RU2597081C2 - Method for complex extraction of valuable admixtures from natural helium-containing hydrocarbon gas with high nitrogen content - Google Patents

Method for complex extraction of valuable admixtures from natural helium-containing hydrocarbon gas with high nitrogen content Download PDF

Info

Publication number
RU2597081C2
RU2597081C2 RU2014153653/05A RU2014153653A RU2597081C2 RU 2597081 C2 RU2597081 C2 RU 2597081C2 RU 2014153653/05 A RU2014153653/05 A RU 2014153653/05A RU 2014153653 A RU2014153653 A RU 2014153653A RU 2597081 C2 RU2597081 C2 RU 2597081C2
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
gas
stage
stream
helium
nitrogen
Prior art date
Application number
RU2014153653/05A
Other languages
Russian (ru)
Other versions
RU2014153653A (en
Inventor
Игорь Анатольевич Мнушкин
Original Assignee
Игорь Анатольевич Мнушкин
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 Игорь Анатольевич Мнушкин filed Critical Игорь Анатольевич Мнушкин
Priority to RU2014153653/05A priority Critical patent/RU2597081C2/en
Priority to PCT/RU2015/000843 priority patent/WO2016108731A1/en
Publication of RU2014153653A publication Critical patent/RU2014153653A/en
Application granted granted Critical
Publication of RU2597081C2 publication Critical patent/RU2597081C2/en

Links

Images

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/002—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by condensation
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/14—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by absorption
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/26—Drying gases or vapours
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L3/00—Gaseous fuels; Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by subclass C10G, C10K; Liquefied petroleum gas
    • C10L3/06—Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by C10G, C10K3/02 or C10K3/04
    • C10L3/10—Working-up natural gas or synthetic natural gas
    • C10L3/101—Removal of contaminants
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L3/00—Gaseous fuels; Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by subclass C10G, C10K; Liquefied petroleum gas
    • C10L3/06—Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by C10G, C10K3/02 or C10K3/04
    • C10L3/10—Working-up natural gas or synthetic natural gas
    • C10L3/101—Removal of contaminants
    • C10L3/102—Removal of contaminants of acid contaminants
    • C10L3/103—Sulfur containing contaminants
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L3/00—Gaseous fuels; Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by subclass C10G, C10K; Liquefied petroleum gas
    • C10L3/06—Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by C10G, C10K3/02 or C10K3/04
    • C10L3/10—Working-up natural gas or synthetic natural gas
    • C10L3/101—Removal of contaminants
    • C10L3/102—Removal of contaminants of acid contaminants
    • C10L3/104—Carbon dioxide
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L3/00—Gaseous fuels; Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by subclass C10G, C10K; Liquefied petroleum gas
    • C10L3/06—Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by C10G, C10K3/02 or C10K3/04
    • C10L3/10—Working-up natural gas or synthetic natural gas
    • C10L3/101—Removal of contaminants
    • C10L3/106—Removal of contaminants of water
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0209—Natural gas or substitute natural gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0233—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0238—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0257—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of nitrogen
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/028—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of noble gases
    • F25J3/029—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of noble gases of helium
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/08—Separating gaseous impurities from gases or gaseous mixtures or from liquefied gases or liquefied gaseous mixtures
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2256/00—Main component in the product gas stream after treatment
    • B01D2256/24—Hydrocarbons
    • B01D2256/245—Methane
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/10—Single element gases other than halogens
    • B01D2257/102—Nitrogen
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/10—Single element gases other than halogens
    • B01D2257/108—Hydrogen
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/30—Sulfur compounds
    • B01D2257/304—Hydrogen sulfide
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/50—Carbon oxides
    • B01D2257/504—Carbon dioxide
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/60—Heavy metals or heavy metal compounds
    • B01D2257/602—Mercury or mercury compounds
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/70—Organic compounds not provided for in groups B01D2257/00 - B01D2257/602
    • B01D2257/702—Hydrocarbons
    • B01D2257/7022—Aliphatic hydrocarbons
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/70—Organic compounds not provided for in groups B01D2257/00 - B01D2257/602
    • B01D2257/704—Solvents not covered by groups B01D2257/702 - B01D2257/7027
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L2290/00—Fuel preparation or upgrading, processes or apparatus therefore, comprising specific process steps or apparatus units
    • C10L2290/02—Combustion or pyrolysis
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L2290/00—Fuel preparation or upgrading, processes or apparatus therefore, comprising specific process steps or apparatus units
    • C10L2290/06—Heat exchange, direct or indirect
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L2290/00—Fuel preparation or upgrading, processes or apparatus therefore, comprising specific process steps or apparatus units
    • C10L2290/08—Drying or removing water
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L2290/00—Fuel preparation or upgrading, processes or apparatus therefore, comprising specific process steps or apparatus units
    • C10L2290/12—Regeneration of a solvent, catalyst, adsorbent or any other component used to treat or prepare a fuel
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L2290/00—Fuel preparation or upgrading, processes or apparatus therefore, comprising specific process steps or apparatus units
    • C10L2290/46—Compressors or pumps
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L2290/00—Fuel preparation or upgrading, processes or apparatus therefore, comprising specific process steps or apparatus units
    • C10L2290/48—Expanders, e.g. throttles or flash tanks
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L2290/00—Fuel preparation or upgrading, processes or apparatus therefore, comprising specific process steps or apparatus units
    • C10L2290/54—Specific separation steps for separating fractions, components or impurities during preparation or upgrading of a fuel
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L2290/00—Fuel preparation or upgrading, processes or apparatus therefore, comprising specific process steps or apparatus units
    • C10L2290/54—Specific separation steps for separating fractions, components or impurities during preparation or upgrading of a fuel
    • C10L2290/541—Absorption of impurities during preparation or upgrading of a fuel
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L2290/00—Fuel preparation or upgrading, processes or apparatus therefore, comprising specific process steps or apparatus units
    • C10L2290/54—Specific separation steps for separating fractions, components or impurities during preparation or upgrading of a fuel
    • C10L2290/542—Adsorption of impurities during preparation or upgrading of a fuel
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L2290/00—Fuel preparation or upgrading, processes or apparatus therefore, comprising specific process steps or apparatus units
    • C10L2290/54—Specific separation steps for separating fractions, components or impurities during preparation or upgrading of a fuel
    • C10L2290/543—Distillation, fractionation or rectification for separating fractions, components or impurities during preparation or upgrading of a fuel
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L2290/00—Fuel preparation or upgrading, processes or apparatus therefore, comprising specific process steps or apparatus units
    • C10L2290/54—Specific separation steps for separating fractions, components or impurities during preparation or upgrading of a fuel
    • C10L2290/545—Washing, scrubbing, stripping, scavenging for separating fractions, components or impurities during preparation or upgrading of a fuel
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/04—Processes or apparatus using separation by rectification in a dual pressure main column system
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/40—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using hybrid system, i.e. combining cryogenic and non-cryogenic separation techniques
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/60—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using adsorption on solid adsorbents, e.g. by temperature-swing adsorption [TSA] at the hot or cold end
    • F25J2205/64—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using adsorption on solid adsorbents, e.g. by temperature-swing adsorption [TSA] at the hot or cold end by pressure-swing adsorption [PSA] at the hot end
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/82—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using a reactor with combustion or catalytic reaction
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2215/00—Processes characterised by the type or other details of the product stream
    • F25J2215/30—Helium
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/04—Internal refrigeration with work-producing gas expansion loop
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/42—Quasi-closed internal or closed external nitrogen refrigeration cycle
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/88—Quasi-closed internal refrigeration or heat pump cycle, if not otherwise provided
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02C—CAPTURE, STORAGE, SEQUESTRATION OR DISPOSAL OF GREENHOUSE GASES [GHG]
    • Y02C20/00—Capture or disposal of greenhouse gases
    • Y02C20/20—Capture or disposal of greenhouse gases of methane

Abstract

FIELD: gas industry.
SUBSTANCE: invention relates to additional extraction of valuable components from natural hydrocarbon gas and can be used in gas-processing industry. Method of complex extraction of valuable admixtures from natural helium-containing hydrocarbon gas with high nitrogen content includes the following stages: first level cleaning crude stream of natural hydrocarbon gas from mechanical impurities and dropping liquid, second level cleaning of the first flow of treated hydrocarbons gas from impurities of hydrogen sulphide, carbon dioxide and methanol, regeneration of the flow of saturated absorbent, stripping of acidic water from methanol, hydrogen sulphide and carbon dioxide, compression and drying of low-pressure acid gases, third level drying, removal of mercury compounds of the second flow of treated hydrocarbons gas, low-temperature separation of the third flow of dried and treated hydrocarbon gas, expansion and cooling of deethanized gas with its partial condensation in a “cold box”, cryogenic denitrating, removal of hydrogen from the nitrogen-helium mix, cryogenic post-treatment of semi-finished product of liquid helium from impurities of nitrogen, oxygen, argon and neon, cryogenic separation of helium, adsorption purification of SGL, fractioning of the purified SGL, preparation of commercial fuel gas, storage of liquid nitrogen and helium in Dewar vessels in the commercial park.
EFFECT: invention allows to ensure preliminary deep drying and cleaning of the initial natural hydrocarbon gas from carbon dioxide, hydrogen sulphide, mercaptan and mercury compounds, to minimize emissions into the environment of acidic wastes and components of the initial natural hydrocarbon gas.
39 cl, 1 dwg, 3 tbl

Description

Изобретение относится к технологии дополнительного извлечения ценных компонентов из природного углеводородного газа и может быть использовано на предприятиях газоперерабатывающей промышленности.The invention relates to a technology for the additional extraction of valuable components from natural hydrocarbon gas and can be used in enterprises of the gas processing industry.

Природный углеводородный газ, основным компонентом которого является метан, широко используется в качестве газообразного топлива промышленного и бытового назначения. Однако наряду с метаном в состав природного углеводородного газа входит большое число примесных органических и неорганических компонентов: этан и более тяжелые углеводороды, вода, сероводород, меркаптан, диоксид углерода, гелий, азот. Особенностью примесных компонентов является то, что с одной стороны эти компоненты являются веществами, снижающими теплотворную способность природного углеводородного газа как топлива и представляющие собой балласт при транспортировке природного углеводородного газа, удорожая транспортировку, а с другой стороны все перечисленные примеси кроме воды являются достаточно ценным сырьем для химической и нефтехимической промышленности с возможностью дальнейшего производства полимеров, топлива для автомобильного транспорта, серы, метанола, благородного газа, ядерного топлива, аммиака, азотной кислоты и другой продукции.Natural hydrocarbon gas, the main component of which is methane, is widely used as a gaseous fuel for industrial and domestic purposes. However, along with methane, the composition of natural hydrocarbon gas includes a large number of impurity organic and inorganic components: ethane and heavier hydrocarbons, water, hydrogen sulfide, mercaptan, carbon dioxide, helium, nitrogen. A feature of impurity components is that, on the one hand, these components are substances that reduce the calorific value of natural hydrocarbon gas as fuel and are ballast when transporting natural hydrocarbon gas, increasing the cost of transportation, and on the other hand, all of these impurities except water are quite valuable raw materials for chemical and petrochemical industries with the possibility of further production of polymers, fuels for automobile transport, sulfur, methane la, the noble gas nuclear fuel, ammonia, nitric acid and other products.

Одной из основных нежелательных примесей в природном углеводородном газе является азот, содержание которого в природном углеводородном газе достигает 10 % об., так например, в мощном Ковыктинском месторождении содержание азота в природном углеводородном газе составляет 7,2 % об. Наряду с этим в газе Ковыктинского месторождения содержится до 0,4 % об. гелия, что позволяет подобный газ отнести к весьма богатым гелием природным газам. Потребность в гелии в мировой технике интенсивно возрастает. Так, по оценкам ООО «Газпром ВНИИГАЗ» к 2030 году мировое потребление гелия может достичь 238-312 млн. м3, тогда как прогнозируемое производство гелия составит 213-238 млн. м3, то есть дефицит производства гелия ожидается на уровне 25-74 млн. м3. В настоящее время 100 % российского гелия вырабатывается на единственном гелиевом заводе ООО «Газпром добыча Оренбург» в количестве всего около 9 млн. м3/год из газового конденсата с содержанием гелия в газе всего 0,055 % (Конторович А.Э., Коржубаев А.Г., Эдер Л.В. Сырьевая база и перспективы развития гелиевой промышленности России и мира (Институт геологии нефти и газа СО РАН) // 29.10.2007.: http://www.geoinform.ru/). При глубокой переработке природных углеводородных газов Ковыктинского и других месторождений Восточной Сибири из них можно извлечь до 60 млн. м3/год гелия, что станет высокодоходной статьей экспорта России и позволит компенсировать мировой дефицит гелия.One of the main undesirable impurities in natural hydrocarbon gas is nitrogen, the content of which in natural hydrocarbon gas reaches 10% vol., For example, in the powerful Kovykta field, the nitrogen content in natural hydrocarbon gas is 7.2% vol. Along with this, the gas of the Kovykta field contains up to 0.4% vol. helium, which allows such a gas to be attributed to very rich in helium natural gases. The need for helium in world technology is growing rapidly. Thus, according to Gazprom VNIIGAZ estimates, by 2030, global helium consumption may reach 238-312 million m 3 , while the projected helium production will be 213-238 million m 3 , that is, a helium production deficit is expected to reach 25-74 million m 3 . At present, 100% of Russian helium is produced at the only helium plant of Gazprom dobycha Orenburg LLC in an amount of only about 9 million m 3 / year from gas condensate with a helium content of only 0.055% in gas (A. Kontorovich, A. Korzhubaev G., Eder L.V. Raw materials base and development prospects of the helium industry in Russia and the world (Institute of Oil and Gas Geology SB RAS) // 10.29.2007 .: http://www.geoinform.ru/). With the deep processing of natural hydrocarbon gases from the Kovykta and other fields in Eastern Siberia, up to 60 million m 3 / year of helium can be extracted from them, which will become a highly profitable export item for Russia and will compensate for the global helium deficit.

Таким образом, при освоении мощных газовых месторождений становится целесообразной глубокая переработка природного углеводородного газа с одновременным извлечением широкого спектра примесей из добываемого природного углеводородного газа, однако анализ технической и патентной литературы свидетельствует о том, что существующие технические решения направлены, в основном, на извлечение из природного углеводородного газа одной характерной примеси или группы однотипных примесей. Thus, when developing powerful gas fields, deep processing of natural hydrocarbon gas with the simultaneous extraction of a wide range of impurities from the produced natural hydrocarbon gas becomes expedient, however, an analysis of the technical and patent literature indicates that the existing technical solutions are mainly aimed at extraction from natural hydrocarbon gas of one characteristic impurity or a group of the same type of impurities.

Известен, например, способ удаления азота из природного газа включающий: а) абсорбцию углеводородного компонента природного газа прямогонной нафтой, по существу состоящей из С5-С8 парафиновых углеводородов, в устройстве для осуществления абсорбции и выпуск не поглощенного азота; б) десорбцию углеводородного компонента из прямогонной нафты в отпарной колонне при температуре на ее дне в интервале 150-200 оС; в) рециркуляцию на стадию (а) прямогонной нафты, регенерированной при десорбции; г) подачу десорбированного углеводородного компонента в распределительную сеть (Способ удаления азота из природного газа: пат. 2185226 Рос. Федерация. № 2000103939/12; заявл. 18.02.2000; опубл. 20.07.2002). Недостатками данного способа являются:A method for removing nitrogen from natural gas is known, for example, comprising: a) absorbing a hydrocarbon component of natural gas by straight-run naphtha, essentially consisting of C 5 -C 8 paraffin hydrocarbons, in a device for absorbing and releasing unabsorbed nitrogen; b) stripping the hydrocarbon component from the virgin naphtha in a stripping column operating at a temperature at the bottom ranging 150-200 ° C; c) recirculation to stage (a) of straight-run naphtha regenerated during desorption; d) supply of the desorbed hydrocarbon component to the distribution network (Method for the removal of nitrogen from natural gas: Pat. 2185226 Russian Federation. No. 2000103939/12; claimed. 02/18/2000; publ. 07/20/2002). The disadvantages of this method are:

• сброс удаленного азота в атмосферу и потеря этого потенциального для дальнейшей переработки исходного сырья;• discharge of removed nitrogen into the atmosphere and the loss of this potential for further processing of feedstock;

• абсорбция всей углеводородной части природного газа нафтой с последующей его десорбцией приводит к экономически неэффективным большим энергозатратам на проведение процесса десорбции и циркуляцию большого количества нафты в системе;• absorption of the entire hydrocarbon part of natural gas by naphtha with its subsequent desorption leads to economically inefficient large energy costs for the desorption process and the circulation of a large amount of naphtha in the system;

• предусмотрена только предварительная обработка природного газа для удаления примеси диоксида углерода мембранным методом, однако остальные примеси, например, сероводород не удаляются, что приводит в конечном итоге к загрязнению окружающей среды.• only pretreatment of natural gas is provided to remove impurities of carbon dioxide by the membrane method, but other impurities, such as hydrogen sulfide, are not removed, which ultimately leads to environmental pollution.

Известен способ выделения этановой фракции путем низкотемпературной ректификации, который включает подачу углеводородного газа в ректификационную колонну на деэтанизацию, низкотемпературную конденсацию полученных паров в теплообменнике и подачу их в рефлюксную емкость, отвод части сконденсированной жидкости в ректификационную колонну на орошение и вывод товарных продуктов (Способ выделения этановой фракции: пат. 2459160 Рос. Федерация. № 2010136352/20; заявл. 30.08.2010; опубл: 20.08.2012). Недостатками данного способа являются:A known method for the separation of ethane fraction by low-temperature distillation, which includes the supply of hydrocarbon gas to the distillation column for deethanization, low-temperature condensation of the vapors obtained in the heat exchanger and their supply to the reflux tank, the withdrawal of part of the condensed liquid into the distillation column for irrigation and the withdrawal of commercial products (Method for the separation of ethane fractions: Pat. 2459160 of the Russian Federation. No. 2010136352/20; claimed. 08.30.2010; publ.: 08.20.2012). The disadvantages of this method are:

• необходимость предварительного извлечения фракции С2 и выше из исходного природного газа; • the need for preliminary extraction of fraction C 2 and above from the source of natural gas;

• проведение процесса деэтанизации сырья при низком давлении (1,01 МПа вместо 2,63 МПа) приводит к необходимости поддерживания отрицательной температуры (минус 27,6 оС), обеспечиваемой за счет дорогостоящего пропанового охлаждения вместо положительной температуры (6,8 оС), обеспечиваемой дешевой захоложенной водой, что приведет к фактическому увеличению энергозатрат в денежном выражении, несмотря на их некоторое снижение в калорическом выражении;• holding deethanizer feed process at low pressure (1.01 MPa instead of 2.63 MPa) leads to the necessity of maintaining the temperature of the negative (minus 27.6 ° C) provided at the expense of costly cooling propane instead the positive temperature (6.8 ° C) provided by cheap refrigerated water, which will lead to an actual increase in energy costs in monetary terms, despite their slight decrease in caloric terms;

• после предварительного извлечения фракции С2 и выше из исходного природного газа образуется метановая фракция, загрязненная азотом, сероводородом, диоксидом углерода и другими примесями, снижающими калорийность метановой фракции как топлива.• after preliminary extraction of the C 2 and higher fraction from the source natural gas, a methane fraction is formed that is contaminated with nitrogen, hydrogen sulfide, carbon dioxide and other impurities that reduce the calorific value of the methane fraction as fuel.

Известен также способ получения гелия, при котором гелий выделяют из гелий-, азот- и метансодержащей газовой фракции, таким образом, что гелийсодержащую фракцию, по меньшей мере, частично конденсируют и разделяют на обогащенную гелием газовую фракцию (а) и обедненную гелием жидкую фракцию (б). Затем обогащенную гелием газовую фракцию (а) конденсируют до тех пор, пока концентрация гелия в результирующей газовой фракции не составит, по меньшей мере, 90 %, предпочтительно, по меньшей мере, 95 %, а в частности, по меньшей мере, 98 %. Далее обедненную гелием жидкую фракцию (б) расширяют, испаряют до тех пор, пока по меньшей мере 70 %, предпочтительно по меньшей мере 85 %, содержащегося в ней гелия не окажется в газообразном состоянии, и разделяют на богатую гелием газовую фракцию и бедную гелием жидкую фракцию. После чего богатую гелием газовую фракцию подогревают и добавляют в исходную гелийсодержащую фракцию (Способ получения гелия: пат. 2486131 Рос. Федерация. № 2009104099/05; заявл. 06.02.2009; опубл. 27.06.2013). Недостатками данного способа являются:There is also known a method for producing helium, in which helium is separated from a helium, nitrogen and methane-containing gas fraction, so that the helium-containing fraction is at least partially condensed and separated into a helium-rich gas fraction (a) and a helium-depleted liquid fraction ( b) Then the helium-enriched gas fraction (a) is condensed until the helium concentration in the resulting gas fraction is at least 90%, preferably at least 95%, and in particular at least 98%. Next, the helium-depleted liquid fraction (b) is expanded, evaporated until at least 70%, preferably at least 85%, of the helium contained in it is in a gaseous state, and separated into a helium-rich gas fraction and helium-poor liquid fraction. After that, the helium-rich gas fraction is heated and added to the initial helium-containing fraction (Method for the production of helium: Pat. 2486131 Russian Federation. No. 2009104099/05; decl. 06.02.2009; publ. 06.27.2013). The disadvantages of this method are:

• необходимость предварительного получения концентрированной исходной гелийсодержащей фракции, которая содержит до 10 % гелия; • the need for preliminary obtaining a concentrated initial helium-containing fraction, which contains up to 10% helium;

• возврат богатой гелием газовой фракции в исходную гелийсодержащую фракцию нерационален, поскольку эта фракция, полученная из фракции (б) уже подвергалась ранее конденсации и рациональнее направлять ее в газовую фракцию (а).• the return of a helium-rich gas fraction to the initial helium-containing fraction is irrational, since this fraction obtained from fraction (b) has already been condensed before and it is more rational to send it to the gas fraction (a).

Известен также способ извлечения гелия из природного газа, включающий получение гелиевого концентрата с последующей его низкотемпературной или мембранной сепарацией и адсорбционной очисткой от примесей, отличающийся тем, что перед получением гелиевого концентрата поток природного газа подвергают конверсии с получением синтез-газа, проводят каталитический синтез продуктов, которые затем конденсируют с выделением гелиевого концентрата (Способ извлечения гелия из природного газа: пат. 2478569 Рос. Федерация. № 2011146306/05; заявл. 16.11.2011; опубл. 10.04.2013).There is also known a method for extracting helium from natural gas, which includes producing a helium concentrate followed by low-temperature or membrane separation and adsorption purification of impurities, characterized in that before receiving a helium concentrate, the natural gas stream is converted to produce synthesis gas, the products are catalytically synthesized, which are then condensed with the release of helium concentrate (Method for the extraction of helium from natural gas: US Pat. 2478569 Russian Federation. No. 2011146306/05; decl. 11.16.2011; publ. 1 04/04/2013).

Недостатками данного способа являются:The disadvantages of this method are:

• полное превращение исходного природного углеводородного газа в синтез-газ с последующим получением метанола приводит к потере углеводородного газа как топлива;• the complete conversion of the original natural hydrocarbon gas to synthesis gas with the subsequent production of methanol leads to the loss of hydrocarbon gas as a fuel;

• для получения гелиевого концентрата поток сбросного газа после конверсии СО в конверторе подают на абсорбционную очистку от диоксида углерода растворами поташа и моноэтаноламина в абсорбер и/или короткоцикловую адсорбцию в адсорбер и получают газ, обогащенный водородом, а затем окончательно выделяют водород путем короткоцикловой адсорбции на активированном угле или цеолите в адсорбере, однако при адсорбции водорода активность рассматриваемых адсорбентов очень низка - на уровне 100 нсм3/г (0,001 г/г или 0,1 % масс.) на цеолитах (Большая Энциклопедия Нефти и Газа. Изотермы адсорбции водорода на синтетических цеолитах: http://www.ngpedia.ru/) и 1-2 кг/м3 (0,002 г/г или 0,2 % масс.) на активированных углях (Тарасов Б.П., Гольдшлегер Н.Ф. Сорбция водорода углеродными наноструктурами // International Scientific Journal for Alternative Energy and Ecology. 2002. № 3. С. 20-38). Это делает экономически нецелесообразным адсорбционное извлечение водорода из гелиевого концентрата с высокой концентрацией водорода (обычно активность адсорбентов (адсорбционная емкость) в промышленных условиях в процессах очистки технологических потоков по иным достаточно легко сорбируемым веществам в десятки раз выше и составляет 10-15 % масс.).• to obtain a helium concentrate, the waste gas stream after CO conversion in the converter is fed for absorption cleaning of carbon dioxide with potash and monoethanolamine solutions to the absorber and / or short-cycle adsorption into the adsorber and hydrogen-rich gas is obtained, and then hydrogen is finally released by short-cycle adsorption on activated carbon carbon or a zeolite adsorber, but when hydrogen adsorption activity considered adsorbents is very low - on the level of 100 Ncm 3 / g (0.001 g / g or 0.1 wt.%) on zeolites (Large Enz klopediya Oil and Gas adsorption isotherms of hydrogen on synthetic zeolites:. http://www.ngpedia.ru/) and 01.02 kg / m3 (0.002 g / g or 0.2 wt%) on activated charcoal (Tarasov Bytes. .P., Goldschleger NF Hydrogen sorption by carbon nanostructures // International Scientific Journal for Alternative Energy and Ecology. 2002. No. 3. P. 20-38). This makes the adsorption extraction of hydrogen from a helium concentrate with a high concentration of hydrogen economically impractical (usually the activity of adsorbents (adsorption capacity) under industrial conditions in the processes of purification of technological streams for other fairly easily adsorbed substances is ten times higher and makes up 10-15% of the mass.).

Известен также способ обработки потока природного газа включающий стадии:Also known is a method of processing a natural gas stream comprising the steps of:

(a) подачи частично сконденсированного сырьевого потока в первый аппарат для разделения газа и жидкости при давлении выше 20 бар и ниже 40 бар;(a) supplying a partially condensed feed stream to a first gas and liquid separation apparatus at pressures above 20 bar and below 40 bar;

(б) разделения сырьевого потока в первом аппарате для разделения газа и жидкости на газообразный поток и жидкостной поток;(b) separating the feed stream in a first apparatus for separating gas and liquid into a gaseous stream and a liquid stream;

(в) расширения жидкостного потока, полученного на стадии (б), и подачи его во второй аппарат для разделения газа и жидкости;(c) expanding the liquid stream obtained in stage (b) and supplying it to a second apparatus for separating gas and liquid;

(г) разделения указанного газообразного потока, по меньшей мере, на два подпотока, причем сразу после разделения подпотоки имеют одинаковый состав и фазовое состояние;(d) dividing said gaseous stream into at least two substreams, wherein immediately after the separation, the substreams have the same composition and phase state;

(д) расширения первого подпотока, полученного на стадии (г), с получением в результате, по меньшей мере, частично сконденсированного первого подпотока, и подачи после этого указанного частично сконденсированного первого подпотока во второй аппарат для разделения газа и жидкости; (e) expanding the first substream obtained in step (d), resulting in at least partially condensed first substream, and then supplying said partially condensed first substream to a second gas and liquid separation apparatus;

(е) охлаждения второго подпотока, полученного на стадии (г), холодным потоком, с получением в результате, по меньшей мере, частично сконденсированного второго подпотока, и подачи после этого, по меньшей мере, частично сконденсированного второго подпотока во второй аппарат для разделения газа и жидкости;(e) cooling the second substream obtained in step (d) with a cold stream, resulting in at least partially condensed second substream, and then supplying at least partially condensed second substream to the second gas separation apparatus and fluids;

(ж) отвода газообразного потока из второго аппарата для разделения газа и жидкости;(g) removing a gaseous stream from a second apparatus for separating gas and liquid;

(з) отвода жидкостного потока из второго аппарата для разделения газа и жидкости (Способ и устройство для обработки потока углеводородов: пат. 2460022 Рос. Федерация. № 2009119469/06; заявл. 23.10.2007, опубл. 27.08.2012). Недостатками данного способа являются:(h) draining the liquid stream from the second apparatus for separating gas and liquid (Method and apparatus for processing a stream of hydrocarbons: Pat. 2460022 Russian Federation. No. 2009119469/06; declared. 23.10.2007, publ. 08.27.2012). The disadvantages of this method are:

• низкая технологичность процесса, поскольку достаточно сложная схема совместной работы первого и второго аппарата сводится к тому, что исходное сырье разделяется после первого аппарата на четыре потока, три из которых возвращаются в качестве сырья во второй аппарат;• low processability of the process, since a rather complicated scheme of the joint operation of the first and second apparatus is reduced to the fact that the feedstock is divided into four streams after the first apparatus, three of which are returned as raw materials to the second apparatus;

• из приведенного примера остается совершенно непонятно, как должен функционировать второй аппарат, поскольку поток 100, выходящий снизу второго аппарата не может находиться в парожидкостном состоянии, а поток 110 - в паровой фазе (таблица 1);• from the above example, it remains completely incomprehensible how the second apparatus should function, since the stream 100 leaving the bottom of the second apparatus cannot be in the vapor-liquid state, and the stream 110 in the vapor phase (table 1);

• приведенные расчеты не убеждают в возможности практической реализации заявляемого изобретения, поскольку показатели, характеризующие результативность процесса не соответствуют технологическим параметрам.• the above calculations do not convince of the possibility of practical implementation of the claimed invention, since the indicators characterizing the effectiveness of the process do not correspond to the technological parameters.

При разработке данного изобретения была поставлена задача обеспечения комплексного извлечения ценных примесей из природного гелийсодержащего углеводородного газа с повышенным содержанием азота с его предварительной глубокой осушкой и очисткой, и дальнейшим выделением из него последовательно (по температурам кипения) пентан-гесановой углеводородной фракции, бутановой фракции, пропановой фракции, этана, товарного топливного газа, жидкого азота и жидкого гелия высокой степени чистоты с применением эффективных технологий криогенного, ректификационного, абсорбционного, гравитационного и фильтрационного разделения и минимизации энергозатрат на реализацию процесса в целом за счет оптимального использования рекуперации тепла при теплообмене между горячими и холодными потоками и применения турбодетандеров и тепловых насосов. In the development of this invention, the task was to provide a comprehensive extraction of valuable impurities from natural helium-containing hydrocarbon gas with a high nitrogen content with its preliminary deep drying and purification, and further separation of the pentane-hesane hydrocarbon fraction, butane fraction, propane fraction from it sequentially (at boiling points) fractions, ethane, commercial fuel gas, liquid nitrogen and liquid helium of high purity using effective cryogenic technologies, distillation, absorption, gravity and filtration separation and minimization of energy costs for the implementation of the process as a whole due to the optimal use of heat recovery during heat transfer between hot and cold flows and the use of turboexpander and heat pumps.

Поставленная задача решена за счет того, что разработан способ комплексного извлечения ценных примесей из природного гелийсодержащего углеводородного газа с повышенным содержанием азота, включающий стадии:The problem is solved due to the fact that a method has been developed for the comprehensive extraction of valuable impurities from natural helium-containing hydrocarbon gas with a high nitrogen content, which includes the steps of:

(а) первого уровня очистки сырьевого потока природного углеводородного газа от механических примесей и капельной жидкости методом гравитационной сепарации с получением первого потока очищенного углеводородного газа;(a) a first level of purification of the feed stream of natural hydrocarbon gas from mechanical impurities and dropping liquid by gravitational separation to obtain a first stream of purified hydrocarbon gas;

(б) второго уровня очистки первого потока очищенного углеводородного газа от примесей сероводорода, диоксида углерода и метанола методом абсорбции с использованием регенерированного абсорбента в абсорбционной колонне высокого давления с получением второго потока очищенного углеводородного газа и потока насыщенного абсорбента; (b) a second level of purification of the first stream of purified hydrocarbon gas from impurities of hydrogen sulfide, carbon dioxide and methanol by absorption using a regenerated absorbent in a high pressure absorption column to obtain a second stream of purified hydrocarbon gas and a stream of saturated absorbent;

(в) регенерации потока насыщенного абсорбента в системе последовательных экспанзеров с сепараторами при постепенно увеличиваемой температуре абсорбента и снижении давления в экспанзерах и далее в регенерационной колонне низкого давления с получением регенерированного абсорбента, возвращаемого после системы рекуперативных теплообменников на стадию (б), и кислого и экспанзерного газов. Кислый газ очищается от метанола и частично от сероводорода и диоксида углерода в промывной колонне технологической водой с получением кислой воды и потока низконапорного кислого газа, а экспанзерный газ отправляется в топливную сеть;(c) regeneration of the saturated absorbent stream in a system of successive expanders with separators at a gradually increasing temperature of the absorbent and pressure reduction in the expanders and then in the low-pressure regeneration column to obtain a regenerated absorbent returned to the stage (b) from the regenerative heat exchanger system, and acid and expancer gases. Acid gas is purified from methanol and partially from hydrogen sulfide and carbon dioxide in the wash column with process water to produce acid water and a low-pressure acid gas stream, and the expansion gas is sent to the fuel network;

(г) отпарки кислой воды со стадии (в) от метанола, сероводорода и диоксида углерода с получением отпаренной технологической воды, возвращаемой на стадию (в), и газов отпарки, подвергаемых далее охлаждению, частичной конденсации и сепарированию с получением технического метанола и потока низконапорных газов отпарки, при этом технический метанол подвергается дополнительной очистке с получением товарного высокочистого метанола;(d) stripping acidic water from step (c) from methanol, hydrogen sulfide and carbon dioxide to obtain steamed process water returned to step (c) and stripping gases, which are further cooled, partially condensed and separated to obtain technical methanol and a low-pressure stream stripping gases, while technical methanol is subjected to additional purification with obtaining commodity high-purity methanol;

(д) компримирования и осушки низконапорных кислых газов со стадии (в) в смеси с балансовой частью низконапорных газов отпарки со стадии (г) в первой системе адсорберов со стационарным слоем адсорбента с применением в адсорберах адсорбента на основе цеолита, с получением компримированного и осушенного балластного газа с последующей закачкой его в смеси с высокочистым метанолом или техническим метанолом со стадии (г) в товарный топливный газ с обеспечением необходимой для товарного топливного газа требуемой теплотворной способности, оставшаяся часть низконапорных газов отпарки со стадии (г) сбрасывается на факел, или низконапорный кислый газ со стадии (в) в смеси с полным объемом низконапорных газов отпарки со стадии (г) направляется в качестве сырья на газохимическое предприятие.(e) compressing and drying the low-pressure acid gases from stage (c) mixed with the balance part of the low-pressure stripping gases from stage (d) in the first adsorbers system with a stationary adsorbent layer using zeolite-based adsorbent adsorbers to obtain a compressed and dried ballast gas with its subsequent injection in a mixture with high-purity methanol or technical methanol from stage (d) into commercial fuel gas with the provision of the required calorific value required for commercial fuel gas, stripping step (g) of low pressure gas remaining part is discharged to the flare or low pressure acid gas from step (c) in mixture with a total volume of low pressure gas from the stripping step (g) is sent as feedstock in gas chemical company.

(е) третьего уровня осушки и очистки от соединений ртути второго потока очищенного углеводородного газа со стадии (б) во второй системе адсорберов со стационарным слоем адсорбента с применением в адсорберах осушки газа адсорбента на основе оксида алюминия и цеолита КА с диаметром пор 3А, в адсорберах очистки газа от ртути - адсорбента на основе оксида алюминия, промотированного медью, с получением третьего потока осушенного и очищенного углеводородного газа, который частично используется при регенерации адсорбентов в качестве десорбирующего агента.(e) the third level of drying and purification of mercury compounds from the second stream of purified hydrocarbon gas from step (b) in the second adsorbers system with a stationary adsorbent layer using adsorbents based on aluminum oxide and KA zeolite with pore diameter 3A in adsorbers in adsorbers gas purification from mercury - an adsorbent based on aluminum oxide, promoted by copper, to obtain a third stream of dried and purified hydrocarbon gas, which is partially used in the regeneration of adsorbents as a desorbent general agent.

(ж) низкотемпературного разделения третьего потока осушенного и очищенного углеводородного газа со стадии (е) в первой ректификационной колонне с получением с верха колонны потока деэтанизированного газа и снизу колонны первого остатка, содержащего углеводороды С2 и выше; (g) low-temperature separation of the third stream of dried and purified hydrocarbon gas from step (e) in the first distillation column to obtain from the top of the column a stream of deethanized gas and from the bottom of the column a first residue containing C 2 and higher hydrocarbons;

(з) расширения и охлаждения деэтанизированного газа со стадии (ж) с частичной его конденсацией в «холодном боксе» в системе рекуперативных теплообменников с использованием потоков разнотемпературных хладагентов;(h) expansion and cooling of the deethanized gas from stage (g) with its partial condensation in the “cold box” in the system of recuperative heat exchangers using flows of different temperature refrigerants;

(и) криогенного деазотирования частично конденсированного деэтанизированного газа со стадии (з) во второй ректификационной колонне и в колонне выделения азота и гелия с получением с верха колонны азотно-гелиевой смеси и снизу второй ректификационной колонны второго остатка, представляющего собой метановую фракцию; (i) cryogenic de-nitration of the partially condensed deethanized gas from step (h) in the second distillation column and in the nitrogen and helium recovery column to obtain a nitrogen-helium mixture from the top of the column and from the bottom of the second distillation column of the second residue, which is a methane fraction;

(к) удаления водорода из азотно-гелиевой смеси со стадии (и) каталитическим газофазным методом окисления водорода кислородом воздуха до воды с последующей осушкой потока неосушенной азотно-гелиевой смеси в четвертой системе адсорберов со стационарным слоем цеолитного адсорбента, осушки азотно-гелиевой смеси от воды, образовавшейся при окислении водорода, криогенного выделения гелия с получением в качестве товарного продукта жидкого азота и полупродукта жидкого гелия;(k) removal of hydrogen from the nitrogen-helium mixture from stage (s) by a catalytic gas-phase method of hydrogen oxidation by atmospheric oxygen to water, followed by drying of the stream of the unsaturated nitrogen-helium mixture in the fourth adsorbers system with a stationary layer of the zeolite adsorbent, and drying the nitrogen-helium mixture from water formed during the oxidation of hydrogen, cryogenic evolution of helium to obtain liquid nitrogen and a intermediate liquid helium as a commercial product;

(л) криогенной доочистки полупродукта жидкого гелия чистотой 99,97 % от примесей азота, кислорода, аргона и неона в системе последовательно работающих адсорберов со стационарным слоем адсорбента с использованием в качестве адсорбента активированного угля и получения на этой стадии товарного продукта жидкого гелия чистотой до 99,9999 %;(l) cryogenic purification of a liquid helium semi-product with a purity of 99.97% of nitrogen, oxygen, argon and neon impurities in a system of sequentially working adsorbers with a stationary adsorbent layer using activated carbon as an adsorbent and obtaining commercial liquid helium product with a purity of up to 99 at this stage 9999%;

(м) разделения первого остатка со стадии (ж) в четвертой ректификационной колонне с получением с верха колонны этана и снизу колонны четвертого остатка - широкой фракции легких углеводородов (ШФЛУ), представляющей собой фракцию, состоящую преимущественно из пропана и более тяжелых углеводородов; (m) separating the first residue from step (g) in the fourth distillation column to obtain ethane from the top of the column and from the bottom of the fourth residue column — a broad fraction of light hydrocarbons (NGL), which is a fraction consisting mainly of propane and heavier hydrocarbons;

(н) адсорбционной очистки ШФЛУ от сернистых соединений, в том числе от меркаптанов, в третьей системе адсорберов со стационарным слоем адсорбента с применением в адсорберах адсорбента на основе цеолита с получением очищенной ШФЛУ и проведение регенерации цеолитов товарной метановой фракции после дожимной компрессорной станции без примеси меркаптанов и сброс газа регенерации, насыщенный метанолом и меркаптанами, на дожимные компрессорные станции; (m) adsorption purification of BFLH from sulfur compounds, including mercaptans, in the third adsorbers system with a stationary adsorbent layer using zeolite-based adsorbents in the adsorbers to obtain purified BFLH and regeneration of commodity methane fraction zeolites after a booster compressor station without mercaptan impurities and dumping regeneration gas saturated with methanol and mercaptans to booster compressor stations;

(о) газофракционирования очищенной ШФЛУ, поступающей со стадии (н), по крайней мере, в двух ректификационных колоннах разделения углеводородов с получением пропановой, бутановой, пентан-гексановой фракций с последующей закачкой их в резервуарные парки для хранения товарной продукции;(o) gas fractionation of purified BFLH coming from stage (n) in at least two distillation columns for the separation of hydrocarbons to obtain propane, butane, pentane-hexane fractions, followed by their injection into tank farms for storage of commercial products;

(п) подготовки товарного топливного газа компаундированием метановой фракции со стадии (и) и компримированного и осушенного балластного газа со стадии (д) с добавкой технического метанола со стадии (г), компримирование газа с давлением 1,9 МПа до 5,6-7,5 МПа для закачки в магистральный газопровод, при этом подача газа регенерации со стадии (н) на дожимные компрессорные станции раздельна;(p) preparing commercial fuel gas by compounding the methane fraction from stage (s) and compressed and dried ballast gas from stage (e) with the addition of technical methanol from stage (d), compressing the gas with a pressure of 1.9 MPa to 5.6-7 , 5 MPa for injection into the main gas pipeline, while the supply of regeneration gas from stage (n) to the booster compressor stations is separate;

(р) формирования оптимального набора потоков разнотемпературных хладагентов и потока с «теплового насоса» для рекуперативных теплообменников «холодного бокса», отбираемых на стадиях (ж), (и), (к), (л), обеспечивающего минимизацию энергозатрат на реализацию способа глубокой переработки природного газа в целом;(p) the formation of the optimal set of flows of different temperature refrigerants and the flow from the “heat pump” for recuperative heat exchangers of the “cold box”, selected at stages (g), (i), (k), (l), which minimizes energy costs for the implementation of the deep natural gas processing in general;

(с) хранения жидких азота и гелия в сосудах Дьюара в товарном парке и их загрузки в системы транспорта сжиженных газов;(c) storing liquid nitrogen and helium in Dewar vessels in a freight fleet and loading them into liquefied gas transport systems;

(т) выработки очищенного от азота метана в жидком виде и, соответственно, его хранения и транспортировки на стадии (и) либо за счет повышения мощности на компрессорах теплового насоса на стадиях (к) и (с) или при сохранении неизменной мощности при снижении доли избыточного азота в перерабатываемом газе.(t) the production of liquid methane purified from nitrogen and, accordingly, its storage and transportation at stage (s) or by increasing the capacity of the heat pump compressors in stages (k) and (c) or while maintaining a constant power while reducing the proportion excess nitrogen in the processed gas.

Предложенная многостадийная схема комплексного извлечения ценных примесей из природного гелийсодержащего углеводородного газа с повышенным содержанием азота позволяет:The proposed multi-stage scheme for the complex extraction of valuable impurities from natural helium-containing hydrocarbon gas with a high nitrogen content allows you to:

1) обеспечить предварительную глубокую осушку и очистку исходного природного углеводородного газа от диоксида углерода, сероводорода, меркаптана и соединений ртути;1) to provide preliminary deep drying and purification of the source of natural hydrocarbon gas from carbon dioxide, hydrogen sulfide, mercaptan and mercury compounds;

2) обеспечить выделение из очищенного углеводородного газа последовательно (по температурам кипения) пентан-гесановой углеводородной фракции, бутановой фракции, пропановой фракции, этана, товарного топливного газа, жидкого азота и жидкого гелия;2) ensure the isolation of the purified hydrocarbon gas sequentially (at boiling points) of the pentane-hesane hydrocarbon fraction, butane fraction, propane fraction, ethane, commercial fuel gas, liquid nitrogen and liquid helium;

3) обеспечить дополнительную очистку гелия от примесей азота, водорода, кислорода, диоксида углерода, аргона и неона с получением жидкого гелия высокой степени чистоты (до 99,9999 %), конкурентно-способного по отношению к гелию других мировых производителей;3) to provide additional purification of helium from impurities of nitrogen, hydrogen, oxygen, carbon dioxide, argon and neon to obtain liquid helium of high purity (up to 99.9999%), competitive with other world manufacturers helium;

4) сформировать систему оптимального использования рекуперации тепла при теплообмене между горячими и холодными потоками за счет объединения теплообменных аппаратов в «холодном боксе», что сводит к минимуму потери холода в окружающую среду и сокращение потребности в энергии на охлаждение рециркулирующей азотно-метановой фракции в «тепловом насосе»;4) to form a system for the optimal use of heat recovery during heat exchange between hot and cold flows by combining heat exchangers in a “cold box”, which minimizes the loss of cold to the environment and reduces the energy requirement for cooling the recirculating nitrogen-methane fraction in the “heat” pump ";

5) минимизировать выбросы в окружающую среду кислых стоков и компонентов исходного природного углеводородного газа за счет отпарки кислых стоков и использования технологических газовых потоков для регенерации адсорбентов;5) minimize emissions of acidic effluents and components of the original natural hydrocarbon gas through the stripping of acidic effluents and the use of process gas streams for the regeneration of adsorbents;

6) расширить промышленную базу недостаточно развитого восточного региона России за счет строительства ряда предприятий газохимического направления, использующих в качестве сырья вырабатываемые углеводородные фракции для дальнейшей переработки их в полиэтилен, полипропилен, окись этилена, этанол, метанол, гликоли, компоненты автомобильного топлива и т.д.6) expand the industrial base of the underdeveloped eastern region of Russia through the construction of a number of gas chemical enterprises using hydrocarbon fractions as raw materials for their further processing into polyethylene, polypropylene, ethylene oxide, ethanol, methanol, glycols, automotive fuel components, etc. .

Целесообразно для интенсификации первого уровня очистки сырьевого потока природного углеводородного газа от механических примесей и капельной жидкости на стадии (а) в гравитационном сепараторе дополнительно разместить встроенный фильтр-коалесцентер, обеспечивающий слияние и укрупнение мелких капель жидкости, что увеличит скорость их осаждения и глубину очистки газа.It is advisable to intensify the first level of purification of the feed stream of natural hydrocarbon gas from mechanical impurities and dropping liquid at stage (a) in the gravity separator to additionally place an integrated filter-coalescenter that provides the merging and enlargement of small drops of liquid, which will increase the rate of their deposition and the depth of gas purification.

Целесообразно также, на втором уровне совместной очистки первого потока очищенного углеводородного газа от примесей сероводорода, диоксида углерода и метанола методом абсорбции использовать на стадии (б) в качестве регенерированного абсорбента водный раствор аминов, содержащий 20-40 % аминов, при этом в качестве аминов можно использовать моноэтаноламин, диэтаноламин, триэтаноламин, метилдиэтаноламин или их смеси и при повышенной концентрации сероводорода в очищаемом газе добавлять в водный раствор амина, содержащего триэтаноламин, вводят 5-12 % пиперазина, усиливающего активность по отношению к СО2. Использование на стадиях (б) и (в) в абсорбционной, регенерационной и промывной колоннах контактных устройства в виде перекрестно-точных насадок, имеющих самостоятельные проходные сечения для газовой и жидкой фаз позволяет оптимизировать технологический процесс на этих стадиях, снизить эксплуатационные затраты на реализацию второго уровня очистки первого потока очищенного углеводородного газа с одновременным повышением качества очистки газа от извлекаемых примесей.It is also advisable, at the second level of joint purification of the first stream of purified hydrocarbon gas from impurities of hydrogen sulfide, carbon dioxide and methanol by absorption, to use in stage (b) as a regenerated absorbent an aqueous solution of amines containing 20-40% amines, while amines can be use monoethanolamine, diethanolamine, triethanolamine, methyldiethanolamine, or mixtures thereof, and at an increased concentration of hydrogen sulfide in the gas to be purified, add to the aqueous solution an amine containing triethanolamine, iat 5-12% piperazine, enhancing activity with respect to CO 2 . The use of contact devices in the form of cross-precision nozzles having independent flow sections for gas and liquid phases in stages (b) and (c) in the absorption, regeneration and washing columns allows optimizing the process at these stages and reducing operating costs for the implementation of the second level purification of the first stream of purified hydrocarbon gas while improving the quality of gas purification from recoverable impurities.

Целесообразно также, на стадии (г) отпарку кислой воды со стадии (в) с получением отпаренной технологической воды, возвращаемой на стадию (в), и газов отпарки выполнять в первой дополнительной ректификационной колонне, что с позиций энергозатрат существенно экономичней, чем традиционная реализация отпарки в выпарном аппарате, в котором должна поддерживаться во всем объеме жидкой фазы низкая концентрация метанола в отпаренной технологической воде, равновесная паровой фазе с высокой концентрацией паров воды, причем при отпарке получают в итоге разбавленный водный раствор метанола, тогда как в ректификационной колонне это равновесие поддерживается только с незначительным объемом жидкой фазы в нижнем днище колонны, а дополнительную очистку технического метанола с получением товарного высокочистого метанола выполнять в дополнительном блоке ректификационных колонн или, по крайней мере, во второй дополнительной ректификационной колонне с возможностью обеспечения чистоты метанола до уровня более 99 %. Кроме того, предлагаемая технология практически исключает кислые стоки в окружающую среду, поскольку вся отпаренная технологическая вода возвращается на стадию (в) и по мере необходимости дополнительно подпитывается свежей водой. С точки зрения охраны окружающей среды также возникает проблема утилизации совокупности кислых газов со стадии (в) и низконапорных газов отпарки со стадии (г), первые из которых состоят преимущественно из сероводорода и оксида углерода с примесью метанола, а вторые преимущественно из диоксида углерода, поскольку как непосредственный сброс этих газов в атмосферу, так и сброс их на факел приведет к существенному локальному загрязнению воздушной среды. Однако задача утилизации этих газов может быть решена за счет того, что топливный газ, вырабатываемый по данному способу содержит не более 2 % об. азота и имеет за счет этого теплоту сгорания существенно большую, чем это требуется по стандарту. Существенный резерв вырабатываемого топливного газа по теплоте сгорания позволяет закачивать в выработанную метановую фракцию с низким содержанием азота в полном объеме кислые газы стадии (в) и в балансовом количестве, обеспечивающем необходимую теплоту сгорания товарного топливного газа, низконапорных газов отпарки со стадии (г), подвергаемых дополнительно компримированию до давления 2,0 МПа (абс.) и осушке при температуре 20-40 оС до точки росы не выше минус 20 оС. При этом на стадии (д) в процессе осушки низконапорных кислых газов в адсорберах для удаления влаги из газа целесообразно использовать цеолит типа КА, обладающий наиболее высокой селективностью по воде при осушке газов по сравнению с другими адсорбентами, хотя он имеет относительно невысокую влагоемкость. Альтернативным решением при осушке низконапорных кислых газов в адсорберах для удаления влаги из газа является использование по ходу потока газа двух слоев адсорбента, при этом в первом слое в качестве адсорбента можно использовать гранулированный оксид алюминия, обладающий высокой влагоемкостью, но обеспечивающий довольно низкую глубину осушки газа, а во втором слое в качестве адсорбента использовать цеолит типа КА, гарантирующий глубокую доосушку газа. Регенерацию адсорбентов на стадии (д) целесообразно осуществлять потоком газообразного азота низкого давления со стадии (к) нагретым до температуры 300-350 оС, а охлаждение адсорбентов после регенерации проводить потоком холодного газообразного азота низкого давления со стадии (к), затем газообразный азот низкого давления после регенерации и охлаждения адсорбента можно сбрасывать на факел.It is also advisable, at stage (d), the stripping of acidic water from stage (c) to obtain the steamed process water returned to stage (c) and the stripping gases is performed in the first additional distillation column, which is much more economical from the standpoint of energy consumption than the traditional implementation of stripping in the evaporation apparatus, in which a low concentration of methanol in the steamed process water must be maintained in the entire volume of the liquid phase, it is in equilibrium with the vapor phase with a high concentration of water vapor, and upon stripping it is obtained in then a dilute aqueous solution of methanol, while in the distillation column this equilibrium is maintained only with a small volume of the liquid phase in the lower bottom of the column, and additional purification of technical methanol to obtain commercial high-purity methanol is carried out in an additional block of distillation columns or, at least, in the second additional distillation column with the ability to ensure methanol purity to a level of more than 99%. In addition, the proposed technology practically eliminates acidic effluents into the environment, since all the steamed process water is returned to stage (c) and, if necessary, additionally replenished with fresh water. From the point of view of environmental protection, there is also the problem of utilizing the combination of acid gases from stage (c) and low-pressure stripping gases from stage (d), the first of which consists mainly of hydrogen sulfide and carbon monoxide mixed with methanol, and the second mainly of carbon dioxide, since both direct discharge of these gases into the atmosphere, and their discharge to the flare will lead to significant local air pollution. However, the task of utilization of these gases can be solved due to the fact that the fuel gas produced by this method contains no more than 2% vol. nitrogen and due to this, the heat of combustion is significantly greater than what is required by the standard. A significant reserve of fuel gas generated by the calorific value allows acidic gases of stage (c) to be pumped into the generated methane fraction with a low nitrogen content in full and in a balance amount providing the necessary heat of combustion of commercial fuel gas, low-pressure stripping gases from stage (g) subjected further compressing to a pressure of 2.0 MPa (abs.) and drying at a temperature of 20-40 ° C to not higher than minus 20 ° C. in this case, the dew point of step (d) in the process of drying the low pressure acid gas adsorption rah for removing moisture from gas is expedient to use the AC-type zeolite having the highest selectivity for the water in the drying gas compared with other adsorbents, although it has a relatively low moisture content. An alternative solution when drying low-pressure acid gases in adsorbers to remove moisture from the gas is to use two layers of adsorbent along the gas stream, while in the first layer, granular alumina can be used as adsorbent, which has a high moisture capacity, but provides a rather low depth of gas drying, and in the second layer, use a KA type zeolite as an adsorbent, which guarantees deep post-drying of the gas. Regeneration of the adsorbent in step (d) is advantageously carried out with a nitrogen gas stream of step (k) low-pressure heated to a temperature of about 300-350 C, and after cooling the adsorbent to carry out the regeneration stream of cold gaseous nitrogen from the low pressure step (k), then nitrogen gas was low the pressure after regeneration and cooling of the adsorbent can be flushed.

Целесообразно на стадии (е) - третьем уровне осушки, очистки от соединений ртути второго потока очищенного углеводородного газа со стадии (б) и доочистки его от паров метанола во второй системе адсорберов со стационарным слоем адсорбента с применением в адсорберах осушки газа и очистки его от паров метанола адсорбента на основе оксида алюминия и цеолита КА обеспечивать регенерацию адсорбентов, в адсорберах очистки газа от ртути - адсорбента на основе оксида алюминия, промотированного медью выгружать адсорбент из адсорберов по мере отработки. Регенерацию адсорбентов - оксида алюминия и цеолита КА - можно проводить потоком газообразного агента низкого или среднего давления, нагретого до температуры 300-350 оС, а охлаждение адсорбентов после регенерации проводить потоком холодного газообразного агента низкого или среднего давления, при этом в качестве газообразного агента низкого или среднего давления можно использовать метановую фракцию, отводимую со стадии деазотирования (и) с последующим ее компримированием или часть второго потока очищенного углеводородного газа со стадии (б) с последующим его охлаждением, конденсацией и отделением десорбированной воды и возвращением на начало стадии (е), а для охлаждения адсорбентов осушки газа после регенерации в качестве газообразного агента низкого или среднего давления можно использовать часть третьего потока осушенного и очищенного углеводородного газа со стадии (е), при этом расход газообразного агента низкого или среднего давления для охлаждения и регенерации насыщенного адсорбента составляет 5-10 % от общего количества второго потока очищенного углеводородного газа, поступающего на стадию (е). В результате глубокой очистки и осушки второго потока очищенного углеводородного газа на стадии (е) содержание влаги в осушенном третьем потоке осушенного и очищенного природного газа составляет не более 0,1 ppmv (или 0,00001 % об.), содержание диоксида углерода не более 2 ppmv, метанола не более 50 ppmv, что обеспечивает нормальное функционирование последующей криогенной аппаратуры. Для защиты оборудования от вероятности попадания микроскопических частичек адсорбента полученный третий поток осушенного и очищенного природного газа подвергают фильтрации, при этом размер микроскопических частичек адсорбента в третьем потоке осушенного и очищенного природного газа должен быть не более 50 мкм.It is advisable at stage (e) - the third level of drying, purification from the mercury compounds of the second stream of purified hydrocarbon gas from stage (b) and its purification from methanol vapor in the second adsorbent system with a stationary adsorbent layer using gas drying in the adsorbers and purifying it from vapor methanol adsorbent based on aluminum oxide and KA zeolite to ensure the regeneration of adsorbents; in adsorbers for gas purification from mercury - adsorbent based on aluminum oxide promoted by copper to unload the adsorbent from adsorbers as tki. Regeneration of the adsorbents - KA zeolite and aluminum oxide - can be carried out flow of the gaseous agent is low or medium pressure, heated to a temperature of 300-350 C, and after cooling the adsorbent to carry out the regeneration stream of cold gaseous agent of low or medium pressure, wherein the gaseous agent low or medium pressure, you can use the methane fraction withdrawn from the stage of deazotization (s) with its subsequent compression or part of the second stream of purified hydrocarbon gas from the stage (b) followed by cooling, condensation, and separation of the desorbed water and returning to the beginning of stage (e), and for cooling the adsorption adsorbent gas after regeneration, a part of the third stream of dried and purified hydrocarbon gas from stage can be used as a gaseous agent of low or medium pressure (e) wherein the flow rate of the gaseous agent of low or medium pressure for cooling and regenerating the saturated adsorbent is 5-10% of the total amount of the second stream of purified hydrocarbon aza supplied to step (e). As a result of deep purification and drying of the second stream of purified hydrocarbon gas in stage (e), the moisture content in the dried third stream of dried and purified natural gas is not more than 0.1 ppmv (or 0.00001% vol.), The content of carbon dioxide is not more than 2 ppmv, methanol no more than 50 ppmv, which ensures the normal functioning of subsequent cryogenic equipment. To protect the equipment from the probability of microscopic particles of adsorbent entering, the obtained third stream of dried and purified natural gas is filtered, while the size of microscopic particles of adsorbent in the third stream of dried and purified natural gas should be no more than 50 μm.

Наличие на стадии (з) в «холодном боксе» системы рекуперативных теплообменников с использованием потоков разнотемпературных хладагентов делает целесообразным размещение в «холодном боксе» также и криогенной аппаратуры со стадий (и) и (к), что резко сокращает потери холода в окружающую среду и снижает энергозатраты на реализацию способа в целом.The presence at stage (h) in the “cold box” of a system of recuperative heat exchangers using flows of different temperature refrigerants makes it appropriate to place cryogenic equipment from stages (i) and (k) in the “cold box”, which dramatically reduces the loss of cold into the environment and reduces energy costs for the implementation of the method as a whole.

На стадии (л) предусмотрена доочистка полупродукта жидкого гелия от примесей азота, водорода, кислорода, аргона и неона, которую осуществляют в адсорберах с активированным углем при температуре 70-100 К и давлении 4 МПа, поскольку адсорбцию аргона, неона, азота, водорода в существенных количествах на активированных углях можно обеспечить только в криогенных условиях при высоком давлении в адсорберах, при этом регенерацию адсорбента активированного угля можно осуществить потоком газообразного азота низкого давления со стадии (к) нагретым до температуры 200-250 оС со сбросом продуктов десорбции на факел, а охлаждение адсорбента после регенерации проводить потоком холодного газообразного азота низкого давления со стадии (к). Качество очистки жидкого гелия на стадии (л) может оцениваться по проскоку неона в поток жидкого гелия на выходе из последнего адсорбера последовательной системы адсорберов. Альтернативой экономически затратной криогенной доочистке полупродукта жидкого гелия может служить замена адсорбционного жидкофазного метода очистки гелия от водорода при отсутствии неона и ксенона на каталитический газофазный метод окисления водорода кислородом воздуха до воды с последующей осушкой потока неосушенной азотно-гелиевой смеси на стадии (к) в четвертой системе адсорберов со стационарным слоем цеолитного адсорбента, в качестве которого может быть использован селективный цеолит типа КА, при этом регенерацию адсорбентов проводят потоком газообразного азота низкого давления со стадии (к) нагретым до температуры 300-350 оС, а охлаждение адсорбентов после регенерации можно осуществить потоком холодного газообразного азота низкого давления со стадии (к); далее газообразный азот низкого давления после регенерации и охлаждения адсорбента сбрасывают на факел.At stage (l), it is envisaged to purify the intermediate liquid helium from nitrogen, hydrogen, oxygen, argon and neon impurities, which is carried out in activated carbon adsorbers at a temperature of 70-100 K and a pressure of 4 MPa, since the adsorption of argon, neon, nitrogen, hydrogen in significant quantities of activated carbon can be provided only under cryogenic conditions at high pressure in the adsorbers, while the regeneration of the activated carbon adsorbent can be carried out by a stream of low-pressure nitrogen gas from stage (k) heated to temperature 200-250 ° C with discharge desorption products torch, and after cooling the adsorbent to carry out the regeneration stream of cold gaseous nitrogen from the low pressure step (k). The quality of liquid helium purification at stage (l) can be estimated by the slip of neon into the liquid helium stream at the outlet of the last adsorber of a sequential system of adsorbers. An alternative to the economically costly cryogenic purification of a liquid helium intermediate is the replacement of the adsorption liquid-phase method of purifying helium from hydrogen in the absence of neon and xenon by the catalytic gas-phase method of hydrogen oxidation by atmospheric oxygen to water, followed by drying of the stream of the dried nitrogen-helium mixture at stage (k) in the fourth system adsorbers with a stationary layer of zeolite adsorbent, which can be used as selective KA type zeolite, while the regeneration of adsorbents conduct a nitrogen gas stream from the low pressure stage (k) is heated to a temperature of 300-350 C, and after cooling the adsorbent regeneration can be carried out flow of cold low-pressure nitrogen gas from step (a); Further, gaseous nitrogen of low pressure after regeneration and cooling of the adsorbent is discharged to the flare.

Целесообразно при адсорбционной очистке ШФЛУ от сернистых соединений, в том числе от меркаптанов, в третьей системе адсорберов со стационарным слоем адсорбента на стадии (н) использовать в адсорберах широкопористый цеолит типа NaX, обладающий высокой селективностью по отношению к сернистым соединениям. Целесообразно также, при переходе от стадии адсорбции к стадии регенерации вначале для опорожнения адсорбера и продувки слоя адсорбента перед его регенерацией использовать азот, регенерацию адсорбентов осуществлять метановой фракцией при давлении около 0,08 МПа нагретой до температуры 300-350 оС, а охлаждение адсорбентов после регенерации проводить потоком холодной метановой фракции со стадии (и). Это позволяет создать азотную подушку над вытесняемой из адсорбера жидкой ШФЛУ и препятствует ее загрязнению метаном за счет его равновесного перехода метана из газов десорбции в ШФЛУ, что может снизить качество пропановой фракции, получаемой далее из ШФЛУ. Метановая фракция после регенерации и охлаждения адсорбента компримируется и закачивается в товарный топливный газ.It is advisable to use broad-porous NaX type zeolite with high selectivity for sulfur compounds in the adsorbent purification of BFLH from sulfur compounds, including mercaptans, in the third system of adsorbers with a stationary adsorbent layer at the stage (n). Advantageously, at transition from the adsorption stage to the first regeneration stage to empty canister and purge the adsorbent bed prior to regeneration to use nitrogen, to carry out the regeneration of adsorbents methane fraction at a pressure of about 0.08 MPa heated to a temperature of about 300-350 C, and after cooling adsorbents regeneration to carry out a stream of cold methane fraction from stage (s). This allows you to create a nitrogen cushion over liquid NGL displaced from the adsorber and prevents its methane contamination due to its equilibrium transition of methane from desorption gases to NGL, which can reduce the quality of the propane fraction obtained further from NGL. After regeneration and cooling of the adsorbent, the methane fraction is compressed and pumped into commercial fuel gas.

С позиций снижения энергозатрат и максимального использования внутренних энергоресурсов целесообразно, чтобы подвод тепла в аппараты криогенных стадий (з), (и), (к), (л) обеспечивался в рекуперативных теплообменниках, объединенных в «холодный бокс», более горячими технологическими потоками или за счет теплоты конденсации газовых потоков с более высокой температурой или «тепловыми насосами», а съем тепла в аппаратах криогенных стадий (з), (и), (к), (л) обеспечивается в рекуперативных теплообменниках, объединенных в «холодный бокс», более холодными технологическими потоками или за счет теплоты испарения жидких потоков с более низкой температурой или холодильными циклами.From the standpoint of reducing energy consumption and maximizing the use of internal energy resources, it is advisable that the heat supply to the devices of the cryogenic stages (h), (i), (k), (l) be provided in the recuperative heat exchangers combined into a “cold box” with hotter process flows or due to the heat of condensation of gas streams with a higher temperature or “heat pumps”, and heat removal in the apparatus of cryogenic stages (h), (i), (k), (l) is provided in recuperative heat exchangers combined in a “cold box”, more holo GOVERNMENTAL process streams, or by the heat of vaporization of liquid flows with a lower temperature or refrigeration cycles.

Целесообразно на стадии (о) в качестве источника тепла для обогрева кипятильников двух ректификационных колонн разделения углеводородов (дебутанизатора и депропанизатора) использовать масло АМТ-300 или иной аналогичный теплоноситель с температурой нагрева до 260 оС, что позволяет исключить потребность в обеспечении предприятия дорогостоящим и дефицитным теплоносителем - водяным паром высокого давления. Подогрев теплоносителя до температуры 260 оС можно обеспечить в трубчатой печи, топливом которой может служить газ из топливной сети предприятия, куда сбрасываются сдувки газовых потоков с технологических стадий.Advantageously, in step (a) as a heat source to heat the reboilers of the two fractionation hydrocarbon separation columns (debutanizer and a depropanizer) use oil AMT-300 or other similar heat transfer fluid to the heating temperature up to 260 ° C, which eliminates the need to provide businesses expensive and scarce coolant - high pressure steam. Heating the heat carrier to a temperature of 260 ° C can be achieved in a tubular furnace, fuel which may be a fuel gas from the enterprise network, which is discharged from purge gas streams of process steps.

Целесообразно на стадии (о) газофракционирование очищенной ШФЛУ, осуществлять в ректификационных колоннах разделения углеводородов при технологических режимах, обеспечивающих такую высокую четкость разделения и качество вырабатываемых продуктов, чтобы получаемая пропановая фракция содержала не менее 97 % об. пропана, бутановая фракция - не менее 98 % об. суммы бутанов, пентан-гексановая фракция - не менее 98 % об. пентана и высших углеводородов.It is advisable at the stage (o) gas fractionation of purified BFLH to be carried out in distillation columns for the separation of hydrocarbons under technological conditions providing such a high degree of separation and the quality of the products produced that the resulting propane fraction contains at least 97% vol. propane, butane fraction - not less than 98% vol. the amount of butanes, pentane-hexane fraction - not less than 98% vol. pentane and higher hydrocarbons.

Рационально с позиции снижения энергозатрат на стадии (к) в качестве рабочего тела для «теплового насоса» использовать метано-азотную смесь с полным отсутствием этана, которая вырабатывается в дополнительной боковой колонне, подсоединенной ко второй ректификационной колонне, в которую переток метано-азотной фракции осуществляется периодически для обновления качества этой фракции и удаления накапливаемых примесей.It is rational to use a methane-nitrogen mixture with a complete absence of ethane, which is produced in an additional side column connected to the second distillation column into which the methane-nitrogen fraction is transferred, as a working fluid for the “heat pump”, rationally from the standpoint of reducing energy costs at stage (k) periodically to update the quality of this fraction and remove accumulated impurities.

Чтобы обеспечить гибкость функционирования предприятия при изменении количества и качества исходного сырья и рыночной ситуации целесообразно чтобы на предприятии по переработке природного гелийсодержащего газа процесс переработки был реализован на нескольких, по крайней мере двух параллельных технологических линиях, при этом количество линий, включающих стадии выработки этана, ШФЛУ и деазотирования, больше количества линий со стадиями получения гелия, что позволяет азотно-гелиевую смесь со всех линий объединять в общий коллектор, откуда распределять ее по стадиям получения гелия в соответствии с содержанием гелия в азотно-гелиевой смеси и мощностью ожижителя гелия, а избыток сбрасывается на свечу или отправляется на хранение для последующей переработки при изменении производственной ситуации.In order to ensure the flexibility of the enterprise’s functioning when the quantity and quality of the feedstock and the market situation change, it is advisable that the natural gas helium-gas processing plant be implemented on at least two parallel production lines, with the number of lines including the stages of ethane production and NGL and de-nitriding, more than the number of lines with stages of helium production, which allows the nitrogen-helium mixture from all lines to be combined into a common collector, about where to distribute it according to the stages of helium production in accordance with the helium content in the nitrogen-helium mixture and the power of the helium liquefier, and the excess is dumped onto a candle or sent for storage for further processing when the production situation changes.

На фиг. 1 представлена схематическая иллюстрация способа комплексного извлечения ценных примесей из природного гелийсодержащего углеводородного газа с повышенным содержанием азота, реализуемого на установке, включающей блоки, установки и трубопроводы.In FIG. 1 is a schematic illustration of a method for comprehensively extracting valuable impurities from natural helium-containing hydrocarbon gas with a high nitrogen content, which is implemented in a plant including blocks, plants and pipelines.

100 - блок сепарации исходного сырья;100 - block separation of the feedstock;

110 - блок абсорбционной очистки углеводородных газов от кислых газов;110 - block absorption treatment of hydrocarbon gases from acid gases;

120 - блок регенерации насыщенного абсорбента;120 - block regeneration of a saturated absorbent;

130 - блок отпарки технологического конденсата (кислой воды);130 - a unit for stripping process condensate (acidic water);

140 - блок компримирования и осушки низконапорных кислых газов;140 - block compression and drying of low pressure acid gases;

150 - блок осушки углеводородного газа и удаления из него ртути;150 — a block for drying hydrocarbon gas and removing mercury from it;

160 - блок низкотемпературной ректификации;160 - block low temperature distillation;

170 - блок расширения и охлаждения деэтанизированного газа («холодный бокс»);170 - block expansion and cooling deethanized gas ("cold box");

180 - блок криогенного деазотирования;180 - block cryogenic deazotization;

190 - блок получения гелия;190 - block receiving helium;

200 - блок выделения этана и ШФЛУ;200 - block allocation of ethane and NGL;

210 - блок адсорбционной очистки ШФЛУ;210 - block adsorption cleaning BFLH;

220 - блок газофракционирования;220 - gas fractionation unit;

1-39 - трубопроводы.1-39 - pipelines.

Пунктиром, объединяющим блоки 160, 170 и 180, обозначен «холодный бокс» в целом.The dotted line uniting blocks 160, 170 and 180 indicates the “cold box" as a whole.

Сырьевой поток природного углеводородного газа поступает по трубопроводу 1 в блок сепарации исходного сырья 100, состоящего из 4-х сепараторов, в которых реализуется стадия (а) первого уровня очистки сырьевого потока природного углеводородного газа от механических примесей и капельной жидкости. В трехфазных сепараторах используется гравитационный метод разделения фаз сырьевого потока, основанный на разности плотностей газа, капельной жидкости и твердых механических примесей, и инерционный метод разделения фаз за счет действия центробежной силы и вследствие изменения направления потока в самом сепараторе. После очистки сырьевого потока природного углеводородного газа отсепарированный первый поток очищенного углеводородного газа, содержащий водород, гелий, азот, диоксид углерода, метан, этан, пропан, сумму бутанов, пентан и выше, метанол, сероводород и меркаптаны с сепараторов общим потоком по трубопроводу 2 поступает в блок абсорбционной очистки от кислых газов 110, а жидкость с низа сепараторов самотеком поступает в дренажную емкость.The feed stream of natural hydrocarbon gas flows through pipeline 1 to the separation unit of the feedstock 100, consisting of 4 separators, which implements stage (a) of the first level of purification of the feed stream of natural hydrocarbon gas from mechanical impurities and dropping liquid. Three-phase separators use the gravitational phase separation method of the feed stream, based on the difference in densities of gas, droplet liquid and solid solids, and the inertial phase separation method due to the action of centrifugal force and due to a change in the direction of flow in the separator itself. After purification of the feed stream of natural hydrocarbon gas, the separated first stream of purified hydrocarbon gas, containing hydrogen, helium, nitrogen, carbon dioxide, methane, ethane, propane, the amount of butanes, pentane and higher, methanol, hydrogen sulfide and mercaptans from the separators, is passed through the pipeline 2 by a common stream in the block of absorption cleaning from acid gases 110, and the liquid from the bottom of the separators by gravity enters the drainage tank.

В блоке абсорбционной очистки от кислых газов 110 реализуется стадия (б) второго уровня очистки первого потока очищенного углеводородного газа от примесей сероводорода, диоксида углерода и метанола. Первый поток очищенного углеводородного газа подается под нижнюю секцию насадки абсорбера, работающего под давлением 7 МПа, на верхнюю секцию насадки которого подается охлажденный в водяном доохладителе до температуры 30-60 оС регенерированный водный раствор аминового адсорбента с концентрацией метилдиэтаноламина (МДЭА) 40 % масс., что обеспечивает глубину и селективность очистки газа. Выходящий из верхней части абсорберов очищенный газ с температурой 30-40 оС и содержанием диоксида углерода не более 5 ppm проходит рекуперативный теплообменник и далее охлажденный очищенный газ с температурой не выше 30 оС и не ниже 20 оС направляется в сепаратор очищенного газа, где происходит отделение очищенного газа от захваченных капель абсорбента. Отработанный водный раствор абсорбента, насыщенный кислыми компонентами (диоксидом углерода (СО2) и сероводородом (Н2S)) и метанолом из нижней части абсорбера направляется по трубопроводу 4 в блок регенерации насыщенного абсорбента 120. Отсепарированный очищенный второй поток очищенного углеводородного газа, выходящий из верхней части сепаратора по трубопроводу 3 поступает в блок осушки и удаления ртути 150.In the acid gas absorption absorption block 110, stage (b) of the second level of purification of the first stream of purified hydrocarbon gas from impurities of hydrogen sulfide, carbon dioxide and methanol is implemented. The first stream of the purified hydrocarbon gas is supplied under a lower section of the absorber nozzles operating under a pressure of 7 MPa to the nozzle of which the upper section is supplied in a water cooled aftercooler to a temperature of 30-60 ° C, the regenerated amine aqueous solution with a concentration of adsorbent methyldiethanolamine (MDEA) 40% by weight. that provides depth and selectivity of gas purification. The effluent from the top of absorber purified gas with a temperature of 30-40 ° C and carbon dioxide content of not more than 5 ppm passes recuperative heat exchanger and further cooled gas is purified at a temperature not higher than 30 C and not lower than 20 ° C is sent to separator the purified gas, wherein there is a separation of the purified gas from the trapped drops of absorbent material. The spent aqueous absorbent solution saturated with acidic components (carbon dioxide (CO 2 ) and hydrogen sulfide (H 2 S)) and methanol from the lower part of the absorber is sent via line 4 to the regeneration unit of the saturated absorbent 120. The separated purified second stream of purified hydrocarbon gas leaving the upper part of the separator through pipeline 3 enters the unit for drying and removing mercury 150.

В блоке регенерации насыщенного абсорбента 120 реализуется стадия (в), при этом поток отработанного раствора МДЭА, насыщенного кислыми компонентами и метанолом поступает по трубопроводу 4, дросселируется до давления 3-4 МПа и нагревается в рекуперативном теплообменнике за счет тепла, регенерированного МДЭА. Отработанный раствор МДЭА, насыщенный кислыми компонентами и нагретый до температуры 70-80 оС дросселируется далее до давления 1 МПа и поступает в емкость расширения (экспанзер) отработанного раствора МДЭА. В емкости расширения (экспанзере) происходит отделение экспанзерного газа из отработанного раствора МДЭА в результате снижения давления до 0,8 МПа (абс.). Насыщенный кислыми компонентами раствор МДЭА из нижней части емкости расширения (экспанзера) поступает в трубное пространство рекуперативных теплообменников, где нагревается потоком регенерированного МДЭА до температуры 95-105 оС, и поступает на верхнюю секцию насадки десорбера, работающего под давлением 0,18 МПа. Абсорбер оборудован термосифоном для нагрева раствора, насыщенного МДЭА до температуры 123-125 оС. Образовавшаяся при нагревании насыщенного раствора МДЭА газовая фаза с унесенными каплями раствора абсорбента выводится с верха десорбера. Далее эта смесь, содержащая в себе, в основном, кислые компоненты и метанол и поступает в сепаратор кислого газа, где разделяется на газовую и жидкую фазы. Сепаратор кислого газа оборудован насадочной колонкой для промывки кислого газа от метанола технологической водой, поступающей на блок 120 по трубопроводу 5. Промытый от метанола кислый газ направляется в качестве низконапорного кислого газа в блок компримирования и осушки низконапорных газов 140, а конденсат (кислая вода), содержащий воду, метанол и диоксид углерода из нижней части сепаратора кислого газа отправляется на блок отпарки конденсата (кислой воды) 130. Регенерированный раствор МДЭА возвращается по трубопроводу 6 в блок очистки абсорбционной очистки углеводородных газов от кислых газов 110.Stage (c) is implemented in the saturated absorbent 120 regeneration unit, while the flow of the spent MDEA solution saturated with acidic components and methanol enters through line 4, is throttled to a pressure of 3-4 MPa, and is heated in a regenerative heat exchanger due to the heat regenerated by MDEA. The spent MDEA solution saturated with acidic ingredients and heated to a temperature of 70-80 ° C until further throttled pressure of 1 MPa and enters the expansion tank (ekspanzer) spent MDEA solution. In the expansion vessel (expancer), the expansion gas is separated from the spent MDEA solution as a result of a decrease in pressure to 0.8 MPa (abs.). Saturated acidic components MDEA solution from the bottom of the expansion tank (ekspanzera) enters the tube side of the recuperative heat exchanger where it is heated regenerated MDEA stream to a temperature of 95-105 ° C, and enters the upper section stripper nozzle, the pressure of 0.18 MPa. The absorber equipped with the thermosyphon for heating solution saturated MDEA temperature to 123-125 ° C. The resulting saturated solution under heating MDEA gas phase with entrained absorbent solution droplets is derived from the top of the desorber. Then this mixture, which contains mainly acidic components and methanol, enters the acid gas separator, where it is separated into gas and liquid phases. The acid gas separator is equipped with a nozzle column for flushing acid gas from methanol with process water entering block 120 through line 5. The acid gas washed from methanol is sent as low-pressure acid gas to the low-pressure gas compression and drying unit 140, and condensate (acid water), containing water, methanol and carbon dioxide from the bottom of the acid gas separator is sent to the condensate stripping unit (acidic water) 130. The regenerated MDEA solution is returned via line 6 to the purification unit ab orbtsionnoy hydrocarbon gas purifying gases from acid 110.

В блоке 130 - блоке отпарки технологического конденсата (кислой воды) реализуется стадия (г) в системе дополнительных ректификационных колонн, снабженных ребойлерами, холодильниками-конденсаторами и сепараторами. Конденсат (кислая вода) с блока регенерации потока насыщенного абсорбента 120 по трубопроводу 7, нагревается в рекуперативном теплообменнике, подается на среднюю часть первой дополнительной ректификационной колонны, в кубе которой поддерживается температура 118 оС. В колонне происходит отпарка конденсата (кислой воды) от метанола и диоксида углерода. Отпаренный конденсата из куба колонны проходит рекуперативный теплообменник, аппарат воздушного охлаждения, холодильник и направляется в коллектор технологической воды. С верха первой дополнительной ректификационной колонны выводится смесь паров метанола, углекислого газа и воды, которая охлаждается и подается в сепаратор, где происходит отделение водного раствора метанола от газов отпарки. Далее водный раствор метанола проходит рекуперативный теплообменник, нагревается и поступает во вторую дополнительную ректификационную колонну для концентрирования метанола, в кубе этой колонны поддерживается температура 118 оС. Пары верха второй дополнительной ректификационной колонны охлаждаются в аппарате воздушного охлаждения, конденсируются и поступают в рефлюксную емкость, где происходит разделение метанола и газов отпарки. Отпаренный конденсат возвращается на блок регенерации отработанного аминового растворителя 120 по трубопроводу 9 для подпитки регенерированного раствора МДЭА и сохранения его нужной концентрации. Газы отпарки, выделившиеся с первой и второй дополнительных ректификационных колонн, объединяются в один поток поступают на блок компримирования и осушки низконапорных газов 140. Высокочистый метанол выводится с блока 130 по трубопроводу 8.In block 130, the technological condensate stripping unit (acidic water), stage (g) is implemented in a system of additional distillation columns equipped with reboilers, condenser coolers and separators. The condensate (acid water) to regenerate rich absorbent stream unit 120 via line 7, heated in an indirect heat exchanger, is fed to the middle portion of the first additional distillation column which is maintained in the cube temperature of 118 C. The stripping column occurs condensate (acid water) methanol and carbon dioxide. The recovered condensate from the cube of the column passes through a recuperative heat exchanger, an air cooling apparatus, a refrigerator and is sent to the process water collector. From the top of the first additional distillation column, a mixture of methanol, carbon dioxide and water vapors is discharged, which is cooled and fed to a separator, where the aqueous methanol solution is separated from the stripping gases. The aqueous methanol solution passes recuperative heat exchanger is heated and flows into the second distillation column for further concentration of methanol in the cube of the column temperature is maintained at 118 C. The top vapor of the second additional distillation column is cooled in the air cooling apparatus, condensed and fed to the reflux vessel where separation of methanol and stripping gases occurs. The stripped condensate is returned to the regeneration unit of the spent amine solvent 120 via line 9 to feed the regenerated MDEA solution and maintain its desired concentration. Stripping gases from the first and second additional distillation columns are combined into a single stream and are sent to the compression and drying unit for low-pressure gases 140. High-purity methanol is discharged from block 130 through pipeline 8.

Стадия (д) - стадия компримирования и осушки низконапорных кислых газов реализуется в блоке 140. Низконапорные газы отпарки конденсата и низконапорные кислые газы, соответственно, по трубопроводам 10 из блока 130 и по трубопроводу 11 из блока 120 поступают в сепаратор, где происходит отделение капельной влаги. Далее газы проходят двухступенчатое компримирование. После первой ступени двухступенчатого компрессора газы направляются на охлаждение при давлении 0,4 МПа, после второй ступени компрессора с давлением 1,99 МПа сжатые газы охлаждаются и направляются с сепаратор, откуда, отделившись от сконденсировавшейся влаги, поступают в первую систему адсорберов со стационарным слоем адсорбента на осушку для обеспечения требуемой точки росы по влаге товарного газа. Осушка осуществляется в трех циклически работающих адсорберах с комбинированным слоем адсорбента на основе гранулированного оксида алюминия (верхний слой) и цеолита КА (нижний слой), который не адсорбируют сернистые соединения и метанол, таким образом, обеспечивается возможность сброса газа регенерации в атмосферу. На стадии адсорбции поток осушаемого газа проходит через слои адсорбента сверху вниз во избежание псевдоожижения слоя адсорбента и его механического истирания. Балластный компримированный и осушенный газ с содержанием диоксида углерода 88-89 % об., азота 2 % об., метана 7 % об., метанола 1,6 % об. из адсорберов проходит через фильтр, где очищается от унесенных частиц цеолита и выводится с блока по трубопроводу 14 на смешение с расчетным количеством высокочистого метанола, затем смешивается с метаном высокой чистоты до получения смеси газов с необходимой по стандарту теплотворной способностью топливного газа; далее эта смесь газов поступает на дожимные компрессорные системы, откуда отводится как товарный топливный газ по трубопроводу 15. Также происходит разделение на «чистую» метановую фракцию, которая смешивается с товарным газом, и «с примесями» метановую фракцию, которая используется для регенерации цеолита в блоке адсорбционной очистки ШФЛУ 210. После насыщения адсорбентов влагой адсорбер переключается со стадии адсорбции на стадию регенерации. На стадии регенерации и охлаждения поток газа (десорбирующего агента), проходит через слои адсорбента снизу-вверх. Для проведения стадии регенерации азот нагревается в рекуперативном теплообменнике в электрической печи до температуры 240-300 оС, поступает в адсорбер и вначале поднимает температуру адсорбентов до 200-250 оС, а затем поддерживает в течение процесса регенерации адсорбентов температуру адсорбентов на уровне 230-290 оС. Насыщенный влагой газ регенерации выходит сверху адсорбера, охлаждается в рекуперативном теплообменнике и аппарате воздушного охлаждения до температуры не выше 50 оС и сбрасывается по трубопроводу 13 на факел. Для охлаждения адсорбента после регенерации используется холодный азот, подаваемый по трубопроводу 12 снизу-вверх в адсорбер и понижающий температуру комбинированного слоя адсорбента до температуры 20-30 оС. Затем аппарат в соответствии с циклограммой процесса осушки переключается на стадию адсорбции.Stage (d) - the stage of compression and drying of low-pressure acid gases is carried out in block 140. Low-pressure condensate stripping gases and low-pressure acid gases, respectively, pass through the pipelines 10 from block 130 and through pipeline 11 from block 120, where droplet moisture is separated . Then the gases go through two-stage compression. After the first stage of the two-stage compressor, the gases are sent for cooling at a pressure of 0.4 MPa, after the second stage of the compressor with a pressure of 1.99 MPa, the compressed gases are cooled and sent to the separator, from where they are separated from the condensed moisture and enter the first adsorber system with a stationary adsorbent layer drying to ensure the required dew point on the moisture of the commercial gas. Drying is carried out in three cyclically working adsorbers with a combined adsorbent layer based on granular alumina (upper layer) and KA zeolite (lower layer), which do not adsorb sulfur compounds and methanol, thus allowing the release of regeneration gas into the atmosphere. At the adsorption stage, the flow of drained gas passes through the adsorbent layers from top to bottom in order to avoid fluidization of the adsorbent layer and its mechanical abrasion. Compressed and dried ballast gas with a carbon dioxide content of 88-89% vol., Nitrogen 2% vol., Methane 7% vol., Methanol 1.6% vol. from adsorbers passes through a filter, where it is cleaned of entrained particles of zeolite and discharged from the unit through line 14 for mixing with the calculated amount of high-purity methanol, then mixed with high-purity methane to obtain a gas mixture with the required calorific value of the fuel gas; then this mixture of gases enters booster compressor systems, from where it is discharged as commercial fuel gas through pipeline 15. There is also a separation into a “pure” methane fraction, which is mixed with commercial gas, and an “impurity” methane fraction, which is used to regenerate zeolite into block adsorption cleaning BFLH 210. After saturation of the adsorbents with moisture, the adsorber switches from the adsorption stage to the regeneration stage. At the stage of regeneration and cooling, the gas stream (stripping agent) passes through the adsorbent layers from the bottom up. For carrying out the regeneration step, nitrogen is heated in an indirect heat exchanger in an electric furnace to a temperature of about 240-300 C, is supplied to the adsorption and adsorbent initially raises the temperature to 200-250 ° C and then maintain during adsorbent regeneration process temperature adsorbents at 230-290 C. Saturated moisture regeneration gas exits the top of an adsorber is cooled in the recuperative heat exchanger and air cooling unit to a temperature not higher than 50 ° C and discharged through conduit 13 to the flare. For cooling after regeneration of the adsorbent used cold nitrogen supplied through conduit 12, bottom-up and step-down adsorber combined adsorbent bed temperature to a temperature of 20-30 ° C. Then the apparatus according to the dehydration cyclogram process switches to the adsorption step.

Влажный второй поток очищенного углеводородного газа из блока 110 по трубопроводу 3 поступает на стадию (е) для обеспечения третьего уровня осушки, очистки от метанола и от соединений ртути во второй системе адсорберов со стационарным слоем адсорбента, состоящей из четырех адсорберов секции адсорбции влаги и метанола, работающих попарно параллельно, и двух адсорберов секции очистки газа от соединений ртути в блоке 150. В начале очищаемый газ поступает в верхнюю часть двух параллельно работающих на стадии осушки адсорберов со стационарным слоем адсорбента на основе оксида алюминия и цеолита КА, при этом газ очищается от метанола и влаги до уровня концентрации паров воды в осушенном газе не более 0,1 ppmv. Выходящий с низа адсорберов сухой газ разделяется на два потока: основной поток поступает в секцию очистки газа от соединений ртути, а относительно небольшой второй поток по трубопроводу 16 поступает в качестве десорбирующего агента на стадию регенерации адсорбентов осушки газа. В качестве альтернативных вариантов технологии регенерации адсорбентов предусмотрено использование в качестве десорбирующего агента метановой фракции, подаваемой по трубопроводу 17, либо азота низкого давления - по трубопроводу 18. После насыщения адсорбентов влагой адсорберы переключаются со стадии адсорбции на стадию регенерации. На стадии регенерации и охлаждения поток газа (десорбирующего агента), проходит через слои адсорбента снизу-вверх. Для проведения стадии регенерации десорбирующий агент нагревается в рекуперативном теплообменнике и затем в технологической печи до температуры 300 оС, поступает в адсорбер и вначале поднимает температуру адсорбентов до 250 оС, а затем поддерживает в течение процесса регенерации адсорбентов температуру адсорбентов на уровне 290 оС. Насыщенный влагой газ регенерации выводится сверху адсорбера, и проходит сепаратор, в котором отделяется сконденсировавшаяся вода. После регенерации слой адсорбента охлаждается до температуры не выше 35 оС потоком соответствующего холодного десорбирующего агента с рекуперацией снимаемого тепла. Таким образом, рекуперация тепла горячих газов улучшает технико-экономические показатели блока за счет рационального использования энергетических ресурсов. После регенерации адсорбентов и их охлаждения аппараты переключаются на стадию адсорбции в соответствии с циклограммой процесса осушки. При использовании в качестве десорбирующего агента метановой фракции продукты десорбции сбрасываются в трубопровод 19 по трубопроводу 20, а при использовании азота низкого давления продукты десорбции сбрасываются в трубопровод 21 по трубопроводу 22.The wet second stream of purified hydrocarbon gas from block 110 through line 3 enters stage (e) to provide a third level of drying, purification from methanol and mercury compounds in a second adsorber system with a stationary adsorbent layer consisting of four adsorbers of a moisture and methanol adsorption section, working in pairs in parallel, and two adsorbers of the gas purification section of mercury compounds in block 150. At the beginning, the gas to be cleaned enters the upper part of two adsorbers operating in parallel with the drying stage with stationary OEM adsorbent based on alumina and KA zeolite, wherein the gas is purified by the methanol and water to a concentration level of water vapor in the dried gas is not more than 0,1 ppmv. The dry gas leaving the bottom of the adsorbers is divided into two streams: the main stream enters the gas purification section from mercury compounds, and the relatively small second stream through line 16 enters as a desorbing agent to the stage of regeneration of gas drying adsorbents. Alternatively, the technology of adsorbent regeneration provides for the use of a methane fraction supplied through line 17 or low pressure nitrogen via line 18 as a stripping agent. After saturating the adsorbents with moisture, the adsorbers switch from the adsorption stage to the regeneration stage. At the stage of regeneration and cooling, the gas stream (stripping agent) passes through the adsorbent layers from the bottom up. For carrying out the regeneration step stripping agent is heated in the recuperative heat exchanger and then in the processing furnace to a temperature of 300 C, enters the first adsorber and the adsorbent temperature raises to 250 ° C and then maintain during regeneration of adsorbents temperature adsorbents at 290 ° C. A moisture-saturated regeneration gas is discharged on top of the adsorber, and a separator passes in which condensed water is separated. After regeneration of the adsorbent bed is cooled to a temperature not higher than 35 ° C cold flow corresponding desorbing agent removes heat recovery. Thus, the recovery of heat from hot gases improves the technical and economic performance of the unit due to the rational use of energy resources. After regeneration of the adsorbents and their cooling, the devices switch to the adsorption stage in accordance with the cyclogram of the drying process. When using the methane fraction as a stripping agent, the desorption products are discharged into the pipeline 19 through the pipeline 20, and when using low-pressure nitrogen, the desorption products are discharged into the pipeline 21 through the pipe 22.

В секции очистки газа от соединений ртути два адсорбера загружены слоем адсорбента на основе оксида алюминия, промотированного медью, при этом один адсорберов находится в режиме адсорбции (регенерация адсорбента не предусматривается в связи с низкой концентрацией удаляемого компонента, в очищаемом газе содержится не более 2 ppb соединений ртути), а второй находится в режиме ожидания и включается в технологический цикл при насыщении адсорбента в первом адсорбере. Отработанный адсорбент направляется на специализированное предприятие по утилизации ртути и заменяется на свежий адсорбент. Осушенный до содержания влаги не более 0,1 ppmv и очищенный от ртути третий поток осушенного и очищенного природного газа газ выводится с блока 150 по трубопроводу 23.In the gas purification section for mercury compounds, two adsorbers are loaded with an adsorbent layer based on aluminum oxide promoted with copper, while one adsorber is in the adsorption mode (adsorbent regeneration is not provided due to the low concentration of the removed component, the gas to be cleaned contains no more than 2 ppb compounds mercury), and the second is in standby mode and is included in the technological cycle when the adsorbent is saturated in the first adsorber. Spent adsorbent is sent to a specialized mercury disposal company and replaced with fresh adsorbent. Dried to a moisture content of not more than 0.1 ppmv and purified from mercury, the third stream of dried and purified natural gas gas is discharged from block 150 through pipeline 23.

Далее осушенный и очищенный от ртути третий поток осушенного и очищенного природного газа с блока осушки углеводородного газа и удаления из него ртути 150 по трубопроводу 23 поступает на блок низкотемпературной ректификации 160, где в первой ректификационной колонне происходит разделение на деэтанизированный газ, уходящий с верху колонны, и на первый остаток, содержащий углеводороды С2 и выше для реализации стадии (ж). С целью снижения потерь холода холодильник-конденсатор и кипятильник, в котором рекуперируется тепло относительно высокотемпературного потока вместе с колонной размещен в общем «холодном боксе» криогенной аппаратуры.Then, the third stream of dried and purified natural gas, dried and purified from mercury, is dried from the hydrocarbon gas dehydration and mercury removal unit 150 through a pipe 23 to the low-temperature distillation unit 160, where the first distillation column is separated into deethanized gas leaving the top of the column, and on the first residue containing hydrocarbons With 2 and above for the implementation of stage (g). In order to reduce cold losses, the refrigerator-condenser and boiler, in which heat is recovered relative to the high-temperature flow, together with the column are placed in a common “cold box” of cryogenic equipment.

Деэтанизированный газ по трубопроводу 24 направляется на блок расширения и охлаждения деэтанизированного газа 170 в «холодном боксе» в системе рекуперативных теплообменников с использованием потоков разнотемпературных хладагентов, реализуя стадию (з). «Холодный бокс» имеет мощную тепловую изоляцию от окружающей среды и в пространстве между заполняющей «холодный бокс» аппаратурой, также находится теплоизоляционный материал, что устраняет конвективные потоки внутри «холодного бокса» и термостатирует каждый из теплообменных или массообменных аппаратов. Поскольку разнотемпературные хладагенты имеют различное давление, то формируется оптимальная схема перемещения относительно холодных потоков, используемых в качестве хладагентов, и относительно «теплых», используемых в качестве теплоносителей, что позволяет отказаться от применения насосов для перекачки различных внешних источников холода. Кроме того, эффективная система теплопереноса и использование рецикла азотно-метановой смеси, образованной в колоннах деазотирования через «тепловой насос» позволяет исключить дорогостоящие внешние источники холода, например, жидкий азот со стороны.The deethanized gas is piped through line 24 to the expansion and cooling unit for deethanized gas 170 in a “cold box” in a recuperative heat exchanger system using flows of different temperature refrigerants, implementing stage (h). The “cold box” has a powerful thermal insulation from the environment and in the space between the “cold box” filling equipment, there is also a heat-insulating material that eliminates convective flows inside the “cold box” and thermostats each of the heat exchangers or mass transfer devices. Since different temperature refrigerants have different pressures, an optimal movement pattern is formed for relatively cold flows used as refrigerants and relatively “warm” ones used as coolants, which eliminates the need to use pumps for pumping various external sources of cold. In addition, an efficient heat transfer system and the use of a recycle of a nitrogen-methane mixture formed in de-nitration columns through a “heat pump” eliminates costly external sources of cold, such as liquid nitrogen from the side.

Частично конденсированный деэтанизированный газ, содержащий преимущественно метан и азот с примесью гелия по трубопроводу 25 поступает в блок криогенного деазотирования 180, в котором обеспечивается реализация стадии (и) во второй ректификационной колонне, работающей при давлении 2,6 МПа. Частично сконденсированный в «холодном боксе» деэтанизированный газ поступает в среднюю часть второй ректификационной колонны, снабженной в нижней части ребойлером. Снизу второй ректификационной колонны выделяют второй остаток, представляющий собой метановую фракцию. Выделенный с верха второй ректификационной колонны газ с температурой около минус 110 оС направляется в «холодный бокс», где частично конденсируется. Частично сконденсированный газ из «холодного бокса» с температурой около минус 120 оС направляется в нижнюю секцию колонны выделения азота и гелия, работающей при давлении 2,6 МПа. Верхний продукт колонны выделения азота и гелия с температурой около минус 155 оС направляется в «холодный бокс», где нагревается и отправляется в секцию 190 в качестве азотно-гелиевой смеси по трубопроводу 26. Нижний продукт колонны выделения азота и гелия подается в качестве орошения во вторую ректификационную колонну. Метановая фракция, отводимая из куба второй ректификационной колонны с температурой около минус 101 оС, возвращается в «холодный бокс», где она выпаривается и выводится в качестве продуктового газа, а также может частично направляться на блок осушки углеводородного газа и удаления из него ртути 150 по трубопроводу 17 для регенерации адсорбентов и по трубопроводу 27 отправляется на дожимные компрессорные системы для получения товарного топливного газа. Partially condensed deethanized gas, containing mainly methane and nitrogen mixed with helium, enters cryogenic de-nitration unit 180 through line 25, in which stage (s) are implemented in the second distillation column operating at a pressure of 2.6 MPa. Partially condensed in the “cold box” deethanized gas enters the middle of the second distillation column, equipped with a reboiler in the lower part. A second residue, which is a methane fraction, is isolated from the bottom of the second distillation column. Dedicated to the second distillation column top gas with a temperature of about minus 110 ° C is sent to the "cold box", wherein the partially condensed. Partially condensed natural gas from the "cold box" with a temperature of about minus 120 ° C is guided to the lower section of the column the separation of nitrogen and helium, operating at a pressure of 2.6 MPa. The top product of column separation of nitrogen and helium with a temperature of about minus 155 ° C is sent to the "cold box", where it is heated and sent to the section 190 as a nitrogen-helium mixture through conduit 26. The bottom product of column separation of nitrogen and helium is fed as reflux in the second distillation column. The methane fraction withdrawn from the bottom of the second distillation column at a temperature of about minus 101 ° C, returned to the "cold box", where it is vaporized and output as product gas and may be partially directed in the flow dehydration of hydrocarbon gas and removing from it of mercury 150 through the pipeline 17 for the regeneration of adsorbents and through the pipeline 27 it is sent to booster compressor systems to produce commercial fuel gas.

Азотно-гелиевая смесь с частичным содержанием водорода и метана направляется по трубопроводу 26 в блок получения гелия 190, в котором реализуются стадии (к) и (л), и который включает в себя несколько отделений, в частности, отделение каталитической очистки газа от водорода, криогенного выделения гелия, его ожижения и криогенной адсорбционной очистки гелия от примесей в первую очередь благородных газов. В отделении удаления водорода поступающий поток азотно-гелиевой смеси с давлением 2,4 МПа и температурой около 44 оС смешивается с рециркуляционным потоком из отделения компримирования гелия, который содержит кислород, необходимый для реакции окисления водорода и метана. Смешанный поток предварительно нагревается в подогревателе водородного реактора до температуры 370 оС и подается в водородный реактор, где водород и метан окисляются в итоге до воды и углекислого газа посредством каталитической реакции. В результате экзотермической реакции температура потока на выходе из реактора повышается до 450 оС. В связи с этим увлажнившаяся азотно-гелиевая смесь покидает реактор разогреваясь до температуры 450 оС без следов водорода, но с содержанием кислорода 1000 ppm и несколько повышенным содержанием азота за счет азота воздуха. После реактора неосушенная, горячая азотно-гелиевая смесь проходит через подогреватель газа регенерации, где он нагревает газ регенерации для адсорберов осушки азотно-гелиевой смеси до 230 оС. Далее предварительно охлажденный газ с температурой 400 оС охлаждается в подогревателе водородного реактора до температуры 74 оС и затем охлаждается воздухом в выходном холодильнике водородного реактора до температуры 47 оС. Неосушенная охлажденная азотно-гелиевая смесь охлаждается до 25 оС в охладителе неосушенной азотно-гелиевой смеси, где для охлаждения используется азот низкого давления из отделения извлечения гелия. A nitrogen-helium mixture with a partial content of hydrogen and methane is sent via pipeline 26 to the helium production unit 190, in which stages (k) and (l) are implemented, and which includes several compartments, in particular, the separation of catalytic gas purification from hydrogen, cryogenic separation of helium, its liquefaction and cryogenic adsorption purification of helium from impurities, primarily noble gases. The separation of hydrogen removal incoming stream of nitrogen-helium mixture at a pressure of 2.4 MPa and a temperature of about 44 ° C is mixed with a recycle stream from the separation compression helium which contains the oxygen required for the oxidation of hydrogen and methane. The mixed stream is preheated in a preheater to the temperature of the hydrogen reactor 370 ° C and hydrogen is fed into a reactor where hydrogen and methane is oxidized ultimately to water and carbon dioxide by catalytic reaction. As a result of the exothermic reaction in the reactor outlet stream temperature is raised to 450 ° C. In this connection humidified nitrogen-helium mixture leaving the reactor is warmed up to a temperature of 450 ° C without hydrogen tracks, but with 1000 ppm of oxygen content and nitrogen content increased somewhat due to nitrogen air. After the reactor undrained, hot nitrogen-helium mixture passes through a regeneration gas heater, where it heats the regeneration gas for drying adsorbers nitrogen-helium mixture to 230 C. Next, a pre-cooled gas at 400 ° C in the preheater cools the hydrogen reactor to a temperature of 74 C and then cooled in air cooler downstream the reactor the hydrogen to a temperature of 47 C. The cooled undrained nitrogen-helium mixture was cooled to 25 ° C in cooler undrained nitrogen-helium mixture, where a cool the use of low pressure nitrogen from the separation recovering helium.

Далее неосушенная азотно-гелиевая смесь поступает в адсорбер осушки азотно-гелиевой смеси. Азотно-гелиевая смесь попадает и проходит снизу вверх в один из двух адсорберов. Содержащиеся в неосушенной азотно-гелиевой смеси вода и углекислый газ адсорбируются молекулярным ситом, и их содержание в газе уменьшается практически до нулевого уровня, чтобы не произошло замерзание систем в отделениях извлечения гелия и сжижения гелия. Осушенный и обогащенный гелием газ затем проходит через фильтр осушенной азотно-гелиевой смеси для удаления возможной пыли от молекулярных сит, что может повлиять на работу криогенного процесса в отделении извлечения гелия. Для удаления воды и углекислого газа из перенасыщенных молекулярных сит адсорбер осушки азотно-гелиевой смеси в режиме регенерации вначале нагревают газом регенерации приблизительно в течение 5 часов, а затем охлаждают примерно в течение 4 часов. В качестве газа регенерации используется азот низкого давления, отделенный от азотно-гелиевой смеси в отделении извлечения гелия.Then, the undrained nitrogen-helium mixture enters the adsorber for drying the nitrogen-helium mixture. The nitrogen-helium mixture enters and passes from the bottom up to one of the two adsorbers. The water and carbon dioxide contained in the non-dried nitrogen-helium mixture are adsorbed by a molecular sieve, and their content in the gas is reduced to almost zero so that the systems in the helium recovery and helium liquefaction departments do not freeze. The gas dried and enriched with helium then passes through the filter of the dried nitrogen-helium mixture to remove possible dust from molecular sieves, which can affect the operation of the cryogenic process in the helium recovery unit. To remove water and carbon dioxide from supersaturated molecular sieves, the adsorber for drying the nitrogen-helium mixture in the regeneration mode is first heated with a regeneration gas for approximately 5 hours, and then cooled for approximately 4 hours. The regeneration gas used is low-pressure nitrogen, separated from the nitrogen-helium mixture in the helium recovery unit.

Работа двух адсорберов в отделении осушки азотно-гелиевой смеси происходит с периодическим переключением из режима адсорбции в режим регенерации. После режима регенерации регенерированный адсорбер на несколько градусов теплее адсорбера, находящегося в режиме адсорбции. Для минимизации температурных колебаний газа неосушенной азотно-гелиевой смеси при переключении от отработанного адсорбера к регенерированному адсорберу используется, так называемый параллельный адсорбционный режим. В течение этого параллельного адсорбционного режима, длящегося около 3-4 часов, большинство газа по-прежнему отправляется в работающий адсорбер, а часть общего газового потока проходит через регенерированный и более теплый адсорбер, приводя его к рабочей температуре, минимизируя разницу температур между двумя осушенными газовыми потоками, обогащенными гелием, выходящих из адсорберов. После этого параллельного режима поток полностью переключается на регенерированный адсорбер.The work of two adsorbers in the dehydration compartment of the nitrogen-helium mixture occurs with periodic switching from the adsorption mode to the regeneration mode. After the regeneration mode, the regenerated adsorber is several degrees warmer than the adsorber in the adsorption mode. To minimize the temperature fluctuations in the gas of the dried nitrogen-helium mixture when switching from a spent adsorber to a regenerated adsorber, the so-called parallel adsorption mode is used. During this parallel adsorption regime, which lasts about 3-4 hours, most of the gas is still sent to the working adsorber, and part of the total gas flow passes through the regenerated and warmer adsorber, leading it to operating temperature, minimizing the temperature difference between the two dried gas helium enriched streams leaving adsorbers. After this parallel mode, the flow is completely switched to the regenerated adsorber.

Отделение извлечения гелия состоит из криогенного выделения азота и короткоцикловой адсорбции (КЦА). Осушенная азотно-гелиевая смесь поступает в «холодный бокс» получения гелия для криогенного разделения на 4 потока: поток обогащенный гелием, поступающий с «холодного бокса» получения гелия, поток жидкого азота, подающийся в отделение хранения жидкого азота по трубопроводу 28 и в дальнейшем используемый для предварительного охлаждения в отделениях сжижения гелия и хранения и затаривания жидкого гелия; поток хвостового газа, представляющий собой азот с гелием, с давлением 1,0 МПа поступает на компримирование в отделение компримирования гелия для повышения степени извлечения гелия, поток азота среднего давления с давлением 0,8-1,0 МПа, который поступает на границу отделения как азот для вспомогательных систем.The helium recovery unit consists of cryogenic nitrogen evolution and short cycle adsorption (CCA). The dried nitrogen-helium mixture enters the “cold box” for receiving helium for cryogenic separation into 4 streams: a stream enriched with helium coming from the “cold box” for receiving helium, a stream of liquid nitrogen supplied to the liquid nitrogen storage compartment through pipeline 28 and subsequently used for preliminary cooling in helium liquefaction compartments and storage and packing of liquid helium; the tail gas stream, which is nitrogen with helium, with a pressure of 1.0 MPa is supplied for compression to the helium compression unit to increase the degree of helium recovery, the medium pressure nitrogen stream with a pressure of 0.8-1.0 MPa, which arrives at the separation boundary as nitrogen for auxiliary systems.

Азот среднего давления 2500 кг/ч поступает на границу отделения для регенерации адсорберов установки адсорбционной очистки ШФЛУ 210 по трубопроводу 34. Оставшийся азот подается на дожимной компрессор азота, компримируется, охлаждается в холодильнике дожимного компрессора азота, далее охлаждается в «холодном боксе» получения гелия до температуры минус 21 °C и затем подается на турбодетандер азота, где расширяется до 0,3 МПа с получением азота низкого давления, обеспечивая необходимую нагрузку по охлаждению для экспорта азота. Турбодетандер азота и дожимной компрессор азота расположены на общем валу. Азот низкого давления нагревается в «холодном боксе» получения гелия и подается в отделение удаления водорода в качестве газа регенерации, также частично может быть использован в блоке 150 для регенерации осушки и очистки от метанола второго потока очищенного углеводородного газа.Medium pressure nitrogen of 2500 kg / h enters the compartment boundary for regenerating adsorbers of the BFLU 210 adsorption purification unit via pipeline 34. The remaining nitrogen is supplied to the booster nitrogen compressor, compressed, cooled in the refrigerator of the booster nitrogen compressor, then it is cooled in the “cold box” for receiving helium to temperature minus 21 ° C and then fed to a nitrogen turbine expander, where it expands to 0.3 MPa to produce low pressure nitrogen, providing the necessary cooling load for nitrogen export. A nitrogen turbo expander and a booster nitrogen compressor are located on a common shaft. Low-pressure nitrogen is heated in a “cold box” for helium production and fed to the hydrogen removal unit as a regeneration gas; it can also be partially used in block 150 for regeneration of drying and purification of a second stream of purified hydrocarbon gas from methanol.

Выходящий из «холодного бокса» получения гелия насыщенный гелием поток содержит приблизительно 80 % мол. гелия и подается на конечную стадию очистки гелия в отделение КЦА. Процесс короткоцикловой адсорбции основан на физическом феномене, когда высококипящие компоненты низкой полярности, такие как, например, водород или гелий, являются трудно адсорбируемыми в сравнении с такими молекулами как СО2, СО, N2 и углеводородами. Таким образом, в процессе короткоцикловой адсорбции, большинство примесей в гелийсодержащем потоке может быть селективно адсорбировано с получением в результате высокочистого гелиевого продукта.Coming out of the "cold box" for the production of helium, a helium-saturated stream contains approximately 80 mol%. helium and is fed to the final stage of helium purification in the CCA department. The short-cycle adsorption process is based on the physical phenomenon when high-boiling components of low polarity, such as, for example, hydrogen or helium, are difficult to adsorb in comparison with such molecules as CO 2 , CO, N 2 and hydrocarbons. Thus, during the short-cycle adsorption process, most of the impurities in the helium-containing stream can be selectively adsorbed, resulting in a highly pure helium product.

Процесс КЦА состоит из двух стадий:The CCA process consists of two stages:

- адсорбирование примесей при высоком давлении, которое необходимо для увеличения парциального давления и, следовательно, увеличения количества адсорбируемых примесей;- adsorption of impurities at high pressure, which is necessary to increase the partial pressure and, therefore, increase the amount of adsorbed impurities;

- десорбция (или регенерация) происходит при низком давлении для максимально возможного уменьшения количества примесей на адсорбенте, и, соответственно, для достижения высокой степени чистоты гелия.- desorption (or regeneration) occurs at low pressure to minimize the amount of impurities on the adsorbent as much as possible, and, accordingly, to achieve a high degree of helium purity.

Процесс короткоцикловой адсорбции реализуется при низкой температуре 100-80 К, реализуемой при испарении жидкого азота в межтрубном пространстве адсорбера кожухотрубчатого типа, трубки которого заполнены адсорбентом.The process of short-cycle adsorption is realized at a low temperature of 100-80 K, which is realized by evaporation of liquid nitrogen in the annular space of a shell-and-tube type adsorber, the tubes of which are filled with adsorbent.

Адсорберы в процессе адсорбции расположены ступенчато, что способствует высокой гибкости, исключая влияние изменений состава, температуры и давления сырьевого газа.The adsorbers in the adsorption process are arranged in steps, which contributes to high flexibility, eliminating the influence of changes in the composition, temperature and pressure of the feed gas.

КЦА, проводимая при высоком давлении, позволяет с одной стороны резко уменьшить размеры адсорберов за счет сокращения продолжительности адсорбции, которая в свою очередь обеспечивается быстрой регенерацией адсорбента за счет резкого сброса давления в аппарате, а с другой стороны реализовать практически изотермический процесс в адсорбере на всех стадиях процесса. В качестве адсорбента используются активированные угли, например, марки СКТ-6, которые практически не сорбируют гелий даже при очень низкой температуре, а азот, аргон, неон сорбируются в достаточном количестве.CCA, carried out at high pressure, allows one to sharply reduce the size of the adsorbers by reducing the adsorption time, which in turn is ensured by rapid regeneration of the adsorbent due to a sharp pressure drop in the apparatus, and, on the other hand, to implement a practically isothermal process in the adsorber at all stages process. Activated carbons, for example, SKT-6 grades, which practically do not adsorb helium even at very low temperatures, are used as adsorbent, and nitrogen, argon, and neon are sorbed in sufficient quantities.

КЦА эффективно разделяет насыщенный гелием входной поток на поток чистого гелия с содержанием гелия 99,97 % моль и хвостовой газовый поток десорбции, состоящий в основном из азота и остаточных примесей. Хвостовой газовый поток направляется в отделение компримирования гелия. Поток чистого гелия поступает в отделение сжижения гелия, откуда поток гелия в качестве одного из главных продуктовых потоков направляется по трубопроводу 29 в отделение хранения и затаривания жидкого гелия.CCA efficiently separates the helium-saturated inlet stream into a stream of pure helium with a helium content of 99.97% mol and a tail gas desorption stream, consisting mainly of nitrogen and residual impurities. The tail gas stream is directed to the helium compression unit. The stream of pure helium enters the helium liquefaction department, from where the helium stream, as one of the main product streams, is routed through line 29 to the storage and packing unit for liquid helium.

Отделение компримирования хвостового газа используется для сбора хвостового газового потока и сдувок из технологического оборудования, содержащих гелий, после технологического процесса и их компримирования для обратной закачки в сырьевой газ. Данный процесс значительно повышает коэффициент извлечения гелия на установке. Неосушенная азотно-гелиевая смесь после сброса давления в адсорберах осушки азотно-гелиевой смеси соединяется с хвостовым газовым потоком с КЦА и подается в отделение компримирования хвостового газа с давлением 0,13 МПа. Остаточный газ с «холодного бокса» получения гелия соединяется с воздухом КИП с границы отделения и подается с давлением 0,5 МПа на модуль компримирования хвостового газа. Сжатые хвостовые газы охлаждаются в холодильнике компрессора хвостового газа до температуры 47 °C и отделяются от оставшегося смазочного масла в блоке удаления масла. Сжатый хвостовой газ подается в отделение удаления водорода для смешения с сырьевым газом.The tail gas compression section is used to collect the tail gas stream and purge it from helium-containing process equipment after the process and compress it for re-injection into the feed gas. This process significantly increases the helium recovery rate at the facility. After depressurization in the adsorbers for drying the nitrogen-helium mixture, the non-dried nitrogen-helium mixture is connected to the tail gas stream with CCA and fed to the tail gas compression section with a pressure of 0.13 MPa. The residual gas from the “cold box” for helium production is connected to the instrumentation air from the separation boundary and is supplied with a pressure of 0.5 MPa to the tail gas compression module. The compressed tail gases are cooled in the refrigerator of the tail gas compressor to a temperature of 47 ° C and separated from the remaining lubricating oil in the oil removal unit. The compressed tail gas is fed to a hydrogen removal unit for mixing with the feed gas.

В отделение ожижения гелия поступает поток жидкого гелия с отделения КЦА, где он подвергается сжижению при использовании видоизмененного цикла Брайтона с тремя уровнями давления, включающие стадию предварительного охлаждения жидким азотом из отделения хранения и затаривания жидкого азота, стадии расширения и предварительного охлаждения по циклу Клода, а также изоэнтропического расширения в турбине и изоэнтальпического расширения по циклу Джоуля-Томсона для получения жидкого гелия. Жидкий гелий выводится с отделения ожижения гелия в качестве главного продуктового потока и подается по трубопроводу 28 в отделение хранения и затаривания жидкого гелия. Газообразный гелий, отпарной газ и газ мгновенного испарения поступают из отделения хранения и затаривания жидкого гелия для повторного сжижения.The helium liquefaction unit receives a stream of liquid helium from the CCA unit, where it is liquefied using a modified Brighton cycle with three pressure levels, including the stage of preliminary cooling with liquid nitrogen from the storage and packing section of liquid nitrogen, the expansion and preliminary cooling stage of the Claude cycle, and also isoentropic expansion in the turbine and isoenthalpic expansion in the Joule-Thomson cycle to obtain liquid helium. Liquid helium is discharged from the helium liquefaction unit as the main product stream and is fed via line 28 to the storage and packing unit for liquid helium. Helium gas, stripping gas and flash gas come from the liquid helium storage and packaging unit for re-liquefaction.

Гелий низкого давления с блока сжижения гелия вначале компримируется в блоке компримирования гелия низкого давления до среднего давления и охлаждается до температуры 47 °C в холодильнике компрессора гелия низкого давления. Сжатый гелий среднего давления соединяется с гелием среднего давления, поступающего с блока сжижения гелия, и подается в блок компримирования гелия среднего давления для конечного компримирования. Сжатый гелий высокого давления охлаждается в холодильнике компрессора гелия среднего давления до 47 °C и отделяется от оставшегося смазочного масла на блоке удаления масла.The low-pressure helium from the helium liquefaction unit is first compressed in the low-pressure helium compression unit to medium pressure and cooled to a temperature of 47 ° C in the refrigerator of the low-pressure helium compressor. Compressed medium-pressure helium is combined with medium-pressure helium from the helium liquefaction unit, and fed to the medium-pressure helium compression unit for final compression. Compressed high-pressure helium is cooled in the refrigerator of a medium-pressure helium compressor to 47 ° C and separated from the remaining lubricating oil on the oil removal unit.

Первый остаток, содержащий углеводороды С2 и выше из блока 160 поступает по трубопроводу 30 в блок 200, в котором происходит выделение из первого остатка этана и широкой фракции легких углеводородов (ШФЛУ), реализуя таким образом стадию (м). Первый остаток нагревается до 20 оС в рекуперативном теплообменнике ШФЛУ и двухфазным потоком подается в среднюю секцию четвертой ректификационной колонны, снабженной ребойлером, конденсатором-холодильником, рефлюксной емкостью, где подвергается ректификации. Этановая фракция, являющаяся верхним продуктом колонны, с температурой около минус 3 оС охлаждается и частично конденсируется. Частично сконденсированная этановая фракция затем направляется в рефлюксную емкость, где разделяется на жидкую и газовую фазы. Жидкость возвращается в качестве орошения в колонну, а газ, отводимый с верхней части рефлюксной емкости, выводится по трубопроводу 31 как продуктовый этан. Нижний поток колонны охлаждается в рекуперативном теплообменнике потоком этановой фракции и с температурой 35 оС выводится с блока по трубопроводу 32 в качестве широкой фракции легких углеводородов (ШФЛУ), представляющей собой фракцию, состоящую преимущественно из пропана и более тяжелых углеводородов.The first residue containing hydrocarbons C 2 and higher from block 160 enters through a pipeline 30 to block 200, in which ethane and a wide fraction of light hydrocarbons (BFLH) are separated from the first residue, thus realizing stage (m). The first residue is heated to 20 ° C in a regenerative BFLH heat exchanger and fed into the middle section of the fourth distillation column equipped with a reboiler, a condenser-cooler, and a reflux tank, where it is subjected to rectification. Ethane fraction, which is the top product of the column, a temperature of about minus 3 ° C cooled and partially condensed. The partially condensed ethane fraction is then sent to a reflux tank, where it is separated into liquid and gas phases. The liquid is returned as irrigation to the column, and the gas discharged from the upper part of the reflux tank is discharged through line 31 as product ethane. The bottom stream of the column is cooled in an indirect heat exchanger flow ethane fraction and a temperature of 35 ° C is output from the unit via line 32 as a gas liquids (NGL), which is a fraction composed mainly of propane and heavier hydrocarbons.

ШФЛУ с блока выделения этана и ШФЛУ 200 по трубопроводу 32 подается под давлением 1,8-2,2 МПа на блок адсорбционной очистки ШФЛУ 210 от сернистых соединений (меркаптанов) и метанола для реализации стадии (н). Блок 210 представляет собой третью систему адсорберов со стационарным слоем адсорбента с применением в адсорберах адсорбента на основе широкопористого цеолита NaX, состоящую из четырех адсорберов, печи, рекуперативных теплообменников, при этом два адсорбера находятся в стадии адсорбции и работают параллельно, один на регенерации адсорбента, один на охлаждении и переключение адсорберов с одной стадии на другую выполняется на основании циклограммы. ШФЛУ поступает в два параллельно работающих в режиме адсорбции адсорбера. Пройдя через слой адсорбента сверху вниз, очищенная от меркаптанов и метанола ШФЛУ направляется в емкость чистого ШФЛУ и далее на дальнейшую переработку в блок газофракционирования 220 по трубопроводу 33. Адсорбер, который переводится на режим регенерации адсорбента, предварительно опорожняется от жидкой фазы. Регенерация и охлаждение цеолита для повышения эффективности процесса десорбции, осуществляется подачей газа охлаждения (метановая фракция) с коллектора товарного газа после дожимных компрессорных станций с давлением 2,2-2,5 МПа по трубопроводу 19. Чтобы исключить растворение метана в ШФЛУ, опорожнение адсорбера производится передавливанием жидкости из аппарата в емкость за счет с подачи азота среднего давления по трубопроводу 34 под давлением до 2 МПа. После опорожнения адсорбера начинается продувка адсорбера потоком метановой фракции с давлением 2,2-2,5 МПа для отдува жидкой пленки с поверхности гранул адсорбента и снижения энергозатрат на стадии регенерации и ее интенсификации. Продувочная метановая фракция из адсорбера направляется в топливную сеть или на прием дожимных компрессорных систем по трубопроводу 35. Десорбирующий газ нагревается в рекуперативном теплообменнике и затем в печи до температуры не выше 320 оС и поступает в адсорбер, функционирующий как десорбер, после которого проходит фильтр, рекуперативный теплообменник, где отдает свое тепло газу охлаждения перед печью. После завершения охлаждения начинается продувка азотом. Насыщенный меркаптанами газ регенерации направляется в топливную сеть или на прием дожимных компрессорных систем по трубопроводу 36. Очищенная ШФЛУ выводится с блока и поступает в блок газофракционирования 220 по трубопроводу 33.BFLH from the ethane separation unit and BFLU 200 are supplied through a pipeline 32 under a pressure of 1.8-2.2 MPa to the adsorption purification unit of BFLH 210 from sulfur compounds (mercaptans) and methanol for the implementation of stage (n). Block 210 is the third system of adsorbers with a stationary adsorbent layer using adsorbent based on broad-porous zeolite NaX in adsorbers, consisting of four adsorbers, a furnace, recuperative heat exchangers, while two adsorbers are in the adsorption stage and work in parallel, one for adsorbent regeneration, one on cooling, the switching of adsorbers from one stage to another is performed based on the cyclogram. NGL enters two adsorbers operating in the adsorption mode in parallel. After passing through the adsorbent layer from top to bottom, purified BFLH from mercaptans and methanol is sent to a pure BFLH container and then for further processing to gas fractionation unit 220 via pipeline 33. The adsorber, which is transferred to the adsorbent regeneration mode, is previously emptied from the liquid phase. Regeneration and cooling of the zeolite to increase the efficiency of the desorption process is carried out by supplying a cooling gas (methane fraction) from the commercial gas collector after booster compressor stations with a pressure of 2.2-2.5 MPa via pipeline 19. To exclude the dissolution of methane in NGL, the adsorber is emptied by transferring liquid from the apparatus to the tank due to the supply of medium pressure nitrogen through a pipe 34 under pressure up to 2 MPa. After emptying the adsorber, the adsorber is purged with a stream of methane fraction with a pressure of 2.2-2.5 MPa to blow off the liquid film from the surface of the adsorbent granules and reduce energy consumption at the stage of regeneration and its intensification. Blowing methane fraction from the adsorber is sent to the fuel system or on reception booster compressor system via line 35. The stripping gas is heated in the recuperative heat exchanger and then in an oven to a temperature not higher than 320 ° C and enters the adsorber functioning as a desorber, after which the filter passes, recuperative heat exchanger, where it gives its heat to the cooling gas in front of the furnace. After cooling is complete, a nitrogen purge begins. The regeneration gas saturated with mercaptans is sent to the fuel network or to the reception of booster compressor systems via pipeline 36. The purified BFLH is discharged from the unit and enters the gas fractionation unit 220 through pipeline 33.

Очищенная ШФЛУ поступает по трубопроводу 33 в блок газофракционирования 220, реализующий стадию (о). Блок состоит из двух ректификационных колонн разделения углеводородов, кипятильников, конденсаторов-холодильников, рефлюксных емкостей и насосов. Сначала очищенная ШФЛУ направляется в колонну-депропанизатор, с верха которой получают пропановую фракцию в паровой фазе, пары углеводородов конденсируются в аппарате воздушного охлаждения и поступают в рефлюксную емкость. Часть пропановой фракции используется в качестве орошения колонны-депропанизатора, а балансовая часть с содержанием 97 % об. пропана выводится с блока по трубопроводу 37 в парк хранения товарного пропана. Кубовый продукт колонны-депропанизатора после нагрева в рекуперативном теплообменнике поступает в качестве сырья в колонну-дебутанизатор. Пары бутановой фракции с верха колонны-дебутанизатора конденсируются в аппарате воздушного охлаждения и направляются в рефлюксную емкость, откуда часть бутановой фракции используется в качестве орошения колонны-дебутанизатора, а балансовая часть с содержанием 98 % об. сумму бутанов выводится с блока по трубопроводу 38 в парк хранения товарного бутана. Кубовый продукт колонны-дебутанизатора пентан-гексановая фракция охлаждается в аппарате воздушного охлаждения и выводится с блока по трубопроводу 39. В качестве источника тепла для обогрева кипятильников двух ректификационных колонн разделения углеводородов (колонны-дебутанизатора и колонны-депропанизатора) используют масло АМТ-300 или иной аналогичный теплоноситель с температурой нагрева до 260 оС.Purified BFLH enters through pipeline 33 to gas fractionation unit 220, which implements stage (o). The block consists of two distillation columns for the separation of hydrocarbons, boilers, condensers, refrigerators, reflux tanks and pumps. First, purified BFLH is sent to the depropanizer column, from the top of which a propane fraction is obtained in the vapor phase, hydrocarbon vapors are condensed in an air-cooling apparatus and transferred to a reflux tank. Part of the propane fraction is used as an irrigation column depropanizer, and the balance part with a content of 97% vol. propane is discharged from the unit through pipeline 37 to the storage tank for commercial propane. The bottom product of the depropanizer column after heating in a recuperative heat exchanger enters the debutanizer column as raw material. Vapors of the butane fraction from the top of the debutanizer column are condensed in an air-cooling apparatus and sent to a reflux tank, from where part of the butane fraction is used as irrigation of the debutanizer column, and the balance part containing 98% vol. the amount of butanes is withdrawn from the unit via pipeline 38 to the storage park for commercial butane. The pentane-hexane fraction bottom product of the debutanizer column is cooled in an air-cooling apparatus and is discharged from the unit via pipeline 39. AMT-300 oil or another is used as a heat source for heating boilers of two distillation columns for hydrocarbon separation (debutanizer columns and depropanizer columns). similar heat carrier with heating temperature up to 260 о С.

На предприятии предусматривается несколько параллельных технологических линий, реализующих приведенную выше схему.The company provides for several parallel production lines that implement the above scheme.

Кроме того в технологический цикл входит ряд вспомогательных отделений (на фигуре 1 не показаны), соответствующие функционированию стадий (п), (с) и (т): подготовки товарного топливного газа компаундированием метановой фракции и компримированного и осушенного балластного газа с добавкой в зимнее время года метанола, хранения жидких азота и гелия в сосудах Дьюара в товарном парке и их загрузки в системы транспорта сжиженных газов; хранения и транспортировки жидкого метана, который может вырабатываться за счет сохранения мощности на компрессорах теплового насоса при снижении доли избыточного азота в перерабатываемом газе.In addition, the technological cycle includes a number of auxiliary compartments (not shown in FIG. 1) corresponding to the functioning of stages (p), (c) and (t): preparation of commercial fuel gas by compounding the methane fraction and compressed and dried ballast gas with addition in winter years of methanol, storage of liquid nitrogen and helium in Dewar vessels in the freight fleet and their loading into liquefied gas transport systems; storage and transportation of liquid methane, which can be generated by maintaining power on the heat pump compressors while reducing the proportion of excess nitrogen in the processed gas.

В таблицах 1-3 приведены некоторые результаты проектных расчетов установки производительностью 5,338 млн. т/год, реализующей способ глубокой переработки природного гелийсодержащего углеводородного газа с повышенным содержанием азота Восточносибирских месторождений. Как следует из таблицы 1, в которой приведено качество исходного сырья и конечных неорганических и органических продуктов, разработанный способ обеспечивает высокую чистоту конечных продуктов при достаточно простой технологической схеме установки в целом и обеспечении оптимальной энергосберегающей системы рекуперативного теплообмена, так, например, чистота органических продуктов находится в пределах 95,5 % (этан в этановой фракции) - 98,8 % (бутан в бутановой фракции), а чистота вырабатываемых азота и гелия близка к 100 %. Вырабатываемый метан (таблица 1) имеет чистоту значительно большую, чем допускается требованиями и нормами Российской Федерации на топливный товарный газ (таблица 2) и практически соответствует перспективным требованиям на экспортное топливо для стран Тихоокеанского региона. В таблице 3 приведен материальный баланс установки, свидетельствующий о минимизации потерь сырья в ходе его переработки. Крупное предприятие по переработке природного газа месторождений Восточной Сибири может состоять из 7-10 рассмотренных установок, что обеспечивает гибкость предприятия за счет оптимального функционирования отдельных установок с учетом как конъюнктуры рынка, так и изменения качества и количества исходного углеводородного газа, поступающего с различных месторождений.Tables 1-3 show some results of design calculations for a plant with a capacity of 5.338 million tons / year, which implements a method for the deep processing of natural helium-containing hydrocarbon gas with a high nitrogen content in the East Siberian deposits. As follows from table 1, which shows the quality of the feedstock and the final inorganic and organic products, the developed method provides high purity of the final products with a fairly simple technological scheme of the installation as a whole and providing an optimal energy-saving system of regenerative heat transfer, for example, the purity of organic products is within 95.5% (ethane in the ethane fraction) - 98.8% (butane in the butane fraction), and the purity of the produced nitrogen and helium is close to 100%. The methane produced (table 1) has a purity significantly greater than that allowed by the requirements and norms of the Russian Federation for commercial fuel gas (table 2) and practically meets the prospective requirements for export fuel for the countries of the Pacific region. Table 3 shows the material balance of the installation, indicating the minimization of losses of raw materials during its processing. A large enterprise for the processing of natural gas from East Siberian fields can consist of 7-10 plants examined, which ensures the flexibility of the enterprise due to the optimal functioning of individual plants, taking into account both market conditions and changes in the quality and quantity of hydrocarbon gas from various fields.

Таким образом, заявляемое изобретение позволяет решить задачу обеспечения комплексного извлечения ценных примесей из природного гелийсодержащего углеводородного газа с повышенным содержанием азота с его предварительной глубокой осушкой и очисткой и дальнейшим выделением из него его последовательно (по температурам кипения) пентан-гесановой углеводородной фракции, бутановой фракции, пропановой фракции, этана, товарного топливного газа, жидкого азота и жидкого гелия высокой степени чистоты с применением эффективных технологий криогенного, ректификационного, абсорбционного, гравитационного и фильтрационного разделения и минимизации энергозатрат на реализацию процесса в целом за счет оптимального использования рекуперации тепла при теплообмене между горячими и холодными потоками и применения турбодетандеров и тепловых насосов.Thus, the claimed invention allows to solve the problem of providing complex extraction of valuable impurities from natural helium-containing hydrocarbon gas with a high nitrogen content with its preliminary deep drying and purification and further separation of it sequentially (by boiling point) of the pentane-hesane hydrocarbon fraction, butane fraction, propane fraction, ethane, commercial fuel gas, liquid nitrogen and liquid helium of high purity with the use of effective technologies of cryog The use of heat recovery, distillation, absorption, gravity and filtration separation and minimization of energy costs for the implementation of the process as a whole due to the optimal use of heat recovery during heat transfer between hot and cold flows and the use of turboexpander and heat pumps.

Claims (1)

1 Способ комплексного извлечения ценных примесей из природного гелийсодержащего углеводородного газа с повышенным содержанием азота, включающий стадии:
(а) первого уровня очистки сырьевого потока природного углеводородного газа от механических примесей и капельной жидкости методом гравитационной сепарации с получением первого потока очищенного углеводородного газа;
(б) второго уровня очистки первого потока очищенного углеводородного газа от примесей сероводорода, диоксида углерода и метанола методом абсорбции с использованием регенерированного абсорбента в абсорбционной колонне высокого давления с получением второго потока очищенного углеводородного газа и потока насыщенного абсорбента;
(в) регенерации потока насыщенного абсорбента в системе последовательных экспанзеров с сепараторами при постепенно увеличиваемой температуре абсорбента и снижении давления в экспанзерах и далее в регенерационной колонне низкого давления с получением регенерированного абсорбента, возвращаемого после системы рекуперативных теплообменников на стадию (б), и кислого и экспанзерного газов, кислый газ очищают от метанола и частично от сероводорода и диоксида углерода в промывной колонне технологической водой с получением кислой воды и потока низконапорного кислого газа, а экспанзерный газ отправляют в топливную сеть;
(г) отпарки кислой воды со стадии (в) от метанола, сероводорода и диоксида углерода с получением отпаренной технологической воды, возвращаемой на стадию (в), и газов отпарки, подвергаемых далее охлаждению, частичной конденсации и сепарированию с получением технического метанола и потока низконапорных газов отпарки, при этом технический метанол подвергают дополнительной очистке с получением товарного высокочистого метанола;
(д) компримирования и осушки низконапорных кислых газов со стадии (в) в смеси с балансовой частью низконапорных газов отпарки со стадии (г) в первой системе адсорберов со стационарным слоем адсорбента, с применением в адсорберах адсорбента на основе цеолита, с получением компримированного и осушенного балластного газа с последующей закачкой его в смеси с высокочистым метанолом или техническим метанолом со стадии (г) в товарный топливный газ с обеспечением необходимой для товарного топливного газа требуемой теплотворной способности, при этом оставшуюся часть низконапорных газов отпарки со стадии (г) сбрасывают на факел, или низконапорный кислый газ со стадии (в) в смеси с полным объемом низконапорных газов отпарки со стадии (г) направляют в качестве сырья на газохимическое предприятие;
(е) третьего уровня осушки и очистки от соединений ртути второго потока очищенного углеводородного газа со стадии (б) во второй системе адсорберов со стационарным слоем адсорбента, с применением в адсорберах осушки газа адсорбента на основе оксида алюминия и цеолита КА с диаметром пор 3А, в адсорберах очистки газа от ртути - адсорбента на основе оксида алюминия, промотированного медью, с получением третьего потока осушенного и очищенного углеводородного газа, который частично используют при регенерации адсорбентов в качестве десорбирующего агента;
(ж) низкотемпературного разделения третьего потока осушенного и очищенного углеводородного газа со стадии (е) в первой ректификационной колонне с получением с верха колонны потока деэтанизированного газа и снизу колонны первого остатка, содержащего углеводороды С2 и выше;
(з) расширения и охлаждения деэтанизированного газа со стадии (ж) с частичной его конденсацией в «холодном боксе» в системе рекуперативных теплообменников с использованием потоков разнотемпературных хладагентов;
(и) криогенного деазотирования частично конденсированного деэтанизированного газа со стадии (з) во второй ректификационной колонне и в колонне выделения азота и гелия с получением с верха колонны азотно-гелиевой смеси и снизу второй ректификационной колонны второго остатка, представляющего собой метановую фракцию;
(к) удаления водорода из азотно-гелиевой смеси каталитическим газофазным методом окисления водорода кислородом воздуха до воды с последующей осушкой потока неосушенной азотно-гелиевой смеси в четвертой системе адсорберов со стационарным слоем цеолитного адсорбента, осушки азотно-гелиевой смеси от воды, образовавшейся при окислении водорода и криогенного выделения гелия с получением на этой стадии в качестве товарного продукта жидкого азота и полупродукта жидкого гелия;
(л) криогенной доочистки полупродукта жидкого гелия чистотой 99,97% от примесей азота, кислорода, аргона и неона в системе последовательно работающих адсорберов со стационарным слоем адсорбента с использованием в качестве адсорбента активированного угля и получения на этой стадии товарного продукта жидкого гелия чистотой до 99,9999%;
(м) разделения первого остатка со стадии (ж) в четвертой ректификационной колонне с получением с верха колонны этана и снизу колонны четвертого остатка - широкой фракции легких углеводородов (ШФЛУ), представляющей собой фракцию, состоящую преимущественно из пропана и более тяжелых углеводородов;
(н) адсорбционной очистки ШФЛУ от сернистых соединений, в том числе меркаптанов, в третьей системе адсорберов со стационарным слоем адсорбента с применением в адсорберах адсорбента на основе цеолита с получением очищенной ШФЛУ, проведение регенерации цеолитов товарной метановой фракцией после дожимной компрессорной станции без примеси меркаптанов и сброса газа регенерации, насыщенного метанолом и меркаптанами, на дожимные компрессорные станции;
(о) газофракционирования очищенной ШФЛУ, поступающей со стадии (н), по крайней мере, в двух ректификационных колоннах разделения углеводородов с получением пропановой, бутановой, пентан-гексановой фракций с последующей закачкой их в резервуарные парки для хранения товарной продукции;
(п) подготовки товарного топливного газа компаундированием метановой фракции со стадии (и) и компримированного и осушенного балластного газа со стадии (д) с добавкой технического метанола со стадии (г) и компримированием газа с давлением 1,9 МПа до 5,6-7,5 МПа для закачки в магистральный газопровод, при этом подача газа регенерации со стадии (н) на дожимные компрессорные станции раздельна;
(р) формирования оптимального набора потоков разнотемпературных хладагентов и потока с «теплового насоса» для рекуперативных теплообменников «холодного бокса», отбираемых на стадиях (ж), (и), (к), (л), обеспечивающего минимизацию энергозатрат на реализацию способа глубокой переработки природного газа в целом;
(с) хранения жидких азота и гелия в сосудах Дьюара в товарном парке и их загрузки в системы транспорта сжиженных газов;
(т) выработки очищенного от азота метана в жидком виде и, соответственно, его хранения и транспортировки на стадии (и) за счет повышения мощности на компрессорах теплового насоса на стадиях (к) и (с) или при сохранении неизменной мощности при снижении доли избыточного азота в перерабатываемом газе.
2 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии (а) в гравитационном сепараторе дополнительно размещают встроенный фильтр-коалесцентер.
3 Способ п. 1, отличающийся тем, что на стадии (б) в качестве регенерируемого абсорбента используют водный раствор аминов.
4 Способ по п. 3, отличающийся тем, что на стадии (б) водный раствор аминов содержит 20-40% аминов.
5 Способ по п. 3, отличающийся тем, что на стадии (б) в качестве аминов используют моноэтаноламин, диэтаноламин, триэтаноламин, метилдиэтаноламин или их смеси.
6 Способ по п. 5, отличающийся тем, что на стадии (б) в водный раствор триэтаноламина вводят 5-12% пиперазина.
7 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадиях (б) и (в) в абсорбционной, регенерационной и промывной колоннах применяют контактные устройства в виде перекрестноточной насадки.
8 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии (г) отпарку кислой воды со стадии (в) с получением отпаренной технологической воды, возвращаемой на стадию (в), и газов отпарки выполняют в первой дополнительной ректификационной колонне, а дополнительную очистку технического метанола с получением товарного высокочистого метанола выполняют в дополнительном блоке ректификационных колонн или, по крайней мере, во второй дополнительной ректификационной колонне.
9 Способ п. 8, отличающийся тем, что отпаренную технологическую воду, отводимую на стадию (в), дополнительно подпитывают свежей водой.
10 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии (д) полученный низконапорный газ компримируют до давления 2,0 МПа (абс.) и осушают при температуре 20-40°С до точки росы не выше минус 20°С.
11 Способ по п. 10, отличающийся тем, что на стадии (д) в процессе осушки низконапорных кислых газов в адсорберах для удаления влаги из газа используют цеолит типа КА.
12 Способ по п. 10, отличающийся тем, что на стадии (д) в процессе осушки низконапорных кислых газов в адсорберах для удаления влаги из газа по ходу потока газа используют двухслойный адсорбент, при этом в первом слое в качестве адсорбента используют гранулированный оксид алюминия, во втором слое в качестве адсорбента используют цеолит типа КА.
13 Способ по п. 10, отличающийся тем, что на стадии (д) регенерацию адсорбентов проводят потоком газообразного азота низкого давления со стадии (к) нагретым до температуры 300-350°С, а охлаждение адсорбентов после регенерации проводят потоком холодного газообразного азота низкого давления со стадии (к).
14 Способ по п. 13, отличающийся тем, что на стадии (д) газообразный азот низкого давления после регенерации и охлаждения адсорбента сбрасывают на факел.
15 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии (е) регенерацию адсорбентов проводят потоком газообразного агента низкого или среднего давления, нагретого до температуры 300-350°С, а охлаждение адсорбентов после регенерации проводят потоком холодного газообразного агента низкого или среднего давления.
16 Способ по п. 15, отличающийся тем, что на стадии (е) для регенерации отработанных адсорбентов осушки газа и их охлаждения в качестве газообразного агента низкого или среднего давления используют метановую фракцию, отводимую со стадии деазотирования (и) с последующим ее компримированием.
17 Способ по п. 15, отличающийся тем, что на стадии (е) для регенерации отработанных адсорбентов осушки газа в качестве газообразного агента низкого или среднего давления используют часть второго потока очищенного углеводородного газа со стадии (б) с последующим его охлаждением, конденсацией и отделением десорбированной воды и возвращением на начало стадии (е), а для охлаждения адсорбентов осушки газа после регенерации в качестве газообразного агента низкого или среднего давления используют часть третьего потока осушенного и очищенного углеводородного газа со стадии (е).
18 Способ по п. 15, отличающийся тем, что на стадии (е) расход газообразного агента низкого или среднего давления для охлаждения и регенерации насыщенного адсорбента составляет 5-10% от общего количества второго потока очищенного углеводородного газа, поступающего на стадию (е).
19 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии (е) содержание влаги в осушенном третьем потоке осушенного и очищенного природного газа составляет не более 0,1 ppmv (или 0,00001% об.), содержание диоксида углерода не более 2 ppmv, метанола не более 50 ppmv.
20 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии (е) для защиты оборудования от вероятности попадания микроскопических частичек адсорбента полученный третий поток осушенного и очищенного природного газа подвергают фильтрации.
21 Способ п. 20, отличающийся тем, что на стадии (е) размер микроскопических частичек адсорбента в третьем потоке осушенного и очищенного природного газа должен быть не более 50 мкм.
22 Способ п. 1, отличающийся тем, что на стадии (з) в «холодном боксе» также размещается криогенная аппаратура со стадий (и) и (к).
23 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии (л) доочистку полупродукта жидкого гелия от примесей азота, водорода, кислорода, диоксида углерода, аргона и неона проводят при температуре 70-100 К и давлении 4 МПа.
24 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии (л) регенерацию цеолита в адсорбере осушки азотно-гелиевой смеси проводят потоком газообразного азота низкого давления со стадии (к) нагретым до температуры 200-250°С со сбросом продуктов десорбции на факел, а охлаждение адсорбента после регенерации проводят потоком холодного газообразного азота низкого давления со стадии (к).
25 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии (л) качество очистки жидкого гелия оценивается по проскоку неона в потоке жидкого гелия на выходе из последнего адсорбера последовательной системы адсорберов.
26 Способ по п. 1, отличающийся тем, что очистку гелия от водорода выполняют не каталитическим газофазным методом окисления водорода кислородом воздуха до воды с последующей осушкой потока неосушенной азотно-гелиевой смеси на стадии (к) в четвертой системе адсорберов со стационарным слоем цеолитного адсорбента на стадии (л), а адсорбционным жидкофазным методом.
27 Способ по п. 26, отличающийся тем, что в процессе осушки потока неосушенной азотно-гелиевой смеси на стадии (к) в четвертой системе адсорберов используют цеолит типа КА.
28 Способ по п. 26, отличающийся тем, что в процессе осушки потока неосушенной азотно-гелиевой смеси регенерацию адсорбентов проводят потоком азота низкого давления со стадии (к) нагретым до температуры 300-350°С, а охлаждение адсорбентов после регенерации проводят потоком холодного азота низкого давления со стадии (к).
29 Способ по п. 28, отличающийся тем, что в процессе осушки потока неосушенной азотно-гелиевой смеси азот низкого давления после регенерации и охлаждения адсорбента сбрасывают на факел.
30 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии (н) в процессе адсорбционной очистки ШФЛУ от сернистых соединений, в том числе меркаптанов, в адсорберах используют цеолит типа NaX.
31 Способ по п. 30, отличающийся тем, что на стадии (н) для опорожнения адсорбера и продувки слоя адсорбента перед его регенерацией используют азот.
32 Способ по п. 30, отличающийся тем, что на стадии (н) регенерацию адсорбентов осуществляют метановой фракцией при давлении около 0,08 МПа нагретой до температуры 300-350°С, а охлаждение адсорбентов после регенерации проводят потоком холодной метановой фракции со стадии (и).
33 Способ по п. 32, отличающийся тем, что на стадии (н) метановую фракцию после регенерации и охлаждения адсорбента компримируют и закачивают в товарный топливный газ.
34 Способ по п. 1, отличающийся тем, что подвод тепла в аппараты криогенных стадий (з), (и), (к), (л) обеспечивают в рекуперативных теплообменниках, объединенных в «холодный бокс», более горячими технологическими потоками, за счет теплоты конденсации газовых потоков с более высокой температурой или «тепловыми насосами».
35 Способ по п. 34, отличающийся тем, что съем тепла в аппаратах криогенных стадий (з), (и), (к), (л) обеспечивают в рекуперативных теплообменниках, объединенных в «холодный бокс», более холодными технологическими потоками, за счет теплоты испарения жидких потоков с более низкой температурой или холодильными циклами.
36 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии (о) в качестве источника тепла для обогрева кипятильников двух ректификационных колонн разделения углеводородов (дебутанизатора и депропанизатора) используют масло АМТ-300 или иной аналогичный теплоноситель с температурой нагрева до 260°С.
37 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии (о) получаемая пропановая фракция содержит не менее 97% об. пропана, бутановая фракция - не менее 98% об. суммы бутанов, пентан-гексановая фракция - не менее 98% об. пентана и высших углеводородов.
38 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии (к) в качестве рабочего тела для «теплового насоса» используют метано-азотную смесь с полным отсутствием этана, вырабатываемого в дополнительной боковой колонне, подсоединенной ко второй ректификационной колонне, в которую переток метано-азотной фракции осуществляют периодически для обновления качества этой фракции и удаления накапливаемых примесей.
39 Способ по п. 1, отличающийся тем, что на предприятии по переработке природного гелийсодержащего газа процесс переработки реализуют на нескольких, по крайней мере, двух параллельных технологических линиях, при этом количество линий, включающих стадии выработки этана, ШФЛУ и деазотирования, больше количества линий со стадиями получения гелия. 1 Method for the comprehensive extraction of valuable impurities from natural helium-containing hydrocarbon gas with a high nitrogen content, comprising the steps of:
(a) a first level of purification of the feed stream of natural hydrocarbon gas from mechanical impurities and dropping liquid by gravitational separation to obtain a first stream of purified hydrocarbon gas;
(b) a second level of purification of the first stream of purified hydrocarbon gas from impurities of hydrogen sulfide, carbon dioxide and methanol by absorption using a regenerated absorbent in a high pressure absorption column to obtain a second stream of purified hydrocarbon gas and a stream of saturated absorbent;
(c) regeneration of the saturated absorbent stream in a system of successive expanders with separators at a gradually increasing temperature of the absorbent and pressure reduction in the expanders and then in the low-pressure regeneration column to obtain a regenerated absorbent returned to the stage (b) from the regenerative heat exchanger system, and acid and expancer gas, acid gas is purified from methanol and partially from hydrogen sulfide and carbon dioxide in the wash column with process water to produce acid water and sweat eye low-pressure acid gas, and the expansion gas is sent to the fuel network;
(d) stripping acidic water from step (c) from methanol, hydrogen sulfide and carbon dioxide to obtain steamed process water returned to step (c) and stripping gases, which are further cooled, partially condensed and separated to obtain technical methanol and a low-pressure stream stripping gases, while technical methanol is subjected to further purification to obtain commercial high-purity methanol;
(e) compressing and drying the low-pressure acid gases from stage (c) mixed with the balance part of the low-pressure stripping gases from stage (d) in the first adsorbers system with a stationary adsorbent layer, using zeolite-based adsorbents in the adsorbers to obtain compressed and dried ballast gas with its subsequent injection in a mixture with high-purity methanol or technical methanol from stage (g) into commercial fuel gas with the required calorific value required for commercial fuel gas, at that the remainder of the low pressure stripping gas from step (d) dumped on the torch, or low pressure acid gas from step (c) in mixture with a total volume of low pressure gas from the stripping step (g) directing the feedstock gas chemical company;
(e) the third level of drying and purification of mercury compounds of the second stream of purified hydrocarbon gas from stage (b) in the second adsorbers system with a stationary adsorbent layer, using adsorbent based on aluminum oxide and KA zeolite with pore diameter 3A in the adsorption dryers; adsorbers for gas purification from mercury, an adsorbent based on aluminum oxide promoted by copper, to obtain a third stream of dried and purified hydrocarbon gas, which is partially used in the regeneration of adsorbents as a desorbing agent th agent;
(g) low-temperature separation of the third stream of dried and purified hydrocarbon gas from step (e) in the first distillation column to obtain from the top of the column a stream of deethanized gas and from the bottom of the column a first residue containing C 2 and higher hydrocarbons;
(h) expansion and cooling of the deethanized gas from stage (g) with its partial condensation in the “cold box” in the system of recuperative heat exchangers using flows of different temperature refrigerants;
(i) cryogenic de-nitration of the partially condensed deethanized gas from step (h) in the second distillation column and in the nitrogen and helium recovery column to obtain a nitrogen-helium mixture from the top of the column and from the bottom of the second distillation column of the second residue, which is a methane fraction;
(k) removal of hydrogen from the nitrogen-helium mixture by the catalytic gas-phase method of oxidizing hydrogen with atmospheric oxygen to water, followed by drying of the stream of the unsaturated nitrogen-helium mixture in the fourth adsorbers system with a stationary layer of the zeolite adsorbent, and drying the nitrogen-helium mixture from water generated during hydrogen oxidation and cryogenic separation of helium to obtain, at this stage, liquid nitrogen and an intermediate liquid helium as a commercial product;
(l) cryogenic purification of a liquid helium semi-product with a purity of 99.97% of nitrogen, oxygen, argon and neon impurities in a system of sequentially working adsorbers with a stationary adsorbent layer using activated carbon as an adsorbent and obtaining commercial liquid helium product with a purity of up to 99 at this stage 9999%;
(m) separating the first residue from step (g) in the fourth distillation column to obtain ethane from the top of the column and from the bottom of the fourth residue column — a broad fraction of light hydrocarbons (NGL), which is a fraction consisting mainly of propane and heavier hydrocarbons;
(m) adsorption purification of BFLH from sulfur compounds, including mercaptans, in the third adsorber system with a stationary adsorbent layer using zeolite-based adsorbents in the adsorbers to obtain purified BFLH, performing zeolite regeneration with commercial methane fraction after the booster compressor station without mercaptan impurities and discharge of regeneration gas saturated with methanol and mercaptans to booster compressor stations;
(o) gas fractionation of purified BFLH coming from stage (n) in at least two distillation columns for the separation of hydrocarbons to obtain propane, butane, pentane-hexane fractions, followed by their injection into tank farms for storage of commercial products;
(o) preparing commercial fuel gas by compounding the methane fraction from stage (s) and compressed and dried ballast gas from stage (e) with the addition of technical methanol from stage (d) and compressing the gas with a pressure of 1.9 MPa to 5.6–7 , 5 MPa for injection into the main gas pipeline, while the supply of regeneration gas from stage (n) to the booster compressor stations is separate;
(p) the formation of the optimal set of flows of different temperature refrigerants and the flow from the “heat pump” for recuperative heat exchangers of the “cold box”, selected at stages (g), (i), (k), (l), which minimizes energy costs for the implementation of the deep natural gas processing in general;
(c) storing liquid nitrogen and helium in Dewar vessels in a freight fleet and loading them into liquefied gas transport systems;
(t) the production of liquid methane purified from nitrogen and, accordingly, its storage and transportation at stage (s) by increasing the capacity of the heat pump compressors in stages (k) and (c) or while maintaining constant power while reducing the proportion of excess nitrogen in the processed gas.
2 The method according to p. 1, characterized in that at stage (a) in the gravity separator, an integrated filter-coalescenter is additionally placed.
3 The method of claim 1, wherein in step (b) an aqueous solution of amines is used as the regenerable absorbent.
4 The method according to p. 3, characterized in that in stage (b) the aqueous solution of amines contains 20-40% of amines.
5 The method according to p. 3, characterized in that at the stage (b), monoethanolamine, diethanolamine, triethanolamine, methyldiethanolamine or mixtures thereof are used as amines.
6 The method according to p. 5, characterized in that at the stage (b) 5-12% piperazine is introduced into the aqueous solution of triethanolamine.
7 The method according to p. 1, characterized in that at stages (b) and (c) in the absorption, regeneration and wash columns, contact devices in the form of a cross-head nozzle are used.
8 The method according to p. 1, characterized in that at stage (d) the stripping of acidic water from stage (c) to obtain the steamed process water returned to stage (c) and the stripping gases is performed in the first additional distillation column, and additional purification technical methanol to obtain commercial high-purity methanol is performed in an additional unit of distillation columns or, at least, in a second additional distillation column.
9 The method of claim 8, wherein the steamed process water discharged to stage (c) is additionally fed with fresh water.
10 The method according to p. 1, characterized in that at stage (e) the obtained low-pressure gas is compressed to a pressure of 2.0 MPa (abs.) And dried at a temperature of 20-40 ° C to a dew point of not higher than minus 20 ° C.
11 The method according to p. 10, characterized in that at the stage (d) in the process of drying low-pressure acid gases in adsorbers, a KA type zeolite is used to remove moisture from the gas.
12 The method according to p. 10, characterized in that in step (e), in the process of drying low-pressure acid gases in adsorbers, a two-layer adsorbent is used to remove moisture from the gas along the gas stream, while granular alumina is used as the adsorbent in the first layer, in the second layer, KA type zeolite is used as an adsorbent.
13 The method according to p. 10, characterized in that at the stage (e) the regeneration of adsorbents is carried out by a stream of low pressure nitrogen gas from stage (k) heated to a temperature of 300-350 ° C, and the cooling of adsorbents after regeneration is carried out by a stream of cold low pressure nitrogen gas from stage (k).
14 The method according to p. 13, characterized in that at the stage (e) gaseous nitrogen of low pressure after regeneration and cooling of the adsorbent is discharged to the flare.
15 The method according to p. 1, characterized in that at the stage (e) the regeneration of adsorbents is carried out by a stream of gaseous agent of low or medium pressure, heated to a temperature of 300-350 ° C, and the cooling of adsorbents after regeneration is carried out by a stream of cold gaseous agent of low or medium pressure .
16 The method according to p. 15, characterized in that at the stage (e) for the regeneration of the used adsorbents for gas dehydration and their cooling, the methane fraction withdrawn from the de-nitration step (s) and its subsequent compression are used as a gaseous agent of low or medium pressure.
17 The method according to p. 15, characterized in that at the stage (e) for the regeneration of the used adsorbents for gas dehydration, a part of the second stream of purified hydrocarbon gas from stage (b) is used as a gaseous agent of low or medium pressure, followed by cooling, condensation and separation of desorbed water and returning to the beginning of stage (e), and for cooling the adsorbents of gas dehydration after regeneration, a part of the third stream of dried and purified carbon is used as a gaseous agent of low or medium pressure hydrogen chloride gas from step (e).
18 The method according to p. 15, characterized in that at the stage (e) the flow rate of the gaseous agent of low or medium pressure for cooling and regeneration of the saturated adsorbent is 5-10% of the total amount of the second stream of purified hydrocarbon gas entering stage (e).
19 The method according to p. 1, characterized in that at stage (e) the moisture content in the dried third stream of dried and purified natural gas is not more than 0.1 ppmv (or 0.00001% vol.), The content of carbon dioxide is not more than 2 ppmv, methanol no more than 50 ppmv.
20. The method according to p. 1, characterized in that in stage (e) to protect the equipment from the likelihood of microscopic particles of adsorbent, the obtained third stream of dried and purified natural gas is filtered.
21 The method of claim 20, wherein in step (e) the size of the microscopic particles of the adsorbent in the third stream of dried and purified natural gas should be no more than 50 μm.
22 The method of claim 1, characterized in that at the stage (h) in the “cold box” cryogenic equipment from stages (i) and (k) is also located.
23 The method according to p. 1, characterized in that at the stage (l) the post-treatment of the intermediate liquid helium from impurities of nitrogen, hydrogen, oxygen, carbon dioxide, argon and neon is carried out at a temperature of 70-100 K and a pressure of 4 MPa.
24 The method according to p. 1, characterized in that at the stage (l) the regeneration of the zeolite in the adsorber drying the nitrogen-helium mixture is carried out by a stream of gaseous nitrogen of low pressure from stage (k) heated to a temperature of 200-250 ° C with the discharge of desorption products on the torch and the adsorbent is cooled after regeneration by a stream of cold gaseous nitrogen of low pressure from stage (k).
25 The method according to p. 1, characterized in that at stage (l) the quality of the liquid helium purification is evaluated by the slip of neon in the liquid helium stream at the outlet of the last adsorber of a sequential system of adsorbers.
26 The method according to p. 1, characterized in that the purification of helium from hydrogen is performed by a non-catalytic gas-phase method of hydrogen oxidation with atmospheric oxygen to water, followed by drying of the stream of the unsaturated nitrogen-helium mixture in stage (k) in the fourth adsorbers system with a stationary zeolite adsorbent layer on stage (l), and by the adsorption liquid-phase method.
27 The method according to p. 26, characterized in that in the fourth system of adsorbers, a KA type zeolite is used in the fourth system of adsorbers in the process of drying the stream of the non-dried nitrogen-helium mixture.
28 The method according to p. 26, characterized in that during the drying of the stream of the dried nitrogen-helium mixture, the adsorbents are regenerated by a low pressure nitrogen stream from stage (k) heated to a temperature of 300-350 ° C, and the adsorbents are cooled after regeneration by a stream of cold nitrogen low pressure from stage (k).
29 The method according to p. 28, characterized in that in the process of drying the stream of the non-dried nitrogen-helium mixture, low-pressure nitrogen, after regeneration and cooling of the adsorbent, is flushed.
30 The method according to p. 1, characterized in that at the stage (n) in the process of adsorption purification of BFLH from sulfur compounds, including mercaptans, NaX type zeolite is used in adsorbers.
31 The method according to p. 30, characterized in that at stage (n) nitrogen is used to empty the adsorber and purge the adsorbent layer before its regeneration.
32 The method according to p. 30, characterized in that at the stage (n) the regeneration of adsorbents is carried out by the methane fraction at a pressure of about 0.08 MPa heated to a temperature of 300-350 ° C, and the adsorbents are cooled after regeneration by a stream of cold methane fraction from stage ( and).
33 The method according to p. 32, characterized in that at the stage of (n) the methane fraction after regeneration and cooling of the adsorbent is compressed and pumped into commercial fuel gas.
34 The method according to p. 1, characterized in that the heat supply to the apparatus of the cryogenic stages (h), (i), (k), (l) is provided in the regenerative heat exchangers combined in the “cold box” with hotter process streams, due to the heat of condensation of gas streams with a higher temperature or “heat pumps”.
35 The method according to p. 34, characterized in that the heat removal in the apparatus of the cryogenic stages (h), (i), (k), (l) is provided in the recuperative heat exchangers, combined into a “cold box”, with cooler process streams, for due to the heat of vaporization of liquid streams with lower temperature or refrigeration cycles.
36 The method according to p. 1, characterized in that at stage (o) as a heat source for heating the boilers of two distillation columns for the separation of hydrocarbons (debutanizer and depropanizer) use AMT-300 oil or another similar coolant with a heating temperature of up to 260 ° C.
37 The method according to p. 1, characterized in that at the stage (o) the resulting propane fraction contains at least 97% vol. propane, butane fraction - not less than 98% vol. the amount of butanes, pentane-hexane fraction - not less than 98% vol. pentane and higher hydrocarbons.
38 The method according to p. 1, characterized in that at stage (k) as a working fluid for the "heat pump" use a methane-nitrogen mixture with a complete absence of ethane produced in an additional side column connected to the second distillation column into which the overflow the methane-nitrogen fraction is carried out periodically to update the quality of this fraction and remove accumulated impurities.
39 The method according to p. 1, characterized in that at the enterprise for the processing of natural helium-containing gas, the processing process is carried out on at least two parallel production lines, the number of lines including the stages of ethane production, NGL and de-nitration, more than the number of lines with the stages of helium production.
RU2014153653/05A 2014-12-29 2014-12-29 Method for complex extraction of valuable admixtures from natural helium-containing hydrocarbon gas with high nitrogen content RU2597081C2 (en)

Priority Applications (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU2014153653/05A RU2597081C2 (en) 2014-12-29 2014-12-29 Method for complex extraction of valuable admixtures from natural helium-containing hydrocarbon gas with high nitrogen content
PCT/RU2015/000843 WO2016108731A1 (en) 2014-12-29 2015-12-02 Method of complex extraction of valuable impurities from helium-rich hydrocarbon natural gas with high nitrogen content

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU2014153653/05A RU2597081C2 (en) 2014-12-29 2014-12-29 Method for complex extraction of valuable admixtures from natural helium-containing hydrocarbon gas with high nitrogen content

Publications (2)

Publication Number Publication Date
RU2014153653A RU2014153653A (en) 2016-07-20
RU2597081C2 true RU2597081C2 (en) 2016-09-10

Family

ID=56284741

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2014153653/05A RU2597081C2 (en) 2014-12-29 2014-12-29 Method for complex extraction of valuable admixtures from natural helium-containing hydrocarbon gas with high nitrogen content

Country Status (2)

Country Link
RU (1) RU2597081C2 (en)
WO (1) WO2016108731A1 (en)

Cited By (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2648077C1 (en) * 2017-08-29 2018-03-22 Игорь Анатольевич Мнушкин Gas chemical complex
RU2669269C2 (en) * 2017-02-13 2018-10-09 Общество С Ограниченной Ответственностью "Газпром Трансгаз Краснодар" Method for regenerating the adsorbent of dehydration of natural gases
RU2686186C1 (en) * 2018-06-27 2019-04-24 Публичное акционерное общество "Газпром" Method of purifying gases from acidic components and unit for its implementation
RU2710228C1 (en) * 2019-08-23 2019-12-25 Игорь Анатольевич Мнушкин Gas processing and gas chemical complex
RU2751635C1 (en) * 2020-12-17 2021-07-15 Игорь Анатольевич Мнушкин Method for purifying natural gas from impurities

Families Citing this family (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN106147905A (en) * 2016-08-12 2016-11-23 天津市振津石油天然气工程有限公司 Miniature movable type skid light ends unit
CN108253729B (en) * 2018-03-09 2023-09-19 杭州中泰深冷技术股份有限公司 System for cryogenic separation co-production of methane gas from coal chemical synthesis gas and process method thereof
US11202987B2 (en) 2018-10-18 2021-12-21 Honeywell International Inc. Multi-stage compression and component removal
CN109437103B (en) * 2018-11-09 2023-10-03 沈阳航空航天大学 Online methanol reformer utilizing engine tail gas by adopting silk screen separation mechanism
US11292600B2 (en) 2019-08-26 2022-04-05 Honeywell International Inc. Aircraft cabin contaminant removal using liquid sorbent
CN113831942B (en) * 2021-10-22 2024-02-13 中石化石油工程技术服务有限公司 Natural gas liquefaction denitrification system and process
CN113862044A (en) * 2021-11-01 2021-12-31 中石化中原石油工程设计有限公司 Efficient underground coal synthesis gas ground treatment process

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2010086449A1 (en) * 2009-02-02 2010-08-05 Basf Se Absorbent containing cyclic amines for removing acid gases
RU2460022C2 (en) * 2006-10-24 2012-08-27 Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. Method and device for processing flow of hydrocarbons
RU2478569C1 (en) * 2011-11-16 2013-04-10 Федеральное государственное бюджетное учреждение "Национальный исследовательский центр "Курчатовский институт" Method of extracting helium from natural gas

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2460022C2 (en) * 2006-10-24 2012-08-27 Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. Method and device for processing flow of hydrocarbons
WO2010086449A1 (en) * 2009-02-02 2010-08-05 Basf Se Absorbent containing cyclic amines for removing acid gases
RU2478569C1 (en) * 2011-11-16 2013-04-10 Федеральное государственное бюджетное учреждение "Национальный исследовательский центр "Курчатовский институт" Method of extracting helium from natural gas

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
С.И. ИВАНОВ "РАЗРАБОТКА ОРЕНБУРГСКОГО НЕФТЕГАЗОКОНДЕНСАТНОГО МЕСТОРОЖДЕНИЯ (ОНГКМ)". ЗАЩИТА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ В НЕФТЕГАЗОВОМ КОМПЛЕКСЕ, 2006. *

Cited By (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2669269C2 (en) * 2017-02-13 2018-10-09 Общество С Ограниченной Ответственностью "Газпром Трансгаз Краснодар" Method for regenerating the adsorbent of dehydration of natural gases
RU2648077C1 (en) * 2017-08-29 2018-03-22 Игорь Анатольевич Мнушкин Gas chemical complex
RU2648077C9 (en) * 2017-08-29 2018-07-04 Игорь Анатольевич Мнушкин Gas chemical complex
RU2686186C1 (en) * 2018-06-27 2019-04-24 Публичное акционерное общество "Газпром" Method of purifying gases from acidic components and unit for its implementation
RU2710228C1 (en) * 2019-08-23 2019-12-25 Игорь Анатольевич Мнушкин Gas processing and gas chemical complex
RU2751635C1 (en) * 2020-12-17 2021-07-15 Игорь Анатольевич Мнушкин Method for purifying natural gas from impurities

Also Published As

Publication number Publication date
RU2014153653A (en) 2016-07-20
WO2016108731A1 (en) 2016-07-07

Similar Documents

Publication Publication Date Title
RU2597081C2 (en) Method for complex extraction of valuable admixtures from natural helium-containing hydrocarbon gas with high nitrogen content
US9103584B2 (en) Carbon dioxide capture and liquefaction
RU2730344C1 (en) Extraction of helium from natural gas
RU2634711C2 (en) Method to remove heavy hydrocarbons
RU2408664C2 (en) Composite method for removing heavy hydrocarbons, amine purification and drying
RU2570795C1 (en) Gas refining and gas chemical complex
EP2880134B1 (en) Heavy hydrocarbon removal from a natural gas stream
RU2613914C1 (en) Method for processing natural hydrocarbon gas
CN107438475B (en) Method for energy-efficient recovery of carbon dioxide from an absorbent and apparatus suitable for operating the method
CN103087794A (en) Natural gas processing plant
RU2602908C1 (en) Method of natural gas cleaning from impurities during its preparation for production of liquefied methane, ethane and hydrocarbons wide fraction
EA028938B1 (en) Temperature swing adsorption system and method for purifying fluids using the same
WO2014021900A1 (en) Heavy hydrocarbon removal from a natural gas stream
RU2615092C9 (en) Processing method of main natural gas with low calorific value
US9511323B2 (en) Dehydration of gases with liquid desiccant
CN217661593U (en) Device for purifying and recovering carbon dioxide by low-temperature rectification
RU2576428C1 (en) Method for complex processing of natural hydrocarbon gas with high nitrogen content
RU2225971C1 (en) Process of separation of accompanying oil gas
RU2691341C1 (en) Method of purifying natural gas from impurities
RU2565320C1 (en) Preparation plant of hydrocarbon gas for low-temperature processing
RU2607631C1 (en) Method for production of liquefied hydrocarbon gases
CN106178839A (en) The recovery extracting method of hydrogen and lighter hydrocarbons in hydrogeneous rich gas
RU2548082C1 (en) Zeolite recovery gas treatment unit
RU2787770C1 (en) Method for removing methanol from amine solution
RU2567538C2 (en) Method for high-pressure liquefaction of natural gas with pretreatment using solvent

Legal Events

Date Code Title Description
HE4A Change of address of a patent owner

Effective date: 20190715