососом 13 подается в сепаратор 16 через холодильник 15, а избыток сбрасывается в дымовую трубу 14.The convection zone of the reforming furnace 5 is connected to the exhaust fan 13 through a flue gas recovery boiler 11 and a heat exchanger 12. A part of the flue gases from the exhaust fan 13 is fed to the separator 16 through the refrigerator 15, and the excess is discharged into the chimney 14.

Дымовые газы из сепаратора 16 подают компрессором 17 через холодильник 18 в насадочный абсорбер 19. Насадочный абсорбер 19 орошают раствором моноэтаноламина, подаваемым насосом 21 из буферной емкости 22 через теплообменник 20. Систему подпитывают свежим раствором моноэтаноламина из емкости 24, который подают насосом 23 в емкость 22.The flue gases from the separator 16 are supplied by the compressor 17 through the refrigerator 18 to the nozzle absorber 19. The nozzle absorber 19 is irrigated with the monoethanolamine solution supplied by the pump 21 from the buffer tank 22 through the heat exchanger 20. The system is fed with a fresh monoethanolamine solution from the tank 24, which is fed by the pump 23 to the tank 22 .

Сверху насадочного абсорбера отбирают очищенный от диоксида углерода газ. Кубовая часть насадочного абсорбера 19 связана через теплообменник 25 с десорбером диоксида углерода 26, куда подается насыщенный диоксидом углерода раствор моноэтаноламина. Подвод тепла к десорберу диоксида углерода 26 осуществляется путем подачи регенерированного раствора моноэтаноламина с 1-й тарелки десорбера диоксида углерода 26 в кипятильник 27, где часть раствора моноэтаноламина испаряется за счет тепла насыщенного пара, полученного последовательным нагревом воды из емкости 48 в теплообменнике 9 и котле-утилизаторе 8. Вода из кипятильника 27 далее направляется в котел-утилизатор 11.A gas purified from carbon dioxide is taken from the top of the packed absorber. The bottom part of the packed absorber 19 is connected through a heat exchanger 25 to a carbon dioxide desorber 26, where a monoethanolamine solution is fed with carbon dioxide. Heat is supplied to the carbon dioxide stripper 26 by supplying the regenerated monoethanolamine solution from the 1st plate of carbon dioxide stripper 26 to the boiler 27, where part of the monoethanolamine solution is evaporated due to saturated steam heat obtained by successively heating water from the tank 48 in the heat exchanger 9 and the boiler utilizer 8. Water from the boiler 27 is then sent to the waste heat boiler 11.

Десорбированный влажный диоксид углерода с верха десорбера диоксида углерода 26 подают в сепаратор 29 через теплообменник 28. Часть отделенной в сепараторе 28 флегмы насосом 30 возвращают в десорбер диоксида углерода 26 в качестве орошения. Диоксид углерода из сепаратора 29 сжимают компрессором 31 и подают в буферную емкость 32.The desorbed wet carbon dioxide from the top of the carbon dioxide stripper 26 is fed to the separator 29 through the heat exchanger 28. A portion of the reflux separated in the separator 28 is returned to the carbon dioxide stripper 26 by irrigation pump 30. Carbon dioxide from the separator 29 is compressed by a compressor 31 and fed into a buffer tank 32.

Сепаратор 10 связан со смесителем газовых потоков 35 через компрессор 33 и буферную емкость 34. В смеситель газовых потоков 35 помимо синтез-газа из сепаратора 10 подается циркуляционным компрессором 39 отработанный синтез-газ из сепаратора высокого давления 41.The separator 10 is connected to the gas stream mixer 35 through the compressor 33 and the buffer tank 34. In addition to the synthesis gas from the separator 10, the exhaust gas from the high pressure separator 41 is fed to the gas stream mixer 35 by the circulation compressor 39.

Смеситель газовых потоков 35 соединен с теплообменником 36, после которого происходит разделение циркуляционного газа на четыре потока, которые параллельно проходят четыре теплообменника реакционных потоков 37. Затем потоки объединяют и подают в первый реактор синтеза бензиновой фракции 38. После каждого из реакторов 38 реакционный поток подается в соответствующий теплообменник 37, после которого поступает в следующий реактор. Таким образом, объединенный поток проходит последовательно четыре реактора синтеза бензиновой фракции 38 и четыре теплообменника реакционных потоков 37. Реакционный поток после четвертого теплообменника реакционных потоков 37 подают в сепаратор высокого давления 41 через теплообменник 36 и воздушный теплообменник 40.The gas stream mixer 35 is connected to a heat exchanger 36, after which the circulation gas is divided into four streams, which are parallel to four heat exchangers of the reaction streams 37. Then, the streams are combined and fed to the first gasoline fraction synthesis reactor 38. After each of the reactors 38, the reaction stream is fed into the corresponding heat exchanger 37, after which it enters the next reactor. Thus, the combined stream flows sequentially through four gasoline fraction synthesis reactors 38 and four reaction stream heat exchangers 37. The reaction stream, after the fourth reaction stream heat exchanger 37, is supplied to the high pressure separator 41 through the heat exchanger 36 and the air heat exchanger 40.

Сепаратор высокого давления 41 связан с циркуляционным компрессором 39, куда подают отделенный газ, и с сепаратором низкого давления 42, куда направляют жидкие продукты. Часть отделенного газа используется в качестве продувочного.The high pressure separator 41 is connected to a circulation compressor 39, where the separated gas is supplied, and to a low pressure separator 42, where the liquid products are directed. Part of the separated gas is used as a purge.

Из сепаратора низкого давления 42 жидкие продукты самотеком переливаются в отстойник 43.From the low-pressure separator 42, liquid products by gravity overflow into the sump 43.

Продувочный газ, танковые газы из сепаратора низкого давления 42 и отстойника 43 объединяют в общий поток и направляют на сжигание в горелки печи риформинга 5.Purge gas, tank gases from the low-pressure separator 42 and sump 43 are combined into a common stream and sent for combustion in the burners of the reforming furnace 5.

Отстойник 43 связан с продуктовой емкостью 44, куда сливают бензиновую фракцию, и двумя работающими поочередно угольными фильтрами 45, куда подают на очистку реакционную воду.The sump 43 is connected to the product tank 44, where the gasoline fraction is poured, and two alternately activated charcoal filters 45, where reaction water is fed for purification.

Угольные фильтры связаны со сборником метанольной воды 46, воду из которого насосом 47 подают в теплообменник 12.Carbon filters are connected to a methanol water collector 46, from which water is pumped to a heat exchanger 12 by a pump 47.

Конденсат из сепараторов 10, 16, а также оборотная вода с установки собирают в сборнике 48 и насосом 49 подают через теплообменник 9 в котел-утилизатор 8.Condensate from the separators 10, 16, as well as recycled water from the installation, is collected in a collector 48 and pump 49 is fed through a heat exchanger 9 to a waste heat boiler 8.

Figure 00000001
Figure 00000001

Claims (5)

1. Способ получения высокооктановой синтетической бензиновой фракции из углеводородного газа, включающий подачу углеводородного газа на установку, его разделение на два потока технологический и энергетический, направление энергетического потока на сжигание, подогрев дымовыми газами узлов теплоиспользующей аппаратуры, очистку технологического потока углеводородного газа от сернистых соединений, получение синтез-газа высокотемпературным риформингом углеводородного газа водяным паром и диоксидом углерода, получение жидких углеводородов и воды с последующим разделением на высокооктановую синтетическую бензиновую фракцию и воду, отличающийся тем, что диоксид углерода для получения синтез-газа выделяют из продуктов сгорания энергетического потока углеводородного газа методом абсорбции и десорбции, пароуглекислотную конверсию ведут на никельсодержащем катализаторе, жидкие углеводороды получают из синтез-газа в реакторах, содержащих бифункциональный катализатор.1. A method of producing a high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon gas, comprising supplying hydrocarbon gas to the unit, dividing it into two technological and energy flows, directing the energy flow to combustion, heating fumes of the heat-using equipment with flue gases, purifying the process flow of hydrocarbon gas from sulfur compounds, production of synthesis gas by high-temperature reforming of hydrocarbon gas with water vapor and carbon dioxide, production of liquid carbohydrates sorts of water and water, followed by separation into a high-octane synthetic gasoline fraction and water, characterized in that carbon dioxide to produce synthesis gas is extracted from the products of the energy stream of a hydrocarbon gas by absorption and desorption, the carbon dioxide conversion is carried out on a nickel-containing catalyst, liquid hydrocarbons are obtained from synthesis gas in reactors containing a bifunctional catalyst. 2. Установка для получения высокооктановой синтетической бензиновой фракции из углеводородного газа для реализации способа по п. 1, содержащая блок пароуглекислотной конверсии углеводородного газа, включающий узел теплоиспользующей аппаратуры с камерой сгорания, узел очистки углеводородного газа от сернистых соединений, узел смешивания углеводородного газа, воды и диоксида углерода, реакционный узел, узел удаления дымовых газов, теплообменники, сепаратор, блок выделения диоксида углерода из дымовых газов, включающий узел абсорбции диоксида углерода, узел десорбции диоксида углерода, теплообменники, сепараторы, буферные емкости, насосы, блок получения синтетической бензиновой фракции, включающий каскад реакторов синтеза бензиновой фракции с теплообменниками реакционных потоков, компрессор, буферные емкости, смеситель газовых потоков, теплообменники, сепараторы, отстойник, фильтры, сборники воды, насосы, продуктовую емкость, отличающаяся тем, что узел абсорбции блока выделения диоксида углерода из дымовых газов выполнен в виде колонны, узел десорбции блока выделения диоксида углерода из дымовых газов выполнен в виде колонны, а узел синтеза бензиновой фракции блока получения синтетической бензиновой фракции выполнен в виде каскада реакторов и теплообменников реакционных потоков, при этом все блоки установки гидравлически и пневматически соединены между собой и с промежуточными емкостями, а выход синтез-газа, образовавшегося при конверсии углеводородного газа, пневматически соединен с входом в реакторы синтеза бензиновой фракции.2. Installation for producing a high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon gas for implementing the method according to claim 1, comprising a block of steam-carbon dioxide conversion of hydrocarbon gas, including a unit for heat-using equipment with a combustion chamber, a unit for cleaning hydrocarbon gas from sulfur compounds, a unit for mixing hydrocarbon gas, water and carbon dioxide, a reaction unit, a flue gas removal unit, heat exchangers, a separator, a unit for emitting carbon dioxide from flue gases, including a unit for absorbing carbon monoxide, carbon dioxide desorption unit, heat exchangers, separators, buffer tanks, pumps, synthetic gasoline fraction production unit, including a cascade of gasoline fraction synthesis reactors with reaction flow heat exchangers, compressor, buffer tanks, gas flow mixer, heat exchangers, separators, sump, filters , water collectors, pumps, product container, characterized in that the absorption unit of the carbon dioxide emission unit from the flue gases is made in the form of a column, the desorption unit of the extraction unit carbon dioxide from flue gases is made in the form of a column, and the synthesis unit for the gasoline fraction of the synthetic gasoline fraction production unit is made in the form of a cascade of reactors and heat exchangers of reaction flows, while all the installation units are hydraulically and pneumatically connected to each other and to intermediate tanks, and the output is synthesis -gas formed during the conversion of hydrocarbon gas is pneumatically connected to the inlet of the synthesis gasoline fraction reactors. 3. Установка по п. 2, отличающаяся тем, что блок получения синтетической бензиновой фракции выполнен в виде каскада реакторов и теплообменников реакционных потоков, обеспечивающих протекание изотермической реакции.3. Installation according to p. 2, characterized in that the unit for producing a synthetic gasoline fraction is made in the form of a cascade of reactors and heat exchangers of reaction streams that ensure the occurrence of an isothermal reaction. 4. Установка по п. 2, отличающаяся тем, что узел абсорбции блока выделения диоксида углерода из дымовых газов выполнен в виде колонны, содержащей колпачковые тарелки.4. Installation according to claim 2, characterized in that the absorption unit of the carbon dioxide emission unit from the flue gases is made in the form of a column containing cap plates. 5. Установка по п. 2, отличающаяся тем, что узел десорбции блока выделения диоксида углерода из дымовых газов выполнен в виде колонны, содержащей тарелки провального типа.5. Installation according to claim 2, characterized in that the desorption unit of the unit for carbon dioxide emission from flue gases is made in the form of a column containing plates of a failure type.
RU2016121889A 2016-06-02 2016-06-02 Method and installation for producing high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon-containing gas RU2630308C1 (en)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU2016121889A RU2630308C1 (en) 2016-06-02 2016-06-02 Method and installation for producing high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon-containing gas

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU2016121889A RU2630308C1 (en) 2016-06-02 2016-06-02 Method and installation for producing high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon-containing gas

Publications (1)

Publication Number Publication Date
RU2630308C1 true RU2630308C1 (en) 2017-09-07

Family

ID=59798040

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2016121889A RU2630308C1 (en) 2016-06-02 2016-06-02 Method and installation for producing high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon-containing gas

Country Status (1)

Country Link
RU (1) RU2630308C1 (en)

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2714651C1 (en) * 2019-10-31 2020-02-18 Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего образования "Кубанский государственный технологический университет" (ФГБОУ ВО "КубГТУ") Adsorption unit for preparation of hydrocarbon gas
RU2714807C1 (en) * 2019-10-31 2020-02-19 Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего образования "Кубанский государственный технологический университет" (ФГБОУ ВО "КубГТУ") Gas treatment plant for transportation
RU2750699C1 (en) * 2020-06-26 2021-07-01 Общество С Ограниченной Ответственностью "Газпром Трансгаз Краснодар" Adsorption unit for preparing natural gas for transport
RU2773285C1 (en) * 2021-10-14 2022-06-01 Алексей Юрьевич Кочетков Method for producing high-octane gasoline

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6489370B2 (en) * 2000-05-30 2002-12-03 Mitsubishi Heavy Industries, Ltd. Method of manufacturing a synthesis gas to be employed for the synthesis of gasoline, kerosene and gas oil
RU2475468C1 (en) * 2011-11-15 2013-02-20 Общество с ограниченной ответственностью "ФАСТ ИНЖИНИРИНГ" Method of producing liquid synthetic hydrocarbons from hydrocarbon gases
RU2539656C1 (en) * 2013-11-19 2015-01-20 Общество с ограниченной ответственностью "Синтезин-В" Method for producing liquid hydrocarbons of hydrocarbon gas and plant for implementing it
CN105087041A (en) * 2014-05-06 2015-11-25 北京化工大学 Bifunctional catalyst-based short-process Fischer-Tropsch synthesis novel oil preparation process

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6489370B2 (en) * 2000-05-30 2002-12-03 Mitsubishi Heavy Industries, Ltd. Method of manufacturing a synthesis gas to be employed for the synthesis of gasoline, kerosene and gas oil
RU2475468C1 (en) * 2011-11-15 2013-02-20 Общество с ограниченной ответственностью "ФАСТ ИНЖИНИРИНГ" Method of producing liquid synthetic hydrocarbons from hydrocarbon gases
RU2539656C1 (en) * 2013-11-19 2015-01-20 Общество с ограниченной ответственностью "Синтезин-В" Method for producing liquid hydrocarbons of hydrocarbon gas and plant for implementing it
CN105087041A (en) * 2014-05-06 2015-11-25 北京化工大学 Bifunctional catalyst-based short-process Fischer-Tropsch synthesis novel oil preparation process

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2714651C1 (en) * 2019-10-31 2020-02-18 Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего образования "Кубанский государственный технологический университет" (ФГБОУ ВО "КубГТУ") Adsorption unit for preparation of hydrocarbon gas
RU2714807C1 (en) * 2019-10-31 2020-02-19 Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего образования "Кубанский государственный технологический университет" (ФГБОУ ВО "КубГТУ") Gas treatment plant for transportation
RU2750699C1 (en) * 2020-06-26 2021-07-01 Общество С Ограниченной Ответственностью "Газпром Трансгаз Краснодар" Adsorption unit for preparing natural gas for transport
RU2773285C1 (en) * 2021-10-14 2022-06-01 Алексей Юрьевич Кочетков Method for producing high-octane gasoline

Similar Documents

Publication Publication Date Title
JP7372282B2 (en) Fuels and fuel additives with high biogenic content derived from renewable organic raw materials
CN102333723B (en) Carbon dioxide emission reduction method
RU2394754C1 (en) Method of obtaining hydrogen from hydrocarbon material
CN112638849B (en) Process for the production of methanol from synthesis gas without carbon dioxide removal
RU2415904C2 (en) System of liquid fuel synthesis
US3988425A (en) Process of producing carbon monoxide from light hydrocarbons
RU2503651C1 (en) Method for obtaining methanol from hydrocarbon gas of gas and gas-condensate deposits, and plant for its implementation
RU2478569C1 (en) Method of extracting helium from natural gas
RU2630308C1 (en) Method and installation for producing high-octane synthetic gasoline fraction from hydrocarbon-containing gas
RU2418840C2 (en) System of liquid fuel synthesis
RU2430141C2 (en) Liquid fuel synthesis system
CA2698246C (en) A system and process for hydrocarbon synthesis
RU2576738C9 (en) Method of natural gas processing and device to this end
RU2252209C1 (en) Method for methanol production (variants)
RU2362760C1 (en) Method for preparation of aromatic hydrocarbons, hydrogen, methanol, motor oils and water from unstable gas condensate obtained from gas and oil fields and device thereof
RU2018125263A (en) Method and apparatus for converting ethylene present in the overhead stream from an FCC unit in order to increase propylene production
WO2008079046A1 (en) Methanol production method
RU2539656C1 (en) Method for producing liquid hydrocarbons of hydrocarbon gas and plant for implementing it
RU2541016C2 (en) Black oil delayed coking method and unit
RU2630307C1 (en) Method and plant for producing high-octane synthetic gasoline fraction from natural or associated gases
RU2203214C1 (en) Methanol production process
RU2453525C1 (en) Method of producing methanol from natural gas and apparatus for realising said method
RU102537U1 (en) INSTALLATION FOR PRODUCING METHANOL FROM NATURAL GAS
RU2792583C1 (en) Method and unit for methanol synthesis
RU2426715C2 (en) Method and apparatus for homogeneous oxidation of methane-containing gas