CN103180416A - 烃油的制造方法及烃油的制造系统 - Google Patents

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Abstract

提供能够精度良好、定量性地监视费托(FT)合成反应用催化剂的微粉末对改质工序的反应体系的流入量，能够预测该反应体系中的问题产生的烃油的制造方法。本发明的烃油的制造方法中，将由浆料床反应器(C2)内使用催化剂的FT合成反应得到的烃油，在精馏塔(C4)中分馏为馏出油和塔底油，在连接精馏塔(C4)的塔底与加氢裂化装置(C6)的第一输送管路(L12)中流通塔底油的一部分，在从第一输送管路(L12)分支、在分枝点的下游与第一输送管路L12连接的第二输送管路(L14)中流通塔底油的至少一部分，一边利用配设在第二输送管路(L14)的能够拆装的过滤器(2)将在第二输送管路(L14)中流通的塔底油中的催化剂微粉末捕集、一边监视该捕集量，在加氢裂化装置(C6)内进行塔底油的加氢裂化。

Description

烃油的制造方法及烃油的制造系统
技术领域
本发明涉及烃油的制造方法以及烃油的制造系统。
背景技术
近年，从降低环境负荷的观点考虑，寻求硫分和芳香族烃的含量低、对环境温和的清洁液体燃料。从这种观点考虑，作为用于制造不含有硫分和芳香族烃、富有脂肪族烃的燃料油基材、特别是煤油-轻油基材的制造用原料烃的技术，对利用以一氧化碳气体和氢气作为原料的费托合成反应(以下有时称为“FT合成反应”)的方法进行了研究。
另外，通过天然气等气体状烃原料的重整，制造以一氧化碳气体和氢气作为主要成分的合成气体，通过FT合成反应由该合成气体合成烃油(以下有时称为“FT合成油”)，进而经过改质工序，也就是将FT合成油加氢、精制而制造各种液体燃料油基材等的工序，制造煤油-轻油基材及石脑油、或蜡等的技术，作为天然气制油(GTL、Gas To liquids)工艺已知(例如参照下述专利文献1)。
作为通过FT合成反应合成烃油的合成反应系统，例如公开了：向在烃油中悬浮固体的对于FT合成反应具有活性的催化剂(以下有时称为“FT合成催化剂”)颗粒而成的浆料中吹入合成气体，由此进行FT合成反应的鼓泡塔型浆料床FT合成反应系统(例如参照下述专利文献2)。
作为鼓泡塔型浆料床FT合成反应系统，例如已知外部循环式的系统，其具备：容纳浆料而进行FT合成反应的反应器；将合成气体吹入到反应器的底部的气体供给部；将反应器内的含有通过FT合成反应得到的烃油的浆料从反应器抽出的流出管；将通过流出管抽出的浆料分离为烃油和FT合成催化剂颗粒的催化剂分离器；和将通过催化剂分离器分离的FT合成催化剂颗粒和一部分烃油返送到反应器的返送管。
现有技术文献
专利文献
专利文献1：日本特开2004-323626号公报
专利文献2：美国专利申请公开2007/0014703号说明书
发明内容
发明要解决的问题
上述鼓泡塔型浆料床FT合成反应系统中的催化剂分离器具备孔径例如为10μm左右的过滤器。通过该过滤器捕集浆料中的FT合成催化剂颗粒，将其与烃油分离。
但是，由于FT合成催化剂颗粒之间的摩擦、与反应器的内壁等的摩擦、或因FT合成反应所导致的热损伤等，FT合成催化剂颗粒的一部分缓慢微细化而成为微粉末。粒径小于催化剂分离器的过滤器的孔径的微粉末(以下有时称为“催化剂微粉末”)与烃油一起通过过滤器，结果有可能流入到FT合成油的改质工序的反应体系。催化剂微粉末流入到前述反应体系，成为该反应体系中使用的催化剂的劣化、反应器的压力损耗的升高、进而液体燃料基材和液体燃料产品的品质降低的原因。但是，在以大的流量流通通过FT合成反应得到的FT合成油的流路设置具有小于催化剂微粉末的粒径的孔径的过滤器来捕集催化剂微粉末，不仅过滤器中的压力损耗大，而且由于捕集催化剂微粉末而压力损耗进一步升高，因此难以实现。进而，以往也难以准确地掌握催化剂微粉末流入到改质工序的状况。即，对于催化剂微粉末混入到FT合成油中而言，微量混入是长时间连续的现象，并且其该混入量经时性变动，因此利用定期性地对FT合成油进行取样而定量催化剂微粉末的含量的方法时，难以定量性地且精度高地掌握混入的状况。特别是难以以高的可靠性掌握相对于时间推移的累计的催化剂微粉末对改质工序的流入量。因此，难以预测依赖于改质工序的反应体系中的催化剂微粉末的积累量而产生的问题，以及难以基于该预测实施预防措施。
本发明是鉴于上述问题而提出的，其目的在于，提供能够精度良好、定量性地监视费托合成反应中使用的催化剂的微粉末对改质工序的反应体系的流入量，能够预测该工序的反应体系中的问题产生，而不会对烃油的制造装置的运转造成大的影响的烃油的制造方法以及制造系统。
用于解决问题的方案
为了达成上述目的，本发明的烃油的制造方法具备：通过使用催化剂悬浮在液态烃中的浆料床反应器的费托合成反应，得到含有源自催化剂的催化剂微粉末的烃油的工序；使用精馏塔将烃油分馏为至少一种馏出油和含有催化剂微粉末的塔底油的工序；在包括连接精馏塔的塔底与加氢裂化装置的第一输送管路、和从第一输送管路的分枝点分支、中途配设能够拆装的过滤器、与分枝点的下游的第一输送管路连接的第二输送管路的输送设备中，在第二输送管路中流通前述塔底油的至少一部分，一边通过过滤器捕集在第二输送管路中流通的塔底油中的催化剂微粉末、一边使剩余的塔底油在第一输送管路中流通，从而将塔底油输送到加氢裂化装置的工序；对通过过滤器捕集的前述催化剂微粉末的量进行监视的工序；和在加氢裂化装置中进行塔底油的加氢裂化的工序。
根据上述本发明的烃油的制造方法，能够精度良好、定量性地监视费托合成反应中使用的催化剂的微粉末对改质工序的反应体系的流入量，能够预测该工序的反应体系中的问题产生，而不会对烃油的制造装置的运转造成大的影响。
本发明的烃油的制造方法中，优选通过第二输送管路输送的塔底油的质量流量F2与通过第一输送管路输送的塔底油的质量流量F1之比F2/F1为0.01～0.2。
比值F2/F1为0.01～0.2时，配设在第二输送管路的中途的能够拆装的过滤器可以为小规模，可以容易地更换该过滤器等。需要说明的是，在此，“通过第一输送管路输送的塔底油的质量流量F1”指的是第二输送管路从第一输送管路分支的分枝点与第二输送管路向第一输送管路合流的合流点之间的第一输送管路中的塔底油的质量流量。
本发明的烃油的制造系统具备：精馏塔，用于将通过使用催化剂悬浮在液态烃中的浆料床反应器的费托合成反应得到的烃油分馏为至少一种馏出油和塔底油；加氢裂化装置，用于进行塔底油的加氢裂化；第一输送管路，连接精馏塔的塔底与加氢裂化装置；和第二输送管路，从第一输送管路的分枝点分支、中途配设用于捕集源自催化剂的催化剂微粉末的能够拆装的过滤器、与分枝点的下游的第一输送管路连接。
根据上述本发明的烃油的制造系统，能够实施上述本发明的烃油的制造方法。
本发明的烃油的制造系统中，优选第一输送管路和第二输送管路具备流量计。
通过第一输送管路和第二输送管路分别具备流量计，能够由在规定的期间被配设在第二输送管路的过滤器捕集的催化剂微粉末量、以及该期间在第一输送管路和第二输送管路中流通的各流体的累积流量，推算该期间流入到加氢裂化装置的催化剂微粉末的量。
另外，本发明的烃油的制造系统中，优选第二输送管路具备计测配设在该管路的过滤器前后的压差的设备。
通过第二输送管路具备计测配设在该管路的过滤器前后的压差的设备，能够在过滤器安装于第二输送管路的状态下，推断被过滤器捕集的催化剂微粉末的量。
发明的效果
根据本发明，能够提供可以精度良好、定量性地掌握源自费托合成反应中使用的催化剂的催化剂微粉末对FT合成油的改质工序的反应体系的流入量，能够预测该工序的反应体系中的问题产生，而不会对烃油的制造装置的运转造成大的影响的烃油的制造方法以及制造系统。
附图说明
图1为本发明的一实施方式的烃油的制造系统的示意图。
具体实施方式
以下参照图1的同时对本发明的一实施方式的烃油的制造系统以及使用该制造系统的烃油的制造方法进行详细说明。需要说明的是，对于相同或同等的要素附加相同的附图标记。
(烃油的制造系统的概要)
本实施方式中使用的烃油的制造系统100为用于实施将天然气等烃原料转换为轻油、煤油和石脑油等液体燃料(烃油)基材的GTL工艺的工厂设备。本实施方式的烃油的制造系统100主要具备：重整器(图示省略)、鼓泡塔型浆料床反应器C2、第一精馏塔C4、第一输送管路L12及L16、第二输送管路L14、过滤器2、加氢裂化装置C6、中间馏分加氢精制装置C8、石脑油馏分加氢精制装置C10和第二精馏塔C12。形成第一输送管路的管路L12将第一精馏塔C4与混合鼓D6连接。形成第一输送管路的管路L16将混合鼓D2与加氢裂化装置C6连接。需要说明的是，“管路”指的是用于输送流体的配管。
(烃油的制造方法的概要)
使用了制造系统100的烃油的制造方法具备下述工序S1～S8。
工序S1中，在重整器(图示省略)中，将作为烃原料的天然气重整而制造含有一氧化碳气体和氢气的合成气体。
工序S2中，在鼓泡塔型浆料床反应器C2中，通过使用FT合成催化剂的FT合成反应，由工序S1中得到的合成气体合成烃油(FT合成油)。工序S2中，存在下述情况：由FT合成催化剂的一部分产生催化剂微粉末，该催化剂微粉末的一部分通过分离烃油和FT合成催化剂颗粒的过滤器而混入到供于以下所述的工序S3的FT合成油。
工序S3中，在第一精馏塔C4中，将工序S2中得到的FT合成油分馏为至少一种馏出油和含有催化剂微粉末的塔底油。本实施方式中，通过该分馏，将FT合成油分离为粗石脑油馏分、粗中间馏分和粗蜡馏分。在此，粗石脑油馏分和粗中间馏分为在第一精馏塔C4中由FT合成油暂且气化后冷凝、分别由第一精馏塔C4的塔顶和中段抽出的馏出油，粗蜡馏分为不会由FT合成油气化、而仍以液体形式由塔底抽出的塔底油。该塔底油有可能含有产生于工序S2、混入到FT合成油的催化剂微粉末。需要说明的是，粗石脑油馏分、粗中间馏分和粗蜡馏分指的是由FT合成油分馏得到的、未受到加氢精制或加氢裂化处理的各馏分。
以下说明的工序S4及其以下的工序构成FT合成油的改质工序。工序S4中，将作为工序S3中分离的第一精馏塔C4的塔底油的、含有催化剂微粉末的粗蜡馏分从第一精馏塔C4输送到加氢裂化装置C6。粗蜡馏分通过下述输送设备输送，该输送设备包括：连接第一精馏塔C4的塔底与加氢裂化装置C6的第一输送管路L12及L16，以及从第一输送管路L12的分枝点分支、中途配设能够拆装的过滤器2、与分枝点的下游的第一输送管路L12连接的第二输送管路L14。输送时，粗蜡馏分的至少一部分在第二输送管路中流通，其中含有的催化剂微粉末被配设在第二输送管路L14的中途的能够拆装的过滤器2捕集。进而，工序S4具备对被过滤器2捕集的前述催化剂微粉末的量进行监视的工序。
工序S5中，在加氢裂化装置C6中，对工序S3中分离、工序S4中输送的粗蜡馏分进行加氢裂化。
工序S6中，在中间馏分加氢精制装置C8中对粗中间馏分进行加氢精制。
工序S7中，在石脑油馏分加氢精制装置C10中对粗石脑油馏分进行加氢精制。进而，在石脑油稳定器C14中将经过加氢精制的石脑油馏分分馏，回收作为GTL工艺的产品的石脑油(GTL-石脑油)。
工序S8中，在第二精馏塔C12中将粗蜡馏分的加氢裂化产物和粗中间馏分的加氢精制产物的混合物分馏。通过该分馏，回收作为GTL工艺的产品的轻油(GTL-轻油)基材和煤油(GTL-煤油)基材。
以下分别对工序S1～S8进行更详细的说明。
(工序S1)
工序S1中，首先通过脱硫装置(图示省略)去除天然气中含有的硫化合物。通常该脱硫装置由填充有公知的加氢脱硫催化剂的加氢脱硫反应器、以及配设在其后段的例如填充有氧化锌等硫化氢的吸附材料的吸附脱硫装置构成。将天然气和氢一起供给到加氢脱硫反应器，天然气中的硫化合物转化为硫化氢。接着在吸附脱硫装置中吸附去除硫化氢，将天然气脱硫。通过该天然气的脱硫，防止填充到重整器的重整催化剂、工序S2中使用的FT合成催化剂等由于硫化合物而中毒。
经过脱硫的天然气在重整器内供于使用了二氧化碳和水蒸气的重整(reforming)，生成以一氧化碳气体和氢气作为主要成分的高温的合成气体。工序S1中的天然气的重整反应以下述化学反应式(1)和(2)表示。需要说明的是，重整法不限于使用二氧化碳和水蒸气的水蒸气-二氧化碳重整法，例如还可以利用水蒸气重整法、使用氧的部分氧化重整法(POX)、作为部分氧化重整法与水蒸气重整法的组合的自热重整法(ATR)、二氧化碳重整法等。
CH4＋H2O→CO＋3H2   (1)
CH4＋CO2→2CO＋2H2   (2)
(工序S2)
工序S2中，将工序S1中制造的合成气体供给到鼓泡塔型浆料床反应器C2，由合成气体中的氢气和一氧化碳气体合成烃。
包括鼓泡塔型浆料床反应器C2的鼓泡塔型浆料床FT反应系统例如主要包括：容纳含有FT合成催化剂的浆料的鼓泡塔型浆料床反应器C2，将合成气体吹入到反应器的底部的气体供给部(图示省略)，将通过FT合成反应得到的气体状烃和未反应的合成气体从鼓泡塔型浆料床反应器C2的塔顶抽出的管路L2，将由管路L2抽出的气体状烃和未反应的合成气体冷却、将由管路L12供给的物质气液分离的气液分离器D2，将含有烃油的浆料从反应器抽出的流出管L6，将通过流出管L6抽出的浆料分离为烃油和FT合成催化剂颗粒的催化剂分离器D4，和将通过催化剂分离器D4分离得到的FT合成催化剂颗粒和一部分烃油返送到反应器C2的返送管L10。另外，在鼓泡塔型浆料床反应器C2的内部，配设用于去除通过FT合成反应产生的反应热的内部流通有冷却水的传热管(图示省略)。
作为鼓泡塔型浆料床反应器C2中使用的FT合成催化剂，可使用活性金属负载于无机载体而成的公知的负载型FT合成催化剂。作为无机载体，可使用二氧化硅、氧化铝、二氧化钛、氧化镁、氧化锆等多孔性氧化物，优选为二氧化硅或氧化铝，更优选为二氧化硅。作为活性金属，可列举出钴、钌、铁、镍等，优选为钴和/或钌，更优选为钴。活性金属的负载量以载体的质量作为基准优选为3～50质量%，更优选为10～40质量%。活性金属的负载量不足3质量%时，存在活性变得不充分的倾向，另外，超过50质量%时，存在由于活性金属的聚集而活性降低的倾向。另外，FT合成催化剂中，除了上述活性金属之外，为了提高活性或控制所生成的烃的碳原子数及其分布，还可以负载其它成分。作为其它成分，可列举出例如含有锆、钛、铪、钠、锂、镁等金属元素的化合物。FT合成催化剂颗粒的平均粒径优选为40～150μm，以使该催化剂颗粒在浆料床反应器内容易以悬浮在液态烃中而成的浆料形式流动。另外，同样地从作为浆料的流动性的观点考虑，FT合成催化剂颗粒的形状优选为球状。
活性金属通过公知的方法负载于载体。作为负载时使用的含有活性金属元素的化合物，可列举出活性金属的硝酸盐、盐酸盐、硫酸盐等无机酸的盐，甲酸、乙酸、丙酸等有机酸的盐，乙酰丙酮络合物等络合物等。作为负载的方法没有特别限定，优选采用使用含有活性金属元素的化合物的溶液的、以初湿浸渍法(Incipient Wetness)为代表的浸渍法。对于负载了含有活性金属元素的化合物的载体，通过公知的方法进行干燥，进而优选在空气气氛下通过公知的方法进行焙烧。作为焙烧温度没有特别限定，通常为300～600℃左右。通过焙烧，载体上的含有活性金属元素的化合物转化为金属氧化物。
为了使FT合成催化剂对于FT合成反应表现出高的活性，需要通过对上述活性金属原子处于氧化物的状态的催化剂进行还原处理，来将活性金属原子转换为金属的状态。该还原处理通常通过在加热下使催化剂与还原性气体接触来进行。作为还原性气体，可列举出例如氢气、氢气和氮气等非活性气体的混合气体等含有氢气的气体、一氧化碳气体等，优选为含有氢的气体，更优选为氢气。对还原处理中的温度没有特别限定，通常优选为200～550℃。还原温度低于200℃时，存在活性金属原子未被充分还原而未充分地表现出催化剂活性的倾向，超过550℃时，存在由于活性金属的聚集等而催化剂活性降低的倾向。对还原处理中的压力没有特别限定，通常优选为0.1～10MPa。压力不足0.1MPa时，存在活性金属原子未被充分还原而未充分地表现出催化剂活性的倾向，超过10MPa时，由于需要提高装置的耐压，存在设备成本升高的倾向。对还原处理的时间没有特别限定，通常优选为0.5～50小时。还原时间不足0.5小时的情况下，存在活性金属原子未被充分还原而未充分地表现出催化剂活性的倾向，超过50小时的情况下，存在由于活性金属的聚集等而催化剂活性降低的倾向，另外存在效率降低的倾向。对进行还原处理的设备没有特别限定，例如可以在进行FT合成反应的反应器内于不存在液态烃的条件下进行还原处理。另外，还可以在与进行FT合成反应的反应器连接的设备内进行还原处理，不与大气接触地通过配管将催化剂输送到进行FT合成的反应器。
另一方面，在催化剂制造设备等与实施FT合成反应的设备布局不同的设备中进行还原处理时，通过还原处理而活化的催化剂若在输送等过程中与大气接触则失活。为了防止这种失活，优选对活化了的催化剂实施稳定化处理来防止由于与大气接触所导致的失活。作为稳定化处理，可列举出对活化了的催化剂实施轻度的氧化处理，在活性金属表面形成氧化覆膜，从而不会由于与大气的接触而进行进一步的氧化的方法，或者在不与大气接触的条件下、通过烃蜡等涂覆活化了的催化剂而阻断与大气的接触的方法等。形成氧化覆膜的方法中，可以在输送催化剂后直接供于FT合成反应，另外利用蜡等进行涂覆的方法中，使催化剂悬浮在液态烃中而形成浆料时，涂覆中使用的蜡等溶解在液态烃中而表现出活性。
作为鼓泡塔型浆料床反应器C2中的FT合成反应的反应条件，没有特别限定，例如可选择以下的反应条件。即，从提高一氧化碳的转化率和所生成的烃的碳原子数的观点考虑，反应温度优选为150～300℃。反应压力优选为0.5～5.0MPa。原料气体中的氢/一氧化碳比率(摩尔比)优选为0.5～4.0。需要说明的是，从FT合成油的生产效率的观点考虑，优选一氧化碳的转化率为50%以上。
在鼓泡塔型浆料床反应器C2的内部容纳在液态烃(FT合成反应的产物)中悬浮FT合成催化剂颗粒而成的浆料。工序S1中得到的合成气体(CO和H2)通过设置在鼓泡塔型浆料床反应器C2的底部的分散板喷射到该反应器内的浆料中。吹入到浆料中的合成气体成为气泡而在浆料中向着鼓泡塔型浆料床反应器C2的上部上升。在该过程中，合成气体溶解在液态烃中，与FT合成催化剂颗粒接触，由此进行FT合成反应，生成烃。FT合成反应例如以下述化学反应式(3)表示。
2nH2＋nCO→(-CH2-)n＋nH2O   (3)
在容纳在鼓泡塔型浆料床反应器C2内的浆料的上部存在气相部。通过FT合成反应生成的在鼓泡塔型浆料床反应器C2内的条件下为气体状的轻质烃和未反应的合成气体(CO和H2)，由浆料相移动到该气相部，进而由鼓泡塔型浆料床反应器C2的顶部通过管路L2抽出。然后，将所抽出的轻质烃和未反应的合成气体，通过与管路L2连接的包括冷却器(图示省略)的气液分离器D2分离为以未反应的合成气体和C4以下的烃气体作为主要成分的气体成分、和通过冷却而液化了的液态烃(轻质烃油)。将其中的气体成分再循环到鼓泡塔型浆料床反应器C2，将气体成分中含有的未反应的合成气体再次供于FT合成反应。另一方面，将轻质烃油经过管路L4和管路L8供给到第一精馏塔C4。
另一方面，含有通过FT合成反应生成的在鼓泡塔型浆料床反应器C2内的条件下为液态的烃(重质烃油)和FT合成催化剂颗粒的浆料，由鼓泡塔型浆料床反应器C2的中央部通过管路L6供给到催化剂分离器D4。浆料中的FT合成催化剂颗粒被设置在催化剂分离器D4内的过滤器捕集。浆料中的重质烃油通过过滤器而与FT合成催化剂颗粒分离，并由管路L8抽出，与源自管路L4的轻质烃油合流。将重质烃油和轻质烃油的混合物，在设置于管路L8的中途的热交换器H2中加热后供给到第一精馏塔C4。
作为FT合成反应的产物，能够得到在鼓泡塔型反应器C2内的条件下为气体状的烃(轻质烃)以及在鼓泡塔型反应器C2内的条件下为液体的烃(重质烃油)。这些烃实质上为正链烷烃，几乎不含有芳香族烃、环烷烃和异链烷烃。另外，轻质烃和重质烃油总计的碳原子数的分布处于从常温下为气体的C4以下到常温下为固体(蜡)的例如C80左右的宽的范围内。另外，FT合成反应的产物含有烯烃类和含有源自一氧化碳的氧原子的含氧化合物(例如醇类)作为副产物。
催化剂分离器D4所具备的过滤器的孔径只要小于FT合成催化剂颗粒的粒径则没有特别限定，优选为10～20μm，进一步优选为10～15μm。通过适当在与通常的流通方向相反的方向流通液态烃(逆洗)，被催化剂分离器D4所具备的过滤器捕集的FT合成催化剂颗粒通过管路L10返送到鼓泡塔型反应器C2，进行再利用。
在鼓泡塔型浆料床反应器C2内以浆料形式流动的FT合成催化剂颗粒的一部分，由于催化剂颗粒之间的摩擦、与器壁或配设在反应器内的用于冷却的传热管的摩擦、或因反应热所导致的损伤等，而产生磨损或损坏，生成催化剂微粉末。在此，作为催化剂微粉末的粒径没有特别限定，为通过催化剂分离器D4所具备的过滤器的尺寸、即过滤器的孔径以下。例如过滤器的孔径为10μm时，将具有10μm以下粒径的催化剂颗粒称为催化剂微粉末。浆料中含有的催化剂微粉末与重质烃油一起通过过滤器，被供给到第一精馏塔C4。
(工序S3)
工序S3中，将由鼓泡塔型浆料床反应器C2供给的包含轻质烃油和重质烃油的混合物的烃油(FT合成油)在第一精馏塔C4中分馏。通过该分馏，将FT合成油分离为大致C5～C10、沸点低于约150℃的粗石脑油馏分，大致C11～C20、沸点为约150～360℃的粗中间馏分，和大致C21C以上、沸点超过约360℃的粗蜡馏分。
粗石脑油馏分通过与第一精馏塔C4的塔顶连接的管路L20抽出。粗中间馏分通过与第一精馏塔C4的中央部连接的管路L18抽出。粗蜡馏分通过与第一精馏塔C4的底部连接的管路L12抽出。
供给到第一精馏塔C4的FT合成油中含有的催化剂微粉末不与在第一精馏塔C4内暂且气化、然后冷凝而得到的馏出油(粗石脑油馏分和粗中间馏分)相伴，而实质上仅与在第一精馏塔C4内未气化、保持液体状态、成为塔底油的粗蜡馏分相伴。因此，FT合成油(全部馏分)中含有的催化剂微粉末被浓缩到粗蜡馏分中。
(工序S4)
与第一精馏塔C4的塔底连接的管路L12与混合鼓D6连接，混合鼓D6与加氢裂化装置C6通过管路L16连接。隔着混合鼓D6的管路L12和管路L16形成第一输送管路。另外，管路L14从管路L12上的分枝点分支，通过用于捕集粗蜡馏分中含有的催化剂微粉末的过滤器2，与分枝点下游的管路L12连接。管路L14和过滤器2形成第二输送管路。
优选形成第一输送管路的管路L12(优选为与管路L14的分枝点的下游且与管路L14的合流点的上游的位置)以及形成第二输送管路的管路L14分别具备流量计，进一步优选该流量计可以计测累积的流量。
通过第一输送管路和第二输送管路具备流量计，可以由在规定的期间被配设在第二输送管路的过滤器捕集的催化剂微粉末量、以及该期间在第一输送管路和第二输送管路中流通的各流体的累积流量，利用以下具体说明的方法，推算该期间流入到加氢裂化装置的催化剂微粉末的量。
另外，优选形成第一输送管路的管路L12(优选为与管路L14的分枝点的下游且与管路L14的合流点的上游的位置)以及形成第二输送管路的管路L14(优选过滤器2的上游)具备用于调整第一输送管路及第二输送管路各自中的粗蜡馏分的流量或用于关闭流路的阀(图示省略)。
通过具备阀，可以调整第一输送管路及第二输送管路各自中的粗蜡馏分的流量，从而可以使两者的流量之比为规定的值。另外，进行过滤器2的更换等时，通过关闭配设在第二输送管路L14的阀，可以停止粗蜡馏分流入到过滤器2。
另外，制造系统100优选具备计测过滤器2前后的压差的压差计等设备。该压差指的是过滤器2中的压力损耗。压差大表示过滤器2的孔被催化剂微粉末堵塞。因此，通过预先掌握被过滤器2捕集的催化剂微粉末的量与过滤器2前后的压差的关系，可以在过滤器2仍然设置在第二输送管路L14的状态下，由压差推算被过滤器2捕集的催化剂微粉末的量。由此，不限于卸下过滤器2来测定所捕集的催化剂微粉末的量的时点，能够推断任意时点的被过滤器2捕集的催化剂微粉末的量，能够推断从运转开始直至该时点为止的催化剂微粉末对加氢裂化装置C6的流入量的累计。进而，该压差达到规定值时，从第二输送管路L14卸下过滤器2，更换新的过滤器或去除了所捕集的催化剂微粉末而再生了的过滤器即可。或者也可以由过滤器2去除催化剂微粉末，放回第二输送管路L14。如此，可以连续地通过过滤器2进行催化剂微粉末的捕集以及监视。
对于过滤器2的孔径，只要小于配设在催化剂分离器D4内的过滤器的孔径则没有特别限定，优选不足10μm，更优选为7μm以下。过滤器2的孔径越小则越可以切实地捕集催化剂微粉末，但是另一方面，过滤器2的压差增大。为了确保第二输送管路L14中的粗蜡馏分的流量，过滤器2的孔径优选为1μm以上，也可以为5μm以上。
作为过滤器2，例如可以使用金属丝网烧结过滤器等烧结金属过滤器。烧结金属过滤器为将金属制的金属丝网、粉末等加热到低于该金属的熔点的温度、进行捆束而制造的。金属丝网烧结过滤器为重叠多块金属丝网并在真空下高温烧结而成的，根据金属丝网的孔径的尺寸、层叠块数，可以调整形成在金属丝网烧结过滤器的孔径(aperture)的尺寸。另外，特别是在第二输送管路中流通的流体的流量小而配设小规模的过滤器时，过滤器2也可以为膜滤器等由多孔性树脂膜形成的过滤器。
工序S4中，由第一精馏塔C4的塔底通过管路L12流出的粗蜡馏分的至少一部分流通到第二输送管路L14，在第二输送管路L14流通的粗蜡馏分中的催化剂微粉末被过滤器2连续地捕集。另一方面，剩余的粗蜡馏分由作为第一输送管路的管路L12通过经过混合鼓D6和管路L16的路径输送到加氢裂化装置C6。另外，通过过滤器2捕集了催化剂微粉末的粗蜡馏分通过第二输送管路L14并与在第一输送管路L12中流通的粗蜡馏分合流。
通过在第二输送管路中流通的粗蜡馏分中的催化剂微粉末被过滤器2连续地捕集，可以减少流入到加氢裂化装置C6的催化剂微粉末的量。由此，可以防止或抑制工序S5(加氢裂化)中使用的加氢裂化催化剂由于催化剂微粉末而劣化，另外可以防止或抑制加氢裂化装置C6中的压差升高。其结果，也可以使加氢裂化装置C6长时间稳定地连续运转。
本实施方式中，在将混入有催化剂微粉末的FT合成油在第一精馏塔C4中分馏，通过该分馏得到的浓缩了催化剂微粉末的粗蜡馏分所流通的两条输送管路的一者配设过滤器，通过该过滤器捕集催化剂微粉末，由此去除催化剂微粉末的至少一部分，因此与例如在向第一精馏塔C4供给FT合成油的管路L8配设过滤器、通过该过滤器去除混入到FT合成油中的催化剂微粉末的情况相比，过滤器中流通的流体的流量减少。过滤器中流通的流体的流量越减少，则越能够降低该过滤器中的压差，烃油制造系统100的运转变得更容易。另外，通过减少过滤器中流通的流体的流量，可以减小过滤器的规模例如流体的通过面积，设备成本降低的同时容易进行过滤器的更换等作业。
工序S4还具备对被过滤器2捕集的催化剂微粉末的量进行监视的工序。其中，“监视被捕集的催化剂微粉末的量”指的是，更换过滤器2的情况等时，测定被使用至此的过滤器捕集的催化剂微粉末的量，或者在安装过滤器的状态下，计测过滤器2前后的压差，预先掌握该压差与被过滤器捕集的催化剂微粉末的量的相关关系，由压差和该相关关系推断所捕集的催化剂微粉末的量。
作为用于掌握催化剂微粉末混入到FT合成油的状况的现有方法，有定期性地或适当采集含有催化剂微粉末的FT合成油、测定其中含有的催化剂微粉末的量的方法。但是，相对于催化剂微粉末混入到FT合成油为微量、并且该混入量经时性地变动，现有方法中，测定的频率受限，因此难以精度良好地掌握在规定的期间混入到FT合成油、流入到改质工序的累积的催化剂微粉末量。
另一方面，本实施方式的烃油的制造方法中，通过过滤器2对所捕集的催化剂微粉末的量进行监视，由此能够高精度地推断流入到加氢裂化装置C6的催化剂微粉末的累积流入量。另外，使用通过过滤器2的压差推断过滤器2捕集的催化剂微粉末的量的方法时，能够推断任意时点的催化剂微粉末对加氢裂化装置C6的累积流入量。
作为对为了更换等而从第二输送管路卸下的过滤器2所捕集的催化剂微粉末的量进行测定的方法，没有限定，例如可采用将所卸下的过滤器2在溶解蜡馏分的低沸点的溶剂中洗涤，去除所附着的蜡馏分，进而通过加热、减压等去除溶剂后，计测仅残留催化剂微粉末的过滤器的质量，由与预先测定的仅过滤器的质量之差，算出所捕集催化剂微粉末的质量的方法。另外，过滤器由金属或陶瓷等原材料形成时，也可以通过燃烧去除附着在过滤器的蜡馏分后，计测仅残留催化剂微粉末的过滤器的质量，由与预先测定的仅过滤器的质量之差，算出所捕集的催化剂微粉末的质量。另外，过滤器为由有机高分子等能够燃烧、并且不产生燃烧残渣的原材料形成的过滤器的情况下，也可以将过滤器本身燃烧、以灰分形式定量催化剂微粉末。
催化剂微粉末的捕集量的测定结束的过滤器2还可以在进行了去除所捕集的催化剂微粉末的再生处理之后再次使用。作为从过滤器2去除所捕集的催化剂微粉末的方法，例如采用铲落所附着的催化剂微粉末的方法，或使用规定的装置在与使用时的流通方向相反的方向于加压下流通流体的方法等。
另一方面，在预先掌握过滤器2前后的压差与所捕集的催化剂微粉末的量的相关关系、由压差与该相关关系推断所捕集的催化剂微粉末的量的方法中，预先积累通过上述方法计测的被过滤器2捕集的催化剂微粉末的量和即将卸下过滤器2之前的压差的数据，掌握它们的相关关系。若掌握该相关关系，则可以一边连续地通过过滤器进行捕集、一边由过滤器2前后的压差推断被过滤器2捕集的催化剂微粉末的量，而不用卸下过滤器2来测定所捕集的催化剂微粉末的量。需要说明的是，配设有过滤器2的第二输送管路中的粗蜡的流量变动时，为了校正由于流量所造成的压差变动的影响，优选预先计测流量。
以下，在本实施方式中具体说明通过对被过滤器2捕集的催化剂微粉末的量进行监视，推断、监视催化剂微粉末对加氢裂化装置C6的流入状况的操作。
假设将填充到加氢裂化装置C6的加氢裂化催化剂更换为新的加氢裂化催化剂或再生了的加氢裂化催化剂，开始烃油制造系统100的运转的情况。这种情况下，在第二输送管路L14安装新的过滤器2或再生了(去除了所捕集的催化剂微粉末)的过滤器2，在烃油制造系统100的运转开始的同时开始监视催化剂微粉末对改质工序的流入。在第一输送管路L12和从第一输送管路L12分支的第二输送管路L14分别以规定的流量流通粗蜡馏分。随着时间推移，被过滤器2捕集的催化剂微粉末的量增加，随之过滤器2前后的压差升高。过滤器2前后的压差升高至规定的值时，关闭设置在第二输送管路L14的阀来暂时停止粗蜡向第二输送管路L14的流通，卸下过滤器2，安装新的过滤器，恢复粗蜡馏分向第二输送管路L14的流通。对于过滤器更换时被卸下的过滤器2捕集的催化剂微粉末的量，通过上述方法进行测定，所得到的捕集量(质量)作为w1。于是，从烃油制造系统100的运转开始直至过滤器2的更换时为止，推断流入到加氢裂化装置C6的催化剂微粉末的量(质量)W1以下式A表示。需要说明的是，在从烃油制造系统100的运转开始直至过滤器2的更换时为止期间，将在第一输送管路L12中流通的累积的粗蜡馏分的质量流量作为Sa1，将在第二输送管路L14中流通的粗蜡馏分的累积的质量流量作为Sb1。
W1=w1×(Sa1/Sb1)   (A)
过滤器2更换后，通过捕集催化剂微粉末，过滤器2前后的压差随着时间推移而升高，升高至规定的值时，通过与上次同样的操作，进行过滤器2的更换以及所捕集的催化剂微粉末量的测定。而且将被所卸下的过滤器2捕集的催化剂微粉末的量(质量)作为w2，将在从上次的过滤器2的更换直至此次的更换为止的期间在第一输送管路L12中流通的粗蜡馏分的累积的质量流量作为Sa2，在第二输送管路L14中流通的粗蜡馏分的累积的质量流量作为Sb2，则该期间内流入到加氢裂化装置C6的催化剂微粉末的量(质量)W2以下式B表示。
W2=w2×(Sa2/Sb2)   (B)
以后重复此操作，通过累计各过滤器更换期间被过滤器2捕集的催化剂微粉末的量，可以算出在从烃油制造系统100的运转开始直至最近的过滤器更换时为止期间流入到加氢裂化装置C6的催化剂微粉末的推断累计量W。即，W可以通过下式C算出。
W=W1＋W2＋···(C)
另外，不仅可以实际测定被过滤器2捕集的催化剂微粉末的量，而且也可以使用前述由过滤器2的压差推断捕集量的方法来推断流入到加氢裂化装置C6的催化剂微粉末的累计量。另外，也可以通过组合实际测定催化剂微粉末量的方法和由压差推断捕集量的方法，算出任意时点的从烃油制造系统100的运转开始的催化剂微粉末流入到加氢裂化装置C6的累计的推断流入量。
对在第二输送管路中流通的粗蜡馏分的质量流量(F2)与在第一输送管路中流通的粗蜡馏分的质量流量(F1)之比F2/F1没有限定，F2/F1越大则被过滤器2捕集、去除的催化剂微粉末的比率越大，流入到加氢裂化装置C6的催化剂微粉末的量越少。另一方面，F2/F1越大则过滤器2前后的压差以及由于催化剂微粉末的捕集所导致的压差的升高速度越大，过滤器2的更换频率增加。另外，需要增大过滤器2的规模、例如粗蜡的流通面积，设备成本升高并且其更换作业繁杂。因而，优选考虑到催化剂微粉末对FT合成油的混入程度、由于催化剂微粉末流入到加氢裂化装置C6而产生问题、过滤器2的更换作业的繁杂性及其所需要的费用等来确定F2/F1。
本实施方式中，F2/F1可以为0.001～0.2。F2/F1为0.001～0.2时，可以使配设在第二输送管路的中途的能够拆装的过滤器2的规模小，从而可以减小过滤器2的设备成本。另外，更换过滤器2时，繁杂性降低，能够以高频率进行过滤器2的更换。另外，过滤器2的更换所需要的时间缩短，可以缩短中断催化剂微粉末流入到加氢裂化装置C6的监视的时间，另外，通过使过滤器2的规模小，被过滤器2捕集的催化剂微粉末的定量操作变得容易。即，能够根据需要通过用于进行通常的品质管理的设备、或进行化学实验的设备，实施通过溶剂洗涤或燃烧来去除附着在所卸下的过滤器2的粗蜡馏分的操作、过滤器2的称量操作等。由此，通过低成本以及简单的操作，能够高精度地连续监视催化剂微粉末对加氢裂化装置C6的流入状况，而不会对烃油的制造系统100的运转造成任何障碍，
工序S4中，还可以预先掌握填充到加氢裂化装置C6的加氢裂化催化剂的活性显著降低时的催化剂微粉末对加氢裂化装置C6的累积流入量的阈值。另外，也可以预先掌握加氢裂化装置C6中产生严重的压差升高时的催化剂微粉末对加氢裂化装置C6的累积流入量的阈值。例如若在加氢裂化装置C6内累积催化剂微粉末，则以催化剂微粉末作为核而促进碳质物质(焦炭)的生成，由此加氢裂化催化剂的活性有可能降低。另外，加氢裂化装置C6内的催化剂微粉末的累积有可能引起加氢裂化装置C6中的压差升高。这些问题的产生存在流入到加氢裂化装置C6的催化剂微粉末的累积量超过一定值时变得显著的倾向。因此，预先掌握加氢裂化装置C6中的问题产生变得显著时的、由过滤器2的催化剂微粉末捕集量推算的流入到加氢裂化装置C6的催化剂微粉末的累积量，将该累积量作为加氢裂化装置C6中的问题产生的阈值。通过监视过滤器2中的催化剂微粉末的捕集量，可以在由该捕集量推断的流入到加氢裂化装置C6的催化剂微粉末的累积量接近该阈值的阶段，对于加氢裂化装置C6中的加氢裂化催化剂的活性降低和/或压差升高事前施以对策。换而言之，本实施方式中，能够预测由于催化剂微粉末所导致的问题产生以及基于此实施预防措施。
另外，即使在接近前述阈值之前的阶段，基于本实施方式的过滤器2中的催化剂微粉末的捕集量的监视，判断催化剂微粉末对加氢裂化装置C6的流入量多时，也可以实施前述预防措施。
需要说明的是，作为预防措施，例如可以提高本实施方式中的在第二输送管路中流通的粗蜡馏分的质量流量(F2)与在第一输送管路中流通的粗蜡馏分的质量流量(F1)之比F2/F1，来增加被过滤器2捕集、去除的催化剂微粉末的量。
另外，作为前述预防措施，可列举出：在制造系统100附设与本实施方式的利用过滤器2进行的催化剂微粉末捕集不同的、用于实施去除粗蜡馏分中含有的催化剂微粉末的至少一部分的工序的设备时，使该设备运转而将流入到加氢裂化装置C6的催化剂微粉末去除或降低其量的方法。与通过前述过滤器2进行的催化剂微粉末捕集不同的、去除粗蜡馏分中含有的催化剂微粉末的至少一部分的工序，可例示出例如将由第一精馏塔C4流出的粗蜡馏分的至少一部分供给到储槽等，通过沉降而分离、捕集催化剂微粉末的工序，或者通过对前述粗蜡馏分的至少一部分进行离心分离而将催化剂微粉末分离、捕集的工序等。实施这些工序的设备可以在制造系统100的运转开始的同时运转，也可以基于本实施方式的被过滤器2捕集的催化剂微粉末的量的监视、在形成上述状况的阶段开始运转。
需要说明的是，上述本实施方式中，从管路L12上的分枝点分支、通过过滤器2与分枝点的下游的管路L12连接的管路L14作为第二输送管路，但是也可以设置从连接混合鼓D6与加氢裂化装置C6的管路L16上的分枝点分支、中途配设能够拆装的过滤器2a、与前述分枝点的下游的管路L16连接的管路L14a，替代管路L14而将管路L14a作为第二输送管路。这种情况下，粗蜡馏分中的催化剂微粉末被过滤器2a捕集，监视催化剂微粉末的捕集量。在管路L16和管路L14a中流通的流体的总流量，由于在源自第一精馏塔C4的粗蜡馏分基础上增加了由第二精馏塔C12再循环的第二精馏塔C12的塔底油，因此与在管路L12和管路L14中流通的粗蜡馏分的总流量相比增大。随着流量的增加，过滤器的压差增加，因此优选为将管路L12作为第一输送管路、将管路L14作为第二输送管路的实施方式。另外，制造系统100也可以具备管路L14和过滤器2以及管路L14a和过滤器2a这两者。
(工序S5)
将由第一精馏塔C4通过工序S4输送的粗蜡馏分、和通过与管路L16连接的氢气的供给管路(图示省略)供给的氢气一起，通过设置在管路L16中途的热交换器H4加热至粗蜡馏分的加氢裂化所需要的温度后，供给到加氢裂化装置C6而进行加氢裂化。需要说明的是，在加氢裂化装置C6中未充分受到加氢裂化的粗蜡馏分(以下有时称为“未裂化蜡馏分”)，在工序S8中以第二精馏塔C12的塔底油形式回收，通过管路L38再循环到管路L12，在混合鼓D6中与源自第一精馏塔C4的粗蜡馏分混合，并再次供给到加氢裂化装置C6。
对加氢裂化装置C6的形式没有特别限定，优选使用填充有加氢裂化催化剂的固定床流通式反应器。反应器可以为单一反应器，另外，也可以将多个反应器串联或并联配置而成。另外，反应器内的催化剂床可以为单一或多个催化剂床。
作为填充到加氢裂化装置C6的加氢裂化催化剂，可使用公知的加氢裂化催化剂，优选使用在具有固体酸性的无机载体负载具有加氢活性的属于元素周期表第8～10族的金属而成的催化剂。
作为构成加氢裂化催化剂的优选的具有固体酸性的无机载体，可列举出由选自超稳定Y型(USY)沸石、Y型沸石、丝光沸石和β沸石等沸石、以及二氧化硅氧化铝、二氧化硅氧化锆和氧化铝氧化硼等具有耐热性的无定形复合金属氧化物中的一种以上无机化合物构成的载体。进而，载体更优选为含有USY沸石、以及选自二氧化硅氧化铝、氧化铝氧化硼和二氧化硅氧化锆中的一种以上无定形复合金属氧化物而构成的组合物，进一步优选为含有USY沸石、以及氧化铝氧化硼和/或二氧化硅氧化铝而构成的组合物。
USY沸石是通过水热处理和/或酸处理将Y型沸石超稳定化而成的，除了Y型沸石本来所具有的细孔径为2nm以下的被称为微细孔的微细细孔结构之外，还形成具有处于2～10nm范围内的细孔径的新型细孔。对USY沸石的平均粒径没有特别限制，优选为1.0μm以下，更优选为0.5μm以下。另外，对于USY沸石而言，二氧化硅/氧化铝的摩尔比(二氧化硅与氧化铝的摩尔比)优选为10～200，更优选为15～100，进一步优选为20～60。
另外，载体优选含有结晶性沸石0.1～80质量%和具有耐热性的无定形复合金属氧化物0.1～60质量%。
载体通过将含有上述具有固体酸性的无机化合物和粘结剂的载体组合物成型后、焙烧来制造。具有固体酸性的无机化合物的配混比例以载体总质量作为基准优选为1～70质量%，更优选为2～60质量%。另外，载体含有USY沸石时，USY沸石的配混比例以载体总质量作为基准优选为0.1～10质量%，更优选为0.5～5质量%。进而载体含有USY沸石和氧化铝氧化硼时，USY沸石与氧化铝氧化硼的配混比(USY沸石/氧化铝氧化硼)优选按质量比计为0.03～1。另外，载体含有USY沸石和二氧化硅氧化铝时，USY沸石与二氧化硅氧化铝的配混比(USY沸石/二氧化硅氧化铝)优选按质量比计为0.03～1。
作为粘结剂没有特别限制，优选为氧化铝、二氧化硅、二氧化钛、氧化镁，更优选为氧化铝。粘结剂的配混量以载体总质量作为基准优选为20～98质量%，更优选为30～96质量%。
将载体组合物焙烧时的温度优选处于400～550℃的范围内，更优选处于470～530℃的范围内，进一步优选处于490～530℃的范围内。通过在这种温度下进行焙烧，可以对载体赋予充分的固体酸性和机械强度。
作为负载于载体的具有加氢活性的元素周期表第8～10族的金属，具体而言，可列举出钴、镍、铑、钯、铱、铂等。其中，优选将选自镍、钯和铂中的金属单独一种或两种以上组合来使用。这些金属可以通过浸渍、离子交换等常用方法负载于上述载体。对所负载的金属量没有特别限制，金属的总量优选相对于载体质量为0.1～3.0质量%。需要说明的是，在此，元素周期表指的是基于IUPAC(国际纯粹应用化学联合会)的规定的长周期型的元素周期表。
在加氢裂化装置C6中，粗蜡馏分和未裂化蜡馏分(大致C21以上的烃)的一部分通过加氢裂化转化为大致C20以下的烃，进而，其一部分通过过度裂化转化为比目标的中间馏分(大致C11～C20)轻质的石脑油馏分(大致C5～C10)、进而转化为C4以下的气体状烃。另一方面，粗蜡馏分和未裂化蜡馏分的一部分未充分受到加氢裂化，成为大致C21以上的未裂化蜡馏分。加氢裂化产物的组成由所使用的加氢裂化催化剂和加氢裂化反应条件确定。需要说明的是，在此，“加氢裂化产物”只要没有特别说明，则指的是含有未裂化蜡馏分的加氢裂化总产物。若加氢裂化反应条件严格到必要以上，则加氢裂化产物中的未裂化蜡馏分的含量降低，但是石脑油馏分以下的轻质成分增加而目标的中间馏分的收率降低。另一方面，若加氢裂化反应条件温和到必要以上，则未裂化蜡馏分增加而中间馏分收率降低。沸点为25～360℃的裂化产物的质量M2与沸点为25℃以上的总裂化产物的质量M1之比M2/M1作为“裂化率”时，通常选择反应条件以使该裂化率M2/M1为20～90%、优选30～80%、进一步优选45～70%。
加氢裂化装置C6中，进行加氢裂化反应的同时，进行粗蜡馏分及未裂化蜡馏分、或构成它们的加氢裂化产物的正链烷烃的加氢异构化反应，生成异链烷烃。使用该加氢裂化产物作为燃料油基材时，通过加氢异构化反应生成的异链烷烃为有助于燃料油基材的低温流动性提高的成分，优选其产率高。进而，也进行粗蜡馏分中含有的作为FT合成反应的副产物的烯烃类和醇类等含氧化合物的去除。即，烯烃类通过加氢而转化为链烷烃，含氧化合物通过加氢脱氧而转化为链烷烃和水。
对加氢裂化装置C6中的反应条件没有限定，可以选择以下的反应条件。即，作为反应温度，可列举出180～400℃，优选为200～370℃，更优选为250～350℃，特别优选为280～350℃。若反应温度超过400℃，则存在不仅裂化为轻质成分而中间馏分的收率减少、而且产物着色、作为燃料油基材的使用受限的倾向。另一方面，若反应温度低于180℃，则不仅未充分地进行加氢裂化反应而中间馏分收率减少，而且，通过加氢异构化反应生成异链烷烃受到抑制，另外，存在醇类等含氧化合物未被充分地去除而残留的倾向。作为氢分压，可列举出0.5～12MPa，优选为1.0～5.0MPa。氢分压低于0.5MPa时，存在未充分地进行加氢裂化、加氢异构化等的倾向，另一方面，氢分压超过12MPa时，对装置要求高的耐压性，存在设备成本升高的倾向。作为粗蜡馏分和未裂化蜡馏分的液时空速(LHSV)，可列举出0.1～10.0h－1，优选为0.3～3.5h－1。LHSV不足0.1h－1时，加氢裂化过度进行，另外存在生产率降低的倾向，另一方面，LHSV超过10.0h－1时，存在未充分地进行加氢裂化、加氢异构化等的倾向。作为氢/油比，可列举出50～1000NL/L，优选为70～800NL/L。氢/油比不足50NL/L时，存在未充分地进行加氢裂化、加氢异构化等的倾向，另一方面，超过1000NL/L时，存在需要大规模的氢供给装置等的倾向。
在该例子中，由加氢裂化装置C6流出的加氢裂化产物和未反应的氢气在气液分离器D8和气液分离器D10中以两阶段冷却、气液分离，由气液分离器D8得到含有未裂化蜡馏分的比较重质的液态烃，由气液分离器D10得到主要含有氢气和C4以下的气体状烃的气体成分和比较轻质的液态烃。通过这种两阶段的冷却、气液分离，可以防止加氢裂化产物中含有的未裂化蜡馏分由于骤冷而固化所导致的管路的闭塞等的产生。在气液分离器D8和气液分离器D10中分别得到的液态烃分别通过管路L28和管路L26在管路L32合流。在气液分离器D12中分离的主要含有氢气和C4以下的气体状烃的气体成分，通过连接气液分离器D10、管路L18和管路L20的管路(图示省略)，供给到中间馏分加氢精制装置C8和石脑油馏分加氢精制装置C10，氢气得到再利用。
(工序S6)
将由第一精馏塔C4通过管路L18抽出的粗中间馏分和通过与管路L18连接的氢气供给管路(图示省略)供给的氢气一起，通过设置在管路L18的热交换器H6加热至粗中间馏分的加氢精制所需要的温度后，供给到中间馏分加氢精制装置C8，进行加氢精制。
对中间馏分加氢精制装置C8的形式没有特别限定，优选使用填充有加氢精制催化剂的固定床流通式反应器。反应器可以为单一反应器，另外也可以将多个反应器串联或并联配置而成。另外，反应器内的催化剂床可以为单一或多个催化剂床。
作为中间馏分加氢精制装置C8中使用的加氢精制催化剂，可以使用石油精制等中通常用于加氢精制和/或加氢异构化的催化剂，即在无机载体负载具有加氢活性的金属而成的催化剂。
作为构成加氢精制催化剂的具有加氢活性的金属，可使用选自由元素周期表第6族、第8族、第9族和第10族的金属组成的组中的一种以上的金属。作为这些金属的具体例，可列举出铂、钯、铑、钌、铱、锇等贵金属，或钴、镍、钼、钨、铁等，优选为铂、钯、镍、钴、钼、钨，进一步优选为铂、钯。另外，这些金属优选组合多种来使用，作为此时的优选组合，可列举出铂-钯、钴-钼、镍-钼、镍-钴-钼、镍-钨等。
作为构成加氢精制催化剂的无机载体，可列举出例如氧化铝、二氧化硅、二氧化钛、氧化锆、氧化硼等金属氧化物。这些金属氧化物可以为一种，也可以为两种以上的混合物，或二氧化硅氧化铝、二氧化硅氧化锆、氧化铝氧化锆、氧化铝氧化硼等复合金属氧化物。从进行加氢精制的同时有效地进行正链烷烃的加氢异构化的观点考虑，无机载体优选为二氧化硅氧化铝、二氧化硅氧化锆、氧化铝氧化锆、氧化铝氧化硼等具有固体酸性的复合金属氧化物。另外，也可以在无机载体中含有少量的沸石。进而，对于无机载体而言，为了提高载体的成型性和机械强度，可以配混粘结剂。作为优选的粘结剂，可列举出氧化铝、二氧化硅、氧化镁等。
作为加氢精制催化剂中的具有加氢活性的金属的含量，该金属为上述贵金属时，作为金属原子，按载体的质量基准计，优选为0.1～3质量%左右。另外，该金属为上述贵金属以外的金属时，作为金属氧化物，按载体的质量基准计，优选为2～50质量%左右。具有加氢活性的金属的含量小于前述下限值时，存在未充分地进行加氢精制和加氢异构化的倾向。另一方面，具有加氢活性的金属的含量超过前述上限值时，存在具有加氢活性的金属的分散降低而催化剂的活性降低的倾向，另外催化剂成本升高。
在中间馏分加氢精制装置C8中，将粗中间馏分(以大致C11～C20的正链烷烃作为主要成分)加氢精制。该加氢精制中，将粗中间馏分中含有的作为FT合成反应的副产物的烯烃类加氢而转化为链烷烃。另外，通过加氢脱氧，将醇类等含氧化合物转化为链烷烃和水。另外，进行加氢精制的同时，进行构成粗中间馏分的正链烷烃的加氢异构化反应，生成异链烷烃。使用该中间馏分作为燃料油基材时，通过加氢异构化反应生成的异链烷烃为有助于燃料油基材的低温流动性提高的成分，优选其产率高。
对中间馏分加氢精制装置C8中的反应条件没有限定，可以选择以下的反应条件。即，作为反应温度，可列举出180～400℃，优选为200～370℃，更优选为250～350℃，特别优选为280～350℃。若反应温度超过400℃，则存在不仅裂化为轻质成分而中间馏分的收率减少，而且产物着色、作为燃料油基材的使用受限的倾向。另一方面，若反应温度低于180℃，则醇类等含氧化合物未被充分地去除而残留，另外存在通过加氢异构化反应生成异链烷烃受到抑制的倾向。作为氢分压，可列举出0.5～12MPa，优选为1.0～5.0MPa。氢分压低于0.5MPa时，存在未充分地进行加氢精制和加氢异构化的倾向，另一方面，氢分压超过12MPa时，对装置要求高的耐压性，存在设备成本升高的倾向。作为粗中间馏分的液时空速(LHSV)，可列举出0.1～10.0h－ 1，优选为0.3～3.5h－1。LHSV不足0.1h－1时，裂化为轻质成分而中间馏分的收率减少，另外存在生产率降低的倾向，另一方面，LHSV超过10.0h－1时，存在未充分地进行加氢精制和加氢异构化的倾向。作为氢/油比，可列举出50～1000NL/L，优选为70～800NL/L。氢/油比不足50NL/L时，存在未充分地进行加氢精制和加氢异构化的倾向，另一方面，超过1000NL/L时，存在需要大规模的氢供给装置等的倾向。
中间馏分加氢精制装置C8的流出油在与管路L30连接的气液分离器D12中，分离主要含有未反应的氢气的气体成分后，通过管路L32输送，与通过管路L26输送的液态的蜡馏分的加氢裂化产物合流。将在气液分离器D12中分离的主要含有氢气的气体成分供给到加氢裂化装置C6而再利用。
(工序S7)
将由第一精馏塔C4通过管路L20抽出的粗石脑油馏分、和通过与管路L20连接的氢气供给管路(图示省略)供给的氢气一起，通过设置在管路L20的热交换器H8，加热至粗石脑油馏分的加氢精制所需要的温度后，供给到石脑油馏分加氢精制装置C10，进行加氢精制。
对石脑油馏分加氢精制装置C10的形式没有特别限定，优选使用填充有加氢精制催化剂的固定床流通式反应器。反应器可以为单一反应器，另外也可以将多个反应器串联或并联配置而成。另外，反应器内的催化剂床可以为单一或多个催化剂床。
对于石脑油馏分加氢精制装置C10中使用的加氢精制催化剂没有特别限定，可以为与粗中间馏分的加氢精制中使用的加氢精制催化剂相同的加氢精制催化剂。
在石脑油馏分加氢精制装置C10中，粗石脑油馏分(以大致C5～C10的正链烷烃作为主要成分)中含有的不饱和烃通过加氢而转化为链烷烃。另外，通过加氢脱氧，将粗石脑油馏分中含有的醇类等含氧化合物转化为链烷烃和水。需要说明的是，石脑油馏分由于碳原子数小，几乎不进行加氢异构化反应。
对石脑油馏分加氢精制装置C10中的反应条件没有限定，可以选择与上述中间馏分加氢精制装置C8中的反应条件相同的反应条件。
将石脑油馏分加氢精制装置C10的流出油通过管路L34供给到气液分离器D14，在气液分离器D14中分离为以氢气作为主要成分的气体成分和液态烃。将所分离的气体成分供给到加氢裂化装置C6，再利用其中含有的氢气。另一方面，将所分离的液态烃通过管路L36输送到石脑油稳定器C14。另外，该液态烃的一部分通过管路L48再循环到石脑油馏分加氢精制装置C10的上游的管路L20。粗石脑油馏分的加氢精制(烯烃类的加氢以及醇类等的加氢脱氧)中的放热量大，因此将液态烃的一部分再循环到石脑油馏分加氢精制装置C10，稀释粗石脑油馏分，由此抑制石脑油馏分加氢精制装置C10中的温度升高。
在石脑油稳定器C14中，将由石脑油馏分加氢精制装置C10和第二精馏塔C12供给的液态烃分馏，作为产品得到碳原子数为C5～C10的精制了的石脑油。该精制了的石脑油由石脑油稳定器C14的塔底通过管路L46输送、存积到石脑油储槽T6。另一方面，从与石脑油稳定器C14的塔顶连接的管路L50排出以碳原子数为规定个数以下(C4以下)的烃作为主要成分的烃气体。该烃气体由于并非对象产品，而被导入到外部的燃烧设备(图示省略)，燃烧后释放到大气。
(工序S8)
将包含由源自加氢裂化装置C6的流出油得到的液态烃和由源自中间馏分加氢精制装置C8的流出油得到的液态烃的混合油，用设置在管路L32的热交换器H10加热后，供给到第二精馏塔C12，分馏为大致C10以下的烃、煤油馏分、轻油馏分和未裂化蜡馏分。大致C10以下的烃，其沸点低于约150℃，由第二精馏塔C12的塔顶通过管路L44抽出。煤油馏分，其沸点为约150～250℃，由第二精馏塔C12的中央部通过管路L42抽出，存积到储槽T4。轻油馏分，其沸点为约250～360℃，由第二精馏塔C12的下部通过管路L40抽出，存积到储槽T2。未裂化蜡馏分，其沸点超过约360℃，由第二精馏塔C12的塔底抽出，通过管路L38再循环到加氢裂化装置C6的上游的管路L12。将由第二精馏塔C12的塔顶抽出的大致C10以下的烃通过管路L44和L36供给到石脑油稳定器，与通过石脑油馏分加氢精制装置C10供给的液态烃一起分馏。
以上对本发明的烃油的制造方法以及制造系统的优选实施方式进行了说明，但是本发明未必限于上述实施方式。
例如，上述实施方式中，作为GTL工艺，使用天然气作为合成气体制造的原料，但是例如也可以使用沥青、渣油等并非气体状的烃原料。另外，上述实施方式中，在第一精馏塔C4中分馏为粗石脑油馏分、粗中间馏分和粗蜡馏分的三种馏分，将粗石脑油馏分和粗中间馏分分别在不同的工序中加氢精制，但是也可以分馏为粗石脑油馏分与粗中间馏分合并而成的粗轻质馏分、和粗蜡馏分的两种馏分，将粗轻质馏分在一个工序中加氢精制。另外，上述实施方式中，在第二精馏塔C12中分馏煤油馏分和轻油馏分作为不同的馏分，但是也可以以一种馏分(中间馏分)形式分馏它们。
另外，如上所述，本发明的烃油的制造方法还可以具备通过过滤器2和/或过滤器2a(以下称为“过滤器2等”)捕集催化剂微粉末以及监视该捕集量的工序，以及与该工序不同的捕集、去除粗蜡馏分中含有的催化剂微粉末的至少一部分的工序。另外，本发明的烃油的制造系统，还可以具备与前述过滤器2等相关的设备不同的、用于捕集、去除粗蜡馏分中含有的催化剂微粉末的至少一部分的设备。作为与通过前述过滤器2等进行的工序不同的捕集、去除催化剂微粉末的至少一部分的工序的例子，可列举出在储槽中通过沉降而分离、捕集催化剂微粉末的工序，通过离心分离而分离、捕集催化剂微粉末的工序等。设置这些工序时，从掌握残留在通过这些工序而捕集、去除了催化剂微粉末后的粗蜡馏分中、流入到加氢裂化装置C6的催化剂微粉末的量的观点考虑，这些工序优选在上述本实施方式的通过过滤器2等捕集催化剂微粉末以及监视该捕集量的工序的上游实施。另外，这些工序可以经常实施，另外，也可以在填充到加氢裂化装置C6的加氢裂化催化剂由于催化剂微粉末的流入而劣化、或加氢裂化装置C6的压差升高时实施。
产业上的可利用性
根据本发明，能够提供可以精度良好、定量性地掌握源自费托合成反应中使用的催化剂的催化剂微粉末对FT合成油的改质工序的反应体系的流入量，能够预测该工序的反应体系中的问题产生，而不会对烃油的制造装置的运转造成大的影响的烃油的制造方法以及制造系统。
附图标记说明
2,2a过滤器，C4第一精馏塔，C6加氢裂化装置，C8中间馏分加氢精制装置，C10石脑油馏分加氢精制装置，C12第二精馏塔，L12、L16第一输送管路，L14、L14a第二输送管路，100烃油的制造系统。

Claims (5)

1.一种烃油的制造方法，其具备：
通过使用催化剂悬浮在液态烃中的浆料床反应器的费托合成反应，得到含有源自所述催化剂的催化剂微粉末的烃油的工序；
使用精馏塔将所述烃油分馏为至少一种馏出油和含有所述催化剂微粉末的塔底油的工序；
在包括连接所述精馏塔的塔底与加氢裂化装置的第一输送管路、和从所述第一输送管路的分枝点分支、中途配设能够拆装的过滤器、与所述分枝点的下游的所述第一输送管路连接的第二输送管路的输送设备中，在所述第二输送管路中流通所述塔底油的至少一部分，一边通过所述过滤器捕集在所述第二输送管路中流通的所述塔底油中的所述催化剂微粉末、一边使剩余的所述塔底油在所述第一输送管路中流通，从而将所述塔底油输送到所述加氢裂化装置的工序；
对通过所述过滤器捕集的所述催化剂微粉末的量进行监视的工序；和
在所述加氢裂化装置中进行所述塔底油的加氢裂化的工序。
2.根据权利要求1所述的烃油的制造方法，其特征在于，通过所述第二输送管路输送的所述塔底油的质量流量F2与通过所述第一输送管路输送的所述塔底油的质量流量F1之比F2/F1为0.01～0.2。
3.一种烃油的制造系统，其具备：
精馏塔，用于将通过使用催化剂悬浮在液态烃中的浆料床反应器的费托合成反应得到的烃油分馏为至少一种馏出油和塔底油；
加氢裂化装置，用于进行所述塔底油的加氢裂化；
第一输送管路，连接所述精馏塔的塔底与所述加氢裂化装置；和
第二输送管路，从所述第一输送管路的分枝点分支、中途配设用于捕集源自所述催化剂的催化剂微粉末的能够拆装的过滤器、与所述分枝点的下游的所述第一输送管路连接。
4.根据权利要求3所述的烃油的制造系统，其特征在于，所述第一输送管路和第二输送管路具备流量计。
5.根据权利要求3或4所述的烃油的制造系统，其特征在于，所述第二输送管路具备计测配设在该管路的所述过滤器前后的压差的设备。
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* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP5764307B2 (ja) 2010-08-19 2015-08-19 独立行政法人石油天然ガス・金属鉱物資源機構 炭化水素油の製造方法及び炭化水素油の製造システム
US9901849B2 (en) 2014-06-13 2018-02-27 Uop Llc Process for removing catalyst fines from a liquid stream from a fixed bed reactor
US10092855B2 (en) * 2015-07-16 2018-10-09 Fritz Chess CO2 extraction and filtration system
CN107557068B (zh) * 2016-06-30 2019-12-27 中国石油化工股份有限公司 一种煤焦油加氢的方法以及一种用于煤焦油加氢的系统
CN107557065B (zh) * 2016-06-30 2019-12-27 中国石油化工股份有限公司 煤焦油加氢生产清洁柴油的方法及用于该方法的系统
CN107557064B (zh) * 2016-06-30 2019-12-27 中国石油化工股份有限公司 煤焦油组合床加氢方法和用于煤焦油组合床加氢的系统
US10596485B2 (en) 2017-04-03 2020-03-24 Fritz Chess Multi-functional distiller
CN115044392B (zh) * 2022-06-06 2023-08-01 中建安装集团有限公司 一种提高乙烯裂解劣质焦油综合利用附加值的工艺及装置

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1822896A (zh) * 2003-07-15 2006-08-23 萨索尔技术(控股)有限公司 从液体分离催化剂的方法
JP2007530710A (ja) * 2003-07-02 2007-11-01 シェブロン ユー．エス．エー． インコーポレイテッド フィッシャー・トロプシュ由来炭化水素流れの酸処理
CN201218256Y (zh) * 2008-07-10 2009-04-08 西安建筑科技大学 液压动力系统油液污染监测与清洁过滤装置
JP2009221299A (ja) * 2008-03-14 2009-10-01 Japan Oil Gas & Metals National Corp Ｆｔ合成油中の磁性粒子の除去方法
JP2009221301A (ja) * 2008-03-14 2009-10-01 Japan Oil Gas & Metals National Corp Ｆｔ合成油中の微粉化したｆｔ触媒の選択的除去方法
JP4340389B2 (ja) * 1998-02-10 2009-10-07 エクソンモービル リサーチ アンド エンジニアリング カンパニー チタニア触媒、その調製法、およびフィッシャー・トロプシュ合成におけるその使用法
WO2010038400A1 (ja) * 2008-09-30 2010-04-08 独立行政法人石油天然ガス・金属鉱物資源機構 触媒分離システム

Family Cites Families (17)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPS54154873A (en) 1978-05-29 1979-12-06 Nippon Atom Ind Group Co Ltd High-gradient magnetism filter
US5827903A (en) * 1996-01-31 1998-10-27 The United States Of America As Represented By The Department Of Energy Separation of catalyst from Fischer-Tropsch slurry
US6068760A (en) * 1997-08-08 2000-05-30 Rentech, Inc. Catalyst/wax separation device for slurry Fischer-Tropsch reactor
JP4115034B2 (ja) 1999-03-17 2008-07-09 新日本石油株式会社 石油精製装置における原料油のフィルター洗浄方法
US6866797B1 (en) * 2000-08-03 2005-03-15 Bj Services Company Corrosion inhibitors and methods of use
GB0112806D0 (en) 2001-05-25 2001-07-18 Bp Exploration Operating Process
FR2826295B1 (fr) 2001-06-25 2003-09-26 Inst Francais Du Petrole Dispositif et procede optimisant la circulation d'une suspension dans une installation comprenant un reacteur triphasique
FR2850393B1 (fr) * 2003-01-27 2005-03-04 Inst Francais Du Petrole Procede de production de distillats moyens par hydroisomerisation et hydrocraquage de charges issues du procede fischer-tropsch
JP3945773B2 (ja) 2003-04-23 2007-07-18 株式会社ジャパンエナジー 環境対応燃料油とその製造方法
US20050004412A1 (en) * 2003-07-02 2005-01-06 Chevron U.S.A. Inc, Distillation of a Fischer-Tropsch derived hydrocarbon stream
JP4456947B2 (ja) 2004-07-09 2010-04-28 新日鉄エンジニアリング株式会社 気泡塔型フィッシャー・トロプシュ合成スラリー床反応システム
CA2700126C (en) 2007-09-27 2014-02-18 Japan Oil, Gas And Metals National Corporation Synthesis reaction system
JP5294664B2 (ja) * 2008-03-14 2013-09-18 独立行政法人石油天然ガス・金属鉱物資源機構 Ｆｔ合成油中の失活したｆｔ触媒の選択的除去方法
CA2718077C (en) * 2008-03-14 2014-04-15 Cosmo Oil Co., Ltd. Synthesis reaction system for hydrocarbon compound, and method of removing powdered catalyst particles
EA201070959A1 (ru) * 2008-03-14 2011-02-28 Джэпэн Ойл, Гэз Энд Металз Нэшнл Корпорейшн Способ селективного удаления катализатора из синтетической сырой нефти фишера-тропша и способ повторного использования удаленного катализатора
EP2336271B1 (en) 2008-09-30 2014-09-17 Japan Oil, Gas and Metals National Corporation Unit for hydrocarbon compound synthesis reaction and method of operating same
JP5764307B2 (ja) 2010-08-19 2015-08-19 独立行政法人石油天然ガス・金属鉱物資源機構 炭化水素油の製造方法及び炭化水素油の製造システム

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP4340389B2 (ja) * 1998-02-10 2009-10-07 エクソンモービル リサーチ アンド エンジニアリング カンパニー チタニア触媒、その調製法、およびフィッシャー・トロプシュ合成におけるその使用法
JP2007530710A (ja) * 2003-07-02 2007-11-01 シェブロン ユー．エス．エー． インコーポレイテッド フィッシャー・トロプシュ由来炭化水素流れの酸処理
CN1822896A (zh) * 2003-07-15 2006-08-23 萨索尔技术(控股)有限公司 从液体分离催化剂的方法
JP2009221299A (ja) * 2008-03-14 2009-10-01 Japan Oil Gas & Metals National Corp Ｆｔ合成油中の磁性粒子の除去方法
JP2009221301A (ja) * 2008-03-14 2009-10-01 Japan Oil Gas & Metals National Corp Ｆｔ合成油中の微粉化したｆｔ触媒の選択的除去方法
CN201218256Y (zh) * 2008-07-10 2009-04-08 西安建筑科技大学 液压动力系统油液污染监测与清洁过滤装置
WO2010038400A1 (ja) * 2008-09-30 2010-04-08 独立行政法人石油天然ガス・金属鉱物資源機構 触媒分離システム

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Publication number Publication date
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WO2012023525A1 (ja) 2012-02-23
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EP2607458A1 (en) 2013-06-26
JP5757704B2 (ja) 2015-07-29

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