Спосіб одержання метанолу

1. Спосіб одержання метанолу, який включає неповне газофазне окиснення вуглеводневого газу киснем або киснем повітря при підвищеній темпе C2 2 (19) 1 3 Основні газові та газоконденсатні родовища розташовані у важкодоступних районах. Наприклад, у Російській Федерації у теперішній час близько 87% видобування газу та газового конденсату проводиться у Західному Сибіру, у т.ч. на заполярних родовищах [Чулков П.В. Моторные топлива: ресурсы, качество, заменители. - Μ.: Политехника, 1998. - 416с]. У зв'язку з цим витрати на транспортування інгібіторів гідратоутворення до Споживача у декілька разів перевищують відпускну ціну на них Виробника (хімічних та нафтохімічних підприємств). Виробництво метанолу невеликої потужності (для забезпечення метанолом даного родовища) із природного газу безпосередньо на газових або газоконденсатних родовищах, наприклад, у складі установок комплексної підготовки газу (УКПГ) виключило б витрати на транспортування токсичного, вибухо- та вогненебезпечного продукту. Відомо декілька способів перетворення метану (природного газу) у метанол. Найбільш поширена промислова технологія каталітичного синтезу при підвищених температурах та тисках із синтезгазу (СО+СО2+Н2). Останній виробляють двоступеневою каталітичною парокисневою або парокисневовуглекислотною, або паровуглекислотною конверсією метану (природного газу). Ця технологія виробництва метанолу передбачає тонку каталітичну очистку природного газу від сіркосполук, а стадія конверсії метану у синтез-газ при високих температурах (825-980°С) енерго- та ресурсовитратна [Технология синтетического метанола / Под ред. М.М. Караваева. - М.: Химия, 1984. - С. 11-41; - С. 72-124]. У зв'язку з цим по такій технології виробництва метанолу із природного газу близько 75% капітальних вкладень та більше 50% експлуатаційних витрат припадає на стадії очистки та конверсії природного газу [Розовский А.Я. // Российский химический журнал (Журнал Российского химического общества им. Д.И. Менделеева). 2003. - Т. XLVII, №6. - С. 53-61]. У теперішній час найбільший інтерес для умов виробництва метанолу безпосередньо на газових або газоконденсатних родовищах викликає пряме газофазне окиснення метану (природного газу) в метанол при високих тисках без стадій очистки від сіркосполук і отримання синтез-газу. Сировиною є природний газ і кисень або повітря. Процес проводять при тисках до 10,0МПа і температурах 320500°С при низьких концентраціях кисню у вихідній газовій суміші з подальшими охолодженням післяреакційної суміші і відділенням легкоконденсовних продуктів (метанольного продукту-сирцю (МП-С)), із яких ректифікацією виділяють метанол [Арутюнов B.C., Веденеев В.И., Грунвальд В.Р. та ін. // Хим. пром. – 1993 - №11. - С.7-10; Слабун І.О., Миргород О.В., Зінченко М.Г. // Труды Одесского политехнического университета: Научный и производственно-практический сборник.- 2001. - Вып. 3(15). - С. 292-294]. Але низька ступінь конверсії (перетворення) метану за один прохід реакційної суміші через реактор, яка не перевищує 3,0-5,0% (при максимальній селективності витрат метану на метанол 50-55,0%), недостатнє охолодження післяреакційної суміші, і, відповідно, недостатнє ви 86361 4 ділення метанолу при сепарації, або великі енерговитрати (витрати оборотної води) на охолодження післяреакційної суміші, допоміжні витрати вуглеводневовмісних газів та невикористання розчинених у метанольному продукті-сирці горючих газів, складність окремих стадій процесу, у т.ч. нейтралізації органічних кислот, які містяться у метанольному продукті-сирцю, стримують впровадження способу виробництва метанолу прямим (неповним) окисненням метану. Відомий спосіб виробництва метанолу [Патент RU 2200731 С1; С07С31/4, 29/48, B01J19/24, 20.03.2003], який включає роздільну подачу стисненого і нагрітого вуглеводневовмісного і стисненого кисневмісного газу у змішувальні зони послідовно розташованих реакторів, подальше окиснення вуглеводневовмісного газу у реакційних зонах цих реакторів при тиску 3,0-8,0МПа і вмісту кисню на вході в реактор 1,5-6,0% об. при постійній початковій температурі 380-480°С, яку забезпечують шляхом безперервного відводу тепла (через стінку) від післяреакційної суміші перед наступною змішувальною зоною водяним конденсатом, охолодження післяреакційної суміші, яка виходить із останньої реакційної зони останнього реактора у рекуперативному теплообміннику і остаточне її охолодження перед сепарацією: у повітряному холодильнику-конденсаторі - при спрямуванні відхідного газу після сепаратора на вилучення із нього CO і/або СО2, і потім на змішування (нарециркуляцію) із вихідним вуглеводневовмісним газом; дроселюванням післяреакційної суміші - при спрямуванні відхідного газу на спалювання, - сепарацію остаточно охолодженої газорідинної суміші на відхідний газ і на скраплені продукти (метанольний продукт-сирець), ректифікацію метанольного продукту-сирцю з виділенням метанолу. При оптимальних параметрах неповного окиснення метану до метанолу концентрація останнього у післяреакційній суміші не перевищує 1,3-1,5% об. за один прохід через реактор [Арутюнов B.C., Крылов О.В. Окислительные превращения метана. - М.: Наука, 1998. - С. 130-142; Слабун I.O., Лобойко О.Я. // Збірник наукових праць: Міжнародна науково-технічна конференція «Сучасні проблеми хімічної технології». - Одеса: Астропринт, 2001. - Т. 2. - С.196-199]. Тому для збільшення продуктивності установки виробництва метанолу цим методом дуже важливо при остаточному охолодженні післяреакційної суміші перед сепарацією досягти якнайнижчої температури. Відомий спосіб не забезпечить достатнє остаточне охолодження післяреакційної суміші і, відповідно, достатньої конденсації метанолу: у повітряних холодильниках-конденсаторах ΑΠΟ (при спрямуванні відхідного газу на рецикл), так як мінімальна температура, яку можна досягти в ΑΠΟ буде не нижче +40°С [Методы расчетов по технологии связанного азота. 2-е изд. / Под общ. ред. В.И. Атрощенко. - Киев: Гл. издат. объед. «Вища школа», 1978. - С. 215-216] (у літній період - близько 50°С); шляхом дроселювання післяреакційної суміші, яка виходить з рекуперативного теплообмінника з температурою близько 120°С, перед сепарацією (при 5 спрямуванні відхідного газу на спалювання), так як навіть при дроселюванні від початкового тиску РП=10,0МПа до тиску після дроселювання РК=0,6МПа (у відомому способі [патент RU 2200731 С1, С07С 31/04, 29/48, B01J19/24, 20.03.2003] від РП=5,8МПа до РК=0,6МПа) температура перед сепаратором буде вищою температури конденсації будь-якого легкоконденсовного продукту окиснення вуглеводневовмісного газу, в т.ч. і метанолу. Крім того, навіть якби було можливим шляхом дроселювання знизити температуру післяреакційної суміші до близько 10°С (як це наведено у прикладі №1 відомого способу), то зниження тиску сепарації від початкового РП до кінцевого (після дроселя) РК у РП/РК разів збільшить концентрацію пари метанолу у відхідному газі, і, як наслідок, винос метанолу з відхідними газами зросте у стільки ж разів, а отже, остаточне охолодження післяреакційної суміші дроселюванням зменшить продуктивність установки по метанолу при тих самих витратах сировини. Відомий спосіб не дозволяє ефективно рециркулювати відхідний газ із-за складної технології і великих енерго- та ресурсовитрат на його абсорбційну мідно-аміачну очистку від CO та СО2 [Справочник азотчика: Физико-химические свойства газов и жидкостей. Производство технологических газов. 2-е изд., перераб. - М.: Химия, 1986. - С. 311-317], тим більше, що така технологія очистки не вилучає із газу рециклу водень, домішки якого у вихідній реакційній суміші призводять до зниження селективності процесу по метанолу. Спрямування метанольного продукту-сирцю на ректифікацію без нейтралізації органічних кислот, що містяться у МП-С, вимагає виготовлення вузла ректифікації із високолегованих сталей, що збільшить собівартість метанолу. Відомий спосіб отримання метанолу [RU 2203261 С1, С07С 29/48, 31/04, B01J 19/24, 27.04.2003], який включає: подачу у реакційну зону стисненого повітря та подачу вуглеводневого газу із установки комплексної підготовки газу (УКПГ), яку проводять у два потоки, перший із яких нагрівається до температури реакції і подається безпосередньо на вхід реакційної зони, другий подається після нагріву у теплообміннику «газ-газ» до температури, яка дозволяє проводити охолодження реакційної суміші у два етапи: охолодження шляхом її змішування з другим потоком безпосередньо у реакційній зоні і охолодження у трубчастій частині реактора; газофазне окиснення вуглеводневого газу при постійній температурі 430470°С, тиску 8,0МПа та концентрації кисню у реакційній зоні 1,0-2,5% об.; остаточне, перед сепарацією, охолодження післяреакційної суміші послідовно у теплообміннику «газ-рідина» метанольним продуктом-сирцем, який отримують у процесі сепарації, та у теплообміннику «газ-газ» холодним вихідним вуглеводневим газом; сепарацію, у процесі якої остаточно охолоджену післяреакційну суміш розділяють на відхідний газ, який повертають на установку комплексної підготовки газу, і скраплені продукти (метанольний продукт-сирець), який подають на ректифікацію з виділенням метанолу. 86361 6 Відомий спосіб незабезпечить підтримання постійного температурного режиму остаточного охолодження післяреакційної суміші, і, як слідство, максимальне виділення метанольного продуктусирцю при сепарації у термін виводу установки на стаціонарний режим, так як у термін запуску установки у сепараторі не буде метанольного продукту-сирцю, або ж його буде недостатньо як холодоагента для охолодження до заданої температури у теплообміннику «газ-рідина» [RU 2203261 СІ, Фіг.2, поз. 9], що призведе до підвищення температури у сепараторі і збільшення виносу пари метанолу з відхідним газом. У відомому способі, як і у способі [RU 2200731 С1], метанольний продукт-сирець із сепаратора спрямовується на ректифікацію без нейтралізації органічних кислот, що містяться у МП-С, а це вимагає виготовлення вузла ректифікації із високолегованих сталей, що збільшить собівартість метанолу. Крім того, відсутність у відомому способі вузла дегазації розчинених у метанольному продукті-сирці газів (перед подачею останнього на ректифікацію) і не спрямування їх для паливних потреб призведе до збільшення витрат вихідного вуглеводневого газу для нагріву у печі [RU 2203261 С1, поз. 18] першого потоку вихідного реакційного вуглеводневого газу, а на стадії ректифікації: збільшить гідравлічний опір у ректифікаційній колонні, зменшить концентрацію пари метанолу на виході із ректифікаційної колони і, як наслідок, зменшить виділення (кількість сконденсованого) метанолу, призведе до виносу пари метанолу з розчиненими у метанольному продуктісирці газами. Найбільш близьким технічним рішенням є спосіб виробництва метанолу [Бак В.В., Щербаком П.М., Егоров С.А. и др. // Нефтегазовые технологии. - 2001. - №6. - С.26-28], який включає: роздільну подачу стисненого повітря та стисненого і підігрітого до 390°С вуглеводневовмісного (природного) газу у реакційну зону першого з двох послідовно розташованих реакторів; неповне газофазне окиснення вуглеводнів у реакційній зоні першого реактора під тиском 10,0МПа, охолодження післяреакційної суміші, яка виходить із першого реактора, від 440°С до 390°С у котліутилізаторі, установленому поміж реакторами, та її змішування з повітрям у реакційній зоні другого реактора; неповне газофазне окиснення вуглеводневовмісного газу у реакційній зоні другого реактора за тих самих параметрів, що і у реакційній зоні першого реактора; охолодження післяреакційної суміші, яка виходить із другого реактора, у рекупераційному теплообміннику від 440°С до 100120°С, а потім у апараті повітряного охолодження; нейтралізацію органічних кислот, які утворилися при неповному окисненні вуглеводнів, 10%-м розчином луги у метанольному продукті-сирці (МП-С); остаточне охолодження післяреакційної суміші до 30°С у водяному холодильнику-конденсаторі; сепарацію остаточно охолодженої післяреакційної суміші на скраплені продукти (метанольний продукт-сирець) і відхідний газ, який спрямовується для підготовки до магістрального транспортування і/або на паливні потреби; подачу метанольного продукту-сирцю при тиску та температурі сепарації 7 у ємність Е-1 (див. малюнок [Бак В.В. и др. // Нефтегазовые технологи. - 2001. - №6. - С.27]) для дегазації з подальшим розподілом метанольного продукту-сирцю із ємності Е-1 на два потоки: перший (основний) потік спрямовують на ректифікацію, другий - на приготування 10%-го розчину луги (NaOH) у метанольному продукті-сирці для нейтралізації органічних кислот. Відомий спосіб не забезпечить ефективне використання вуглеводневовмісних газів, так як подача метанольного продукту-сирцю (МП-С) із сепаратора С-3 у ємність Е-1 при тиску і температурі сепарації (у відомому способі при 9,7МПа та 30°С) унеможливить десорбцию в Е-1 розчинених у метанольному продукті-сирці газів і їх використання для паливних потреб у підігрівачі П-1 для підігріву вихідного природного газу, який подають на неповне окиснення, або для їх подачі у розподільні газові мережі. Зниження тиску після ємності Е-1 при подачі МП-С на ректифікацію та в ємність приготування нейтралізувального розчину М-1 із-за десорбції розчинених газів ускладнить конструкцію ущільнень ємності приготування розчину для нейтралізації, знизить ефективність роботи насосів при транспортуванні двофазних потоків (МП-С та гази десорбції), а на стадії ректифікації: збільшить гідравлічний опір у метанольній ректифікаційній колоні, зменшить концентрацію пари метанолу на виході із ректифікаційної колони і, як наслідок, зменшить виділення (кількість сконденсованого) метанолу, призведе до виносу пари метанолу з розчиненими у метанольному продукті-сирці газами. Крім того, навіть якби в ємність Е-1 МП-С подавався при тиску, наприклад, 0,5МПа, за яким у відомому способі передбачалося відбирати гази дегазації (танкові гази), то таке технічне рішення (відсутність другого ступеня дегазації) не забезпечило би повну дегазацію МП-С і, як наслідок, але в меншій мірі, порівняно з відомим способом, ускладнило би роботу: насосів, відділення ректифікації, конструкцію та експлуатацію ємності для приготування нейтралізувального розчину. Відомий спосіб вимагає збільшених енерговитрат і складного обладнання на стиснення і подачу нейтралізувального розчину у реактор-нейтралізатор Р-2, робота якого передбачена при високому тиску (близько 9,8МПа), та складного за конструкцією реакторанейтралізатора. Відомий спосіб із-за високої концентрації нейтралізувального розчину (10% мас. гідроксиду натрію у МП-С) потребує збільшення часу розчинення кристалічного гідроксиду натрію (NaOH) у апараті для приготування нейтралізувального розчину, а із-за малих його об'ємних витрат на нейтралізацію, при високих концентраціях NaOH у МПС, ускладнює: дозування цього розчину у реакторнейтралізатор Р-2; змішування його з основним потоком МП-С, який сконденсувався перед та після реактора-нейтралізатора Р-2. Крім того, проведення нейтралізації органічних кислот, які утворюються при неповному окисненні вуглеводнів, перед водяним конденсатором Х-1, ускладнює регулювання витрат нейтралізувального розчину у реактор-нейтралізатор Р-2 і у зв'язку з великим «запізненням» (через систему жорстко 86361 8 зв'язаних комунікацій та апаратів) зміни параметра регулювання (рН середовища) у ємності Е-1. Задачею винаходу є: зменшення питомих витрат вуглеводнево- та кисневмісних газів, витрат енергії на виробництво метанолу, спрощення устаткування, зниження гідравлічного опору метанольної ректифікаційної колони та втрат метанолу на стадії ректифікації МП-С; при подачі відхідного газу виробництва у розподільні газові мережі зниження питомих витрат води на конденсацію продуктів неповного окиснення вуглеводнів і/або підвищення вилучення метанолу із післяреакційної суміші (підвищення продуктивності установки). Задача винаходу вирішується тим, що у способі отримання метанолу неповним газофазним окисненням вуглеводнів киснем або киснем повітря в одній або двох і більше реакційних зонах при підвищених температурах і тисках до 10,0МПа з подальшими: охолодженням післяреакційної суміші, яка виходить із останньої реакційної зони, у рекупераційному теплообміннику і конденсацією легкоконденсовних продуктів послідовно у апараті повітряного охолодження та водяному холодильнику; сепарацією під тиском неповного окиснення, в процесі якої післяреакційну суміш розділяють на скраплені продукти (метанольний продукт-сирець) і на відхідний газ, який спрямовують для подальшої підготовки для магістрального транспортування або у розподільні газові мережі; нейтралізацією органічних кислот метанольного продукту-сирцю; подачею МП-С на ректифікацію, - згідно винаходу, метанольний продукт-сирець перед нейтралізацією піддають більш як одноступеневій дегазації, причому перший ступінь дегазації проводять під тиском, який забезпечує подачу газів 1-го ступеня десорбції як топкового газу для потреб виробництва або у розподільні газові мережі, а нейтралізацію органічних кислот МП-С проводять не більше як 5% мас. розчином гідроксиду натрію (£5% мас. NaOH) або карбонату натрію (£5% мас. Na2CO3) у метанольному продукті-сирці під тиском близьким до атмосферного. Задача винаходу вирішується також тим, що при спрямуванні відхідного газу отримання метанолу у розподільні газові мережі, відхідний газ після сепаратора дроселюють до тиску розподільних газових мереж (Рнад=0,6 або 1,2МПа [Експлуатаційникові газонафтового комплексу. Довідник / Розгонюк В.В., Хачикян Л.А., Григіль М.А., Удалов О.С., Нікішин В.П. - Київ: Росток, 1998. - С. 201]) і після дроселювання використовують як холодоагент для остаточного охолодження післяреакційної суміші перед сепарацією. Поставлена задача вирішується і тим, що окиснення вуглеводнів проводять при температурі не вище 450°С і при їх окисненні в одній або двох і більше послідовно розташованих реакційних зонах без проміжного виділення метанольного продуктусирцю поміж послідовно розташованими реакційними зонами, процес газофазного окиснення проводять при концентрації кисню не більше як 3,0% об. у перерахунку на суміш: сукупний потік вихідного кисневмісного газу плюс потік вихідного вуглеводневовмісного газу, який подається на окиснення, а при газофазному окисненні вуглеводнів киснем у двох послідовно розташованих реакто 9 рах, з регулюванням температури входу післяреакційної суміші першого реактора у реакційну зону другого реактора, температуру входу вихідного вуглеводневовмісного газу у реакційну зону першого реактора регулюють частковою рекуперацією тепла післяреакційної суміші першого реактора у теплообміннику «газ-газ». Сукупність суттєвих ознак заявленого винаходу має наступний причинно-наслідковий зв'язок: - зменшення питомих витрат вуглеводневовмісних газів на виробництво метанолу, зниження гідравлічного опору метанольної ректифікаційної колони та втрат метанолу на стадії ректифікації метанольного продукту-сирцю стає можливим через те, що МП-С перед нейтралізацією органічних кислот і подачею його на ректифікацію піддають дегазації, тобто метанольний продукт-сирець, який накопичується у сепараторі при високому тиску і низьких температурах сепарації виводять із сепаратора, знижують його тиск до тиску десорбції і подають у ємності вузла десорбції. В результаті розчинені у метанольному продукті-сирці компоненти природного газу (в основному вуглеводні) і неконденсовні продукти окиснення вуглеводнів (CO, СО2, Н2) десорбуються (дегазуються) у ємкостях вузла десорбції (десорберах). Двоступенева дегазація: І-й ступінь при тиску розподільних газових мереж, ІІ-й - при тиску, близькому до атмосферного, - забезпечить використання газів десорбції 1-го ступеня (90-92% всієї кількості розчинених у МП-С газів, які містять 92-94% об. горючих газів (82-83% об. - при використанні як реакційного природного газу, збагаченого діоксидом вуглецю)) як топкового для підігріву вихідного природного газу, який подають на окиснення, інших внутрішніх потреб виробництва або спрямовують у розподільні газові мережі. Залишок газів десорбції (із десорбера ІІ-го ступеня), які містять 97-98,0% об. горючих газів (близько 50% об. при використанні реакційного природного газу зі збільшеним вмістом СО2) використовують для потреб виробництва або спалюють на «свічі». Дегазація МП-С перед його подачею на ректифікацію також забезпечить надійну роботу насосів (відсутність двофазного потоку), зменшить гідравлічний опір (енерговитрати) метанольної ректифікаційної колони, унеможливить винос (втрати) пари метанолу з неконденсованими газами (із-за відсутності розчинених газів) після холодильника-конденсатора метанолу відділення ректифікації; - підвищення надійності, зменшення енерговитрат та спрощення устаткування стадії нейтралізації органічних кислот метанольного продуктусирцю стає можливим тому, що при нейтралізації МП-С після його виведення із сепаратора і дегазації при тиску близькому до атмосферного спрощується конструкція ущільнень апарата приготування нейтралізувального розчину (розчин нейтралізатора у метанольному продукті-сирці), покращується екологічність установки виробництва метанолу, спрощується конструкція реактора-нейтралізатора, зменшуються витрати на подачу нейтралізувального розчину у реактор-нейтралізатор, підвищується надійність регулювання рН метанольного 86361 10 продукту-сирцю на виході із реакторанейтралізатора із-за скорочення часу «відклику» параметра регулювання. Використання менш концентрованого нейтралізувального розчину (розчину NaOH або Nа2СО3 у МП-С), який подають у реактор-нейтралізатор, зменшує час розчинення нейтралізаторів у апараті приготування нейтралізувального розчину, час змішування останнього з основним потоком МП-С у реакторі-нейтралізаторі та підвищує надійність регулювання витрат нейтралізувального розчину і, як наслідок, надійність регулювання рН метанольного продукту-сирцю на виході із реактора-нейтралізатора із-за збільшення об'ємних подач нейтралізувального розчину у реактор-нейтралізатор при незмінних масових витратах нейтралізатора (NaOH, Nа2СО3); - зниження питомих витрат води на конденсацію продуктів неповного окиснення вуглеводнів і/або підвищення вилучення метанолу із післяреакційної суміші (підвищення продуктивності установки при незмінних питомих енерго- та витратах сировини) при подачі відхідного газу виробництва у розподільні газові мережі стає можливим через те, що відхідний газ перед його подачею у розподільні газові мережі дроселюють від тиску сепарації до тиску розподільних газових мереж (1,2 або 0,6МПа). При цьому температура відхідного газу зменшується і його використовують як холодоагент у холодильнику-конденсаторі «газ-газ» для остаточного охолодження післяреакційної суміші перед сепарацією, яку проводять при тиску, практично рівному тиску неповного окиснення (з урахуванням втрати тиску на гідравлічний опір в апаратах і комунікаціях від вузла окиснення до сепаратора). Спосіб дозволяє регулювати збільшення продуктивності установки шляхом використання відхідного газу як холодоагента і зміни витрати охолоджувальної води. Спосіб запобігає утворенню гідратів компонентів відхідного газу після його дроселювання, так як концентрація парів метанолу у відхідному газі для всього можливого інтервалу температур сепарації хоча і мала, але більше як у два рази перевищує концентрацію водяної пари у цьому газі; - спосіб дозволяє максимально ефективно використати окиснювач (кисень, кисень повітря) на утворення метанолу (забезпечити максимальну ефективність витрати кисню на метанол) при окисненні вуглеводнів в одній або більше послідовно розташованих реакційних зонах без виділення метанольного продукту-сирцю поміж послідовно розташованими реакційними зонами через те, що сукупна концентрація кисню у перерахунку на суміш: сукупний потік вихідного кисневмісного газу плюс потік вихідного вуглеводневовмісного (природного) газу, який подається на окиснення не перевищує 3,0% об. Це зводить до мінімуму нецільові витрати кисню на подальше окиснення продуктів неповного окиснення вуглеводнів СО, Н2 до СО2 і Н2О. Проведення неповного окиснення вуглеводнів у кожній із реакційних зон при температурі не більше 450°С виключає сажоутворення та розкладання метанолу. При окисненні вуглеводнів киснем у двох послідовно розташованих реакторах без проміжного 11 виділення метанольного продукту-сирцю з регулюванням температури входу післяреакційної суміші першого реактора у реакційну зону другого даний спосіб дозволяє додатково зменшити питомі витрати вуглеводневовмісного газу на виробництво метанолу через те, що вихідний вуглеводневовмісний газ перед подачею у реакційну зону першого реактора підігрівається до необхідної температури його подачі у реакційну зону першого реактора не топковим вуглеводневовмісним газом у вогневому підігрівнику, а за рахунок часткової рекуперації тепла післяреакційної суміші першого реактора у теплообміннику «газ-газ». Передбачений винахід ілюструється прикладами його виконання (див. таблицю) і кресленнями, де зображено: Фіг.1 - Технологічна схема отримання метанолу газофазним окисненням вуглеводнів киснем або киснем повітря з подачею відхідного газу для підготовки до магістрального транспортування або у розподільні газові мережі (схема включає ілюстрацію виконання заявленого винаходу за всіма прикладами 1-20, див. таблицю, тобто всі технологічні схеми Фіг.2-Фіг.5); Фіг.2 - Технологічна схема отримання метанолу газофазним окисненням вуглеводнів киснем повітря з подачею відхідного газу для підготовки до магістрального транспортування; Фіг.3 - Технологічна схема отримання метанолу газофазним окисненням вуглеводнів киснем повітря з подачею відхідного газу у розподільні газові мережі; Фіг.4 - Технологічна схема отримання метанолу газофазним окисненням вуглеводнів киснем з подачею відхідного газу для підготовки до магістрального транспортування; Фіг.5 - Технологічна схема отримання метанолу газофазним окисненням вуглеводнів киснем з подачею відхідного газу у розподільні газові мережі. Примітки до схем: 1. На схемах зображено таке устаткування: 1, 28 - теплообмінник рекуперативний; 2 - підігрівник вогневий; 3, 4 - реактор; 5 - компресорний блок повітря; 6 - котел-утилізатор; 7 - апарат повітряного охолодження; 8 - холодильник-конденсатор водяного охолодження; 9 - сепаратор; 10, 26, 29-33 - засувка; 11, 13, 15, 21, 23, 27 - вентиль регулювальний; 12 - ємність І-го ступеня десорбції МП-С; 14 - ємність ІІ-го ступеня десорбції МП-С; 16, 17 - клапан редукційний; 18 - розчинник нейтралізатора органічних кислот; 19 - збірник нейтралізувального розчину; 20 - реактор-нейтралізатор; 22 - насос; 24 - холодильник-конденсатор «газ-газ»; 25 - дросель; 2. Порядковий номер матеріального потоку обведений колом і позначає: 86361 12 1 - вихідний реакційний природний газ; 2 - повітря, яке подається у реакційну зону І-го реактора; 3 - повітря, яке подається у реакційну зону ІІ-го реактора; 4 - газорідинна післяреакційна суміш на виході із холодильника-конденсатора водяного охолодження; 5 - відхідний газ після сепаратора; 6 - відхідний газ для підготовки до магістрального транспортування; 7 - відхідний газ у пальники підігрівача вогневого; 8 - МП-С із сепаратора; 9 - гази десорбції І-го ступеня на пальники підігрівника вогневого; 10 - гази десорбції ІІ-го ступеня; 11 - МП-С у розчинник; 12 - нейтралізатор; 13 - МП-С на нейтралізацію органічних кислот; 14 - нейтралізувальний розчин; 15 - дегазований і нейтралізований МП-С на ректифікацію; 16 - газорідинна післяреакційна суміш на виході із холодильника-конденсатора «газ-газ»; 17 - відхідний газ у розподільні газові мережі. 18 - гази десорбції І-го ступеня у розподільні газові мережі або для внутрішніх потреб; 19 - кисень, який подається у реакційну зону Іго реактора; 20 - кисень, який подається у реакційну зону ІІго реактора; 21 - повітря у пальники підігрівана вогневого. Примітки до таблиці прикладів: 1. Приклади 1-5, 11-13, 17-20 і 6-10, 14-16 ілюструють отримання метанолу при експлуатації установки у літній і зимовий періоди відповідно; 2. Приклади 5, 10, 13, 16 - приклади для зрівняння - ілюструють отримання метанолу без стадій дегазації, нейтралізації МП-С під тиском близьким до атмосферного і без використання відхідного газу як холодоагента для остаточного охолодження післяреакційної суміші перед сепарацією та з використанням нейтралізувального розчину з високою концентрацію нейтралізатора (10% мас. NaOH) у МП-С; 3. Приклад 20 - приклад для зрівняння - ілюструє отримання метанолу газофазним окисненням вуглеводнів природного газу киснем без регулювання температури входу вихідного вуглеводневовмісного газу у реакційну зону першого реактора частковою рекуперацією тепла післяреакційної суміші цього ж реактора та без стадій дегазації, нейтралізації МП-С під тиском, близьким до атмосферного, без використання відхідного газу як холодоагента для остаточного охолодження післяреакційної суміші перед сепарацією із використанням нейтралізувального розчину з високою концентрацію нейтралізатора (10% мас. NaOH) у МП-С. Приклад 1 (див. Фіг.2, табл.). Холодний відсепарований від сконденсованих води і вищих вуглеводнів природний газ після першого ступеня сепарації установки комплексної підготовки природного газу УКПГ (газ сирий ГС; склад, % об.: 13 СН4=94,02; N2=1,14; CO2=0,19; вищих насичених вуглеводнів - залишок, тобто з вмістом насичених вуглеводнів у перерахунку на СН4=98,67% об.) під надлишковим тиском (далі під тиском) 7,85МПа (80,0кГс/см3) з витратою 20300нм3/год подається (потік 1, далі пот.1) у між трубний простір рекуперативного теплообмінника 1. Підігрітий в 1 до 381°С природний газ поступає у підігрівник вогневий 2 (виконує роль пускового підігрівника та для регулювання температурного режиму при експлуатації установки), нагрівається до температури, яка забезпечує протікання реакції газофазного окиснення вуглеводнів у реакційній зоні реактора в інтервалі 355-450°С, і прямує у реакційну зону першого із двох послідовно розташованих реакторів 3 і 4. Одночасно у реакційну зону реактора 3 подають стиснене до 7,85МПа (80,0кГс/см2) і відсепароване від скрапленої вологи у компресорному блоці 5 повітря з витратою 1600нм3/год (пот.2). У реакційній зоні реактора 3 при часі перебування ~2,5с перебігає газофазне окиснення вуглеводнів природного газу в інтервалі температур 355-450°С. Післяреакційну суміш, яка виходить із реактора 3 з температурою 450°С охолоджують (шляхом подачі водяного конденсату з витратою 1140кг/год у міжтрубний простір котла-утилізатора 6) до температури, яка забезпечує протікання газофазного окиснення у реакційній зоні другого реактора у тому ж інтервалі температур, що і у реакційній зоні першого реактора, і спрямовують у реакційну зону другого реактора 4, куди одночасно у такій же кількості, як і у перший реактор подають повітря (пот.3). Отриману у котлі-утилізаторі водяну пару при абсолютному тиску 0,5МПа і 115°С спрямовують для внутрішніх потреб виробництва. У реакційній зоні реактора 4 за тих же параметрів як і у реакторі 3 перебігає газофазне окиснення вуглеводнів. Парогазову суміш, яка виходить із реактора 4 (післяреакційну суміш) з температурою 450°С послідовно охолоджують у рекупераційному теплообміннику 1 до 120°С, апараті повітряного охолодження 7 - до 50°С і остаточно охолоджують до 30°С у холодильнику-конденсаторі 8 водою з її витратою 15,1м3/год і далі газорідинну суміш (пот.4) спрямовують у сепаратор 9, де розділяють на скраплені легкоконденсовні продукти (метанольний продукт-сирець МП-С) і відхідний газ. Відхідний газ із сепаратора (пот.5) через засувку 10 подають на УКПГ для подальшої підготовки для магістрального транспортування (пот.6) і, частково, 29,5нм3/год (пот.7), через вентиль регулювальний 11 на пальники вогневого підігрівника 2. МП-С виводять із сепаратора (пот. 8) при тиску сепарації і подають у ємність І-го ступеня десорбції 12, попередньо знизивши тиск потоку МП-С регулювальним вентилем 13 до 0,6МПа, і потім в ємність ІІ-го ступеня десорбції 14, попередньо знизивши тиск до 0,02МПа регулювальним вентилем 15. Тиск у ємностях 12 та 14 відповідно 0,6 та 0,02МПа регулюють клапанами редукційними 16 і 17. Гази десорбції І-го ступеня, 14,3нм3/год, використовують як топковий у підігрівнику 2, для чого їх (пот.9) змішують з потоком 7, а гази десорбції ІІ-го ступеня (пот. 10), 1,6нм3/год, використовують як 86361 14 топковий для ін. потреб виробництва або спалюють на «свічі». МП-С із ємності 14 подають у вузол нейтралізації органічних кислот МП-С, для чого у розчинник 18 подають МП-С (пот. 11) і необхідну кількість нейтралізатора: гідроксиду натрію (пот. 12), готують 2,5%-й нейтралізувальний розчин гідроксиду натрію у МП-С і спрямовують його у збірник 19. Основний потік МП-С (пот. 13), 710кг/год, подають у реактор-нейтралізатор 20. Одночасно у 20 регулювальним вентилем 21 дозують 110дм3/год нейтралізувального розчину (пот. 14), який подається із 19 насосом 21. Час перебігу реакції нейтралізації 30-45с. Дегазований та нейтралізований МП-С із реактора-нейтралізатора (пот. 15) подають на ректифікацію, де відділяють метанол. Приклад 2 (див. Фіг.3, табл.). Технологія і параметри: окиснення вуглеводнів природного газу киснем повітря 1-5, охолодження післяреакційної суміші у рекуперативному теплообміннику 1 і апараті повітряного охолодження 7 та вузлів дегазації і нейтралізації МП-С 9-23 аналогічні прикладу 1. Приклад 2 відрізняється від прикладу 1 тим, що для остаточного охолодження післяреакційної суміші перед її сепарацією використовують як холодоагент відхідний газ після його дроселювання від тиску на виході із сепаратора до тиску розподільних газових мереж і відхідний газ подають у розподільні газові мережі, а саме: післяреакційну суміш, яка виходить із апарата повітряного охолодження (ΑΠΟ) 7 при 50°С охолоджують до 40°С у холодильнику-конденсаторі 8 водою з витратою 7,8м3/год (пот.4) і остаточно охолоджують до 30°С у холодильнику-конденсаторі «газ-газ» 24 і далі газорідинну суміш (пοт. 16) спрямовують у сепаратор 9, де розділяють на МП-С і відхідний газ. Останній (пот.5) дроселюють у дроселі 25 від 7,59 до 0,60МПа і подають у холодильник-конденсатор «газ-газ» 24, де він охолоджує післяреакційну суміш перед сепарацією, нагріваючись від 8 до 21°С, і потім через засувку 26 спрямовують у розподільні газові мережі (пот. 17). Частково, 29,5нм3/год, відхідний газ через вентиль регулювальний 27 відбирають (пот.7) на пальники підігрівника 2. Далі: стадії дегазації, нейтралізації і подача МП-С на ректифікацію за прикладом 1. Виконання передбачуваного винаходу газофазним окисненням вуглеводнів природного газу киснем повітря під тиском 7,85МПа (80,0кгс/см2) підтверджується також прикладами 3-4, 6-9 (див. табл., Фіг.2, 3). Приклад 11 (див. Фіг.2, табл.). Холодний відсепарований від сконденсованих води і вищих вуглеводнів природний газ після першого ступеня сепарації УКПГ (газ сирий ГС) складу: насичених вуглеводнів у перерахунку на метан 98,67% об. (у т. ч. метану 94,02% об.); N2=1,14% об.; СО2=0,19% об., - під тиском 9,81МПа (100,0кгс/см2) з витратою 20300нм3/год подають (пот.1) послідовно у міжтрубний простір рекуперативного теплообмінника 1 для підігріву до температури 377°С, по трубному простору вогневого підігрівника 2, без допоміжного підігріву, і потім у реакційну зону першого реактора із двох послідовно установлених реакторів 3 і 4. 15 Одночасно у реакційну зону реактора 3 подають стиснене до 9,81МПа (100,0кгс/см2) і відсепароване від скрапленої вологи у компресорному блоці 5 повітря (пот.2) з витратою 1604нм3/год. У реакційній зоні реактора 3 перебігає газофазне окиснення вуглеводнів природного газу в інтервалі 350-440°С при часі перебування ~2,5с Реакційну суміш, яка виходить із реактора 3 з температурою 440°С, охолоджують у котлі-утилізаторі 6 до температури, яка забезпечує перебіг газофазного окиснення вуглеводнів у реакційній зоні другого реактора 4 за тих же параметрів, що і у реакційній зоні першого реактора, і подають у реакційну зону другого реактора 4, куди одночасно подають повітря у такій же кількості (пот.3), як і у реакційну зону першого реактора. Охолодження післяреакційної суміші першого реактора проводять у котлі-утилізаторі шляхом подачі у його міжтрубний простір водяного конденсату з витратою 1049кг/год, отримуючи водяну пару при абсолютному тиску 0,5МПа і температурою 115°С. У реакційній зоні реактора 4 перебігає газофазне окиснення вуглеводнів за тих же параметрів, що і у реакторі 3. Парогазову суміш, яка виходить із реактора 4 (післяреакційну суміш) з температурою 440°С послідовно охолоджують у рекуперативному теплообміннику 1 до 126°, ΑΠΟ до 50°С і остаточно охолоджують до 30°С у холодильнику-конденсаторі 8 водою з витратою 15,5м3/год і далі газорідинну суміш (пοт. 4) спрямовують у сепаратор 9, де розділяють на легкоконденсовні продукти (метальний продукт-сирець) і відхідний газ. Відхідний газ із сепаратора (пοт. 5) під тиском 9,65МПа з витратою 22747нм3/год через засувку 10 спрямовують (пот. 6) (пот. 5) на УКПГ для подальшої підготовки до магістрального транспортування. МП-С виводять із сепаратора 9 (пот. 8) при тиску сепарації і подають у ємність l-го ступеня десорбції 12, попередньо знизивши тиск потоку МП-С до 0,6МПа регулювальним вентилем 13, і потім у ємність ll-го ступеня десорбції 14, попередньо знизивши тиск до 0,02МПа регулювальним вентилем 15. Тиск у ємностях 12 та 14 відповідно 0,6 та 0,02МПа регулюють редукційними клапанами 16 і 17. Гази десорбції 1-го ступеня (пот. 18), 20,7нм3/год, подають у розподільні газові мережі або використовують для внутрішніх потреб виробництва. Гази десорбції ll-го ступеня (пот. 10), 1,8нм3/год, використовують для внутрішніх потреб виробництва або спалюють на "свічі". МП-С із ємності 14 подають у вузол нейтралізації органічних кислот МП-С, для чого у розчинник 18 подають 77дм3/год МП-С (пот. 11) і необхідну кількість нейтралізатора (пот. 12): гідроксиду натрію, - готують 2,5%-ий нейтралізувальний розчин гідроксиду натрію у МП-С і спрямовують його у збірник 19. Основний потік МП-С (пот. 13), 807кг/час, подають у реактор-нейтралізатор 20, куди одночасно регулювальним вентилем 21 дозують 80дм3/год нейтралізувального розчину (пот. 14), який подається із збірника 19 насосом 22. Час перебігу реакцій нейтралізації 30-45с Дегазований і нейтралізований МП-С (пот. 15) спрямовують на ректифікацію, де відділяють метанол. 86361 16 Приклад 12 (див. Фіг.3, табл.). Технологія і параметри окиснення вуглеводнів природного газу 15 і охолодження післяреакційної суміші у рекупераційному теплообміннику 1 і апараті повітряного охолодження 7 аналогічні прикладу 11. Приклад 12 відрізняється від прикладу 11 тим, що для остаточного охолодження післяреакційної суміші перед сепарацією використовують як холодоагент відхідний газ після дроселювання від тиску на вході із сепаратора до тиску розподільних газових мереж і відхідний газ подають у розподільні газові мережі, а саме: післяреакційну суміш яка виходить із ΑΠΟ з температурою 50°С охолоджують до 33°С у холодильнику-конденсаторі 8 водою з витратою 13,4м3/год і остаточно охолоджують (пот. 4) до 10°С у холодильнику конденсаторі "газ-газ" 24 і далі газорідинна суміш (пот. 16) прямує у сепаратор 9, де її розділяють на МП-С і відхідний газ. Останній (пот. 5) дроселюють у дроселі 25 від 9,62МПа до 1,20МПа і подають у холодильникконденсатор "газ-газ", де він охолоджує післяреакційну суміш перед сепарацією, нагріваючись від (20°С) до 11°С, і потім через засувку 26 з витратою 22724нм3/год спрямовують (пот. 17) у розподільні газові мережі. МП-С виводять із сепаратора 9 (пот. 8) при тиску сепарації і подають у ємність І-го ступеня десорбції 12, попередньо знизивши тиск потоку МП-С до 0,6МПа регулювальним вентилем 13, і потім у ємність ІІ-го ступеня десорбції 14, попередньо знизивши тиск до 0,02МПа регулювальним вентилем 15. Тиск у ємностях 12 та 14 відповідно 0,6 та 0,02МПа регулюють редукційними клапанами 16 і 17. Гази десорбції І-го ступеня (пот. 18), 27,3нм3/год, подають у розподільні газові мережі або використовують для внутрішніх потреб виробництва. Гази десорбції П-го ступеня (пот. 10), 2,3нм3/год, використовують для внутрішніх потреб виробництва або спалюють на "свічі". МП-С із ємності 14 подають у вузол нейтралізації органічних кислот МП-С, для чого у розчинник 18 подають 98дм3/год МП-С (пот. 11) і необхідну кількість нейтралізатора (пот. 12): кальциновану соду (карбонат кальцію), - готують 5%-ий (по масі) нейтралізувальний розчин карбонату кальцію у МП-С і спрямовують його у збірник 19. Основний потік МП-С (пот. 13), 810кг/год, подають у реакторнейтралізатор 20, куди одночасно регулювальним вентилем 21 дозують 100дм3/год нейтралізувального розчину (пот. 14), який подається із збірника 19 насосом 22. Час перебігу реакцій нейтралізації 30-45с. Дегазований і нейтралізований МП-С (пот. 15) спрямовують на ректифікацію, де відділяють метанол. Виконання передбачуваного винаходу газофазним окисненням вуглеводнів природного газу киснем повітря під тиском 9,81МПа (100кгс/см2) підтверджується також прикладами 14, 15 (див. табл., Фіг.2, 3 відповідно). Приклад 17 (див. Фіг.4, табл.). Холодний відсепарований від сконденсованих води і вищих вуглеводнів природний газ після першого ступеня сепарації УКПГ (газ сирий ГС) складу: насичених вуглеводнів у перерахунку на метан 95,66% об. (у 17 тому числі метану 90,88% об.), Ν2=1,63% об., СО2=2,71% об., - під тиском 9,81МПа (100кгс/см2) з витратою 18169нм3/год послідовно подають (пот. 1) у міжтрубний простір рекуперативного теплообмінника 1 для підігріву до 354°С, по трубному простору вогневого підігрівника 2, без допоміжного підігріву, у міжтрубний простір рекуперативного теплообмінника 28, де його підігрівають до 380°С, і потім у реакційну зону першого реактора 3 із двох послідовно установлених реакторів 3 і 4. Одночасно у реакційну зону реактора 3 подають під тиском 9,81МПа (100,0кгс/см2) сухий технічний кисень (склад: О2=99,5% об.; N2=0,5% об.) з витратою 261,5нм3/год (пот. 19). У реакційній зоні реактора 3 в інтервалі температур 365-440°С при часі перебування ~ 2,5с перебігає газофазне окиснення вуглеводнів природного газу. Реакційну суміш, яка виходить із реактора 3 при 440°С, послідовно охолоджують у рекуперативному теплообміннику 28 та у котлі-утилізаторі 6 до температури, яка забезпечує перебіг газофазного окиснення вуглеводнів у реакційній зоні реактора 4 за тих же параметрів, що і у реакційній зоні першого реактора, і далі спрямовують у реакційну зону реактора 4, куди одночасно подають технічний кисень у такій же кількості і за тих же параметрів (пот. 20), що і у реакційну зону першого реактора. Охолодження післяреакційної суміші першого реактора у котліутилізаторі 6 проводять шляхом подачі у його міжтрубний простір водяного конденсату з витратою 355кг/год, отримуючи водяну пару при абсолютному тиску 0,5МПа і температурою 115°С. У реакційній зоні реактора 4 перебігає газофазне окиснення вуглеводнів за тих же параметрів що і у реакторі 3. Парогазову суміш, яка виходить із реактора 4 (післяреакційну суміш) з температурою 440°С послідовно охолоджують у рекуперативному теплообміннику 1 до 120°С, ΑΠΟ 7 - до 50°С і остаточно охолоджують до 30°С у холодильникуконденсаторі 8 водою з витратою 10,8м3/год і далі газорідинну суміш (пот. 4) спрямовують у сепаратор 9, де розділяють на метанольний продуктсирець і відхідний газ. Відхідний газ із сепаратора (пот. 5) під тиском 9,70МПа з витратою 18120нм3/год через засувку 10 спрямовують на УКПГ для подальшої підготовки до магістрального транспортування. МП-С виводять із сепаратора 9 (пот. 8) при тиску сепарації і подають у ємність 1-го ступеня десорбції 12, попередньо знизивши тиск потоку МП-С до 0,6МПа регулювальним вентилем 13, і потім у ємність ІІ-го ступеня десорбції 14, попередньо знизивши тиск до 0,02МПа регулювальним вентилем 15. Тиск у ємностях 12 та 14 відповідно 0,6 та 0,02МПа регулюють редукційними клапанами 16 та 17. Гази десорбції 1-го ступеня (танкові гази) (пот. 18), 20,0нм3/год, подають у розподільні газові мережі або використовують для внутрішніх потреб виробництва. Гази десорбції ІІ-го ступеня (пот. 10), 1,9нм3/год, використовують для внутрішніх потреб виробництва або спалюють на "свічі". МП-С із ємності 14 подають у вузол нейтралізації органічних кислот МП-С, для чого у розчинник 18 подають 62дм3/год МП-С (пот. 11) і необхідну кількість нейтралізатора (пот. 12): гідроксид на 86361 18 трію, - готують 2,5%-ий (по масі) нейтралізувальний розчин гідроксиду натрію у МП-С і спрямовують його у збірник 19. Основний потік МП-С (пот. 13), 583кг/год, подають у реактор-нейтралізатор 20, куди одночасно регулювальним вентилем 21 дозують 63дм3/год нейтралізувального розчину (пот. 14) який подається із збірника 19 насосом 22. Час перебігу реакцій нейтралізації 30-45с. Дегазований і нейтралізований МП-С (пот. 15) спрямовують на ректифікацію, де відділяють метанол. Приклад 18 (див. Фіг.5, табл.). Технологія і параметри: окиснення вуглеводнів природного газу киснем 1-2-28-3-28-6-4, охолодження післяреакційної суміші у рекуперативному теплообміннику 1 і апараті повітряного охолодження 7 аналогічні прикладу 17. Приклад 18 відрізняється від прикладу 17 тим, що для остаточного охолодження післяреакційної суміші перед її сепарацією використовують як холодоагент відхідний газ після його дроселювання від тиску на виході із сепаратора до тиску розподільних газових мереж і відхідний газ подають у розподільні газові мережі, а нейтралізацію органічних кислот МП-С проводять 5%-им розчином карбонату натрію, а саме: післяреакційну суміш, яка виходить із ΑΠΟ 7 при 50°С, охолоджують до 43°С у холодильнику-конденсаторі 8 водою з витратою 4,5м3/год і остаточно охолоджують (пот. 4) до 30°С у холодильнику-конденсаторі "газгаз" 24 і далі газорідинну суміш (пот. 16) спрямовують у сепаратор 9, де її розділяють на МП-С і відхідний газ. Останній (пот. 5) дроселюють у дроселі 25 від 9,68 до 0,6МПа і подають у холодильник конденсатор "газ-газ", де він охолоджує післяреакційну суміш перед сепарацією, нагріваючись від 0 до 18°С, і потім через засувку 26 з витратою 18120м3/год його подають (пот. 17) у розподільні газові мережі. МП-С виводять із сепаратора 9 (пот. 8) при тиску сепарації і подають у ємність І-го ступеня десорбції 12, попередньо знизивши тиск потоку МП-С до 0,6МПа регульованим вентилем 13, і потім у ємність ІІ-го ступеня десорбції 14, попередньо знизивши тиск до 0,02МПа регульованим вентилем 15. Тиск у ємностях 12 та 14 відповідно 0,6 та 0,02МПа регулюють редукційними клапанами 16 та 17. Гази десорбції І-го ступеня (танкові гази) (пот. 18), 20нм3/год, подають у розподільні газові мережі або використовують для внутрішніх потреб виробництва. Гази десорбції ІІ-го ступеня (пот. 10), 1,9нм3/год, використовують для внутрішніх потреб виробництва. МП-С із ємності 14 подають у вузол нейтралізації органічних кислот, для чого у розчинник 18 подають 80дм3/год МП-С і необхідну кількість нейтралізатора (пот. 12): карбонат натрію, - готують 5,0%-ий (по масі) нейтралізувальний розчин карбонату натрію у МП-С і спрямовують його у збірник 19. Основний потік МП-С (пот. 13), 568кг/год, подають у реактор-нейтралізатор 20, куди одночасно регулювальним вентилем 21 дозують 82дм3/год нейтралізувального розчину (пот. 14), який подається із збірника 19 насосом 22. Час перебігу реакцій нейтралізації 30-45с. Дегазований і нейтралізований МП-С (пот. 15) спрямовують на ректифікацію, де відділяють метанол. 19 86361 Виконання передбаченого винаходу газофазним окисненням вуглеводнів природного газу кис 20 нем підтверджується також прикладом 19 (див. Фіг.5, табл.). Таблиця Приклад 1 (Фіг.2) 1. Потік вуглеводневовмісного (природного) газу у реакторний блок на окиснення, м3/год 2. Загальний потік кисневмісного газу, м3/год 3. Тиск на вході у реакторний блок, МПа æ кгс ö ç ÷ ç 2÷ è см ø Приклад 2 (Фіг.3) Приклад 3 (Фіг.3) Приклад 4 (Фіг.3) Приклад 5** 20300 20300 20300 20300 20300 3200 (повітря) 3200 (повітря) 3200 (повітря) 3200 (повітря) 3200 (повітря) 7,85 (80) 7,85 (80) 7,85 (80) 7,85 (80) 7,85 (80) 2,86 2,86 2,86 2,86 1,53 1,53 1,53 1,53 1,43 1,43 1,43 1,43 450 450 450 450 4. Концентрація кисню, % об.: - на вході у реакційний блок* 2,86 - на вході у реакційну 1,53 зону l-го реактора 3 - на вході у реакційну зону ІІ-го реактора 4 1,43 5. Температура на виході із реакційних зон, 450 °С 6. Остаточне охолодження після реакційної водою суміші перед сепарацією 7. Температура післяреакційної суміші на виході із: - теплообмінника реку120 пераційного 1, °С - апарата повітряного охолодження АПО 7, °С 50 - теплообмінника водяного 8, °С 30 8. Температура охолоджувальної води у теп20/35 лообміннику водяному 8, вхід/вихід, °С 9. Витрата охолоджувальної води у теплооб15,1 міннику водяному 8, м3/год 10. Температура сепа30 рації, °С 11. Тиск на виході із сепаратора, Р/Рабс, 7,63/7,73 МПа/МПа 12. Тиск відхідного газу після дроселя Д, Р/Рабс, МПа/МПа 13. Температура відхідного газу після дроселя Д, °C 14. Температура відхід30 (після сепаного газу на виході із ратора) установки, °С відхідним газом відхідним газом відхідним газом після дроселю- після дроселю- після дроселювання вання вання водою 120 120 120 120 50 50 50 50 40 30 35 30 20/35 20/35 20/35 20/35 7,8 15,1 11,5 15,1 30 18 20 30 7,59/7,69 7,59/7,69 7,59/7,69 7,63/7,73 0,60/0,70 1,20/1,30 0,60/0,70 8 (-1) (-4) 21 (після тепло- 14 (після тепло- 16 (після теплообмінника "газ- обмінника "газобмінника газ" 8) газ" 8) "газ-газ" 8) 30 (після сепаратора) 21 15. Відведено із сепаратора, кг/год: - сумарну кількість органічних продуктів - метанолу - органічних кислот у перерахунку на оцтову 16. Потік відхідного газу, нм3/год 86361 22 398 309,9 410 320,2 408,0 318,8 398 309,9 3,0 3,0 3,0 3,0 3,0 22838 22838 22823 22824 22838 Приклад 1 (Фіг.2) 17. Подача відхідного газу 398 309,9 Приклад 2 (Фіг.3) Приклад 3 (Фіг.3) Приклад 4 (Фіг.3) 41,4 25,2 25,9 14,9 28,2 16,3 41,4 25,2 0,077 0,035 0,045 0,018 0,050 0,020 0,077 0,035 14,3 17,2 15,5 0 92,2 93,0 92,9 1,6 1,9 1,9 0 96,9 97,8 97,7 110 (2,5%-вий NaOH) 141 (5,0%-вий Na2CO3) 141 (5,0%-вий Na2CO3) 26 (10%-вий NaOH) 309,6 320,0 318,6 309,9 0,22 0,23 0,22 15,8 29,5 26,3 28,0 44,7 1,9 0 1,3 для підготовки до магістрального транспортування та на внутрішн. потреби Приклад 1 (Фіг.2) 18. Кількість пари МП-С, яка виноситься з відхід41,4 ним газом, кг/год, у тому числі метанолу 25,2 19. Концентрація пари у відхідному газі, % об.: - метанолу 0,077 - води 0,035 20. Кількість газів десорбції: - l-го ступеня, Р=0,6МПа (танкових газів), нм3/год, 14,3 - у тому числі горючих, % об. 92,2 - ll-го ступеня, 1,6 Р=0,02МПа, нм3/год - у тому числі горючих, % об. 96,9 21. Кількість нейтралізувального розчину, який 110 (2,5%-вий подається у реакторNaOH) нейтралізатор 20, 3 дм /год 22. Подається на ректифікацію: - метанолу, кг/год 309,6 - розчинених газів у МПС, нм3/год 0,22 23. Витрата відхідного газу як топкового на па29,5 льники підігрівника вог3 невого 2, нм /год 24. Зменшення витрати охолоджувальної води у теплообміннику водяному 8 у зрівнянні з прикладами 1, 5, разів Приклад 5** (за прототипом) для підготовки до магістральу розподільні у розподільні у розподільні ного транспоргазові мережі та газові мережі та газові мережі та тування або у на внутрішні на внутрішні на внутрішні розподільні гапотреби потреби потреби зові мережі; на внутр. потреби Приклад 2 Приклад 3 Приклад 4 Приклад 5** (Фіг.3) (Фіг.3) (Фіг.3) 23 25. Еквівалентна (по теплотворній здатності) кількість вихідного (реакційного) вуглеводневовмісного газу кількості газів десорбції l-го ступеня, які подають у розподільні газові мережі або для внутрішніх потреб виробництва, нм3/год 86361 15,2 15,2 зменшення визменшення витрат охолоджутрат вуглеводвальної води, 26. Технічний результат невої сировини, вуглеводневої ін. сировини, ін. 24 18,5 16,7 0 збільшення прозбільшення дуктивності по продуктивності метанолу, змепо метанолу, ншення витрат зменшення виохолоджувальтрат вуглеводної води, витрат невої сировини, вуглеводневої ін. сировини, ін. Продовження таблиці Приклад 6 (Фіг.2) 1. Потік вуглеводневовмісного (природного) газу у реакторний блок на окиснення, м3/год 2. Загальний потік кисневмісного газу, м3/год 3. Тиск на вході у реакторний блок, МПа æ кгс ö ÷ ç ç 2÷ è см ø 4. Концентрація кисню, % об.: - на вході у реакційний блок* - на вході у реакційну зону l-го реактора 3 - на вході у реакційну зону ll-го реактора 4 5. Температура на виході із реакційних зон, °С 6. Остаточне охолодження післяреакційної суміші перед сепарацією 7. Температура післяреакційної суміші на виході із: - теплообмінника рекупераційного 1, °С - апарата повітряного охолодження АПО 7, °С - теплообмінника водяного 8, °С 8. Температура охолоджувальної води у теплообміннику водяному 8, вхід/вихід, °С Приклад 7 (Фіг.3) Приклад 8 (Фіг.3) Приклад 9 (Фіг.3) Приклад 10** 20300 20300 20300 20300 20300 3200 (повітря) 3200 (повітря) 3200 (повітря) 3200 (повітря) 3200 (повітря) 7,85 (80) 7,85 (80) 7,85 (80) 7,85 (80) 7,85 (80) 2,86 2,86 2,86 2,86 2,86 1,53 1,53 1,53 1,53 1,53 1,43 1,43 1,43 1,43 1,43 450 450 450 450 450 водою відхідним газом відхідним газом відхідним газом після дроселю- після дроселю- після дроселювання вання вання водою 120 120 120 120 120 40 40 40 40 40 28 32 34 28 18/30 18/30 18/30 18/30 25 86361 26 9. Витрата охолоджувальної води у теплооб10,9 0 7,6 5,7 10,9 міннику водяному 8, 3 м /год 10. Температура сепа28 28 15 25 28 рації, °С 11. Тиск на виході із сепаратора, Р/Рабс, 7,63/7,73 7,67/7,77 7,59/7,69 7,59/7,69 7,63/7,73 МПа/МПа 12. Тиск відхідного газу після дроселя Д, Р/Рабс, 0,60/0,70 0,60/0,70 1,20/1,30 МПа/МПа 13. Температура відхідного газу після дроселя 5 (-10) 7,2 Д, °C 14. Температура відхід21 (після тепло- 13 (після тепло- 18 (після тепло28 (після сепа28 (після сепаного газу на виході із обмін. обмін. обмін. ратора) ратора) установки, °С "газ-газ" 9) "газ-газ" 9) "газ-газ" 9) 15. Відведено із сепаратора, кг/год: - сумарну кількість органічних продуктів 400 400 413 400,4 400 - метанолу 311,9 311,9 322,3 313,3 311,9 - органічних кислот у перерахунку на оцтову 3,0 3,0 3,1 3,0 3,0 16. Потік відхідного газу, 22835 22835 22819 22832 22835 нм3/год для підготовки для підготовки до магістральу розподільні у розподільні у розподільні до магістрального транспор17. Подача відхідного газові мережі та газові мережі та газові мережі та ного транспортування або у газу на внутрішні на внутрішні на внутрішні тування та на розподільні гапотреби потреби потреби внутр. потреби зові мережі; на внутр. потреби 18. Кількість пари МП-С, яка виноситься з відхідним газом, кг/год, 38,3 38,3 22,4 37,4 38,3 у тому числі метанолу 23,2 23,2 12,8 21,8 23,2 19. Концентрація пари у відхідному газі, % об.: - метанолу 0,071 0,071 0,039 0,067 0,071 - води 0,032 0,032 0,015 0,028 0,032 20. Кількість газів десорбції: - l-го ступеня, Р=0,6МПа (танкових газів), нм3/год, 14,7 14,7 17,7 15,3 0 - у тому числі горючих, 92,4 92,4 93,2 92,6 % об. - ll-го ступеня, Р=0,02МПа, нм3/год 1,7 1,7 2,1 1,8 0 - у тому числі горючих, % об. 97,5 97,5 98,4 97,7 21. Кількість нейтралізувального розчину, який 54 (5,0%-ий 141 (5,0%-ий 56 (5,0%-ий 110(2,5%-ий 26(10%-ий подається у реакторNaOH) Na2CO3) NaOH) NaOH) NaOH) нейтралізатор 20, 3 дм /год 22. Подається на ректифікацію: - метанолу, кг/год 311,6 311,6 322,2 313,1 311,9 - розчинених газів у МПС, нм3/год 0,21 0,21 0,22 0,21 16,4 27 23. Витрата відхідного газу як топкового на пальники підігрівника вогневого 2, нм3/год 24. Зменшення витрати охолоджувальної води у теплообміннику водяному 8 у зрівнянні з прикладами 6, 10, разів 25. Еквівалентна (по теплотворній здатності) кількість вихідного (реакційного) вуглеводневовмісного газу кількості газів десорбції 1-го ступеня, які подають у розподільні газові мережі або для внутрішніх потреб виробництва, нм3/год 86361 28 29,0 29,2 25,6 28,3 44,7 більш як у 10,9 1,4 1,9 15,7 15,5 19,1 16,4 0 збільшення продуктивності по метанолу, зменшення витрат охолоджувальної води, витрат вуглеводневовмісного газу, ін. зменшення витрат охолоджувальної води, вуглеводневовмісного газу, ін. відсутність визменшення ви- трат охолоджутрат вуглевод- вальної води, 26. Технічний результат незменшення вивовмісного газу, трат вуглеводін. невовмісного газу, ін. Продовження таблиці Приклад 11 (Фіг.2) 1. Потік вуглеводневовмісного (природного) газу у реакторний блок на окиснення, м3/год 2. Загальний потік кисневмісного газу, м3/год 3. Тиск на вході у реакторний блок, МПа æ кгс ö ÷ ç ç 2÷ è см ø 4. Концентрація кисню, % об.: - на вході у реакційний блок* - на вході у реакційну зону l-го реактора 3 - на вході у реакційну зону ll-го реактора 4 5. Температура на виході із реакційних зон, °С 6. Остаточне охолодження післяреакційної суміші перед сепарацією 7. Температура післяреакційної суміші на виході - теплообмінника рекупераційного 1, °С - апарата повітряного охолодження АПО 7, °С Приклад 12 (Фіг.3) Приклад 13** Приклад 14 (Фіг.2) Приклад 15 (Фіг.2) 20300 20300 20300 20300 20300 3209 (повітря) 3209 (повітря) 9,81 (100) 9,81 (100) 9,81 (100) 9,81 (100) 9,81 (100) 2,86 2,86 2,86 2,86 2,86 1,53 1,53 1,53 1,53 1,53 1,43 1,43 1,43 1,43 1,43 440 440 440 440 440 водою відхідним газом після дроселювання водою водою відхідним газом після дроселювання 126 126 126 126 126 50 50 50 40 40 3209 (повітря) 3209 (повітря) 3209 (повітря) 29 86361 - теплообмінника водяного 8, °С 30 30 8. Температура охолоджувальної води у теп20/35 20/35 лообміннику водяному 8, вхід/вихід, °С 9. Витрата охолоджувальної води у теплооб15,5 13,4 міннику водяному 8, 3 м /год 10. Температура сепа30 10 рації, °С 11. Тиск на виході із сепаратора, Р/Рабс, 9,65/9,75 9,62/9,72 МПа/МПа 12. Тиск відхідного газу після дроселя Д, Р/Рабс, 1,2/1,3 МПа/МПа 13. Температура відхідного газу після дроселя (-20) Д, °С 14. Температура відхід11 (після тепло30 (після сепаного газу на виході із обмінника "газратора) установки, °С газ" 9) 15. Відведено із сепаратора, кг/год: - сумарну кількість орга450 469 нічних продуктів 371,0 385,2 - метанолу - органічних кислот у перерахунку на оцтову 2,1 2,1 16. Потік відхідного газу, 22747 22724 нм3/год 17. Подача відхідного газу 18. Кількість пари МП-С, яка виноситься з відхідним газом, кг/год, у тому числі метанолу 19. Концентрація пари у відхідному газі, % об.: - метанолу - води 20. Кількість газів десорбції: - l-го ступеня, Р=0,6МПа (танкових газів), нм3/год, - у тому числі горючих, % об. - ІІ-го ступеня, Р=0,02МПа, нм3/год - у тому числі горючих, % об. 21. Кількість нейтралізувального розчину, який подається у реакторнейтралізатор 20, дм3/год 30 30 28 20/35 18/30 -/ 15,5 11,2 0 30 28 28 9,65/9,75 9,65/9,75 9,62/9,72 1,2/1,3 28 30 (після сепаратора) 28 (після сепаратора) 18 (після теплообмінника "газ-газ" 9) 450 371,0 453 372,8 453 372,8 2,1 2,1 2,1 22747 22745 22745 для підготовки до магістральдля підготовки ного трансподо магістрально- у розподільні ртування го транспорту- газові мережі та/або розповання дільні газові мережі для підготовки до магістрального транспортування у розподільні газові мережі 35,9 22,4 14,2 8,2 35,9 22,4 33,2 20,6 33,2 20,6 0,069 0,027 0,025 0,008 0,069 0,027 0,063 0,025 0,063 0,025 20,7 27,3 0 21,3 21,3 92,2 93,4 92,4 92,4 1,8 2,3 0 1,9 1,9 97,0 98,1 97,5 97,5 80 (2,5%-ий NaOH) 100 (5%-ий Na2CO3) 18,6(10%-ий NaOH) 100 (5%-ий Na2CO3) 80 (2,5%-ий NaOH) 31 22. Подається на ректифікацію: - метанолу, кг/год - розчинених газів у МПС, нм3/год 23. Витрата відхідного газу як топкового на пальники підігрівника вогневого 2, нм3/год 24. Зменшення витрати охолоджувальної води у теплообміннику водяному 8 у зрівнянні з прикладами 11, 13, 16, разів 25. Еквівалентна (по теплотворній здатності) кількість вихідного (реакційного) вуглеводневовмісного газу кількості газів десорбції l-го ступеня, які подають у розподільні газові мережі або для внутрішніх потреб виробництва, нм3/год 86361 32 370,6 384,9 371,0 372,5 372,5 0,23 0,26 22,31 0,24 0,24 0 0 0 0 0 1,2 0 більше як у 15,0 разів 19,2 25,8 0 19,8 19,8 збільшення продуктивності по метанолу, змензменшення вишення витрат трат вуглевод26. Технічний результат охолоджувальної невовмісного води, зменшення газу, ін. витрат вуглеводневовмісного газу, ін. відсутність витрат охолозменшення ви- джувальної води, зментрат вуглеводневовмісного шення витрат вуглеводгазу, ін. невовмісного газу, ін. Продовження таблиці Приклад 16** 1. Потік вуглеводневовмісного (природного) газу у реакторний блок на окиснення, м3/год 2. Загальний потік кисневмісного газу, м3/год 3. Тиск на вході у реакторний блок, МПа æ кгс ö ÷ ç ç 2÷ è см ø 4. Концентрація кисню, % об.: - на вході у реакційний блок* - на вході у реакційну зону l-го реактора 3 - на вході у реакційну зону ІІ-го реактора 4 5. Температура на виході із реакційних зон, °С 6. Остаточне охолодження післяреакційної суміші перед сепарацією Приклад 17 (Фіг.4) Приклад 18 (Фіг.5) Приклад 19 (Фіг.5) Приклад 20*** 20300 18189 18189 18189 18189 3209 (повітря) 523 (технічний 523 (технічний 523 (технічний 523 (технічний кисень) кисень) кисень) кисень) 9,81 (100) 9,81 (100) 9,81 (100) 9,81 (100) 9,81 (100) 2,86 2,78 2,78 2,78 2,78 1,53 1,41 1,41 1,41 1,41 1,43 1,39 1,39 1,39 1,39 440 440 440 440 440 водою водою відхідним га- відхідним газом зом після дро- після дроселюселювання вання водою 33 7. Температура післяреакційної суміші на виході із - теплообмінника рекупераційного 1, °С 126 - апарата повітряного охолодження АПО 7, °С 40 - теплообмінника водяного 8, °С 28 8. Температура охолоджувальної води у теп18/30 лообміннику водяному 8, вхід/вихід, °С 9. Витрата охолоджувальної води у теплооб11,2 міннику водяному 8, 3 м /год 10. Температура сепа28 рації, °С 11. Тиск на виході із сепаратора, Р/Рабс, 9,65/9,75 МПа/МПа 12. Тиск відхідного газу після дроселя Д, Р/Рабс, МПа/МПа 13. Температура відхідного газу після дроселя Д, °С 14. Температура відхід28 (після сепаного газу на виході із ратора) установки, °С 15. Відведено із сепаратора, кг/год: - сумарну кількість органічних продуктів 453 - метанолу 372,8 - органічних кислот у пе2,1 рерахунку на оцтову 16. Потік відхідного газу, 22745 нм3/год для підготовки до магістральн. транспортуван17. Подача відхідного ня або у розпогазу дільні газові мережі; на внутр. потреби 18. Кількість пари МП-С, яка виноситься з відхідним газом, кг/год, 33,2 у тому числі метанолу 20,6 19. Концентрація пари у відхідному газі, % об.: - метанолу 0,063 - води 0,025 20. Кількість газів десорбції: - l-го ступеня, Р=0,6МПа 0 (танкових газів), нм3/год - у тому числі горючих, % об. 86361 34 120 120 120 120 50 50 50 50 30 43 30 30 20/35 20/35 20/35 20/35 10,8 4,5 10,8 10,8 30 зо 10 30 9,70/9,80 9,68/9,78 9,68/9,78 9,72/9,82 0,60/0,70 1,20/1,30 0 (-19) 30 (після сепаратора) 18 (після теп- 8 (після тепло30 (після сепалообмін, "газ- обмін, "газ-газ" ратора) газ" 9) 9) 352 292,8 352 292,8 368 305,4 352 292,8 1,7 1,7 1,7 1,7 18120 18120 18100 18120 для підготовки до магістрально- у розподільні го транспорту- газові мережі вання для підготовки до магістральн. транспортувану розподільні ня або у розпогазові мережі дільні газові мережі; на внутр. потреби 31,0 19,7 31,0 19,7 12,2 7,1 31,0 19,7 0,076 0,026 0,076 0,026 0,028 0,008 0,076 0,026 20,0 20,0 26,6 0 82,4 82,4 83,0 35 - ll-го ступеня, Р=0,02МПа, нм3/год - у тому числі горючих, % об. 21. Кількість нейтралізувального розчину, який подається у реакторнейтралізатор 20, дм3/год 22. Подається на ректифікацію: - метанолу, кг/год - розчинених газів у МПС, нм3/год 23. Витрата відхідного газу як топкового на пальники підігрівника вогневого 2, нм3/год 24. Зменшення витрати охолоджувальної води у теплообміннику водяному 8 у зрівнянні з прикладами 17, 20, разів 25. Еквівалентна (по теплотворній здатності) кількість вихідного (реакційного) вуглеводневовмісного газу кількості газів десорбції l-го ступеня, які подають у розподільні газові мережі або для внутрішніх потреб виробництва, нм3/год 26. Технічний результат 86361 36 0 1,9 1,9 2,4 0 52,6 52,6 52,5 18,6(10%-ий NaOH) 63 (2,5%-ий NaOH) 81 (5,0%-ий Na2CO3) 165 (2,5%-ий Na2CO3) 15,2 (10%-ий NaOH) 372,8 292,4 292,4 305,1 292,8 23,1 1,1 1,1 1,3 22,6 0 0 0 0 66,0 2,4 0 0 17,2 17,2 23,0 0 збільшення зменшення продуктивності витрат охолозменшення випо метанолу, джувальної трат вуглеводзменшення води, витрат невовмісного витрат вуглевуглеводгазу, ін. водневоневовмісного вмісного газу, газу, ін. ін. * - у перерахунку на суміш: сукупний потік вихідного кисневмісного газу плюс потік вихідного вуглеводневовмісного газу, який подається на окиснення **, *** - див. примітки 2 і 3 відповідно до таблиці прикладів 37 86361 38 39 Комп’ютерна верстка М. Ломалова 86361 Підписне 40 Тираж 28 прим. Міністерство освіти і науки України Державний департамент інтелектуальної власності, вул. Урицького, 45, м. Київ, МСП, 03680, Україна ДП “Український інститут промислової власності”, вул. Глазунова, 1, м. Київ – 42, 01601