КАТАЛИЗАТОР, СПОСОБ ЕГО ПОЛУЧЕНИЯ И СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ СИНТЕЗ-ГАЗА
CATALYST, METHOD FOR PRODUCTION THEREOF AND METHOD OF PRODUCING SYNTHESIS GAS

Изобретение относится к области нефтехимии и разработки катализатора для получения синтез-газа в процессе парциального окисления метана.
Известен способ и катализатор получения синтез-газа методом парциального окисления метана, описанный в патенте RU 2144844, согласно которому синтез-газ получают путем селективного каталитического окисления метана кислородом при температуре 700-850°C. Указанный способ имеет недостаток, заключающийся в необходимости одновременной подачи сырья (метана) и окислителя (кислорода) в реактор, что приводит к повышенной взрывоопасности процесса вследствие образования смесей метана с кислородом. Еще одним недостатком данного способа является высокая стоимость получения кислорода.
Известен способ получения синтез-газа, описанный в патенте US 2665199 A, опубл. 05.01.1954, кл. C01B 3/30, C01B 3/44, согласно которому синтез-газ получают из газообразных углеводородов в установке, состоящей из реактора и регенератора, в присутствии твердых частиц оксида металла, находящихся в псевдоожиженном состоянии. В реакторе протекает окисление углеводородов кислородом, содержащимся в твердых частицах, в регенераторе происходит окисление твердых частиц до оксида металла. Реакция окисления углеводородов проводится в псевдоожиженном слое, имеющем следующие недостатки:
- неравномерность времени пребывания сырья в зоне реакции, в результате некоторая часть сырья подвергается чрезмерному превращению до образования сажи, а другая часть не достигает полной конверсии;
- среднее фиктивное время пребывания сырья в зоне реакции недостаточно малое, чтобы обеспечить максимально высокую селективность процесса.
В качестве оксида металла применяют оксид железа. Применение оксида металла без носителя может привести к спеканию или агломерации частиц. Для предотвращения агломерации и обеспечения высокой площади контакта активной фазы и реагентов применяют нанесение активного компонента катализатора на какой-либо малоактивный или инертный материал [Дж. Андерсон. Структура металлических катализаторов. / М.: Мир, 1978].
2
2
Наиболее близким к заявленному по технической сущности и достигаемому эффекту являются катализатор и способ получения синтез-газа, описанный в патенте US 6833013 B1, опубл. 21.12.2004, кл. C01B 3/32, согласно которому синтез-газ получают парциальным окислением низших алканов кислородом, содержащимся в твердых частицах, содержащих оксид металла и подвергающихся окислительно-восстановительным циклам. Низшие алканы окисляются в реакторе при температуре 800-1100°C и давлении 0,5-5 МПа, твердые частицы окисляются в регенераторе при температуре 750-1050°C. Полученный синтез-газ содержит 60,2% H и 30,6% CO, т.е. мольное отношение H/CO в нем составляет 1,97, что хорошо подходит для получения из синтез-газа метанола, продуктов синтеза Фишера-Тропша. Согласно примеру в описываемом способе получения синтез-газа катализатор содержит 20 мас.% оксида хрома (VI). Во время реакции с углеводородами с образованием водорода и монооксида углерода оксид хрома (VI) восстанавливается до оксида хрома (III). Таким образом, оксид хрома (VI) выступает в виде донора «активного кислорода», участвующего в реакции парциального окисления углеводородов. Именно от его содержания в катализаторе зависит эффективность описанного способа получения синтез-газа: чем больше активного кислорода может запасать катализатор, тем большее количество сырья можно конвертировать в его присутствии. Исходя из данных, представленных в рассматриваемом патенте, содержание активного кислорода на оксидно-хромовом катализаторе составляет 4,8 мас. %.
Однако недостатком описанного способа является применение катализатора на основе оксида хрома. Хром и его соединения являются токсичными веществами [Плющев В.Е. Справочник по редким металлам / М.: Мир, 1978], поэтому использование предлагаемого способа получения синтез-газа существенно повышает требования к уровню техники безопасности и охраны окружающей среды. Еще одним недостатком описанного способа является проведение реакции окисления углеводородов и регенерации твердых частиц в псевдоожиженном слое, в результате чего обеспечивается весьма низкий удельный съем продукта, а именно 0,159 кг синтез-газа с килограмма катализатора в час, что оказывает отрицательное влияние на производительность реактора. Удельным съемом называется количество продукта, полученное при осуществлении процесса на катализаторе определенной массы за единицу времени [Мельников Е.Я. Справочник азотчика. / М.: Химия, 1967, 492 C.]. Удельный съем продукта в наиболее близком аналоге был рассчитан исходя из количества катализатора в реакторе - 1400 г и выхода продукта - 516 л/ч.
2
Задача настоящего изобретения заключается в создании оксидно-металлического катализатора получения синтез-газа путем парциального окисления метана, не содержащего хрома и его соединений и способного к многократным окислительно-восстановительным переходам, а также в увеличении удельного съема продукта при сохранении преимуществ наиболее близкого аналога - исключении образования взрывоопасных смесей и низких энергозатратах с возможностью получения синтез-газа с отношением Н/СО в пределах 1,5-2,5.
3
4
2
3
Решение поставленной задачи достигается тем, что катализатор получения синтез-газа в процессе парциального окисления метана представляет собой микросферический носитель, в качестве которого используют частицы диаметром от 50 до 160 мкм оксида алюминия и/или алюмосиликата, а в качестве активного компонента - оксид Со, или Ni, или Fe, или Mn, или Cu, или Ce, или смесь оксидов NiO, CoO и CeO, при следующем соотношении компонентов, % мас:
указанный активный компонент
2-40
оксид алюминия и/или алюмосиликат
остальное
Катализатор получают нанесением предшественника активного компонента - растворов солей указанных металлов - на микросферический носитель с диаметром частиц от 50 до 160 мкм путем пропитки по влагопоглощению, сушки при температуре от 90 до 120°C в течение 1-5 часов и прокаливания при температуре от 500 до 1200°C в течение 2-8 часов.
Синтез-газ получают окислительной конверсией метансодержащего газа при температуре более 750°C в реакторе с использованием в качестве окислителя катализатора - микросферического носителя с нанесенным активным компонентом на основе оксидов металлов - и регенерацией восстановленного катализатора путем его окисления в регенераторе, из которого регенерированный катализатор поступает в реактор, причем используют указанный катализатор, окислительную конверсию проводят в сквознопоточном лифт-реакторе, через который катализатор непрерывно проходит снизу вверх в потоке метансодержащего газа при времени пребывания сырья в зоне реакции 0,1-10 с, затем выходящий из реактора восстановленный катализатор отделяют от продукта - синтез-газа - и направляют в регенератор.
Окислительную конверсию предпочтительно проводят при температуре от более 750 до 1100°C, наиболее предпочтительно - 850°C.
Регенерацию катализатора предпочтительно проводят в псевдоожиженном, или форсированном псевдоожиженном, или полусквозном потоке путем окисления кислородсодержащим агентом.
В качестве кислородсодержащего агента предпочтительно используют воздух или кислород.
Принято считать, что псевдоожиженный слой присутствует при скоростях газового потока до 0,8 м/с. При скоростях газа 0,8-1,5 м/с система характеризуется состоянием форсированного псевдоожиженного слоя. Системы, в которых перемещение твердых частиц осуществляется при скоростях газа, достигающих 1,5-3,0 м/с, называются полусквозным потоком. Скорости газового потока выше 3-4 м/с соответствуют перемещению твердых частиц в потоке газа в режиме сквозного потока [Хаджиев С.Н. Крекинг нефтяных фракций на цеолитсодержащих катализаторах / М.: Химия, 1982. - 280 С.].
Реакторы, работающие в двух последних режимах, называют сквознопоточными (лифт-реакторы).
Процесс является непрерывным, и его проводят в двух пространственно разделенных аппаратах: реакторе и регенераторе. В такой системе «реактор-регенератор» катализатор по мере истирания и разрушения выводят из системы в виде пыли и заменяют свежим.
Полученный синтез-газ и восстановленный катализатор выводят из реактора и поток отработанного (восстановленного) катализатора отделяют от потока целевого продукта. Поток восстановленного катализатора по транспортной линии подают в блок регенерации, где происходит окисление катализатора в потоке кислородсодержащего агента (воздух, кислород). Затем катализатор отделяют от газов регенерации и по транспортным линиям снова подают в реактор конверсии, как описано выше.
Процесс является непрерывным и состоит из следующих стадий:
- конверсия углеводородного сырья в синтез-газ (с восстановлением катализатора до металлического состояния);
- регенерация катализатора (с окислением его металлических компонентов).
Стадии окисления и восстановления катализатора проходят параллельно и непрерывно.
Таким образом, осуществляется непрерывная циркуляция катализатора, и обеспечивается перенос кислорода из зоны регенерации в зону реакции, а также сводятся материальный и тепловой балансы.
2
В качестве носителя катализатора используют микросферический оксид алюминия и/или алюмосиликат. Диаметр частиц носителя от 50 до 160 мкм, удельная площадь поверхности - от 10 до 330 м/г.
Достигаемый технический результат заключается:
- в повышении удельного съема продукта;
- в возможности использования углеводородного сырья, содержащего диоксид углерода;
2
- в снижении опасности взрыва и возгорания, низких энергозатратах, получении синтез-газа с отношением Н/СО в пределах 1,5-2,5.
- в использовании катализаторов, содержащих менее токсичные вещества, чем соединения хрома;
- в возможности получения побочного продукта - технического азота.
Сущность предлагаемого изобретения иллюстрируется следующими примерами.
Пример 1
2
2
3
2
2
2
3
3
2
2
3
2
2
3
3
2
3
3
2
3
4
Готовят микросферический алюмосиликатный носитель путем смешения водных суспензий силиката натрия и сульфата алюминия в таких пропорциях, чтобы композиция алюмосиликата имела состав NaO(AlO·nSiO), где n является мольным отношение SiO/AlO и равно 2,3, с последующим получением микросферической формы методом распылительной сушки и прокаливанием при 800°C в течение 3 ч. 100 г микросферического алюмосиликатного носителя пропитывают по влагопоглощению водным раствором, полученным смешением 57,9 г Ni(NO)·6HO, 53,9 г Co(NO)·6HO, 41,0 г Al(NO)·9HO, и 4,7 г Ce(NO)·6HO при температуре 90°C. Образец сушат при температуре 100°C и затем прокаливают в печи при температуре 500-900°C в течение 3-5 часов. Полученный катализатор содержит 10,8 мас. % NiO, 10,8 мас. % CoO,
2
3
2
4,1 мас.% AlO, 1,4 мас.% CeO, остальное (70,2 мас.%) - алюмосиликатный носитель. Количество активного кислорода в катализаторе составляет 5,2 мас.%, диаметр микросфер от 50 до 160 мкм. Катализатор испытан в реакции парциального окисления метана.
В нижнюю часть лифт-реактора подают метан, который контактирует с микросферическим катализатором, поступающим из регенератора. Катализатор, подхваченный восходящим потоком метана, движется по реактору снизу вверх в режиме сквозного потока, при этом происходит окисление метана кислородом, содержащимся в катализаторе, в монооксид углерода и водород по реакции
4
2.
CH+[O]→CO+2H
Метан подают с такой скоростью, чтобы поддерживать время пребывания сырья в лифт-реакторе 2,1 с. Температуру в зоне реакции держат 850°C. Пары продуктов отделяют от катализатора, катализатор направляют в регенератор. В регенераторе катализатор подвергают окислению воздухом в режиме псевдоожиженного слоя. Температуру в зоне регенерации держат 600°C. Окисленный катализатор из регенератора вновь направляют в нижнюю часть реактора.
Конверсию сырья рассчитывают как отношение количества превращенного сырья к исходному, выраженное в %:
<mrow><mi>X</mi><mo>=</mo><mrow><mo>(</mo><mrow><mfrac><mrow><msub><mi>m</mi><mi>f</mi></msub><mo>−</mo><msub><mi>m</mi><mi>p</mi></msub></mrow><mrow><msub><mi>m</mi><mi>f</mi></msub></mrow></mfrac></mrow><mo>)</mo></mrow><mo>⋅</mo><mn>100</mn></mrow>
,
где X - конверсия сырья, мас.%,
f
m - масса сырья, кг,
p
m - масса углеводородов в продуктах, кг.
Удельный съем синтез-газа рассчитывают как количество синтез-газа, полученное с одного килограмма катализатора в час:
<mrow><mi>P</mi><mo>=</mo><mfrac><mrow><msub><mi>m</mi><mrow><mi>s</mi><mi>g</mi></mrow></msub></mrow><mrow><msub><mi>m</mi><mrow><mi>c</mi><mi>a</mi><mi>t</mi></mrow></msub><mo>⋅</mo><mi>τ</mi></mrow></mfrac></mrow>
,
где P - удельный съем синтез-газа, кг/(кг кат.·ч),
sg
m - масса синтез-газа, полученного за время τ, л,
cat
m - масса катализатора, находящегося в реакторе, кг,
τ - время, с.
2
Мольное отношение H/CO рассчитывают как отношение количества водорода к количеству монооксида углерода в продуктах реакции:
<mrow><mi>N</mi><mo>=</mo><mfrac><mrow><msub><mi>n</mi><mrow><msub><mi>H</mi><mn>2</mn></msub></mrow></msub></mrow><mrow><msub><mi>n</mi><mrow><mi>C</mi><mi>O</mi></mrow></msub></mrow></mfrac></mrow>
.
Показатели процесса приведены в таблице 1.
Как видно из таблицы, существенно возрастает удельный съем синтез-газа (по сравнению с удельным съемом синтез-газа по прототипу - 0,159 кг/(кг кат. · ч) при высоком значении конверсии сырья.
Пример 2
3
3
2
3
4
Опыт проводят, как в примере 1, но процесс проводят при температуре в зоне реакции, равной 750°C, в присутствии катализатора, полученного путем пропитки по влагопоглощению 100 г микросферического оксида алюминия (полученного путем распылительной сушки суспензии гидроксида алюминия) водным раствором 88,6 г Fe(NO)·9HO, при температуре 90°C. Катализатор содержит 14,5 мас.% FeO, остальное (85,5) алюмооксидный носитель.
Конверсия сырья согласно примеру составляет 60,3%.
Удельный съем синтез-газа согласно примеру составляет 2,180 кг/(кг кат. · ч).
Показатели процесса приведены в таблице 1.
Пример 3
Опыт проводят, как в примере 1, но температуру в зоне реакции поддерживают равной 950°C.
Конверсия сырья согласно примеру составляет 99,4%.
Удельный съем синтез-газа согласно примеру составляет 3,649 кг/(кг кат. · ч).
Показатели процесса приведены в таблице 1.
Пример 4
Опыт проводят, как в примере 1, но температуру в зоне реакции поддерживают равной 1000°C.
Конверсия сырья согласно примеру составляет 99,6%.
Удельный съем синтез-газа согласно примеру составляет 3,649 кг/(кг кат. · ч).
Показатели процесса приведены в таблице 1.
Пример 5
3
2
2
3
4
Опыт проводят, как в примере 1, но процесс проводят при температуре в зоне регенерации, равной 800°C, в присутствии катализатора, содержащего оксид кобальта, нанесенного на алюмосиликатный носитель, полученный путем пропитки по влагопоглощению 100 г микросферического алюмосиликатного носителя водным раствором 64,2 г Co(NO)·6HO, при температуре 90°C. Катализатор содержит 15,1 мас.% CoO, остальное (84,9) алюмосиликатный носитель.
Конверсия сырья согласно примеру составляет 95,1%.
Удельный съем синтез-газа согласно примеру составляет 3,460 кг/(кг кат. · ч).
Показатели процесса приведены в таблице 1.
Пример 6
Опыт проводят, как в примере 5, но температуру в зоне регенерации держат равной 1100°C.
Конверсия сырья согласно примеру составляет 95,1%.
Удельный съем синтез-газа согласно примеру составляет 3,460 кг/(кг кат. · ч).
Показатели процесса приведены в таблице 1.
Пример 7
3
2
2
Опыт проводят, как в примере 1, но процесс проводят при температуре в зоне реакции, равной 1100°C, и времени пребывания сырья в зоне реакции 0,1 с в присутствии катализатора, полученного путем пропитки по влагопоглощению 100 г микросферического оксида алюминия (полученного путем распылительной сушки суспензии гидроксида алюминия) 89,4 г Ni(NO)·6HO, при температуре 90°C. Катализатор содержит 18,7 мас.% NiO, остальное (81,3) алюмооксидный носитель.
Конверсия сырья согласно примеру составляет 20,4%.
Удельный съем синтез-газа согласно примеру составляет 19,147 кг/(кг кат. · ч).
Показатели процесса приведены в таблице 1.
Пример 8
Опыт проводят, как в примере 7 при времени пребывания сырья в зоне реакции, равном 5,0 с, и температуре в реакторе 850°C.
Конверсия сырья согласно примеру составляет 99,4%.
Удельный съем синтез-газа согласно примеру составляет 1,374 кг/(кг кат. · ч).
Показатели процесса приведены в таблице 1.
Пример 9
Опыт проводят, как в примере 8, при времени пребывания сырья в зоне реакции, равном 10,0 с.
Конверсия сырья согласно примеру составляет 99,2%.
Удельный съем синтез-газа согласно примеру составляет 0,711 кг/(кг кат. · ч).
Показатели процесса приведены в таблице 1.
Пример 10
3
2
2
2
Опыт проводят, как в примере 1, но в качестве метансодержащего сырья в лифт-реактор подают газовую смесь, состоящую из метана и этана с концентрацией последнего 20 об.%, а катализатор содержит оксид марганца, нанесенный на алюмосиликатный носитель, и получен путем пропитки по влагопоглощению 100 г микросферического алюмосиликатного носителя водным раствором 40,3 г Mn(NO)·6HO, при температуре 90°C. Катализатор содержит 10,9 мас.% MnO, остальное (89,1) алюмосиликатный носитель.
Конверсия сырья согласно примеру составляет 92,3%.
Удельный съем синтез-газа согласно примеру составляет 3,792 кг/(кг кат. · ч).
Показатели процесса приведены в таблице 1.
Пример 11
3
2
2
Опыт проводят, как в примере 1, но в лифт-реактор подают реакционную газовую смесь, состоящую из метана и диоксида углерода с концентрацией последнего 10 об.%, а катализатор содержит оксид меди, нанесенный на алюмосиликатный носитель и получен путем пропитки по влагопоглощению 100 г микросферического алюмосиликатного носителя водным раствором 92,3 г Cu(NO)·6HO, при температуре 90°C. Катализатор содержит 19,9 мас.% CuO, остальное (80,1) алюмосиликатный носитель.
Конверсия сырья согласно примеру составляет 91,6%.
Удельный съем синтез-газа согласно примеру составляет 3,436 кг/(кг кат. · ч).
Показатели процесса приведены в таблице 1.
Пример 12
Опыт проводят, как в примере 1, но в лифт-реактор подают реакционную газовую смесь, состав которой приведен в таблице 2. Состав этой смеси соответствует усредненному составу попутных нефтяных газов (ПНГ) России и СНГ. Попутные газы - газообразные углеводороды, сопровождающие сырую нефть, в условиях пластового давления, растворенные в нефти и выделяющиеся в процессе ее добычи. Попутные газы содержат 30-80% метана, 10-26% этана, 7-22% пропана, 4-7% бутана и изобутана, 1-3% н-пентана и высших н-алканов. Также в этих газах содержатся сероводород, диоксид углерода, азот, инертные газы, меркаптаны. Средний газовый фактор нефтяных месторождений России - 95-112 куб. м/т (количество попутных газов в куб. м, приходящееся на 1 т добытой нефти) Для расчета усредненного состава модельной смеси (концентраций метана, этана, пропана и бутана) использовали данные состава попутных нефтяных газов некоторых нефтяных месторождений РФ и СНГ (таблица 3) [Лапидус А.Л., Голубева И.А., Жагфаров Ф.Г. Газохимия. М.: ЦентрЛитНефтеГаз, 2008].
Концентрацию каждого компонента в составе модельной смеси рассчитывали:
cpi
ij
j
ij
j
i
c=100·Σ(c·p)/Σ(Σ( c·p)),
ij
где c - концентрация i-го компонента в j-м месторождении,
j
p - j-е месторождение.
Катализатор состоит из оксидов никеля, кобальта и церия, нанесенных на алюмосиликат и оксид алюминия.
Конверсия сырья согласно примеру составляет 97,6%.
Удельный съем синтез-газа согласно примеру составляет 4,739 кг/(кг кат.·ч).
Показатели процесса приведены в таблице 1.
2
Мольное отношение H/CO в получаемом синтез-газе составляет 2,1.
Концентрация азота в газе регенерации составляет 99,1% об.
Как видно из таблицы 1, уменьшение времени пребывания сырья в зоне реакции ниже определенной величины (2 с) приводит к увеличению съема продукта, но снижению степени конверсии, что в свою очередь потребует разделения непрореагировавшего сырья от продуктов реакции. Увеличение времени пребывания сырья в зоне реакции до 10 с связано с уменьшением скорости потока, что может привести к переходу режима работы реактора из сквозного потока в полусквознопоточный и, соответственно, снижению съема продукта.
При снижении температуры реакции до 750°C падает конверсия и съем продукта.
2
Таким образом, предложен способ получения синтез-газа, позволяющий в оптимальных условиях при высоких значениях конверсии метансодержащего сырья увеличить удельный съем синтез-газа в 20-30 раз по сравнению с прототипом при соотношении H/CO в пределах 1,5-2,5, при исключении опасности взрыва и возгорания и низких энергозатратах.
Пример 13
Опыт проводят, как в примере 1, но катализатор в регенераторе окисляют кислородом.
Конверсия сырья согласно примеру составляет 95,1%.
Удельный съем синтез-газа согласно примеру составляет 3,460 кг/(кг кат. · ч).
Показатели процесса приведены в таблице 1.
Таблица 1
Условия и результаты
№ пр.
Исходные компоненты
Состав катализатора, мас.%
Диаметр частиц катализатора, мкм
Температура в реакторе, °C
Температура в регенераторе, °C
Время пребывания реакционной смеси в лифт-реакторе, с
Удельный съем синтез-газа, кг/(кг кат. · ч)
Конверсия сырья,  мас.%
H<sub>2</sub>/CO, моль/моль
Концентрация N<sub>2</sub> в продуктах регенерации, % об.
1
CH<sub>4</sub>
10,8% NiO+10,8% Co<sub>3</sub>O<sub>4</sub>+1,4% Ce<sub>2</sub>O<sub>3</sub>+4,1% Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>+72,9% ACH*
50-160
850
600
2,1
3,460
95,1
2,1
99,1
2
CH<sub>4</sub>
14,5% Fe<sub>3</sub>O<sub>4</sub>+85,5% Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>
50-160
750
600
2,3
2,180
60,3
2,2
99,0
3
CH<sub>4</sub>
10,8% NiO+10,8% Co<sub>3</sub>O<sub>4</sub>+1,4% Ce<sub>2</sub>O<sub>3</sub>+4,1% Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>+72,9% ACH
50-160
950
600
1,9
3,649
99,4
2,2
99,3
4
CH<sub>4</sub>
10,8% NiO+10,8% Co<sub>3</sub>O<sub>4</sub>+1,4% Ce<sub>2</sub>O<sub>3</sub>+4,1% Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>+72,9% ACH
50-160
1000
600
1,8
3,649
99,6
2,2
99,1
5
CH<sub>4</sub>
15,1% Co<sub>3</sub>O<sub>4</sub>+84,9% ACH
50-160
850
800
2,1
3,460
95,1
2,1
99,1
6
CH<sub>4</sub>
15,1% Co<sub>3</sub>O<sub>4</sub>+84,9% ACH
50-160
850
1100
2,1
3,460
95,1
2,1
99,2
7
CH<sub>4</sub>
18,7% NiO+81,3% Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>
50-160
1100
600
0,1
19,147
20,4
2,2
99,1
8
CH<sub>4</sub>
18,7% NiO+81,3% Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>
50-160
850
600
5,0
1,374
99,4
2,2
99,2
9
CH<sub>4</sub>
18,7% NiO+81,3% Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>
50-160
850
600
10,0
0,711
99,2
2,2
99,3
10
CH<sub>4</sub>+20% C<sub>2</sub>H<sub>6</sub>
10,9% MnO<sub>2</sub>+89,1% ACH
50-160
850
600
2,1
3,792
92,3
1,8
99,0
11
CH<sub>4</sub>+10% CO<sub>2</sub>
19,9% CuO+80,1% ACH
50-160
850
600
2,1
3,436
91,6
1,8
99,0
12
ПНГ
10,8% NiO+10,8% Co<sub>3</sub>O<sub>4</sub>+1,4% Ce<sub>2</sub>O<sub>3</sub>+4,1% Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>+72,9% ACH
50-160
850
600
2,1
4,739
97,6
1,7
99,1
13
CH<sub>4</sub>
10,8% NiO+10,8% Co<sub>3</sub>O<sub>4</sub>+1,4% Ce<sub>2</sub>O<sub>3</sub>+4,1% Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>+72,9% ACH
50-160
850
600
2,1
3,460
95,1
2,1
0,0
* ACH - микросферический алюмосиликатный носитель состава Na<sub>2</sub>O(Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>·nSiO<sub>2</sub>)
Таблица 2
Усредненный состав попутных нефтяных газов (ПНГ)
Компонент газовой смеси
CH<sub>4</sub>
C<sub>2</sub>H<sub>6</sub>
C<sub>3</sub>H<sub>8</sub>
C<sub>4</sub>H<sub>10</sub>
Концентрация, об.%
70
12
12
6
Таблица 3
Состав нефтяных попутных газов некоторых нефтяных месторождений России и СНГ
Месторождение
Запасы нефти, млн.т.
Компонент, % об.
CH<sub>4</sub>
C<sub>2</sub>H<sub>6</sub>
C<sub>3</sub>H<sub>8</sub>
C<sub>4</sub>H<sub>10</sub>
Самотлорское, Зап. Сибирь
3200
82,88
4,23
6,48
3,54
Варьеганское
66
77,25
6,95
9,42
4,25
Правдинское
1800
58,40
11,65
14,53
9,20
Южно-Балыкское
200
68,16
9,43
15,98
4,50
Ромашкинское, Татарстан
2700
43,41
20,38
16,23
6,39
Кулешовское, Самарск. обл.
60
39,91
23,32
17,72
5,78
Коробковское, Волг. обл.
90
76,25
8,13
8,96
3,54
Яринское Перм.
80
23,90
24,90
23,10
13,90
Каменноложское Перм
80
28,90
25,90
20,30
9,30
Гнединцевское, Украина
38
5,50
27,39
38,35
12,82
Узень, Казахстан
1100
83,53
8,73
3,98
1,92
Жетыбай, Казахстан
330
78,06
8,49
6,32
3,46
Речицкое, Белоруссия
114
51,60
15,74
16,11
9,15