CN115720570B - 制备合成气的方法 - Google Patents

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Abstract

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柴油(PGO)的PGO流供应至蒸馏塔；和将来自所述蒸馏塔的下部排出物流和由石脑油裂化中心(NCC)工艺排出的包含热解燃料油(PFO)的PFO流作为进料流供应至用于气化工艺的燃烧室。

Description

制备合成气的方法
技术领域
对相关申请的交叉引用
本申请要求于2021年06月24日提交的韩国专利申请No.10-2021-0082447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，涉及一种使石脑油裂化中心(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氧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过程产生合成气，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者雾化不能良好地进行，使得燃烧性能劣化，或者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，主要使用从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(该工艺是制备石油化工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，由于对于在不经过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，而且对于用作燃料来说，二氧化碳(CO2)排放系数大，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，虽然考虑了用热解燃料油代替气化工艺的原料的方法，但是为了用热解燃料油替代气化工艺的原料，将热解燃料油加热以降低运动粘度，但是热解燃料油的运动粘度高，因此，难以满足在闪点以下用作气化工艺的原料的运动粘度条件。
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柴油(PGO)的PGO流供应至蒸馏塔；和将来自所述蒸馏塔的下部排出物流和由石脑油裂化中心(NCC)工艺排出的包含热解燃料油(PFO)的PFO流作为进料流供应至用于气化工艺的燃烧室。
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
在本发明的说明书和权利要求书中使用的术语和词语不要局限地理解为具有常规的或字典中的含义，而是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。
在本发明中的术语“流”可以是指在一个工艺中的流体流动，或者可以是指在一个管道中流动的流体本身。具体地，所述流可以是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，所述流体可以是指气体或液体，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。所述制备合成气的方法可以包括：将由石脑油裂化中心(NCC)工艺排出的包含热解柴油(PGO)的PGO流供应至蒸馏塔40；和将来自蒸馏塔40的下部排出物流和由石脑油裂化中心(NCC)工艺(S1)排出的包含热解燃料油(PFO)的PFO流作为进料流供应至用于气化工艺(S3)的燃烧室。
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包含氧气和一氧化碳的合成气的工艺。具体地，在本发明中的合成气可以包含氢气和一氧化碳。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过程产生合成气，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者雾化不能良好地进行，使得燃烧性能劣化，或者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，由石脑油裂化中心工艺(该工艺是裂化石脑油以制备石油化工基础材料如乙烯和丙烯的工艺)排出的热解燃料油(PFO)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，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，虽然考虑了用热解燃料油代替气化工艺的原料的方法，但是为了使用热解燃料油作为气化工艺的原料，将热解燃料油加热以降低运动粘度，但是热解燃料油的运动粘度高，因此，难以满足在闪点以下用作气化工艺的原料的运动粘度条件。
因此，在本发明中，旨在通过开发一种对于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的预处理工艺(S2)，而当与使用常规的精炼厂残渣作为原料的情况相比时，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油化工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过程，然后可以供应至裂化炉。
骤冷工艺是将高温下的裂化气冷却的过程，以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后续工艺(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的初步冷却和用骤冷水的二次冷却。
具体地，在初步冷却中，可以将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)、原料热解汽油(RPG)、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。
压缩工艺可以是通过在高压下提高轻油的压力而产生具有减小体积的压缩气体的过程，以经济地分离和精炼轻油。
精炼工艺是将用高压压缩的压缩气体冷却至低温温度，然后通过沸点差将组分分级(in stages)分离的过程，并且可以产生氢气、乙烯、丙烯、丙烷、C4油、原料热解汽油(RPG)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，在燃烧过程中排放硫氧化物(SOx)和氮氧化物(NOx)，因此，会引起环境问题，但是当PFO用作合成气的原料时，排放水平低。
因此，在本发明中，通过使用热解燃料油(PFO)和预热的热解柴油(PGO)作为用于制备合成气的气化工艺的原料，可以解决上述问题，此外，当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时，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，相对于汽油分馏器10的级总数，当顶部级表示为1％处的级和底部级表示为100％处的级时，相对于汽油分馏器10的级总数，热解燃料油(PFO)可以由90％或更高处的级、95％或更高处的级或者95％至100％处的级排出。此外，热解柴油(PGO)可以由10％至70％处的级、15％至65％处的级或者20％至60％处的级排出。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的级总数的90％或更高处的级可以是指汽油分馏器10的第90级至第100级。
根据本发明的一个示例性实施方案，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)的侧排出物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物流。此外，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)的下部排出物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物流。
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，并且汽提工艺例如，可以利用如通过例如蒸汽或惰性气体等的直接接触、加热和加压的方法来进行。作为一个具体的实例，将来自汽油分馏器10的侧排出物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(该轻馏分是从来自汽油分馏器10的侧排出物流中分离出)的上部排出物流回流至汽油分馏器10。此外，将来自汽油分馏器10的下部排出物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(该轻馏分是从来自汽油分馏器10的下部排出物流中分离出)的上部排出物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，PGO流可以包含70重量％以上或70重量％至95重量％的C10至C12烃，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℃的运动粘度可以为1cSt至200cSt，并且闪点为10℃至50℃。此外，例如，包含70重量％以上的C13+烃的PFO流在40℃的运动粘度可以为400cSt至100,000cSt，并且闪点为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，PGO流的沸点可以为200℃至288℃或210℃至270℃，PFO流的沸点可以为289℃至550℃或300℃至500℃。
PGO流和PFO流的沸点可以是指各自由多种烃组成的以主体形式的PGO流和PFO流的沸点。此处，在PGO流中包含的烃的种类与在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，在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，由石脑油裂化中心工艺(S1)排出的包含热解柴油(PGO)的PGO流可以供应至蒸馏塔40。
这样，将供应至蒸馏塔40的PGO流供应至蒸馏塔40，并且可以通过由蒸馏塔40的上部排出包含轻油的上部排出物流，而由蒸馏塔40的下部得到为具有经调节的运动粘度和闪点的下部排出物流。作为一个具体的实例，轻油可以具有比在PGO流中包含的重油更低的运动粘度和闪点，并且通过除去来自蒸馏塔40的PGO流中的一部分轻油，可以由蒸馏塔40的下部排出具有期望的运动粘度和闪点的物流。
根据本发明的一个示例性实施方案，来自蒸馏塔40的上部排出物流的流量相对于供应至蒸馏塔40的PGO流的流量的比例(下文中称为“蒸馏塔40的蒸馏比”)可以为0.04至0.23、0.08至0.2或0.1至0.2。即，蒸馏塔40的蒸馏比可以调节为0.04至0.23、0.08至0.2或0.1至0.2。此处，“流量”可以是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。
在上述范围内的蒸馏塔40的蒸馏比通过安装在其中输送来自蒸馏塔40的上部排出物流的管道中的流量调节装置(未示出)来调节，并且蒸馏塔40的性能可以通过调节蒸馏比和来自蒸馏塔40的上部排出物流的回流比来进行。此处，回流比可以是指回流物流的流量与流出物流的流量的比例，作为一个具体的实例，蒸馏塔40的上部排出物流的回流比可以是指，当将来自蒸馏塔40的上部排出物流分为两部分，并且将一部分作为回流物流回流至蒸馏塔40而另一部分作为流出物流排出时，回流物流的流量与流出物流的流量的比例(下文中称为“回流比”)。作为一个更具体的实例，蒸馏塔40的回流比可以为0.03至12、0.1至8或0.2至6。
根据本发明的一个示例性实施方案，来自蒸馏塔40的下部排出物流的C10+烃的含量可以为80重量％以上或85重量％至98重量％，C8-烃的含量可以为5重量％以下或0.01重量％至5重量％。
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，但是不局限于此。
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，但是不局限于此。
具体地，通过控制蒸馏塔40的蒸馏比和回流比，对PGO流进行预处理，可以排出具有在预处理过程中调整组成的来自蒸馏塔40的下部排出物流，并且可以调节通过与PFO流混合来形成进料流的来自蒸馏塔40的下部排出物流的流量。
可以将来自蒸馏塔40的下部排出物流和由石脑油裂化中心(NCC)工艺排出的包含热解燃料油(PFO)的PFO流作为进料流供应至用于气化工艺(S3)的燃烧室。此处，来自蒸馏塔40的下部排出物流和PFO流形成混合流，然后可以作为进料流供应至燃烧室。
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过程制备合成气。此处，制备合成气的反应在20atm至80atm的高压下进行，并且在燃烧室中的原料应当以2m/s至40m/s的高流速移动。因此，原料应当在高压下以高流速泵送以用于制备合成气的反应，并且当供应至燃烧室的原料的运动粘度高于适当范围时，由于可泵送性降低，引起应当使用高价泵，或者由于能耗增加，引起成本增加，并且泵送到所期望的条件可能达不到。此外，由于泵送进行得不好，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，或者由于原料的粒径小而引起原料的均匀雾化进行得不好，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过程的条件等，运动粘度的适当范围会稍微不同，但是通常，在供应至气化工艺(S3)中的燃烧室时的原料的温度下，就成本、生产率和安全性而言，较低的原料的运动粘度是较好的，并且优选运动粘度在300cSt以下的范围内，在该范围内，防止燃烧室中的压差升高，雾化良好地进行以改善燃烧性能，并且燃烧反应良好地进行以改善反应性。
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，通过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过程的条件等而变化，但是通常，优选原料的闪点在比原料被供应至气化工艺(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，可以防止原料的损失、爆炸风险和燃烧室中的耐火材料的损坏。
因此，在本发明中，包含来自蒸馏塔40的下部排出物流和PFO流的进料流用作供应至气化工艺(S3)中的燃烧室的原料，从而将包含来自蒸馏塔40的下部排出物流和PFO流的进料流在当来自蒸馏塔40的下部排出物流被供应至燃烧室时的温度下的运动粘度和闪点控制到适当范围。
根据本发明的一个示例性实施方案，在供应至燃烧室时的进料流的温度可以比供应至燃烧室时的进料流的闪点低25℃以上，并且可以是运动粘度为300cSt以下的温度。即，进料流在供应至燃烧室时的运动粘度可以为300cSt以下或者1cSt至300cSt，并且进料流的闪点可以比供应至燃烧室时的温度高25℃以上或者高25℃至150℃。此处，供应至燃烧室时的进料流的温度可以为20℃至90℃或者30℃至80℃。进料流在供应至燃烧室时的温度在上述范围内，其运动粘度可以为300cSt以下，并且还可以比闪点低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，通过调节蒸馏塔40的操作条件，以将具有调整的PGO流组成的来自蒸馏塔40的下部排出物流与PFO流一起作为进料流供应至用于气化工艺(S3)的燃烧室，当将该进料流供应至燃烧室时，闪点比供应时的进料流的温度高25℃以上，并且在供应时的进料流的温度下运动粘度可以在300cSt以下的范围内。
当蒸馏塔40中的蒸馏比为0.04至0.23时，具有低闪点的轻质材料被去除并且该物流与PFO流混合，由此闪点的增加幅度比运动粘度的增加幅度增加得更多，因此在供应至燃烧室时的进料流的闪点和运动粘度可以被控制在所述闪点和运动粘度的范围。然而，当蒸馏塔40中的蒸馏比小于0.04时，即使在来自蒸馏塔40的下部排出物流与PFO流混合的情况下，也难以将供应至燃烧室时的进料流的闪点控制为比供应至燃烧室时的进料流的温度高25℃以上，而当蒸馏塔40的蒸馏比大于0.23时，运动粘度的增加幅度比闪点的增加幅度增加得更多，因此，难以将运动粘度控制为300cSt以下。
像这样，通过调节蒸馏塔40的蒸馏比，对PGO流进行预处理，并且当来自蒸馏塔40的下部排出物流(其为预处理过的PGO流)与PFO流混合并用作进料流时，可以控制供应至燃烧室时的进料流的闪点和运动粘度，因此，这种物流可以具有适合用作气化工艺(S3)的原料的物理性能。
根据本发明的一个示例性实施方案，供应至蒸馏塔40的PGO流与PFO流的流量比可以为0.2:1至1.6:1、0.25:1至1.2:1或0.3:1至0.8:1。控制进料流使得供应至蒸馏塔40的PGO流和PFO流在上述范围内，从而控制来自蒸馏塔40的下部排出物流的组成，以控制供应至燃烧室时的闪点和运动粘度，因此，这种物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，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。
像这样，当PFO流、PGO流或PFO流与PGO流的混合油流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被供应至燃烧室时，燃烧室中的压差升高或者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危险，而且会损坏燃烧室中的耐火材料。
具体地，PFO流具有高含量的重油以具有高粘度，因此，应当通过加热来降低粘度以使用PFO流作为合成气的原料，并且存在在低于闪点的温度下不能将运动粘度控制到适当范围的问题。此外，PGO流具有低至室温或更低的闪点，因此其不能用作合成气的原料。此外，PGO流与PFO流的混合油流的PGO流的流量与PFO流和PGO流的整个流的流量的比例为约0.35至0.7，在这种情况下，也不能满足运动粘度和闪点两者，并且难以将这种物流用作合成气的原料。
通常，PFO流和PGO流是NCC工艺中最重的残渣，并且已经用作简单的燃料，当它们像这样用作简单的燃料时，不需要调节其组成和物理性能。然而，如在本发明中，为了使用这种物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，而PFO流的闪点高但是运动粘度太高，因此，PFO流和PGO流各自不能同时满足运动粘度和闪点两者，并且难以将PFO流和PGO流各自用作合成气的原料。此外，当将PFO流和PGO流全部均用作合成气的原料时，通常，PGO流的流量相对于PFO流与PGO流的整个流的流量的比例为约0.35至0.7，在这种情况下，运动粘度和闪点两者也不能满足，并且难以将这种物流用作合成气的原料。在这一方面，在本发明中，通过将物流供应至蒸馏塔40来对全部量的PGO流进行预处理，并且将来自蒸馏塔40的下部排出物流即预处理过的PGO流和PFO流供应至燃烧室作为气化工艺(S3)的原料，由此，可以将供应至燃烧室时的进料流的闪点控制在比供应时进料流的温度高25℃以上的范围，并且可以将在供应时进料流的温度下的运动粘度控制在300cSt以下的范围，因此，可以满足使用这种物流作为合成气的原料的条件。
根据本发明的一个示例性实施方案，进料流在被供应至气化工艺(S3)之前可以通过热交换器(未示出)，然后可以被供应至气化工艺(S3)。在这种情况下，使用热交换器调节进料流被供应至气化工艺(S3)时的温度，并且作为废热要被浪费的进料流的显热在工艺中再利用，从而减少工艺能量。
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℃的温度下燃烧在气化工艺(S3)中被供应至燃烧室的进料流。此外，可以将进料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。
像这样，通过在气化剂的存在下在高温下燃烧所述进料流，可以制备合成气。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，如果需要，则还可以安装诸如阀门、泵、分离器和混合器的装置。
在上文中，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，没有单独描述和说明的工艺和装置还可以适当地应用，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的级总数的40％处的级排出的侧排出物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74重量％。此外，将由相对于汽油分馏器10的级总数的100％处的级排出的下部排出物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91重量％。此外，PGO流的闪点为30.5℃并且40℃下的运动粘度为70cSt，PFO流的闪点为88℃并且40℃下的运动粘度为675cSt。
在将PGO流供应至蒸馏塔40之后，调节蒸馏塔40的蒸馏比并将来自蒸馏塔40的下部排出物流与PFO流混合以产生用于气化工艺(S3)的进料流，从而进行预处理过程(S2)。此时，将蒸馏塔40的回流比控制为3，并且确认供应至蒸馏塔40的PGO流与PFO流的流量比为0.65:1。
将进料流与氧气和蒸气一起供应至气化工艺(S3)中的燃烧室，从而制备包含氧气和一氧化碳的合成气。
测量蒸馏塔40的蒸馏比以及在供应至燃烧室时的进料流的温度和闪点，并示于下面表1中。此外，根据测量结果确认是否满足工艺操作标准。此时，使用热交换器，将当进料流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。具体地，为了推导出控制运动粘度为300cSt的温度条件，对每一温度测量对应样品的运动粘度，然后建立温度与粘度之间的相关性，从而使用内插法进行计算。
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：从待测量的样品流中得到样品，并且使用购自Anton Paar的SVM3001基于ASTM D7042进行测量。此外，将各个样品的温度保持在比运动粘度测量温度低10℃的温度，并将样品储存在密闭容器中以防止轻质材料的蒸发，从而使气相的产生最小化。
(2)闪点：从待测量的样品流中得到样品，并且使用购自TANAKA的apm-8基于ASTMD93进行测量。此外，将各个样品的温度保持在比预期闪点低10℃的温度，并将样品储存在密闭容器中以防止轻质材料的蒸发，从而使气相的产生最小化。
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的级总数的100％处的级排出的下部排出物流供应至第二汽提塔30，并且由第二汽提塔30的下部排出包含热解燃料油(PFO)的PFO流。
将PFO流与氧气和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91重量％，并且PFO流的闪点为88℃且在40℃下的运动粘度为675cSt。
测量在供应至燃烧室时PFO流的温度，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，使用热交换器，将当PFO流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。
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的级总数的40％处的级排出的侧排出物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。
将PGO流与氧气和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74重量％，并且PGO流的闪点为30.5℃且在40℃下的运动粘度为70cSt。
测量在供应至燃烧室时PGO流的温度，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，使用热交换器，将当PGO流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。
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的级总数的40％处的级排出的侧排出物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74重量％。将由相对于汽油分馏器10的级总数的100％处的级排出的下部排出物流供应至第二汽提塔30，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91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30.5℃并且在40℃下的运动粘度为70cSt，PFO流的闪点为88℃并且在40℃下的运动粘度为675cSt。此外，PGO流的流量与混合油流的流量的比例为0.4。接下来，将混合油流与氧气和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在供应至燃烧室时混合油流的温度，并且示于下面表2中。此外，根据测量结果确认是否满足工艺操作标准。此时，使用热交换器，将当混合油流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。
[表1]
[表2]
在表1和表2中，关于是否满足工艺操作标准，对于在实施例1至实施例5和比较例1至比较例3的每个中供应至燃烧室的物流，如果在供应至燃烧室时物流的运动粘度为300cSt的供应至燃烧室时物流的温度比闪点低25℃以上，则表示为○，如果不符合，则表示为×。
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40的蒸馏比调节至适当范围(0.04至0.23)以产生下部排出物流，然后将来自蒸馏塔40的下部排出物流和PFO流作为进料流供应至用于气化工艺(S3)的燃烧室，可以确认，当将进料流供应至燃烧室时，进料流的闪点比在供应至燃烧室时进料流的温度高25℃以上，并且在被供应至燃烧室时进料流的温度下该物流的运动粘度在300cSt以下的范围内。通过具有像这样的闪点和运动粘度范围两者，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，在实施例3中，其中形成包含来自蒸馏塔40的下部排出物流(该下部排出物流是在预处理过程(S2)中将蒸馏塔40的蒸馏比控制在0.1至0.2的范围内的状态下排出的)和PFO流的进料流，可以确认，当将进料流供应至燃烧室时，进料流的闪点比在被供应至燃烧室时进料流的温度高28℃以上，因此，可以更稳定地操作。
另外，在实施例1和实施例5中，其中形成包含来自蒸馏塔40的下部排出物流(该下部排出物流是在没有将蒸馏塔40的蒸馏比调节至适当范围(0.04至0.23)的状态下排出的)和PFO流的进料流，可以发现，当在被供应至燃烧室时进料流的温度下将进料流的运动粘度控制为300cSt时，在被供应至燃烧室时进料流的温度没有被控制为比闪点低25℃以上。
然而，当如图2中所示将PFO流直接供应至燃烧室而没有预处理过程(S2)(比较例1)时，如图3中所示将PGO流直接供应至燃烧室而没有预处理过程(S2)(比较例2)时，或者如图4中所示将PGO流和PFO流的混合油流在没有根据本发明的预处理过程(S2)的情况下直接供应至燃烧室(比较例3)时，可以确认，不存在满足上述适当范围内的运动粘度和闪点两者的温度。因此，可以确认，不满足适当范围内的运动粘度和闪点两者的比较例1至比较例3的各个物流不满足用作气化工艺(S3)的原料的工艺操作条件。
当温度不满足运动粘度和闪点中的任意一个在适当的范围内，在该温度下将气化工艺(S3)的原料供应至燃烧室时，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风险，或者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：
将由石脑油裂化中心NCC工艺排出的包含热解柴油PGO的PGO流供应至蒸馏塔；和
将来自所述蒸馏塔的下部排出物流和由石脑油裂化中心NCC工艺排出的包含热解燃料油PFO的PFO流作为进料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物流的流量与供应至所述蒸馏塔的PGO流的流量的比例，即蒸馏比为0.04至0.23。
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物流的流量与供应至所述蒸馏塔的PGO流的流量的比例，即蒸馏比为0.1至0.2。
3.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，
其中，所述进料流在供应至所述燃烧室时的运动粘度为300cSt以下，并且
所述进料流的闪点比供应至所述燃烧室时的温度高25℃以上。
4.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，
其中，所述进料流在供应至所述燃烧室时的运动粘度为1cSt至300cSt，并且
所述进料流的闪点比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，所述进料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，所述进料流的所述来自蒸馏塔的下部排出物流与所述PFO流之间的流量比为0.2:1至1.6:1。
7.根据权利要求1所述的制备合成气的方法，其中，所述进料流在被供应至所述燃烧室之前通过热交换器。
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，
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℃，
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，
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物流供应至第一汽提塔之后，由所述第一汽提塔的下部排出的下部排出物流，
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物流供应至第二汽提塔之后，由所述第二汽提塔的下部排出的下部排出物流。
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物流由相对于所述汽油分馏器的级总数的90％以上处的级排出，
所述来自汽油分馏器的侧排出物流由相对于所述汽油分馏器的级总数的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，所述来自蒸馏塔的下部排出物流的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，所述蒸馏塔的回流比为0.03至12。
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SE01 Entry into force of request for substantive examination
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GR01 Patent grant
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