Способы переработки и очистки газов и газовых смесей

Гелий извлекают из природного газа последовательным ожижением всех остальных компонентов газа и отделением обогащенного гелием газа.

Подготовленный к низкотемпературной переработки газ поступает на установку по извлечению гелия.

Подлежащий переработки природный газ (I) под давлением 3,08 МПа подается в основной специальный газовый теплообменник 1 и охлаждается до температуры -51 0С. Затем он поступает в сепаратор С-1, где из газа выделяются сконденсировавшиеся тяжелые углеводороды. Их направляют в поток переработанного газа, используя выделяющийся при их испарении холод.

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рис. II.2.3. Принципиальная технологическая схема установки получения гелия:

I - исходный газ, содержащий гелий; II - гелий-сырец на очистку;

III - переработанный газ; IV - углеводородный конденсат; V - азот под

давлением 4,3 МПа; VI - возврат азота

1 - специальный газовый теплообменник; С-1, С-2 - газосепараторы;

К-1 ректификационная колонна; 2 - турбодетандер

После сепаратора С-1 парообразная фаза возвращается в специальный газовый теплообменник 1 и охлаждается до температуры -156 0С в результате контакта с поступающим извне газом. При температуре -156 0С и давлении 2,74 МПа конденсируется около 94 % углеводородного газа. Поток парожидкостной смеси поступает в основной газовый сепаратор С-2, который работает при температуре -156 0С и давлении 1,57 МПа. Сконденсировавшиеся углеводороды (IV) из этого сепаратора поступают в специальный газовый теплообменник 1, где они испаряются и отдают холод встречному потоку гелийсодержащего газа.

Паровая фаза, отбираемая из сепаратора С-2, направляется в ректификационную колонну К-1.

Приблизительный состав паровой фазы, мол. %: гелий - 35; азот - 54, углеводороды (преимущественно метан) - 11. В этой фазе также около 0,1% водорода и следы неона. Верхняя часть ректификационной колонны охлаждается испаряющимся азотом, в результате чего происходит почти полная конденсация углеводородов и большей части азота, содержащегося в сырьевом газе. Жидкая фаза, отводимая с низа колонны, смешивается с конденсировавшимися углеводородами (IV), подается в межтрубное пространство специального газового теплообменника 1 и испаряется, охлаждая сырьевой поток. Выходящие с верха колонны при температуре около -185 0С пары гелия-сырца (II) пропускаются через специальный газовый теплообменник 1 и направляют в секцию тонкой очистки. Гелий-сырец содержит 79 % гелия, 20,8 % азота, 0,1 % водорода и менее 0,1 % углеводородов.

Очистка гелия-сырца осуществляется с помощью трех дополнительных низкотемпературных процессов, с помощью которых получают гелий 99,995 % чистоты (гелий А).

2.3 Абсорбционный способ отбензинивания газа

Абсорбционный способ извлечения из нефтяных и природных газов газового бензина, а также пропана и бутанов - один из самых распространенных и экономичных. Процесс основан на избирательном поглощении жидкостью отдельных компонентов газовой смеси. В качестве абсорбента применяют бензин, керосин, солярный дистиллят.

Абсорбции подвергают в первую очередь наиболее тяжелые углеводороды газовой фазы, так как давление паров при данной температуре минимально (по сравнению с другими компонентами) и, следовательно, растворимость в жидком абсорбенте наибольшая, т. е. чем тяжелее углеводороды, тем больше их растворяется в абсорбенте.

Растворимость углеводородов газа тем больше, чем ниже молекулярная масса абсорбента, т. е. в качестве абсорбента более эффективно применять бензин, чем газойль. Однако вследствие значительного давления паров легкий абсорбент легче увлекается сухим газом и труднее отделяется от поглощенных газов при десорбции. Поэтому выбор фракционного состава абсорбента зависит от состава разделяемого газа конкретных технологических условий. Количество растворенных углеводородов возрастает с повышением давления и понижением температуры (при абсорбции выделяется тепло в количестве примерно равной теплоте конденсации растворенного углеводорода).

Абсорбцию проводят в колонных аппаратах, которые для обеспечения контакта между газом и жидкой фазой снабжены тарелками или насадками. Наибольшее распространение получили абсорберы с колпачковыми и ситчатыми тарелками. В обоих случаях на тарелке поддерживается слой жидкости, через которую барботирует газ.

При повышении температуры возрастают величины констант равновесия углеводородов и, соответственно, уменьшается коэффициент извлечения компонентов газовой смеси.

Поглощение паров углеводородов абсорбентом сопровождается выделением теплоты конденсации (в данном случае теплоты абсорбции). Чем «жирнее» газ поступает на абсорбцию, т. е. чем больше в нем содержание целевых компонентов, тем больше выделение теплоты абсорбции и повышение температуры абсорбента в колонне. Для снижения средней температуры процесса необходимо отводить теплоту. Поэтому в конструкции абсорберов предусматриваются боковые промежуточные холодильники, в которых абсорбент охлаждается испаряющимся пропаном, аммиаком или другими хладоагентами. Но они имеют малую эффективность.

Понижение средней температуры процесса абсорбции достигается охлаждением исходного газа и тощего абсорбента сначала в водяных или воздушных холодильниках, а затем в рекуперативных теплообменниках (обратными потоками газа) и, наконец, в пропановых или аммиачных холодильниках. При такой системе охлаждения обеспечивается достаточно устойчивая низкая средняя температура абсорбции, практически равная средней температуре между сухим газом и тощим абсорбентом. Такие установки называются установками низкотемпературной абсорбции.

Для проведения процесса низкотемпературной абсорбции необходима предварительная осушка газа с помощью твердых или жидких осушителей.

Эти установки имеют следующие преимущества по сравнению с установками абсорбции при температуре окружающего воздуха:

- при отборе одних и тех же целевых компонентов из газа требуется меньший расход абсорбента;

- меньшая металлоемкость оборудования;

- уменьшается расход энергии на перекачку и нагрев абсорбента;

- уменьшается удельный расход абсорбента, что объясняется следующими причинами:

во-первых, охлаждение газов до низких (минусовых) температур приводит к частичной конденсации тяжелых углеводородов и уменьшению количества исходного газа, вследствие чего снижается нагрузка абсорбционной установки.

во-вторых, при низких температурах ниже константы равновесия углеводородов, а это значит, для достижения заданного извлечения целевых компонентов потребуется меньшее количество абсорбента.

в-третьих, при низких температурах вследствие уменьшения летучести жидких углеводородов можно применять низкомолекулярный абсорбент, число молей которого в единице объема больше числа молей высокомолекулярного абсорбента. Это значит, что для достижения заданного извлечения компонентов потребуется меньшее количество абсорбента.

Недостаток - затраты на охлаждении газа и абсорбента.

При высоком извлечении пропана абсорбент поглощает значительные количества метана и этана, которые, отделяясь в абсорбционно-отпарной колонне от насыщенного абсорбента, уносят с собой пары пропана и более тяжелых углеводородов. Чем больше в насыщенном абсорбенте метана и этана, тем больше и потерь пропана со сбросными газами. Для снижения этих потерь проводят частичную деметанизацию абсорбента в самом абсорбере. Для этого насыщенный абсорбент с нижней глухой тарелки перепускают через подогреватель под глухую тарелку. В подогревателе насыщенный абсорбент нагревается до температуры 50-100 0С, что приводит к выделению из него паров, состоящих в основном из метана и этана. При этом происходит частичная десорбция пропана и более тяжелых углеводородов.

Пропан и более тяжелые углеводороды вновь абсорбируются. В результате подогрева насыщенного абсорбента содержание в нем метана уменьшается.

В качестве абсорбента применяют такой абсорбент, который по природе подобен разделяемому газу. Эффективность процесса определяется числом молей абсорбента, вступившего в контакт с газом. Чем меньше молекулярная масса абсорбента, тем больше число его молей в единице объема. Следовательно, чем легче абсорбент, тем меньше его должно циркулировать в системе для получения той же степени извлечения целевых компонентов. Основной недостаток низкомолекулярных абсорбентов - высокая летучесть входящих в него углеводородов. Часть такого абсорбента уносится с отбензиненным газом, а часть переходит в нестабильный бензин в процессе десорбции. Абсорбент с относительно малой молекулярной массой применяют в процессах низкотемпературной адсорбции, проводимых под высоким давлением - 3,5-3,7 МПа, т. е. в тех случаях, когда предусмотрены пропановые системы охлаждения. Фракционный состав абсорбента оказывает следующее влияние на процессы абсорбции и десорбции: чем уже углеводородная фракция, применяемая в качестве абсорбента, т. е. чем более близки между собой ее температуры начала и конца кипения, тем легче протекает десорбция поглощенных углеводородов, тем полнее идет абсорбция. Нежелательно применять в качестве абсорбента нефтепродукты, содержащие непредельные углеводороды, так как они полимеризуются и осмоляются. В абсорбенте не должно быть смол, сернистых соединений, органических кислот и щелочей. Смолы забивают прорези колпачков в колоннах, засоряют сливные патрубки, трубки теплообменников и приводят к образованию нагара в печных трубах; сернистые соединения, кислоты и щелочи вызывают коррозию аппаратуры. Температура помутнения и застывания абсорбента должна быть ниже минимальной температуры процесса и окружающего воздуха. Необходимое условие полноты извлечения углеводородов из газа - полнота десорбции этих углеводородов из насыщенного абсорбента. При низком содержании какого-либо углеводорода в сыром газе наличие его в тощем абсорбенте особенно сильно сказывается на извлечении его из газа (если содержание пропана и бутана в тощем абсорбенте около 1 мас. %, то коэффициент их извлечения уменьшится на 15 и 6 % соответственно; если содержание пропана и бутана в тощем абсорбенте 10 мас. %, то коэффициент их извлечения уменьшится на 30 и 13 % соответственно). Повышение температуры абсорбции усиливает отрицательное влияние остаточных углеводородов.

Таким образом, в мировой практике переработки нефтяных и природных газов применяются разнообразные технологические схемы промышленных абсорбционных установок отбензинивания. Выбор технологической схемы определяется следующими основными факторами:

1) количеством перерабатываемого газа;

2) содержанием в газе целевых компонентов (С3 +);

3) спросом на вырабатываемые сжиженные газы и газовый бензин;

4) энергетическими ресурсами района.

После технико-экономического анализа различных вариантов процессов абсорбции, десорбции, деэтанизации находят оптимальный вариант, быстро окупающий капиталовложения и дающий максимальную прибыль. При выборе технологической схемы очень важно обеспечить максимальное извлечение целевых компонентов при наименьших экономических затратах. Для повышения степени извлечения компонентов можно использовать следующие приемы:

1) съем теплоты абсорбции в выносных холодильниках абсорбента;

2) предварительное насыщение абсорбента;

3) применение низкомолекулярного абсорбента.

Основное требование, предъявляемое к технологии процесса десорбции, - полнота отпарки извлеченных углеводородов из насыщенного абсорбента. В одних схемах отпарку проводят в одну ступень, в других предусматривается двухступенчатая отпарка. Для полноты конденсации извлеченных углеводородов применяются разнообразные схемы выветривания, деметанизации, деэтанизации насыщенного абсорбента, реасорбции и рекомпрессии паров выветривания.

Ниже приведены описания работы различных технологических установок абсорбционного разделения газов.

2.3.1 Описание принципиальной технологической схемы установки абсорбционного разделения газа

Исходный газ (I) после осушки и обессеривания сжимают трехступенчатым компрессором 1 до 1,2-2 МПа в зависимости от содержания высших углеводородов. Затем он поступает в среднюю часть абсорбционно-отпарной колонны К-1 при температуре 40-70 0С, орошаемой сверху предварительно охлажденным до 20 0С абсорбентом (им обычно служат более тяжелые фракции бензина или лигроина). Верхняя часть колонны работает как абсорбер, причем из газа поглощаются полностью углеводороды С5 + . Низ колонны К-1 имеет температуру 190-200 0С. Число реальных тарелок в абсорбционно-отпарной колонне не более 40 (20 тарелок в абсорбционной секции и 20 тарелок в отпарной секции).

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рис. 2.3.1. Принципиальная технологическая схема установки абсорбционного разделения газа: I - газ; II - сухой газ; III пропан-бутановая фракция; IV - газовый бензин; V - насыщенный абсорбент; VI - регененированный абсорбент 1 - трехступенчатый компрессор; К-1 - абсорбционно-отпарная колонна; К-2 десорбер; К-3 - десорбер; Е-1 - сборник пропан-бутановой фракции; Е-2 - сборник газового бензина

Процесс абсорбции идет с выделением тепла, поэтому верхнюю часть колонны охлаждают в нескольких местах с помощью бокового орошения. В нижней части колонны К-1 происходит отгонка из абсорбента метана и этана, растворившихся в нем на стадии абсорбции. Захваченные метаном и этаном при отпаривании углеводороды С3 + вновь абсорбируются в верхней части колонны, что позволяет предотвратить их потери с легкими газами. В куб колонны стекает насыщенный абсорбент, содержащий незначительное количество этана.

Насыщенный абсорбент (V) из куба колонны К-1 проходит теплообменник, где подогревается горячим регенерированным абсорбентом (VI), и направляется в десорбер К-2, предназначенный для отгонки углеводородов С3 + С4. Десорбер снизу обогревается глухим паром, а сверху орошается жидкой пропан-бутан фракцией (III). Температура верха 40-50 0С, температура низа не выше 280-310 0С. Число реальных тарелок не более 20-40. Повышенное давление в десорбере (1,1-1,2 МПа) обеспечивает конденсацию верхнего продукта водой в конденсаторе. Конденсат (III) стекает в сборник Е-1 пропан-бутановой фракции, откуда часть его подают на орошение колонны К-2, а остальное выводят с установки в виде сжиженного газа или подвергают ректификации для выделения индивидуальных углеводородов.

Кубовая жидкость десорбера К-2 проходит через дроссельный вентиль, снижающий давление в ней почти до атмосферного (на рисунке не показано), поступает во второй десорбер К-3. Здесь из нее отгоняются углеводороды С5 и выше (так называемый газовый бензин IV), которые после конденсации в холодильнике стекают в сборник Е-2. Часть газового бензина поступает на орошение колонны К-3, а избыток через регулятор уровня подают на газофракционирующую установку для выделения пентанов, или откачивают в товарный парк. Кубовая жидкость из десорбера К-3 представляет собой регенерированный абсорбент (VI). Он охлаждается в теплообменнике и холодильнике, отдавая тепло насыщенному абсорбенту (поток V), после чего возвращается на верхнюю тарелку абсорбционно-отпарной колонный К-1.

Применяя абсорбционный метод, извлекаем из исходного сырья 95-100 % газового бензина, около 85-90 % бутанов и 50-60 % пропана. Непоглощенные газы (II) (в основном метан и этан), которые отводятся с верха колонны К-1, можно использовать в качестве топливного газа.

2.3.2 Описание принципиальной технологической схемы установки совместного газоразделения и стабилизации бензина

В данной технологической схеме используется фракционирующий абсорбер и включена помимо стадии газоразделения стадия стабилизации бензина.

Фракционирующий абсорбер (абсорбер-десорбер) представляет собой комбинированную колонну; в верхнюю ее часть поступает холодный абсорбент, а нижней сообщается тепло. Жирный газ подают в среднюю часть аппарата. Обычно в аппарате имеется 40-50 тарелок, которые распределяются примерно поровну между абсорбционной и десорбционной секциями. В результате многоступенчатого контакта газовой и жидкой фаз в верхней части аппарата поглощается наиболее тяжелая часть газа; стекая в низ, насыщенный абсорбент встречается с все более горячими парами, десорбированными из жидкости, стекающей в нижнюю часть колонны. В результате с верха фракционирующего абсорбера уходит сухой газ, содержащий углеводороды С1-С2, а с низа колонны вместе с тощим абсорбентом выводятся углеводороды С3-С4.



Рис. 2.3.2. Принципиальная технологическая схема установки совместного газоразделения и стабилизации бензина:I - жирный газ; II - газовая фаза; III - нестабильный бензин; IV - стабильный бензин; V - отгон стабилизации; VI - cухой газ; VII - тощий абсорбент; VIII - насыщенный абсорбент С-1 - газосепаратор; К-1 - контактор; К-2 - фракционирующий абсорбер; К-3 - стабилизационная колонна; К-4 - вторичный абсорбер

Жирный газ компримируется в две ступени. На первой - до 0,3-0,4 МПа и нагревается до 75 0С, затем охлаждается в холодильнике, где часть газа выпадает в виде конденсата. Несконденсировавшаяся часть газа компримируется на второй ступени до 1,2-2,0 МПа (на рисунке не показано) и поступает (I) в газосепаратор C-1. После очередного охлаждения и отделения конденсата в газосепараторе С-1 газовая фаза (II) поступает на смешение с нестабильным бензином (III). Полученная газожидкая смесь охлаждается в холодильнике, что вызывает частичное поглощение тяжелых углеводородов газа бензином. Охлажденная смесь поступает в приемник - газосепаратор К-1, называемым контактором, из которого газ и жидкость направляются во фракционирующий абсорбер К-2, где давление 1,35 МПа и температура 45 0С.

Предварительный контакт жирного газа и нестабильного бензина в линии и контакторе облегчает работу фракционирующего абсорбера.В верхнюю часть абсорбера К-2 с низа стабилизационной колонны К-3 подается в качестве абсорбента дебутанизированный бензин (IV). Жирный газ и нестабильный бензин поступают в среднюю часть абсорбера. Для снятия тепла абсорбции используют боковое орошение. Сверху абсорбера уходит сухой газ (VI) (фракция С1-С2). Для удаления механически увлеченных потоком газа капелек абсорбента установлен сепаратор - дополнительный вторичный абсорбер К-4, орошаемый обычно более тяжелым абсорбентом (газойлем) (VII).

Головной погон (V) стабилизационной колонны К-4, работающей при давлении 1,4 МПа, состоит преимущественно из углеводородов С3-С4, которые подвергают последующему разделению (на схеме не показано). Целевым назначением схемы рассмотренного типа является максимально полное извлечение ценных фракций С3 и С4. Извлечение этих фракций от потенциала составляет 90-95 %.

2.3.3 Описание принципиальной технологической схемы маслоабсорбционной установки (МАУ)

Это один из массовых процессов извлечения из газа тяжелых углеводородов, ведущий свое начало с 1913 года. Сущность его состоит в поглощении (растворении) тяжелых углеводородов газа в абсорбенте (масле) с последующей их десорбцией (отпаркой) из абсорбента.

В качестве абсорбента используют обычно керосиновую или дизельную фракцию нефти со средней молекулярной массой от 140-200 а.е.м.

Сырой газ (I) под давлением 0,3-0,4 МПа проходит холодильник, сепаратор C-1, где освобождается от выпавшего углеводородного конденсата (VII), и поступает в абсорбер К-1, где вступает в контакт с «тощим» абсорбентом (VI). Абсорбер имеет глухие тарелки и снабжен боковым орошением. Отбензиненый газ (II) с верха абсорбера К-1 проходит через холодильник и сепаратор С-2, где осаждаются увлеченные потоком капли абсорбента, и поступает в емкость Е. После сепарации газ подается на компримирование.

Насыщенный абсорбент (VIII) направляется в абсорбционно-отпарную колонну К-2, которая состоит из трех секций: верхней абсорбционной, средней отпарной и нижней - отгонного куба. Насыщенный абсорбент подается наверх отпарной секции. Наверх абсорбционной секции подается «тощий» абсорбент. В низ абсорбционной секции подается углеводородный конденсат.

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рис. 2.3.3. Принципиальная технологическая схема маслоабсорбционной установки: I - сырой газ; II - отбензиненный газ; III - остаточный газ; IV - неконденсирующийся газ; V - нестабильный бензин; VI - тощий абсорбент; VII - углеводородный конденсат; VIII - насыщенный абсорбент С-1, С-2, С-3, С-4 - газосепараторы; К-1 - абсорбер; К-2 абсорбционно-отпарная колонна; К-3 - десорбер; П - печь; Е - емкость

Выделившиеся из абсорбента пары проходят через отпарную секцию, способствуют полному извлечению из абсорбента и углеводородного конденсата метана, этана и частично пропана, и поступают на абсорбционную секцию, где «тощий» абсорбент поглощает остатки тяжелых углеводородов. Остаточный газ (III) после сепаратора С-3 выводится с установки; его используют на заводе в качестве топлива. С низа сепаратора С-3 осаждаются увлеченные потоком капли абсорбента, который поступает в емкость Е.

Деэтанизированный абсорбент с низа отгонного куба поступает в верхнюю ректификационную секцию десорбера 3, которая работает при давлении 0,3-0,5 МПа и температуре 120-150 0С. В нижней отпарной секции в результате снижения давления и повышения температуры абсорбент освобождается от растворенных в нем высших углеводородов. Нестабильный газовый бензин (V) конденсируется, затем в холодильнике-конденсаторе С-4 и возвращается в десорбер как орошение. Балансовое количество нестабильного газового бензина выводится как товарная продукция или направляется на фракционирование.

В куб десорбера подается дополнительное количество тепла за счет нагрева части «тощего» абсорбента в трубчатой печи П или в паровом подогревателе, где «тощий» абсорбент нагревается до 160-180 0С. «Тощий» абсорбент проходит холодильник и поступает в емкость Е, откуда подается как в абсорбер, так и наверх абсорбционной секции абсорбционно-отпарной колонны.

Извлечение пропана 60-90 %; бутанов 80-98 %; газового бензина 94-99 %.

2.3.4 Описание принципиальной технологической схемы установки низкотемпературной абсорбции

Исходный газ (I), с содержанием углеводородов С3 + равным 200-400 г/м3, охлаждается в теплообменниках выходящим сухим газом холодным сухим газом, затем в пропановом холодильнике Т-1 до -10 -15 0С и поступает в сепаратор С-1, где газ отделяется от конденсата, образующегося при охлаждении. Газ поступает в низ абсорбера К-1, который орошается сверху абсорбентом. Давление в абсорбере 3,5 МПа, температура верха 0 5 0С, температура низа -10 -15 0С. Сухой газ сверху абсорбера охлаждается в холодильнике и поступает в сепаратор С-2, где от сухого газа отделяются капли унесенного абсорбента. Сухой газ (III) отдает свой холод в теплообменнике и выводится с установки.

Уходящий с низа колонны К-1 насыщенный абсорбент отдает холод в теплообменнике, смешивается с конденсатом из сепаратора С-1 и поступает в дегазатор Д. Газ из дегазатора направляют в среднюю часть верхней секции колонны К-2, которая является абсорбционно-отпарной колонной. Давление в колонне К-2 - 1,5-1,8 МПа, температура низа 115 130 0С, температура верха 0 5 0С. Газ из дегазатора Д подвергается дополнительной абсорбции абсорбентом из емкости Е-1, а жидкий насыщенный абсорбент (IV) с низа дегазатора поступает в верхнюю часть отпарной колонны К-2, где он подвергается деэтанизации. Сухой газ сверху колонны К-2 охлаждается в пропановом холодильнике Т-1 до -20 0С и поступает в емкость Е-1, где находится жидкий абсорбент.

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рис. 2.3.4. Принципиальная технологическая схема установки низкотемпературной абсорбции: I - исходный газ; II - сухой газ; III - остаточный газ; IV - «жирный» абсорбент; V - «тощий»абсорбент; VI - нестабильный газовый бензин; VII - деэтанизированный абсорбент С-1, С-2 - газосепараторы; К-1 - абсорбер; К-2 абсорбционно-отпарная колонна; К-3 - десорбер; П - печь; Е-1, Е-2 - емкости; Т-1 - пропановый холодильник; Д - дегазатор

Это необходимо для того, чтобы в случае уноса абсорбента из колонны К-2 он остался в емкости Е-1, а сухой газ (II) из емкости Е-1 отдает свой холод в теплообменнике и выводится с установки. С низа колонны К-2 уходит деэтанизарованный абсорбент (VII), нагревается в теплообменнике и поступает в десорбер К-3, в котором давление 1,1-1,4 МПа, температура верха 8085 0С, температура низа 230 0С. С куба колонны К-3 отбирают регенерированный абсорбент (V), который отдает тепло в теплообменниках и поступает в емкость Е-1. С верха колонны К-3 уходит нестабильный газовый бензин (VI), охлаждается и поступает в емкость Е-2, откуда часть идет на орошение колонны К-3, а балансовое количество выводится в товарный парк.

Таблица 4 Состав газовых потоков II и III

Потоки	Содержание, % (моль)
	СО2	N2	CH4	C2H6	C3H8
II III	0,47 0,30	0,25 0,73	88,18 94,03	7,92 3,41	3,18 1,52

Данные приведенные в таблице 4 показывают, что состав газовых потоков II и III отличаются между собой:

Часть метана и этана растворяется в абсорбенте, за счет этого увеличивается количество газа деэтанизации (III) в ущерб выхода товарного газа (II). Во избежание этого на современных установках регенирированный абсорбент (V) подают в поток (III), из которого он извлекает метан и этан, предварительно насыщаясь ими; после этого абсорбент направляется К-1 и К-2.

Данный технологический процесс обеспечивает извлечение из газа 50-70 % пропана и до 98 % бутанов и выше. Этана в составе ШФЛУ в этом случае немного и он в основном уходит с потоком газа (III).

2.4 Адсорбционное разделение газовых смесей

Газы, содержащие до 50 г/м3 углеводородов С3 + (так называемые «тощие» газы) подвергаются отбензиниванию методом адсорбции. Этот метод используют и при небольших объемах переработки попутного нефтяного или природного газа. Адсорбентом, поглощающим пары тяжелых углеводородов, служит активированный уголь, силикагель или активированный уголь и силикагель совместно с цеолитами. Из цеолитов наибольшее применение нашли цеолиты марки СаА с размерами пор 0,5 нм и СаХ с размерами пор 0,8 нм. На них адсорбируются нормальные углеводороды с числом углеродных атомов до 20 и разветвленные алканы и нафтены. Адсорбционная установка, как правило, состоит из трех аппаратов, два из которых работают в режиме адсорбции, а третий в режиме десорбции. Газ, содержащий бензиновые углеводороды, проходит снизу вверх через слой адсорбента, которым заполнен адсорбер. При этом первые порции газа поглощаются полностью, вытесняя из адсорбента воздух, если сушили и охлаждали адсорбент воздухом. Затем по мере прохождения все новых и новых порций газа высококипящие углеводороды вытесняют низкокипящие (метан и этан). Зона насыщения высококипящими углеводородами с течением времени расширяется, поднимаясь вверх. В то же время зона низкокипящих (низкомолекулярных) углеводородов, перемещаясь вверх, постепенно сужается. Таким образом, поглощенные в первоначальный период процесса адсорбции низкомолекулярные углеводороды вытесняются высокомолекулярными последовательно по ходу движения потока отбензиниваемого газа. Сначала из адсорбента вытесняется метан, затем этан, после этого пропан и, наконец, бутаны. Полноту адсорбции того или иного углеводорода определяют по резкому увеличению («проскоку») концентрации этого компонента в отходящем отбензиненном газе.

Как только обнаружен «проскок» ключевого компонента, процесс адсорбции немедленно прекращают, а газ переключают на другой адсорбер, прошедший стадию регенерации. Для десорбции адсорбент обрабатывают водяным паром, водяные пары и пары углеводородов охлаждаются и конденсируются. Отпаренные в процессе десорбции пары углеводородов С3 + с водяными парами проходят через холодильники, где они конденсируются (углеводороды лишь частично), затем вся трехфазная смесь поступает в водоотделитель, и далее углеводороды перетекают в сепаратор. Адсорбер с регенерированным адсорбентом охлаждают, продувают азотом и включают в цикл адсорбции. Выделившиеся углеводороды С3 + направляются на переработку.

3. ГАЗОФРАКЦИОНИРОВАНИЕ

Нестабильный бензин, получаемый на газоотбензинивающей установке методом компрессии, абсорбции, низкотемпературной ректификации или адсорбции, состоит из углеводородов от этана до гептана включительно.

В зависимости от состава перерабатываемого газа и глубины извлечения целевых компонентов из него составы нестабильных бензинов колеблются в широких пределах.

Нестабильный и стабильный газовый бензин газоперерабатывающих заводов, широкая фракция легких углеводородов стабилизации нефти или газовые конденсаты, рефлюксы нефтеперерабатывающих заводов не являются товарными продуктами. Для использования в нефтехимии их подвергают фракционированию с выделением индивидуальных углеводородных фракций, содержащих в основном ключевой компонент и примеси других углеводородов. Кроме индивидуальных углеводородных фракций на газофракционирующих установках (ГФУ) получают технические смеси пропана и бутана, которые используют как бытовое топливо, сырье для пиролиза и процессов нефтеоргсинтеза.

Разделение газов на компоненты более трудная задача, чем разделение сырой нефти, так как каждый из газов является индивидуальным химическим соединением и имеет свои температуры кипения (табл. 5). Поэтому основное требование к качеству каждого выделенного углеводорода - это чистота, т. е. высокая концентрация целевого компонента в получаемой смеси. Выделить совершенно чистые (не имеющие примесей) углеводороды в промышленных условиях практически не возможно. Вместе с целевым компонентом в продукте будут содержаться и другие углеводороды, имеющие близкие температуры кипения. Такая смесь носит название фракции того или иного компонента или группы компонентов, например, пропановая фракция, пропан-бутановая фракция, бутан - i-бутановая фракция. Четкое разделение смесей жидких углеводородов на составляющие компоненты достигается в процессе ректификации.

Таблица 5. Некоторые свойства низкокипящих компонентов широкой фракций легких углеводородов

Соединения	Брутто-формула	Ткипения, 0С Р=0,1 МПа	Плотность (кг/м3) при Р=0,1 МПа, Т=20 0С
Метан Этан Пропан п-Бутан i-Бутан п-Пентан i-Пентан Гексан	СН4 С2Н6 С3Н8 С4Н10 С4Н10 С5Н12 С5Н12 С6Н14	-161 -88 -42 -0,5 -11,7 36,1 28,0 68,7	0,2,5 0,297 0,423 0,487 0,469 0,626 0,620 0,659

Ректификация - разделение жидких смесей на составляющие компоненты или группы компонентов, различающихся по температуре кипения, в результате противоточного взаимодействия паров смеси и жидкости смеси.

Взаимодействие паров и жидкости достигается в ректификационных колоннах, снабженных контактными устройствами - ректификационными тарелками или насадкой. Для разделения газов ректификационные колонны содержат большое число тарелок, а орошение и повторное испарение производится многократно.

В одной ректификационной колонне жидкую углеводородную смесь можно разделить на две фракции, т. к. для разделения на несколько фракций низкокипящую углеводородную смесь потребуется многотарельчатая ректификационная колонна, а это - большая высота колонны, что затруднит изготовление, монтаж, эксплуатацию. Поэтому для разделения смеси на три фракции требуется двухколонная установка. В первой колонне выделяется одна фракция, а смесь двух других разделяется во второй колонне. Для разделения смеси на п фракций требуется п-1 ректификационных колонн.

Основные параметры, определяющие работу ректификационных колонн, - это давление, температура верха, низа и ввода сырья в колонну, кратность орошения или флегмовое число.

Давление в ректификационной колонне принимают обычно на 0,2-0,3 МПа выше, чем давление в емкости орошения. Этого достаточно для преодоления гидравлического сопротивления при прохождении паров через тарелки и конденсаторы. При выделении из жидкой смеси легких углеводородов, таких, как метан и этан, оптимальное давление может изменяться в широких пределах, так как это связано не только с составом сырья, но и с использованием дешевых хладоагентов.

Температура верха колонны должна определяют как температуру конца кипения верхнего продукта.

Температура низа колонны должна отвечать температуре начала кипения (однократного испарения) остатка при давлении в колонне.

Температура сырья, подаваемого в колонну, должна соответствовать расчетной температуре питания. Оптимальная температура питания определяется в основном затратами на хладоагент и теплоноситель. При использовании дорогих хладоагентов (пропан и аммиак) при отделении метана и этана невыгодно перегревать сырье, т. е. лучше направить его в колонну при температуре кипения или даже в переохлажденном состоянии. В то же время при использовании дешевых хладоагентов (вода и воздух) и дорогих теплоносителей становится выгодным подавать сырье в парожидкостном состоянии. Сырье, состоящее из тяжелых углеводородов, подается на нижнюю тарелку питания. Сырье с большим содержанием легких углеводородов подается на верхнюю тарелку питания.

Кратность орошения и флегмовое число определяют из справочных данных (таблиц и графически).

Газофракционирующие установки бывают двух типов: одноколонные и многоколонные.

Одноколонные установки называются стабилизационными. Они предназначены для разделения нестабильного газового бензина на стабильный газовый бензин и сжиженный газ (пропан-бутановую смесь).

На многоколонных газофракционирующих установках из нестабильного бензина выделяют стабильный бензин (или гексановую фракцию), и фракцию индивидуальных углеводородов (пропана, i-бутана, п-бутана, i-пентана, n-пентана).

При выборе схемы ректификации необходимо принимать во внимание многие показатели, влияющие на экономику (расход электроэнергии, топлива, габариты аппаратуры, затраты на перекачку). Кроме того, при выборе схемы фракционирования следует сравнивать различные схемы с точки зрения большой легкости, надежности и возможности получения промежуточных продуктов необходимого качества. От качества промежуточных продуктов зависит и качество товарных продуктов, т. е. выделенных фракций индивидуальных углеводородов.

Схемы ГФУ могут быть с нисходящим режимом давлений.

Рис.3.а. Принципиальная технологическая схема ГФУ с нисходящим режимом давления в колоннах:

I - нестабильный бензин; II - этановая фракция; III - пропановая фракция;

IV - бутановая фракция; V - стабильный газовый бензин

К-1 - этановая колонна; К-2 - пропановая колонна; К-3 - бутановая колонна;

С-1, С-2, С-3 - газосепараторы

Для этих схем характерным является то, что давление в предыдущей по ходу движения сырья колонне выше, чем в последующей. Поэтому разделяемое сырье из колонны в колонну переходит самотеком и требуется меньшее число насосов. На ГФУ с нисходящим режимом давления (рис.III.а) первой по ходу сырья является этановая колонна К-1. Сырье (I) (нестабильный бензин) поступает в нее после предварительного нагрева в теплообменнике. Давление в колонне 3-3,5 МПа. Этановая фракция (II), являющаяся верхним продуктом колонны, не конденсируется и через регулятор давления отводится в топливную сеть завода. Нижний продукт колонны - стабильный бензин (V) - отводится в товарные емкости, а верхний продукт бутановая фракция (IV) конденсируется в газосепараторе С-3, откуда его расчетная часть подается на орошение колонны К-3, а балансовая откачивается в товарный парк.

В технологической схеме ГФУ с восходящим режимом (рис.III.б) давления первой по ходу движения сырья является бутановая колонна (колонна-стабилизатор), и последней - этановая.

Рис.3.б.Принципиальная технологическая схема ГФУ с восходящим режимом давления в колонная:

I - нестабильный бензин; II - стабильный газовый бензин; III - бутановая фракция; IV - пропановая фракция; V - этановая фракция

К-1 бутановая колонна; К-2 - пропановая колонна; К-3 - этановая колонна; С-1, С-2, С-3 - газосепараторы

Давление в стабилизаторе в зависимости от состава верхнего продукта поддерживается в пределах 1,0-1,3 МПа.

Схемы ГФУ с восходящим режимом давлений более экономичны, когда в нестабильном бензине содержится незначительная массовая доля бутана, а еще меньше пропана. В этом случае основной получаемый продукт (стабильный бензин) отводится из первой колонны, а для остальных колонн остается небольшое количество сырья, вследствие чего размеры их, а также размеры вспомогательного оборудования резко уменьшаются и, таким образом, экономятся капитальные вложения и эксплуатационные затраты.

На практике чаще всего встречаются схемы со смешанным режимом давления. Газофракционированию обычно предшествуют процессы очистки (в основном, от сернистых соединений) и осушка газа.

Ректификация является завершающей стадией разделения углеводородных газов. Особенность ректификации сжиженных газов, по сравнению с ректификацией нефтяных фракций, заключается в том, что необходимо подвергнуть разделению очень близкие по температуре кипения компоненты или фракции сырья при высокой четкости фракционирования.

3.1 Описание принципиальной технологической схемы газофракционирующей установки (ГФУ)

Осушенный до точки росы -84 0С газ (I) поступает в деэтанизатор 1, работающий под давлением 2,6-2,8 МПа, в котором с верха при температуре 25-30 0С извлекают сухой газ (II), состоящий из метана и этана.



Рис. 3.1. Принципиальная технологическая схема газофракционирующей установки:

I - сырье; II - сухой газ; III - пропановая фракция; IV - изобутановая фракция; V - бутановая фракция; VI - изопентановая фракция;

VII - пентановая фракция; VIII - фракция С6 +

1 - деэтанизатор; 2 - пропановая колонна; 3 - бутановая колонна;

4 - изобутановая колонна; 5 - пентановая колонна; 6 - изопентановая колонна

Температуру верха колонны 1 поддерживают подачей орошения, охлаждаемого в аммиачном конденсаторе-холодильнике.

Кубовый остаток деэтанизатора при температуре 110-115 0С поступает в пропановую колонну 2, где рабочее давление составляет 1,2-1,4 МПа, и разделяется на пропановую фракцию (III), выводимую с верха колонны при температуре 62-68 0С, и смесь углеводородов С4 и выше, направляемую в бутановую колонну 3 при температуре 145-155 0С.

Колонна 3 не является продуктовой колонной, в ней при давлении 2,0-2,2 МПа происходит разделение поступившего продукта на смесь бутанов, выводимых с верха колонны при температуре 58-65 0С в изобутановую колонну 4, и кубового - в колонну 5.

Сырьем колонны 4 является смесь бутанов, которая под давлением 1,0-1,2 МПа делится на i -бутан (IV) и н-бутан (V). I -бутан при температуре 65-70 0С отбирается с верха колонны, а н-бутан при температуре 80 - 85 0С отбирается с низа колонны.

Кубовый продукт колонны 3, поступивший в колонну 5, в которой под давлением 0,3-0,4 МПа разделяется на ректификат, представляющий собой смесь пентанов, которые при температуре 75-80 0С выводятся в изопентановую колонну 6, а нижний ректификат при температуре 120-125 0С выводится из куба и после охлаждения отправляется в товарный парк. Кубовый остаток является смесью углеводородов С6 + (VIII).

В изопентановой колонне 6 под давлением 0,35-0,45 МПа происходит разделение на ректификат и кубовый остаток.При температуре 78-85 0С с верха колонны выводится изопентановая фракция (VI). Кубовый остаток представляет собой н-пентановую фракцию (VII) и выводится с низа колонны при температуре 95-100 0С, после охлаждения направляется в товарный парк.

3.2 Описание принципиальной технологической схемы абсорбционно-газофракционирующей установки (АГФУ)

Назначение абсорбционно-газофракционирующей установки - разделение смеси жирного газа и нестабильного бензина на сухой газ, стабильный бензин и в зависимости от потребностей - на фракции С3, С4 и С5. Совместное разделение предельных и непредельных углеводородов нецелесообразно, так как непредельные углеводороды ценнее и их легче отобрать с наибольшей полнотой с применением других технологических схем. Но принципиальных отличий в схемах их разделения нет.

Получаемый на установке сухой газ должен содержать в среднем 15-25 % объемных метана, 60-70 % объемных этана и 10-15 % объемных пропана. В пропановой фракции должно быть не менее 96 % объемных (сорт А) или не менее 87 % объемных (сорт В), в бутановой фракции бутана не менее 96 % объемных (сорт А/) или не менее 93 % объемных (сорт В/). Качества i-пентановой, пентановой и гексановой фракций определяются соответствующими стандартами, требования к качеству стабильного бензина должны соответствовать внутризаводским требованиям.

Жесткие требования предъявляются к содержанию сероводорода в газах, поэтому их перед фракционированием подвергают моноэтаноламинной очистке, или используют метод каталитического обессеривания, где в качестве катализатора используют активированный уголь.

В случае дальнейшей низкотемпературной ректификации или каталитической переработки углеводородных фракций, получаемых на установке, в присутствии чувствительных к влаге катализаторов, газы необходимо предварительно осушить методом абсорбции раствором диэтиленгликоля или адсорбции на силикагеле, оксиде алюминия или цеолитах, или методов впрыска моноэтиленгликоля.

Рис. III.2. Принципиальная технологическая схема абсорбционной газофракционирующей установки:

I - очищенный жирный газ; II - нестабильный бензин; III - сухой газ;

IV - пропан-пропиленовая фракция; V - бутан-бутиленовая фракция;

VI - стабильный бензин

1 - фракционирующий абсорбер; 2 - стабилизационная колонна;

3 - пропановая колонна; 4 - бутановая колонна

На этих технологических установках предварительное разделение газов на легкую и тяжелую части осуществляется абсорбционным методом в сочетании с ректификацией полученных потоков. Абсорбционно-газофракционирующие установки (АГФУ) используют на ГПЗ, НПЗ и нефтехимических предприятиях; в ряде случаев их комбинируют с установкой стабилизации нефти.

Сырье - очищенный жирный газ (I) - при температуре 40 0С поступает в нижнюю часть комбинированной колонны абсорбер- десорбер 1, которая работает под давлением 1,35 МПа. Основным абсорбентом является нестабильный бензин каталитического крекинга (II), который поступает в верхнюю часть колонны 1. В верхней части происходит абсорбция целевых компонентов (С3 + ), а в нижней при температуре 125- 135 0С - частичная регенерация абсорбента за счет подводимого тепла. Тепло в низ абсорбера подается с помощью «горячей струи». С верха фракционирующего абсорбера 1 при температуре 35-40 0С выводится сухой газ (С1 - С2) (III), а с низа вместе с тощим абсорбентом выводятся углеводороды С3 + . Для доабсорбции унесенных сухим газом бензиновых фракций на верх фракционирующего абсорбера подается стабилизированный (в колонне 4) бензин (VI).

Деэтанизированный бензин, насыщенный углеводородами С3 + , после подогрева в теплообменнике до температуры 150 0С подается в стабилизационную колонну 2, которая работает под давлением 0,93 МПа. Нижним продуктом этой колонны является стабильный бензин, выводимый с куба колонны 2 при температуре 210-220 0С, верхним - головка стабилизации, выводимая при температуре 70-80 0С и являющаяся продуктом питания пропановой колонны 3.

Питание колонны 3 осуществляется при температуре 82-88 0С, рабочее давление - 1,73 МПа. С верха колонны при температуре 40-50 0С отводят пропан-пропиленовую (IV) фракцию, а кубовый остаток при температуре 100-115 0С выводится в бутановую колонну 4. Питание колонны осуществляется при температуре 61 0С, давление - 0,59 МПа. Бутан-бутиленовая (V) фракция выводится с верха колонны при температуре 45-55 0С, а кубовый остаток, представляющий собой фракцию С5 + , выводится с низа колонны при температуре 100-115 0С и объединяется со стабильным бензином.

4. РАЗДЕЛЕНИЕ ГАЗОВ С ПОМОЩЬЮ МЕМБРАН

К одним из современных методов разделения газов относится метод диффузии через непористые полимерные мембраны, который основан на различии форм молекул разделяемых компонентов и их растворимости в материале мембраны.

Перенос вещества через непористые мембраны включает стадии сорбции, диффузии и десорбции с противоположной стороны мембраны. Обычно сорбция и десорбция протекают быстро по сравнению с диффузией, скорость которой определяет суммарную скорость переноса, которая зависит от коэффициента диффузии, толщины мембраны, концентрации компонента на граничных поверхностях мембраны. Выбор мембран зависит от их селективности к разделяемой смеси. Эффективные мембраны обеспечивают высокую селективность, производительность и имеют высокую устойчивость в химических средах.

В настоящее время имеются принципиальные решения мембранного разделения смесей метан - этан, этан - пропан, аллен - пропан, бензол -циклогексан, выделение из природного газа диоксида углерода и гелия. Таким методом можно получать индивидуальные углеводороды высокой чистоты (99,99%). На промышленных установках реализованы мембранные процессы концентрирования водорода из водородсодержащих газов, регулирования состава синтез-газа в процессах оксосинтеза, концентрирования азота и кислорода из воздуха. В качестве мембран используют полые волокна из полисульфона, поливинилтриметилсилана или ацетатцеллюлозы.

Дальнейший прогресс мембранных процессов и внедрения их в промышленную технологию газоразделения зависит от создания экономически недорогих, высокоселективных и стабильных мембран на основе новейших синтетических полимеров.

V. ПЕРЕРАБОТКА ГАЗОВ ГАЗОКОНДЕНСАТНЫХ МЕСТОРОЖДЕНИЙ

Газоконденсатные месторождения характеризуются высоким пластовым давлением (свыше 10 МПа), поэтому в их газах растворены высококипящие углеводороды. При снижении давления они выделяются из газа в виде жидкости.

Обычно газы газоконденсатных месторождений содержат от 10 до 50 см3 конденсата на 1 м3 газа, но в последние годы открыты месторождения, газы которых содержат до 500 см3 конденсата на 1м3 газа.

Стабилизированный конденсат имеет светло-желтый цвет, плотность его 700-790 кг/м3. Он представляет собой широкую углеводородную фракцию (н. к. 30-50 0С и к. н. 170-360 0С).

В зависимости от содержания конденсата в газе и характера его выпадения при снижении давления. А также запасов газа и конденсата газоконденсатные месторождения можно разрабатывать либо как обычные газовые, т. е. без искусственного поддержания пластового давления. Либо с поддержанием давления в пласте путем обратной закачки в пласт сухого (отбензиненного) газа или воды.

При добычи газа обычным способом пластовое давление постепенно падает, в результате чего уже в пласте происходит конденсация и, выделившиеся из газа высококипящие углеводороды, фактически теряются. Эти потери могут составлять от 10-20 до 70-80 % от их потенциального содержания в газе. Разработка газоконденсатного месторождения с поддержанием пластового давления путем закачки сухого газа в пласт обеспечивает наиболее полное извлечение конденсата, который здесь получают как товарный продукт. Выделение конденсата в промысловых условиях осуществляется на установках низкотемпературной сепарации. Наибольший выход конденсата из газа можно получить путем отбензинивания отсепарированного газа адсорбционным или абсорбционным способами. Надо учитывать то, что с помощью низкотемпературной сепарации невозможно полностью извлечь высококипящие углеводороды из газа, так как для их выделения потребовалось бы очень низкая температура.

Более полное извлечение углеводородного конденсата и сжиженных газов, а также получения сухого газа, удовлетворяющего нормам по качеству при подаче его в магистральные газопроводы или обратной закачке в пласт, являются абсорбция под высоким давлением и короткоцикловая адсорбция.

Внедрение абсорбционного метода для переработки газов газоконденсатных месторождений технологически более сложно и требует больших затрат на капитальное строительство и эксплуатацию установок. Однако этот метод имеет большое преимущество: он позволяет сделать технологический процесс подготовки газа устойчивым в отношении качества продуктов, а получение на установке абсорбции дополнительного количества пропана, бутанов, а также увеличение выхода пентанов дает возможность окупить эти затраты. В качестве абсорбента используют стабильный конденсат средней молекулярной массы 200-220 а. е. м. Высокое давление процесса (15 МПа) не является необходимым для максимального извлечения высококипящих углеводородов, однако такое давление выбирают с целью уменьшения затрат на компрессию сухого газа, закачиваемого обратно в пласт. Выделенный при переработке газа конденсат является исходным сырьем для производства сжиженных газов (пропан-бутановых смесей или индивидуальных технически чистых углеводородов), автомобильного бензина, осветительного керосина и дизельного топлива.

Фракционирование конденсата осуществляется на газофракционирующих установках газоперерабатывающих заводов, куда он поступает с промысловых установок.

ПРОИСХОЖДЕНИЕ ГАЗА

Метан широко распространен в природе. Он всегда входит в состав пластовой нефти. Много метана растворено в пластовых водах на глубине 1,5 - 5 км. Газообразный метан образует залежи в пористых и трещиноватых осадочных породах. В небольших концентрациях он присутствует в водах рек, озер и океанов, в почвенном воздухе и даже в атмосфере. Основная масса метана рассеяна в осадочных и изверженных породах. Присутствие метана зафиксировано на ряде планет Солнечной системы и в далеком космосе.

Широкое распространение метана в природе позволяет предположить, что он образовался различными путями.

На сегодня известно несколько процессов, приводящих к образованию метана:

- биохимический;

- термокаталитический;

- радиационно-химический;

- механохимический;

- метаморфический;

- космогенный.

Биохимический процесс образования метана происходит в илах, почве, осадочных горных породах и гидросфере. Известно более десятка бактерий, в результате жизнедеятельности которых из органических соединений (белков, клетчатки, жирных кислот) образуется метан. Даже нефть на больших глубинах под действием бактерий, содержащихся в пластовой воде, разрушается до метана, азота и углекислого газа.

Термокаталитический процесс образования метана заключается в преобразовании в газ органического вещества осадочных пород под воздействием повышенных температуры и давления в присутствии глинистых минералов, играющих роль катализатора. Этот процесс подобен образованию нефти. Первоначально органическое вещество, накапливающееся на дне водоемов и на суше, подвергается биохимическому разложению. Бактерии при этом разрушают простейшие соединения. По мере погружения органического вещества вглубь Земли и соответственного повышения температуры деятельность бактерий затухает и полностью прекращается при температуре 100 0С. Но в это время включается другой механизм - разрушения сложных органических соединений (остатки живого вещества) в более простые углеводороды и, в частности, в метан, под воздействием возрастающих температуры и давления. Важную роль в этом процессе играют естественные катализаторы - алюмосиликаты, входящие в состав различных, особенно глинистых пород, а также микроэлементы и их соединения.