CN115135599B - 制备合成气的方法 - Google Patents

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Abstract

本公开提供一种制备合成气的方法，更具体地，一种制备合成气的方法，包括：将由石脑油裂化中心(NCC)工艺排出的包含热解燃料油(PFO)的PFO流和包含热解柴油(PGO)的PGO流作为进料流供应至蒸馏塔(S10)；和将来自所述蒸馏塔的下部排出流供应至用于气化工艺的燃烧室(S20)。

Description

制备合成气的方法
技术领域
相关申请的交叉引用
本申请要求于2021年01月29日提交的韩国专利申请No.10-2021-0013214的优先权的权益，该专利申请的全部内容并入本说明书中作为本说明书的一部分。
技术领域
本发明涉及一种制备合成气的方法，更具体地，涉及一种能够使得石脑油裂化中心(NCC)工艺中的热解燃料油(PFO)用作气化工艺的原料的制备合成气的方法。
背景技术
合成气(syngas)是人工制备的气体，与从油田和煤矿区的土地中释放出的诸如自生气体(spontaneous gas)、甲烷气和乙烷气的天然气不同，合成气通过气化工艺制备。
气化工艺是一种通过热解或与气化剂如氧气、空气和水蒸气的化学反应，将烃如煤、石油和生物质作为原料转化为主要由氢气和一氧化碳组成的合成气的工艺。将气化剂和原料供应至位于气化工艺的最前端的燃烧室，以通过在700℃以上的温度下的燃烧工艺产生合成气，并且随着供应至燃烧室的原料的运动粘度越高，燃烧室中的压差增大或雾化不能良好地进行，使得燃烧性能劣化，或由于氧气过多而增加爆炸的风险。
通常，使用液相烃原料作为用于制备合成气的气化工艺的原料，主要使用由精炼原油的精炼厂排出的精炼厂残渣，如减压渣油(VR)和高粘度船用油(bunker-C oil)。然而，由于精炼厂残渣具有高运动粘度，因此，需要诸如热处理、稀释剂或加水的预处理以用作气化工艺的原料，并且由于精炼厂残渣具有高含量的硫和氮，在气化工艺的过程中诸如硫化氢的酸性气体和氨的产生增加，因此，为了应对日益严格的环境法规，用具有低含量的硫和氮的原料替代精炼厂残渣的需求增加。
同时，热解燃料油(PFO)是由石脑油裂化中心(NCC)工艺(该工艺是一种制备石化基础材料如丙烯的工艺)排出的副产物，其通常用作燃料，但是，由于对于在没有预处理的情况下使用该油作为燃料来说，硫含量处于高水平，因此，由于环境法规，市场正在变小，并且对于将来不能销售的情况应当做好准备。
因此，本发明人基于如下构思完成本发明，当使用石脑油裂化中心(NCC)工艺的热解燃料油(PFO)作为气化工艺的原料时，与使用常规的精炼厂残渣作为原料的情况相比，可以减少温室气体排放，可以降低气化工艺的操作成本，并且可以改善工艺效率。
发明内容
技术问题
本发明的一个目的是提供一种制备合成气的方法，该方法通过使用石脑油裂化中心(NCC)工艺的热解燃料油(PFO)作为气化工艺的原料，与常规的精炼厂残渣作为原料的情况相比，可以减少温室气体排放，降低气化工艺的操作成本，并且改善工艺效率。
技术方案
在一个总的方面，一种制备合成气的方法包括：将由石脑油裂化中心(NCC)工艺排出的包含热解燃料油(PFO)的PFO流和包含热解柴油(PGO)的PGO流作为进料流供应至蒸馏塔(S10)；和将来自所述蒸馏塔的下部排出流供应至用于气化工艺的燃烧室(S20)。
有益效果
根据本发明，通过使用石脑油裂化中心(NCC)工艺的热解燃料油(PFO)作为气化工艺的原料，与使用常规的精炼厂残渣作为原料的情况相比，可以减少温室气体排放，可以降低气化工艺的操作成本，并且可以改善工艺效率。
附图说明
图1是根据本发明的一个示例性实施方案的制备合成气的方法的工艺流程图；
图2是根据本发明的比较例1的制备合成气的方法的工艺流程图；
图3是根据本发明的比较例2的制备合成气的方法的工艺流程图；
图4是根据本发明的比较例3的制备合成气的方法的工艺流程图。
具体实施方式
本发明的说明书和权利要求书中使用的术语和词语不应局限地理解为具有常规的或字典中的含义，而是应当基于发明人能够适当地定义术语的概念，以便以最佳方式描述他们自己的发明的原则，理解为具有符合本发明的技术构思的含义和概念。
本发明中的术语“流”可以指工艺中的流体流动，或者可以指在管道中流动的流体本身。具体地，“流”可以指在连接各个装置的管道中流动的流体本身，和流体流动两者。此外，流体可以指气体或液体，并且不排除流体中包含固体物质的情况。
在本发明中，其中“#”是正整数的术语“C#”表示所有具有#个碳原子的烃。因此，术语“C8”表示具有8个碳原子的烃化合物。此外，术语“C#-”表示所有具有#个以下碳原子的烃分子。因此，术语“C8-”表示具有8个以下碳原子的烃的混合物。此外，术语“C#+”表示所有具有#个以上碳原子的烃分子。因此，术语“C10+烃”表示具有10个以上碳原子的烃的混合物。
下文中，将参照图1更详细地描述本发明，以便更好地理解本发明。
根据本发明，提供一种制备合成气(syngas)的方法。参照下面表1，所述制备合成气的方法可以包括：将由石脑油裂化中心工艺(S1)排出的包含热解燃料油(PFO)的PFO流和包含热解柴油(PGO)的PGO流供应至蒸馏塔50作为进料流(S10)；和将来自所述蒸馏塔50的下部排出流供应至用于气化工艺(S3)的燃烧室(S20)。
合成气是一种人工制备的气体，与从油田和煤矿区的土地中释放出来的诸如自生气体、甲烷气和乙烷气的天然气不同，合成气通过气化工艺制备。
气化工艺是一种通过热解或与气化剂如氧气、空气和水蒸气的化学反应，将烃如煤、石油和生物质作为原料转化为主要由氢气和一氧化碳组成的合成气的工艺。将气化剂和原料供应至位于气化工艺的最前端的燃烧室，以通过在700℃以上的温度下的燃烧工艺产生合成气，并且随着供应至燃烧室的原料的运动粘度变高，燃烧室中的压差增大或雾化不能良好地进行，使得燃烧性能劣化，或由于氧气过多而增加爆炸的风险。
通常，使用液相烃原料作为用于制备合成气的气化工艺的原料，主要使用由精炼原油的精炼厂排出的精炼厂残渣，如减压渣油(VR)和高粘度船用油(bunker-C oil)。然而，由于精炼厂残渣具有高运动粘度，因此，需要诸如热处理、稀释剂或加水的预处理以用作气化工艺的原料，并且由于精炼厂残渣具有高含量的硫和氮，在气化工艺的过程中诸如硫化氢的酸性气体和氨的产生增加，因此，为了应对日益严格的环境法规，用具有低含量的硫和氮的原料替代精炼厂残渣的需求增加。例如，在精炼厂残渣中，减压渣油可以包含约3.5重量％的硫和约3600ppm的氮，并且高粘度船用油可以包含约4.5重量％的硫。
同时，热解燃料油(PFO)由石脑油裂化中心工艺(该工艺是一种使石脑油裂化来制备石化基础材料如乙烯和丙烯的工艺)排出，其通常用作燃料，但是，由于对于在没有预处理的情况下使用该油作为燃料来说，硫含量处于高水平，因此，由于环境法规，市场正在变小，并且应当对于未来不能销售的情况做好准备。
因此，在本发明中，旨在通过使用由石脑油裂化中心工艺排出的包含热解燃料油(PFO)的PFO流和包含热解柴油(PGO)的PGO流作为气化工艺的原料，从而与使用常规的精炼厂残渣作为原料的情况相比，可以减少温室气体排放，降低气化工艺的操作成本，并且改善工艺效率。
根据本发明的一个示例性实施方案，包含热解燃料油(PFO)的PFO流和包含热解柴油(PGO)的PGO流可以由石脑油裂化中心工艺(S1)排出。
具体地，所述石脑油裂化中心工艺是一种将包含链烷烃、环烷烃和芳烃的石脑油裂化以制备用作石化产品的基础材料的烯烃如乙烯和丙烯的工艺，并且可以主要由裂化工艺、骤冷工艺、压缩工艺和精炼工艺组成。
裂化工艺是一种在800℃以上的裂化炉中将石脑油裂化为具有较少碳的烃的工艺，并且可以在高温下排出裂化气。此处，石脑油在进入裂化炉之前可以经历来自高压水蒸气的预热工艺，然后可以供应至裂化炉。
骤冷工艺是一种将高温下的裂化气冷却的工艺，用于抑制由裂化炉排出的高温裂化气中的烃的聚合反应，并且回收废热和降低随后工艺(压缩工艺)中的热负荷。此处，骤冷工艺可以包括：用骤冷油对高温下的裂化气第一冷却；和用骤冷水第二冷却。
具体地，在第一冷却之后且在第二冷却之前，可以将第一冷却后的裂化气供应至汽油分馏器，以从中分离轻油，包括氢气、甲烷、乙烯、丙烯等；热解汽油(PG)；热解燃料油(PFO)；和热解柴油(PGO)。之后，可以将轻油输送至随后的压缩工艺。
压缩工艺可以是一种通过在高压下提高轻油的压力以产生具有减小的体积的压缩气体的工艺，用于经济地分离和精炼轻油。
精炼工艺是一种将用高压压缩的压缩气体冷却至制冷温度，然后通过沸点差将组分分级分离的工艺，并且可以产生氢气、乙烯、丙烯、丙烷、C4油、热解汽油(PG)等。
如上所述，由石脑油裂化中心工艺(S1)的骤冷工艺，可以排出热解燃料油(PFO)和热解柴油(PGO)。通常，热解燃料油(PFO)包含约0.1重量％以下的硫和约20ppm以下的氮，并且当其用作燃料时，在燃烧工艺中排放硫氧化物(SOx)和氮氧化物(NOx)，因此，会产生环境问题。
因此，在本发明中，通过预处理其中热解燃料油(PFO)和热解柴油(PGO)混合的混合油流并且使用该混合油流作为气化工艺的原料，可以解决上述问题，此外，与使用常规的精炼厂残渣作为气化工艺的原料的情况相比，可以减少温室气体排放，可以降低气化工艺的操作成本，并且可以改善工艺效率。
根据本发明的一个示例性实施方案，如上所述，本发明的PFO流和PGO流可以分别包含由石脑油裂化中心工艺(S1)的汽油分馏器10排出的热解燃料油(PFO)和热解柴油(PGO)。作为一个具体的实例，在图1中所示的汽油分馏器10的全部级数中，当将顶部级表示为1％处的级并将底部级表示为100％处的级时，相对于汽油分馏器10的总级数，热解燃料油(PFO)可以由90％或更高的级、95％或更高的级或95％至100％的级排出，热解柴油(PGO)可以由10％至70％的级、15％至65％的级或20％至60％的级排出。例如，当汽油分馏器10的级总数为100时，顶部级可以是第一级，底部级可以是第100级，并且汽油分馏器10的总级数的90％或更高的级可以指汽油分馏器10的第90级至第100级。
根据本发明的一个示例性实施方案，如图1中所示，PGO流由石脑油裂化中心工艺(S1)的汽油分馏器10的侧部排出，并且可以是在将包含热解柴油(PGO)的侧排出流供应至第一汽提塔20之后由第一汽提塔20的下部排出的下部排出流，所述PFO流由石脑油裂化中心工艺(S1)的汽油分馏器10的下部排出，并且可以是在将包含热解燃料油(PFO)的下部排出流供应至第二汽提塔30之后由第二汽提塔30的下部排出的下部排出流。
第一汽提塔20和第二汽提塔30可以是如下装置：在该装置中进行分离和除去溶解在液体中的气体或蒸气的汽提工艺，并且该汽提工艺例如，可以利用如通过例如蒸汽、惰性气体等的直接接触、加热和加压的方法进行。作为一个具体的实例，将来自汽油分馏器10的侧排出流供应至第一汽提塔20，从而将来自第一汽提塔20的包含轻馏分(该轻馏分由来自汽油分馏器10的侧排出流分离)的上部排出流回流至汽油分馏器10。此外，将来自汽油分馏器10的下部排出流供应至第二汽提塔30，从而将来自第二汽提塔30的包含轻馏分(该轻馏分由来自汽油分馏器10的下部排出流分离)的上部排出流回流至汽油分馏器10。
根据本发明的一个示例性实施方案，所述PGO流可以包含70重量％以上或70重量％至95重量％的C10至C12烃，并且所述PFO流可以包含70重量％以上或70重量％至98重量％的C13+烃。例如，包含70重量％以上的C10至C12烃的PGO流在40℃下的运动粘度可以为1cSt至200cSt并且闪点可以为10℃至50℃。此外，例如，包含70重量％以上的C13+烃的PFO流在40℃下的运动粘度可以为400cSt至100,000cSt并且闪点可以为70℃至200℃。这样，在相同的温度条件下，包含比PGO流更重的烃的PFO流可以具有比热解柴油更高的运动粘度和更高的闪点。
根据本发明的一个示例性实施方案，所述PGO流的沸点可以为200℃至288℃或210℃至270℃，所述PFO流的沸点可以为289℃至550℃或300℃至500℃。
PGO流和PFO流的沸点可以指各自由多种烃组成的主体形式的PGO流和PFO流的沸点。此处，PGO流中包含的烃的种类与PFO流中包含的烃的种类可以彼此不同，并且一些种类可以相同。作为一个具体的实例，PGO流和PFO流中包含的烃的种类可以如上所述被包含。
根据本发明的一个示例性实施方案，在步骤(S10)中，可以将由石脑油裂化中心工艺(S1)排出的包含热解燃料油(PFO)的PFO流和包含热解柴油(PGO)的PGO流供应至蒸馏塔50作为进料流。
供应至蒸馏塔50的进料流包含PGO流和PFO流两者，并且可以包含重质组分和轻质组分两者。由此，将包含重质组分和轻质组分两者的进料流供应至蒸馏塔50，并且通过由蒸馏塔50的上部排出包含轻质组分的上部排出流，可以得到来自蒸馏塔50的下部的具有调节过的运动粘度和闪点的下部排出流。作为一个具体的实例，具有比PGO流更高含量的重质组分的PFO流可以具有比PGO流更高的运动粘度和闪点，并且具有比PFO流更高含量的轻质组分的PGO流可以具有比PFO流更低的运动粘度和闪点。在包含这两种不一致的流的进料流中，如上所述，通过除去轻质组分，可以由蒸馏塔50的下部排出具有期望的运动粘度和闪点的流。
根据本发明的一个示例性实施方案，来自蒸馏塔50的上部排出流的流量相对于供应至蒸馏塔50的进料流的流量的比例(下文中称为“蒸馏塔50的蒸馏比”)可以为0.01至0.2、0.01至0.15或0.03至0.15。即，在步骤(S10)中，蒸馏塔50的蒸馏比可以调节为0.01至0.2、0.01至0.15或0.03至0.15。此处，“流量”可以指每单位小时流动的重量。作为一个具体的实例，流量的单位可以是kg/h。
上述范围内的蒸馏塔50的蒸馏比通过安装在输送来自蒸馏塔50的上部排出流的管道中的流量调节装置(未示出)来调节，并且蒸馏塔50的性能可以通过利用蒸馏比和第二换热器51，调节蒸馏塔50的上部排出流的回流比来进行，如图1的预处理工艺(S2)中所示。此处，回流比可以指回流的流量与流出流的流量的比例，作为一个具体的实例，蒸馏塔50的上部排出流的回流比可以指，当将来自蒸馏塔50的上部排出流的一部分分流并且回流至蒸馏塔50作为回流，而其余部分作为流出流排出时，回流的流量与流出流的流量的比例(下文中称为“回流比”)。作为一个更具体的实例，所述回流比可以为0.01至10、0.1至7或0.15至5。
如上所述，将气化剂和原料供应至位于气化工艺(S3)的最前端处的燃烧室(未示出)，以通过在700℃以上的温度下的燃烧工艺制备合成气。此处，制备合成气的反应在20atm至80atm的高压下进行，并且燃烧室中的原料应当以2m/s至40m/s的高流速移动。因此，对于制备合成气的反应，原料应当在高压下以高流速泵送，并且当供应至燃烧室的原料的运动粘度高于适当范围时，由于泵送能力降低而应当使用高价泵，或由于能耗增加而增加成本，并且不能泵送至期望条件。此外，由于泵送不能良好地进行，因此，原料不能均匀地供应至燃烧室。此外，由于燃烧室中的压差升高，或由于原料的粒径小而不能良好地进行原料的均匀雾化，因此，燃烧性能会劣化，生产率会降低，需要大量的气化剂，并且由于氧气过多而增加爆炸的风险。此处，根据合成气的种类、在燃烧室中进行的燃烧工艺的条件等，运动粘度的适当范围会稍微不同，但是，通常，在气化工艺(S3)中在原料供应至燃烧室时的温度下，在成本、生产率和安全性方面，原料的运动粘度较低是更好的，并且优选地，运动粘度在300cSt以下的范围内，在该范围内，防止燃烧室中的压差升高，并且良好地进行雾化以改善燃烧性能。
另外，当供应至燃烧室的原料的闪点低于适当范围时，在发生燃烧反应之前在燃烧器中会产生火焰，由于燃烧室中的火焰的回火现象而存在爆炸的危险，并且会损坏燃烧室中的耐火材料。此处，闪点的适当范围可以根据待合成的合成气的种类、在燃烧室中进行的燃烧工艺的条件等而变化，但是，通常，优选地，原料的闪点在比原料在供应至气化工艺(S3)中的燃烧室时的温度高25℃以上的范围内，并且在该范围内，可以防止原料损失、爆炸风险和燃烧室中的耐火材料的损坏。
因此，在本发明中，为了将作为供应至气化工艺(S3)中的燃烧室的原料的来自蒸馏塔50的下部排出流的运动粘度和闪点控制至适当范围，可以调节蒸馏塔50的蒸馏比。即，通过调节蒸馏塔50的蒸馏比，可以在来自蒸馏塔50的下部排出流在供应至燃烧室时的温度下，将来自蒸馏塔50的下部排出流的运动粘度和闪点控制至适当范围。
根据本发明的一个示例性实施方案，来自蒸馏塔50的下部排出流在供应至燃烧室时的温度可以比来自蒸馏塔50的下部排出流在供应至燃烧室时的闪点低25℃以上，并且可以是运动粘度为300cSt以下的温度。即，来自蒸馏塔50的下部排出流在供应至燃烧室时的运动粘度可以为300cSt以下或1cSt至300cSt，并且来自蒸馏塔50的下部排出流的闪点可以比在供应至燃烧室时的温度高25℃以上或高25℃至150℃。此处，来自蒸馏塔50的下部排出流在供应至燃烧室时的温度可以为20℃至90℃或30℃至80℃。来自蒸馏塔50的下部排出流在供应至燃烧室时在所述范围内的温度下的运动粘度可以为300cSt以下，并且可以比闪点低25℃以上，由此，可以满足用作气化工艺(S3)的原料的工艺操作条件。
具体地，通过将蒸馏塔50的蒸馏比调节为0.01至0.2、0.01至0.15或0.03至0.15，当将来自蒸馏塔50的下部排出流供应至燃烧室时，来自蒸馏塔50的下部排出流的闪点可以比来自蒸馏塔50的下部排出流在供应时的温度高25℃以上，并且来自蒸馏塔50的下部排出流在供应时的温度下其运动粘度可以在300cSt以下的范围内。
当蒸馏塔50的蒸馏比为0.01至0.2时，在闪点和运动粘度两者均低的情况下除去具有低闪点的轻质材料，由此，闪点的增加幅度比运动粘度的增加幅度更多地增加，因此，可以将闪点和运动粘度控制为当蒸馏塔50的下部排出流在供应至燃烧室时的闪点和运动粘度的范围。然而，当蒸馏塔50的蒸馏比小于0.01时，难以将来自蒸馏塔50的下部排出流在供应至燃烧室时的闪点控制为比来自蒸馏塔50的下部排出流在供应至燃烧室时的温度高25℃以上，当蒸馏塔50的蒸馏比大于0.2时，运动粘度的增加幅度比闪点的增加幅度更多地增加，因此，难以将运动粘度控制为300cSt以下。
由此，通过调节蒸馏塔50的蒸馏比，可以控制来自蒸馏塔50的下部排出流在供应至燃烧室时的闪点和运动粘度，因此，来自蒸馏塔的下部排出流可以具有适合用作气化工艺(S3)的原料的物理性能。
同时，例如，当如图2中所示在没有预处理工艺(S2)的情况下将PFO流直接供应至燃烧室时，当如图3中所示在没有预处理工艺(S2)的情况下将PGO流直接供应至燃烧室时，或者当在没有根据本发明的预处理工艺(S2)的情况下将PGO流与PFO流直接供应至燃烧室时，不会存在满足上述适当范围内的运动粘度和闪点两者的温度。这样，当在运动粘度和闪点中的任意一个不满足在适当范围内的温度下将PFO流、PGO流、或PFO流与PGO流的混合流供应至燃烧室时，燃烧室中的压差升高或雾化不能良好地进行，以使燃烧性能劣化，并且由于氧气过多而增加爆炸的风险，或在发生燃烧反应之前在燃烧器中会产生火焰，并且通过燃烧室中的火焰的回火现象而存在爆炸的危险，而且会损坏燃烧室中的耐火材料。
通常，PFO流和PGO流是NCC工艺中最重的残渣，并且已经用作简单燃料，当它们像这样用作简单燃料时，不需要调节其组成和物理性能。然而，如在本发明中，为了使用这种流作为合成气的原料，应当满足特定的物理性能，例如，运动粘度和闪点两者。然而，PGO流满足运动粘度但是闪点太低，并且PFO流的闪点高但是运动粘度太高，因此，每一个流不能同时满足运动粘度和闪点两者，并且难以将每个流用作合成气的原料。此外，当将PFO流和PGO流均用作合成气的原料时，通常，PGO流的流量相对于PFO流与PGO流的全部流的流量的比例为约0.35至0.7，并且在这种情况下，也不能满足运动粘度和闪点两者，并且难以将该流用作合成气的原料。在这一方面，在本发明中，将全部量的PFO流与PGO流供应至蒸馏塔50并且预处理，由此，当将来自蒸馏塔50的下部排出流供应至燃烧室时，将来自蒸馏塔50的下部排出流的闪点控制为比来自蒸馏塔50的下部排出流在供应时的温度高25℃以上的范围，并且将来自蒸馏塔50的下部排出流在供应时的温度下的运动粘度控制为300cSt以下的范围，因此，可以满足用作合成气的原料的条件。
根据本发明的一个示例性实施方案，来自蒸馏塔50的上部排出流可以具有15重量％以下或0.1重量％至15重量％的C10+烃的含量和70重量％以上或70重量％至95重量％的C8-烃的含量，并且来自蒸馏塔50的下部排出流可以具有80重量％以上或80重量％至98重量％的C10+烃的含量和5重量％以下或0.01重量％至5重量％的C8-烃的含量。
例如，C8-烃可以包括选自戊烷、戊烯、戊二烯、甲基丁烯、环戊烷、环戊烯、己烷、环己烷、庚烷、甲基己烷、辛烷、苯、甲苯、二甲苯和苯乙烯中的一种或更多种。作为一个具体的实例，C8-烃可以包括上述所有种类的C8-烃，但是不限于此。
另外，例如，C10+烃可以包括选自二环戊二烯、萘、甲基萘、四甲基苯、芴和蒽中的一种或更多种。作为一个具体的实例，C10+烃可以包括上述所有种类的C10+烃，但是不限于此。
根据本发明的一个示例性实施方案，步骤(S10)中的进料流可以是其中PFO流和PGO流混合的混合油流。在这种情况下，例如，混合油流中的PGO流的流量相对于混合油流的流量的比例(以下称为“PGO流的流量比”)可以为0.35至0.7、0.4至0.65或0.4至0.6，但是不限于此。
根据本发明的一个示例性实施方案，所述混合油流的沸点可以是200℃至600℃、210℃至550℃或240℃至500℃。
混合油流的沸点可以指由多种烃组成的主体形式的混合油流的沸点。此处，混合油流中包含的烃的种类可以包括上述所有的C8-烃和C10+烃。
根据本发明的一个示例性实施方案，所述混合油流在供应至蒸馏塔50之前可以通过第一换热器40，然后可以供应至蒸馏塔50。所述混合油流通过将由第一汽提塔20或第二汽提塔30排出的高温下的PGO流与PFO流混合来制备，并且通过使用换热器40重复使用在工艺中会作为废热被浪费的混合油流的显热，可以调节在供应至蒸馏塔50时的混合油流的温度，并且还可以降低工艺能量。
根据本发明的一个示例性实施方案，第三换热器52可以作为常规再沸器操作。
根据本发明的一个示例性实施方案，来自蒸馏塔50的下部排出流在供应至气化工艺(S3)之前可以通过第四换热器53，然后可以供应至气化工艺(S3)。在这种情况下，通过使用第四换热器53重复使用在工艺中会作为废热被浪费的来自蒸馏塔50的下部排出流的显热，可以调节来自蒸馏塔50的下部排出流在供应至气化工艺(S3)时的温度，并且还可以降低工艺能量。
根据本发明的一个示例性实施方案，所述混合油流可以供应至蒸馏塔50的总级数的10％至70％、15％至60％或20％至50％的级。在该范围内，蒸馏塔50可以高效运行，从而显著降低不必要的能耗。
根据本发明的一个示例性实施方案，还可以包括在700℃以上、700℃至2000℃或800℃至1800℃的温度下燃烧供应至气化工艺(S3)中的燃烧室的来自蒸馏塔50的下部排出流(S30)。此外，在步骤(S20)中，可以将来自蒸馏塔50的下部排出流与气化剂一起供应至燃烧室。此处，气化剂可以包括选自氧气、空气和水蒸气中的一种或更多种，并且作为一个具体的实例，气化剂可以是氧气或水蒸气。
由此，在气化剂的存在下在高温下燃烧来自蒸馏塔50的下部排出流，从而制备合成气。根据本发明的制备方法制备的合成气包含一氧化碳和氢气，并且还可以包含选自二氧化碳、氨气、硫化氢、氰化氢和羰基硫化物中的一种或更多种。
根据本发明的一个示例性实施方案，在所述制备合成气的方法中，根据需要，还可以安装诸如阀门、泵、分离器和混合器的装置。
上文中，已经在附图中描述和说明了根据本发明的制备合成气的方法，但是附图中的描述和说明仅是用于理解本发明的核心构成的描述和说明，并且除了上面描述和附图中示出的工艺和装置之外，可以适当地应用没有单独描述和示出的工艺和装置并用于实施根据本发明的制备合成气的方法。
下文中，将通过实施例更详细地描述本发明。然而，提供下面的实施例用于说明本发明。对于本领域技术人员显而易见的是，在不脱离本发明的范围和构思的情况下可以做出各种修改和改变，并且本发明的范围不限于此。
<实施例>
实施例1至实施例5
根据图1中所示的工艺流程图制备合成气。
具体地，将由相对于石脑油裂化中心工艺(S1)的汽油分馏器10的总级数的40％处的级排出的侧排出流供应至第一汽提塔20，然后由第一汽提塔20的下部排出包含热解柴油(PGO)的PGO流，此时，可以确认，PGO流中的C10至C12的含量为86重量％。另外，将由相对于汽油分馏器10的总级数的100％处的级排出的下部排出流供应至第二汽提塔30，然后由第二汽提塔30的下部排出包含热解燃料油(PFO)的PFO流，此时，可以确认，PFO流中的C13+的含量为89重量％。
接下来，将PGO流和PFO流混合以产生混合油流。此时，PGO流的闪点为25.5℃且在40℃下的运动粘度为75cSt，并且PFO流的闪点为98℃且在40℃下的运动粘度为660cSt。此外，PGO流的流量与混合油流的流量的比例为0.42。
接下来，通过预处理工艺(S2)将混合油流供应至蒸馏塔50，调节蒸馏塔50的蒸馏比，由蒸馏塔50排出上部排出流，并将来自蒸馏塔50的下部排出流与氧气和水蒸气一起供应至气化工艺(S3)中的燃烧室，从而制备包含氢气和一氧化碳的合成气。此时，蒸馏塔50的回流比被控制为2.5。
测量混合油流在40℃下的运动粘度和闪点、蒸馏塔50的蒸馏比、来自蒸馏塔50的下部排出流在供应至燃烧室时来自蒸馏塔50的下部排出流的温度、和来自蒸馏塔50的下部排出流的闪点，并示于表1中。此外，根据测量结果确认是否满足工艺操作标准。此时，将来自蒸馏塔50的下部排出流在供应至燃烧室时的时间设置到以将运动粘度控制为300cSt的温度条件。
运动粘度和闪点如下测量，并且应用于所有实施例和比较例。
(1)运动粘度：从待测样品流中得到样品，并且使用可购自Anton Paar的SVM 3001基于ASTM D7042进行测量。此外，将每一个样品的温度保持在比运动粘度测量温度低10℃的温度下，并将样品储存在密闭容器中以防止轻质材料的蒸发，从而使气相的出现最小化。
(2)闪点：从待测样品流中得到样品，并且使用可购自TANAKA的apm-8基于ASTMD93进行测量。此外，将每一个样品的温度保持在比预期闪点低10℃的温度下，并将样品储存在密闭容器中以防止轻质材料的蒸发，从而使气相的出现最小化。
<比较例>
比较例1
根据图2中所示的工艺流程图制备合成气。
具体地，将由相对于石脑油裂化中心工艺(S1)的汽油分馏器10的总级数的100％处的级排出的下部排出流供应至第二汽提塔30，并由第二汽提塔30的下部排出包含热解燃料油(PFO)的PFO流。接下来，将PFO流与氧气和水蒸气一起供应至气化工艺(S3)中的燃烧室。此时，可以确认，PFO流中的C13+的含量为89重量％，并且PFO流的闪点为98℃且在40℃下的运动粘度为660cSt。
测量PFO流在供应至燃烧室时的温度并示于下面表2中。此外，根据测量结果确认是否满足工艺操作标准。此时，将当PFO流供应至燃烧室时的时间设置为将运动粘度控制为300cSt的温度条件。
比较例2
根据图3中所示的工艺流程图制备合成气。
具体地，将由相对于石脑油裂化中心工艺(S1)的汽油分馏器10的总级数的40％处的级排出的侧排出流供应至第一汽提塔20，然后由第一汽提塔20的下部排出包含热解柴油(PGO)的PGO流。接下来，将PGO流与氧气和水蒸气一起供应至气化工艺(S3)中的燃烧室。此时，可以确认，PGO流中的C10至C12的含量为86重量％，并且PGO流的闪点为25.5℃且在40℃下的运动粘度为75cSt。
测量PGO流在供应至燃烧室时的温度并示于下面表2中。此外，根据测量结果确认是否满足工艺操作标准。此时，将PGO流供应至燃烧室时的时间设置为将运动粘度控制为300cSt的温度条件。
比较例3
根据图4中所示的工艺流程图制备合成气。
具体地，将由相对于石脑油裂化中心工艺(S1)的汽油分馏器10的总级数的50％处的级排出的侧排出流供应至第一汽提塔20，然后由第一汽提塔20的下部排出包含热解柴油(PGO)的PGO流，此时，可以确认，PGO流中的C10至C12的含量为86重量％。将由相对于汽油分馏器10的总级数的100％处的级排出的下部排出流供应至第二汽提塔30，并由第二汽提塔30的下部排出包含热解燃料油(PFO)的PFO流，此时，可以确认，PFO流中的C13+的含量为89重量％。
接下来，将PGO流和PFO流混合以制备混合油流。此时，PGO流的闪点为25.5℃且在40℃下的运动粘度为75cSt，并且PFO流的闪点为98℃且在40℃下的运动粘度为660cSt。此外，PGO流的流量与混合油流的流量的比例为0.42。接下来，将混合油流与氧气和水蒸气一起供应至气化工艺(S3)中的燃烧室。
测量混合油流的闪点和混合油流在供应至燃烧室时的温度，并示于下面表2中。此外，根据测量结果确认是否满足工艺操作标准。此时，将混合油流供应至燃烧室时的时间设置为将运动粘度控制为300cSt的温度条件。
[表1]
[表2]
参照表1和表2，在根据本发明的制备合成气的方法的实施例2至实施例4中，将蒸馏塔50的蒸馏比调节至适当范围(0.01至0.2)以产生下部排出流，当将来自蒸馏塔50的下部排出流供应至燃烧室时，来自蒸馏塔50的下部排出流的闪点比来自蒸馏塔50的下部排出流在供应时的温度高25℃以上，并且来自蒸馏塔50的下部排出流在供应时的温度下的运动粘度在300cSt以下的范围内。通过具有这样的闪点和运动粘度范围，满足用作气化工艺(S3)的原料的工艺操作条件。
具体地，如图1中所示，在将通过预处理工艺(S2)的由蒸馏塔50排出的下部排出流供应至气化工艺(S3)的燃烧室的实施例中，在将蒸馏塔50的蒸馏比控制为0.03至0.15的范围的实施例3中，可以确认，当将来自蒸馏塔50的下部排出流供应至燃烧室时，来自蒸馏塔50的下部排出流的闪点比来自蒸馏塔50的下部排出流在供应时的温度高30℃以上，使得能够更稳定的操作。
另外，在蒸馏塔50的蒸馏比未调节至适当范围(0.01至0.2)的实施例1和实施例5中，可以发现，当来自蒸馏塔50的下部排出流在供应时的温度下的运动粘度被控制为300cSt时，来自蒸馏塔50的下部排出流在供应时的温度不能被控制为比闪点低25℃以上。
然而，当如图2中所示在没有预处理工艺(S2)的情况下将PFO流直接供应至燃烧室(比较例1)时，当如图3中所示在没有预处理工艺(S2)的情况下将PGO流直接供应至燃烧室(比较例2)时，或当如图4中所示在没有根据本发明的预处理工艺(S2)的情况下将PGO流和PFO流的混合油流直接供应至燃烧室(比较例3)时，可以确认，不存在满足运动粘度和闪点两者均在上述适当范围内的温度。由此，可以确认，不满足在适当范围内的运动粘度和闪点的比较例1至比较例3的混合油流不满足用作气化工艺(S3)的原料的工艺操作条件。
因此，当在不满足运动粘度和闪点中的任意一个在适当范围内的温度下将气化工艺(S3)的原料供应至燃烧室时，可以确认，燃烧室中的压差升高或雾化不能良好地进行，燃烧性能劣化，并且由于氧气过多而增加爆炸的风险，或在燃烧反应发生之前在燃烧器中会产生火焰，并且由于燃烧室中的火焰的回火现象而存在爆炸的危险，而且会损坏燃烧室中的耐火材料。

Claims (14)

1.一种制备合成气的方法，该方法包括：
S10，将由石脑油裂化中心NCC工艺排出的包含热解燃料油PFO的PFO流和包含热解柴油PGO的PGO流作为进料流供应至蒸馏塔；和
S20，将来自所述蒸馏塔的下部排出流供应至用于气化工艺的燃烧室，
其中，来自所述蒸馏塔的上部排出流的流量与供应至所述蒸馏塔的进料流的流量的比例为0.01至0.2，
其中，所述进料流是所述PFO流和所述PGO流混合的混合油流，
其中，将来自所述蒸馏塔的上部排出流的一部分分流并且回流至所述蒸馏塔作为回流，其余部分作为流出流排出，并且
所述回流的流量与所述流出流的流量的比例即回流比为0.01至10。
2.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，其中，来自所述蒸馏塔的上部排出流的流量与供应至所述蒸馏塔的进料流的流量的比例为0.03至0.15。
3.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，
其中，所述来自蒸馏塔的下部排出流在供应至所述燃烧室时的运动粘度为300cSt以下，并且
所述来自蒸馏塔的下部排出流的闪点比在供应至所述燃烧室时的温度高25℃以上。
4.根据权利要求3所述的制备合成气的方法，
其中，所述来自蒸馏塔的下部排出流在供应至所述燃烧室时的运动粘度为1cSt至300cSt，并且
所述来自蒸馏塔的下部排出流的闪点比在供应至所述燃烧室时的温度高25℃至150℃。
5.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，其中，所述来自蒸馏塔的下部排出流在供应至所述燃烧室时的温度为20℃至90℃。
6.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，其中，所述来自蒸馏塔的下部排出流在供应至所述燃烧室之前通过第四换热器。
7.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，其中，将所述混合油流供应至相对于所述蒸馏塔的总级数的10％至70％处的级。
8.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，
其中，所述PGO流包含70重量％以上的C10至C12烃，并且
所述PFO流包含70重量％以上的C13+烃。
9.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，
其中，所述PGO流的闪点为10℃至50℃，并且
所述PFO流的闪点为70℃至200℃。
10.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，
其中，所述PGO流在40℃下的运动粘度为1cSt至200cSt，并且
所述PFO流在40℃下的运动粘度为400cSt至100,000cSt。
11.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，
其中，所述PGO流是在将由所述石脑油裂化中心工艺的汽油分馏器的侧部排出的侧排出流供应至第一汽提塔之后，由该第一汽提塔的下部排出的下部排出流，并且
所述PFO流是在将由所述石脑油裂化中心工艺的汽油分馏器的下部排出的下部排出流供应至第二汽提塔之后，由该第二汽提塔的下部排出的下部排出流。
12.根据权利要求11所述的制备合成气的方法，
其中，所述来自汽油分馏器的下部排出流由相对于所述汽油分馏器的总级数的90％以上处的级排出，并且
所述来自汽油分馏器的侧排出流由相对于所述汽油分馏器的总级数的10％至70％处的级排出。
13.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，
其中，来自所述蒸馏塔的上部排出流的C10+烃的含量为15重量％以下，C8-烃的含量为70重量％以上，并且
来自所述蒸馏塔的下部排出流的C10+烃的含量为80重量％以上，C8-烃的含量为5重量％以下。
14.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，其中，所述合成气包含一氧化碳和氢气。
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