JP7436124B2 - 合成ガスの製造方法 - Google Patents
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Description
本出願は、２０２１年６月２４日付けの韓国特許出願第１０－２０２１－００８２４４７号に基づく優先権の利益を主張し、該当韓国特許出願の文献に開示されている全ての内容は、本明細書の一部として組み込まれる。
本発明は、合成ガスの製造方法に関し、より詳細には、ナフサ分解工程（ＮＣＣ）の熱分解燃料油（ＰＦＯ）をガス化工程の原料として代替することができる合成ガスの製造方法に関する。
合成ガス（ｓｙｎｔｈｅｓｉｓ ｇａｓ、ｓｙｎｇａｓ）は、油田と炭鉱地域の地から噴出する自然性ガス、メタンガス、エタンガスなどの天然ガスとは異なり、人工的に製造されたガスであり、ガス化（ｇａｓｉｆｉｃａｔｉｏｎ）工程を経て製造される。
前記ガス化工程は、石炭、石油、バイオマスなどの炭化水素を原料として、熱分解や、酸素、空気、水蒸気などのガス化剤と化学反応させて、主に水素と一酸化炭素からなる合成ガスに変換させる工程である。このようなガス化工程の最前段に位置する燃焼室には、ガス化剤および原料が供給され、７００℃以上の温度で燃焼過程を経て合成ガスを生成するが、前記燃焼室に供給される原料の動粘度が高いほど、燃焼室内の差圧が上昇するか、噴霧（ａｔｏｍｉｚｉｎｇ）がスムーズに行われず燃焼性能を低下させるか、酸素過剰による爆発の恐れを高める。
従来、液体相の炭化水素（Ｈｙｄｒｏｃａｒｂｏｎ）原料を用いて合成ガスを製造するためのガス化工程の原料としては、原油を精製する精油工場（ｒｅｆｉｎｅｒｙ）から排出される減圧残渣油（ｖａｃｕｕｍ ｒｅｓｉｄｕｅ、ＶＲ）、バンカーＣ油（ｂｕｎｋｅｒ－ｃ ｏｉｌ）などの精油残渣油（ｒｅｆｉｎｅｒｙ ｒｅｓｉｄｕｅ）を主に使用していた。しかし、このような精油残渣油は、動粘度が高くて、ガス化工程の原料として使用するために、粘度緩和のための熱処理、希釈剤または水の添加などの前処理が必要なだけでなく、精油残渣油には、硫黄および窒素の含量が高くて、ガス化工程中に硫化水素などの酸性ガスおよびアンモニアの発生量が高くなるため、強化した環境規制に対応するためには、硫黄および窒素の含量が低い原料で精油残渣油を代替する必要性が高まっている状況である。
一方、ナフサを分解してエチレン、プロピレンなどの石油化学基礎素材を製造する工程であるＮＣＣ（Ｎａｐｈｔｈａ Ｃｒａｃｋｉｎｇ Ｃｅｎｔｅｒ）工程から排出される副生成物である熱分解燃料油（Ｐｙｒｏｌｙｓｉｓ Ｆｕｅｌ Ｏｉｌ、ＰＦＯ）は、一般的に燃料として使用されているが、硫黄の含量が前処理なしに燃料として使用するには高い水準であり、燃料として使用するには二酸化炭素（ＣＯ２）排出係数が大きいため、環境規制によって販路が次第に狭くなっており、今後、販売が不可能な状況に備えなければならない状態である。
そのため、前記熱分解燃料油をガス化工程の原料として代替する方法が考慮されていたが、前記熱分解燃料油をガス化工程の原料として代替するためには、熱分解燃料油を加熱して動粘度を下げる必要があるが、前記熱分解燃料油の動粘度が非常に高くて、引火点以下でガス化工程の原料として使用するための動粘度の条件を満たすことができない不都合があった。
したがって、本発明者らは、ナフサ分解工程（ＮＣＣ）の熱分解燃料油（ＰＦＯ）をガス化工程の原料として代替することが可能であれば、従来の精油残渣油を原料として使用する場合に比べて温室ガスの排出を低減することができ、ガス化工程の運転費用が減少し、工程効率を向上させることができることを見出し、本発明を完成するに至った。
本発明が解決しようとする課題は、上記発明の背景技術で言及した問題を解決するために、ナフサ分解工程（ＮＣＣ）の熱分解燃料油（ＰＦＯ）をガス化工程の原料として代替し、従来の精油残渣油を原料として使用する場合に比べて温室ガス排出が低減することができ、ガス化工程の運転費用が減少し、工程効率が向上することができる合成ガスの製造方法を提供することである。
上記課題を解決するために、本発明は、ナフサ分解工程（ＮＣＣ）から排出される熱分解ガス油（Ｐｙｒｏｌｙｓｉｓ Ｇａｓ Ｏｉｌ、ＰＧＯ）を含むＰＧＯストリームを蒸留塔に供給するステップと、前記蒸留塔の下部排出ストリームとナフサ分解工程（ＮＣＣ）から排出される熱分解燃料油（Ｐｙｒｏｌｙｓｉｓ Ｆｕｅｌ Ｏｉｌ、ＰＦＯ）を含むＰＦＯストリームをフィードストリームとしてガス化工程のための燃焼室に供給するステップとを含む合成ガスの製造方法を提供する。
本発明によると、ナフサ分解工程（ＮＣＣ）の熱分解燃料油（ＰＦＯ）をガス化工程の原料として代替することで、従来の精油残渣油を原料として使用する場合に比べて温室ガス排出を低減することができ、ガス化工程の運転費用を減少させ、工程効率を向上させることができる。
本発明の説明および請求の範囲にて使用されている用語や単語は、通常的もしくは辞書的な意味に限定して解釈してはならず、発明者らは、自分の発明を最善の方法で説明するために用語の概念を適切に定義することができるという原則に則って本発明の技術的思想に合致する意味と概念に解釈すべきである。
本発明において、用語「ストリーム（ｓｔｒｅａｍ）」は、工程内の流体（ｆｌｕｉｄ）の流れを意味し得、また、配管内で流れる流体自体を意味し得る。具体的には、前記「ストリーム」は、各装置を連結する配管内で流れる流体自体および流体の流れを同時に意味し得る。また、前記流体は、気体（ｇａｓ）または液体（ｌｉｑｕｉｄ）を意味し得、前記流体に固体成分（ｓｏｌｉｄ）が含まれている場合に対して排除するものではない。
本発明において、「＃」が正の整数である「Ｃ＃」という用語は、＃個の炭素原子を有するすべての炭化水素を示すものである。したがって、「Ｃ８」という用語は、８個の炭素原子を有する炭化水素化合物を示すものである。また、「Ｃ＃－」という用語は、＃個以下の炭素原子を有するすべての炭化水素分子を示すものである。したがって、「Ｃ８－」という用語は、８個以下の炭素原子を有する炭化水素の混合物を示すものである。また、「Ｃ＃＋」という用語は、＃個以上の炭素原子を有するすべての炭化水素分子を示すものである。したがって、「Ｃ１０＋」という用語は、１０個以上の炭素原子を有する炭化水素の混合物を示すものである。
以下、本発明に関する理解を容易にするために、本発明について、図１を参照してより詳細に説明する。
本発明によると、合成ガス（ｓｙｎｔｈｅｓｉｓ ｇａｓ、ｓｙｎｇａｓ）の製造方法が提供される。前記合成ガスの製造方法は、ナフサ分解工程（Ｓ１）から排出される熱分解ガス油（Ｐｙｒｏｌｙｓｉｓ Ｇａｓ Ｏｉｌ、ＰＧＯ）を含むＰＧＯストリームを蒸留塔４０に供給するステップと、前記蒸留塔４０の下部排出ストリームとナフサ分解工程（Ｓ１）から排出される熱分解燃料油（Ｐｙｒｏｌｙｓｉｓ Ｆｕｅｌ Ｏｉｌ、ＰＦＯ）を含むＰＦＯストリームをフィードストリームとしてガス化工程（Ｓ３）のための燃焼室に供給するステップとを含むことができる。
前記合成ガスは、油田と炭鉱地域の地から噴出する自然性ガス、メタンガス、エタンガスなどの天然ガスとは異なり、人工的に製造されたガスであり、ガス化（ｇａｓｉｆｉｃａｔｉｏｎ）工程を経て製造される。
前記ガス化工程は、石炭、石油、バイオマスなどの炭化水素を原料として、熱分解や、酸素、空気、水蒸気などのガス化剤と化学反応させて、主に水素および一酸化炭素を含む合成ガスに変換させる工程である。具体的には、本発明において、合成ガスは、水素および一酸化炭素を含むことができる。このようなガス化工程の最前段に位置する燃焼室には、ガス化剤および原料が供給されて７００℃以上の温度で燃焼過程を経て合成ガスを生成するが、前記燃焼室に供給される原料の動粘度が高いほど、燃焼室内の差圧が上昇するか、噴霧（ａｔｏｍｉｚｉｎｇ）がスムーズに行われず燃焼性能を低下させ、酸素過剰による爆発の恐れを高める。
従来、液体相の炭化水素（Ｈｙｄｒｏｃａｒｂｏｎ）原料を用いて合成ガスを製造するためのガス化工程の原料としては、原油を精製する精油工場（ｒｅｆｉｎｅｒｙ）から排出される減圧残渣油（ｖａｃｕｕｍ ｒｅｓｉｄｕｅ、ＶＲ）、バンカーＣ油（ｂｕｎｋｅｒ－ｃ ｏｉｌ）などの精油残渣油（ｒｅｆｉｎｅｒｙ ｒｅｓｉｄｕｅ）を主に使用していた。しかし、このような精油残渣油は、動粘度が高くて、ガス化工程の原料として使用されるために、粘度緩和のための熱処理、希釈剤または水の添加などの前処理が必要なだけでなく、精油残渣油には硫黄および窒素の含量が高くて、ガス化工程中に硫化水素などの酸性ガスおよびアンモニアの発生量が高くなるため、強化した環境規制に対応するためには、硫黄および窒素の含量が低い原料で精油残渣油を代替する必要性が高まっている状況である。例えば、前記精油残渣油のうち、減圧残渣油には、約３．５重量％の硫黄と、約３６００ｐｐｍの窒素が含まれ、バンカーＣ油には、約４．５重量％の硫黄が含まれることができる。
一方、ナフサを分解して、エチレン、プロピレンなどの石油化学基礎素材を製造する工程であるナフサ分解工程から排出される熱分解燃料油（Ｐｙｒｏｌｙｓｉｓ Ｆｕｅｌ Ｏｉｌ、ＰＦＯ）は、一般的に燃料として使用されているが、硫黄の含量が、前処理なしに燃料として使用するには高い水準であるため、環境規制によって販路が次第に狭くなっており、今後、販売が不可能な状況に備えなければならない状態である。
そのため、前記熱分解燃料油をガス化工程の原料として代替する方法が考慮されていたが、前記熱分解燃料油をガス化工程の原料として代替するためには、熱分解燃料油を加熱して動粘度を下げる必要があるが、前記熱分解燃料油の動粘度が非常に高くて、引火点以下でガス化工程の原料として使用するための動粘度の条件を満たすことができない不都合があった。
したがって、本発明では、ナフサ分解工程から排出される熱分解燃料油（ＰＦＯ）を含むＰＦＯストリームと熱分解ガス油（ＰＧＯ）を含むＰＧＯストリームを前記ガス化工程の原料として代替するための前処理工程（Ｓ２）を開発することで、従来の精油残渣油を原料として使用する場合に比べて温室ガスの排出を低減することができ、ガス化工程の運転費用を減少させ、工程効率を向上させようとした。
本発明の一実施形態によると、前記熱分解燃料油（ＰＦＯ）を含むＰＦＯストリームおよび前記熱分解ガス油（ＰＧＯ）を含むＰＧＯストリームは、ナフサ分解工程（Ｓ１）から排出されることができる。
具体的には、前記ナフサ分解工程は、パラフィン（ｐａｒａｆｆｉｎ）、ナフテン（ｎａｐｈｔｈｅｎｅ）および芳香族化合物（ａｒｏｍａｔｉｃｓ）を含むナフサ（ｎａｐｈｔｈａ）を分解して石油化学基礎素材として使用されるエチレン、プロピレンなどのオレフィン（ｏｌｅｆｉｎ）を製造する工程であり、ナフサ分解工程は、大きく、分解工程、急冷工程、圧縮工程および精製工程からなることができる。
前記分解工程は、ナフサを８００℃以上の分解炉で炭素数が少ない炭化水素として熱分解反応させる工程であり、高温の分解ガスが排出され得る。この際、前記ナフサは、分解炉への進入前に高圧の水蒸気から予熱過程を経た後、分解炉に供給されることができる。
前記急冷工程は、分解炉から排出された高温の分解ガス内の炭化水素の重合反応を抑制し、廃熱回収および後続工程（圧縮工程）の熱負荷の減少のために、前記高温の分解ガスを冷却させるステップである。この際、前記急冷工程は、前記高温の分解ガスを急冷オイル（ｑｕｅｎｃｈ ｏｉｌ）で１次冷却するステップと、急冷水（ｑｕｅｎｃｈ ｗａｔｅｒ）で２次冷却させるステップとを含んで行われることができる。
具体的には、前記１次冷却するステップにおいて、前記分解ガスをガソリン精留塔（ｇａｓｏｌｉｎｅ ｆｒａｃｔｉｏｎａｔｏｒ）に供給して、水素、メタン、エチレン、プロピレンなどを含む軽質留分、熱分解ガソリン（ＲＰＧ）、熱分解燃料油（ＰＦＯ）および熱分解ガス油（ＰＧＯ）を分離することができる。次に、前記軽質留分は、後続する圧縮工程に移送されることができる。
前記圧縮工程は、前記軽質留分を経済的に分離および精製するために、高圧下で軽質留分の昇圧により体積を減少させた圧縮ガスを生成する工程であることができる。
前記精製工程は、前記高圧で圧縮された圧縮ガスを超低温で冷却させた後、沸点差によってステップ別に成分を分離する工程であり、水素、エチレン、プロピレン、プロパン、Ｃ４留分および熱分解ガソリン（ＲＰＧ）などが生成されることができる。
上述のように、前記ナフサの分解工程（Ｓ１）のうち、急冷工程では、熱分解燃料油（ＰＦＯ）および熱分解ガス油（ＰＧＯ）が排出されることができる。一般的に、前記熱分解燃料油（ＰＦＯ）には、約０．１重量％以下の硫黄、および約２０ｐｐｍ以下の窒素が含まれており、燃料として使用時に、燃焼過程で硫酸化物（ＳＯｘ）および窒素酸化物（ＮＯｘ）が排出されるため、環境問題が引き起こされ得るが、これを合成ガスの原料として使用する場合には、相当低い水準である。
したがって、本発明では、熱分解燃料油（ＰＦＯ）および前処理した熱分解ガス油（ＰＧＯ）を合成ガスを製造するためのガス化工程の原料として使用することで、前記問題を解決することができ、さらには、従来の精油残渣油をガス化工程の原料として使用する場合に比べて温室ガス排出を低減することができ、ガス化工程の運転費用を減少させ、工程効率を向上させることができる。
本発明の一実施形態によると、上述のように、本発明のＰＦＯストリームおよびＰＧＯストリームは、それぞれ、ナフサ分解工程（Ｓ１）のガソリン精留塔１０から排出される熱分解燃料油（ＰＦＯ）および熱分解ガス油（ＰＧＯ）を含むことができる。具体的な例として、ガソリン精留塔１０の全体の段数において、最上段を１％の段、最下段を１００％の段として表現すると、前記ガソリン精留塔１０の全体の段数に対して、前記熱分解燃料油（ＰＦＯ）は、９０％以上の段、９５％以上の段、または９５％～１００％の段から排出されることができる。また、前記熱分解ガス油（ＰＧＯ）は、１０％～７０％の段、１５％～６５％の段、または２０％～６０％の段から排出されることができる。例えば、前記ガソリン精留塔１０の全体の段数が１００段である場合、最上段が１段、最下段が１００段であることができ、前記ガソリン精留塔１０の全体の段数の９０％以上の段は、ガソリン精留塔１０の９０段～１００段を意味し得る。
本発明の一実施形態によると、前記ＰＧＯストリームは、前記ナフサ分解工程（Ｓ１）のガソリン精留塔１０の側部から排出され、熱分解ガス油（ＰＧＯ）を含む側部排出ストリームを第１ストリッパー２０に供給した後、前記第１ストリッパー２０の下部から排出された下部排出ストリームであることができる。また、前記ＰＦＯストリームは、前記ナフサ分解工程（Ｓ１）のガソリン精留塔１０の下部から排出され、熱分解燃料油（ＰＦＯ）を含む下部排出ストリームを第２ストリッパー３０に供給した後、前記第２ストリッパー３０の下部から排出された下部排出ストリームであることができる。
前記第１ストリッパー２０および第２ストリッパー３０は、液体の中に溶解している気体または蒸気を分離および除去するストリッピング（ｓｔｒｉｐｐｉｎｇ）工程が行われる装置であることができ、例えば、スチームまたは不活性ガスなどによる直接接触、加熱および加圧などの方法により行われることができる。具体的な例として、前記ガソリン精留塔１０の側部排出ストリームを第１ストリッパー２０に供給し、第１ストリッパー２０から前記ガソリン精留塔１０の側部排出ストリームから分離した軽質分を含む上部排出ストリームを前記ガソリン精留塔１０に還流させることができる。また、前記ガソリン精留塔１０の下部排出ストリームを第２ストリッパー３０に供給し、第２ストリッパー３０から前記ガソリン精留塔１０の下部排出ストリームから分離した軽質分を含む上部排出ストリームを前記ガソリン精留塔１０に還流させることができる。
本発明の一実施形態によると、前記ＰＧＯストリームは、Ｃ１０～Ｃ１２の炭化水素を７０重量％以上または７０重量％～９５重量％含み、前記ＰＦＯストリームは、Ｃ１３＋炭化水素を７０重量％以上または７０重量％～９８重量％含むことができる。例えば、前記Ｃ１０～Ｃ１２の炭化水素を７０重量％以上含むＰＧＯストリームの４０℃での動粘度は、１～２００ｃＳｔであることができ、引火点は、１０～５０℃であることができる。また、例えば、前記Ｃ１３＋炭化水素を７０重量％以上含むＰＦＯストリームの４０℃での動粘度は、４００～１００，０００ｃＳｔであることができ、引火点は、７０～２００℃であることができる。このように、前記ＰＧＯストリームに比べて重質の炭化水素をより多く含むＰＦＯストリームは、同一の温度条件で、熱分解ガス油に比べて動粘度および引火点が高いことができる。
本発明の一実施形態によると、前記ＰＧＯストリームの沸点は、２００～２８８℃、または２１０～２７０℃であり、前記ＰＦＯストリームの沸点は、２８９℃～５５０℃、または３００～５００℃であることができる。
前記ＰＧＯストリームおよびＰＦＯストリームの沸点は、それぞれ、多数の炭化水素からなるバルク（ｂｕｌｋ）状のＰＧＯストリームおよびＰＦＯストリームの沸点を意味し得る。この際、前記ＰＧＯストリームに含まれる炭化水素の種類とＰＦＯストリームに含まれる炭化水素の種類は、互いに相違していてもよく、一部の種類は同一であってもよい。具体的な例として、前記ＰＧＯストリームおよびＰＦＯストリームに含まれる炭化水素の種類は、上述のように含まれることができる。
本発明の一実施形態によると、前記ナフサ分解工程（Ｓ１）から排出される熱分解ガス油（Ｐｙｒｏｌｙｓｉｓ Ｇａｓ Ｏｉｌ、ＰＧＯ）を含むＰＧＯストリームを蒸留塔４０に供給することができる。
前記蒸留塔４０に供給されたＰＧＯストリームは、前記蒸留塔４０に供給され、前記蒸留塔４０の上部から軽質留分を含む上部排出ストリームの排出により、蒸留塔４０の下部から動粘度および引火点が調節された下部排出ストリームとして取得されることができる。具体的な例として、前記ＰＧＯストリーム内に含まれている重質留分に比べて軽質留分の動粘度および引火点が低いことができ、前記蒸留塔４０でＰＧＯストリーム内の軽質留分の一部を除去することで、目的とする動粘度および引火点を有するストリームを蒸留塔４０の下部から排出させることができる。
本発明の一実施形態によると、前記蒸留塔４０に供給されるＰＧＯストリームの流量に対する前記蒸留塔４０の上部排出ストリームの流量の比率（以下、「蒸留塔４０の蒸留比率」とする）は、０．０４～０．２３、０．０８～０．２、または０．１～０．２であることができる。すなわち、前記蒸留塔４０の蒸留比率を０．０４～０．２３、０．０８～０．２、または０．１～０．２に調節することができる。ここで、「流量」は、単位時間当たりの重量の流れを意味し得る。具体的な例として、前記流量の単位は、ｋｇ／ｈであることができる。
上記の範囲の蒸留塔４０の蒸留比率は、前記蒸留塔４０の上部排出ストリームが移送される配管に設置された流量調節装置（図示せず）を介して調節され、前記蒸留塔４０の性能は、蒸留比率および蒸留塔４０の上部排出ストリームの還流比（ｒｅｆｌｕｘ ｒａｔｉｏ）を調節することで行われることができる。この際、前記還流比は、流出ストリームの流量に対する還流ストリームの流量の比を意味し得、具体的な例として、前記蒸留塔４０の上部排出ストリームの還流比とは、前記蒸留塔４０の上部排出ストリームの一部を分岐して還流ストリームとして前記蒸留塔４０に還流させ、残部は流出ストリームとして排出させる場合に、前記流出ストリームの流量に対する還流ストリーム流量の比（以下、「還流比」とする）を意味し得る。より具体的な例として、前記蒸留塔４０の還流比は、０．０３～１２、０．１～８、または０．２～６であることができる。
本発明の一実施形態によると、前記蒸留塔４０の下部排出ストリームは、Ｃ１０＋炭化水素の含量が８０重量％以上または８５重量％～９８重量％であり、Ｃ８－炭化水素の含量が５重量％以下または０．０１重量％～５重量％であることができる。
例えば、前記Ｃ８－炭化水素は、ペンタン、ペンテン、ペンタジエン、メチルブテン、シクロペンタン、シクロペンテン、ヘキサン、シクロヘキサン、ヘプタン、メチルヘキサン、オクタン、ベンゼン、トルエン、キシレンおよびスチレンからなる群から選択される１種以上を含むことができる。具体的な例として、前記Ｃ８－炭化水素は、上述のＣ８－炭化水素の種類をすべて含むことができ、これに限定されるものではない。
また、例えば、前記Ｃ１０＋炭化水素は、ジシクロペンタジエン、ナフタレン、メチルナフタレン、テトラメチルベンゼン、フルオレンおよびアントラセンからなる群から選択される１種以上を含むことができる。具体的な例として、前記Ｃ１０＋炭化水素は、上述のＣ１０＋炭化水素の種類をすべて含むことができ、これに限定されるものではない。
具体的には、前記蒸留塔４０の蒸留比率と還流比を制御することで、ＰＧＯストリームを前処理し、前記前処理過程で組成が制御された蒸留塔４０の下部排出ストリームが排出されることができ、前記ＰＦＯストリームと混合されてフィードストリームを形成する前記蒸留塔４０の下部排出ストリームの流量が調節されることができる。
前記蒸留塔４０の下部排出ストリームとナフサ分解工程（ＮＣＣ）から排出される熱分解燃料油（Ｐｙｒｏｌｙｓｉｓ Ｆｕｅｌ Ｏｉｌ、ＰＦＯ）を含むＰＦＯストリームをフィードストリームとしてガス化工程（Ｓ３）のための燃焼室に供給することができる。この際、前記蒸留塔４０の下部排出ストリームとＰＦＯストリームは、混合ストリームを形成した後、フィードストリームとして燃焼室に供給することができる。
上述のように、前記ガス化工程（Ｓ３）の最前段に位置する燃焼室（図示せず）には、ガス化剤および原料が供給され、７００℃以上の温度で燃焼過程を経て合成ガスを生成することができる。この際、前記合成ガスの生成反応は、２０～８０気圧の高圧で行われ、燃焼室内で、原料は、２～４０ｍ／ｓの速い流速で移動する必要がある。したがって、前記合成ガスの生成反応のために、高い圧力で原料が速い流速でポンピングされる必要があるが、前記燃焼室に供給される原料の動粘度が適正範囲を超える場合、ポンパビリティー（ｐｕｍｐａｂｉｌｉｔｙ）の低下によって高価のポンプを使用しなければならないか、エネルギー消費量が増加して費用が増加し、所望の条件でのポンピング（ｐｕｍｐｉｎｇ）が不可能になり得る。さらに、ポンピングがスムーズに行われず、原料を燃焼室に均一に供給することができない問題がある。また、燃焼室内の差圧が上昇するか、小さい粒子径で原料の均一な噴霧（ａｔｏｍｉｚｉｎｇ）がスムーズに行われず、燃焼性能を低下させる可能性があり、生産性が低下し、多量のガス化剤が必要となり、酸素過剰による爆発の恐れが高まる。この際、前記動粘度の適正範囲は、合成しようとする合成ガスの種類、燃焼室で行われる燃焼過程の条件などに応じて多少差があり得るが、一般的に、原料の動粘度は、前記ガス化工程（Ｓ３）内の燃焼室に原料が供給される時点の原料の温度で、費用、生産性および安定性の面で、低いほど有利であり、３００ｃＳｔ以下の範囲を有することが好ましく、この範囲内で、燃焼室内の差圧の上昇を防止し、噴霧がスムーズに行われて燃焼性能を向上させることができ、燃焼反応がスムーズに行われて反応性を向上させることができる。
また、前記燃焼室に供給される原料の引火点が適正範囲未満である場合、低い引火点によって燃焼反応の発生前に、バーナー（Ｂｕｒｎｅｒ）で火炎が生じ得、燃焼室内の火炎の逆化現象によって爆発の恐れが存在し、燃焼室の耐火物が損傷し得る。この際、前記引火点の適正範囲は、燃焼室で合成しようとする合成ガスの種類、燃焼室で行われる燃焼過程の条件などに応じて変わることができるが、一般的に、原料の引火点は、前記ガス化工程（Ｓ３）内の燃焼室に原料が供給される時点の原料の温度より２５℃以上高い範囲を有することが好ましく、この範囲内で、原料の損失、爆発の恐れおよび燃焼室の耐火物の損傷を防止することができる。
これにより、本発明では、前記蒸留塔４０の下部排出ストリームとＰＦＯストリームを含むフィードストリームを前記ガス化工程（Ｓ３）内の燃焼室に供給される原料として使用することで、前記蒸留塔４０の下部排出ストリームが前記燃焼室に供給される時点の温度での前記蒸留塔４０の下部排出ストリームとＰＦＯストリームを含むフィードストリームの動粘度と引火点を適正範囲に制御することができる。
本発明の一実施形態によると、前記フィードストリームの燃焼室への供給時点での温度は、前記フィードストリームの前記燃焼室への供給時点の引火点より２５℃以上低く、３００ｃＳｔ以下の動粘度を有する温度であることができる。すなわち、前記フィードストリームは、燃焼室への供給時点での動粘度が３００ｃＳｔ以下または１ｃＳｔ～３００ｃＳｔであることができ、前記フィードストリームの引火点は、前記燃焼室への供給時点での温度より２５℃以上または２５℃～１５０℃高いことができる。この際、前記フィードストリームの燃焼室に供給される時点の温度は、２０℃～９０℃、または３０℃～８０℃であることができる。前記範囲内のフィードストリームの燃焼室への供給時点の温度で動粘度は３００ｃＳｔ以下であることができ、引火点より２５℃以上低いことができ、ガス化工程（Ｓ３）の原料として使用するための工程運転条件を満たすことができる。
具体的には、前記蒸留塔４０の運転条件を調節してＰＧＯストリームの組成が制御された蒸留塔４０の下部排出ストリームを、ＰＧＯストリームとともにフィードストリームとしてガス化工程（Ｓ３）のための燃焼室に供給することで、前記フィードストリームの燃焼室への供給時点で、引火点は、前記供給時点のフィードストリームの温度より２５℃以上高く、動粘度は、前記供給時点のフィードストリームの温度で３００ｃＳｔ以下の範囲を有することができる。
前記蒸留塔４０で蒸留比率が０．０４～０．２３である場合には、引火点が低い軽い物質を除去することにより、これをＰＦＯストリームと混合することで動粘度の増加幅より引火点の増加幅が増加し、フィードストリームの燃焼室への供給時点での引火点および動粘度を上述の引火点および動粘度の範囲に制御することができる。一方、前記蒸留塔４０の蒸留比率が０．０４未満である場合には、前記蒸留塔４０の下部排出ストリームとＰＦＯストリームを混合してもフィードストリームの燃焼室への供給時点で、引火点がフィードストリームの燃焼室への供給時点での温度より２５℃以上高くなるように制御することが難しく、前記蒸留塔４０の蒸留比率が０．２３を超える場合には、引火点の増加幅より動粘度の増加幅が増加するため、動粘度を３００ｃＳｔ以下に制御し難い問題がある。
このように、前記蒸留塔４０の蒸留比率を調節することで、ＰＧＯストリームを前処理し、前記前処理されたＰＧＯストリームである蒸留塔４０の下部排出ストリームをＰＦＯストリームと混合してフィードストリームとして使用した時に、前記フィードストリームの燃焼室への供給時点で引火点および動粘度を制御することができ、これにより、ガス化工程（Ｓ３）の原料として使用するのに適する物性を有するようにすることができる。
本発明の一実施形態によると、前記蒸留塔４０に供給されるＰＧＯストリームおよび前記ＰＦＯストリームの流量比は、０．２：１～１．６：１，０．２５：１～１．２：１または０．３：１～０．８：１であることができる。前記フィードストリームは、蒸留塔４０に供給されるＰＧＯストリームとＰＦＯストリームが前記範囲内の流量比に制御されることで、前記蒸留塔４０の下部排出ストリームの組成が制御されて燃焼室への供給時点で引火点および動粘度を制御することができ、これにより、ガス化工程（Ｓ３）の原料としての使用に適する物性を有するようにすることができる。
一方、例えば、図２に図示されているように、前記ＰＦＯストリームを前処理工程（Ｓ２）なしに直接燃焼室に供給するか、図３に図示されているように、前記ＰＧＯストリームを前処理工程（Ｓ２）なしに直接燃焼室に供給するか、または、図４に図示されているように、前記ＰＧＯストリームおよびＰＦＯストリームの混合油ストリームを本発明による前処理工程（Ｓ２）なしに直接燃焼室に供給する場合には、上述の適正範囲の動粘度および引火点をすべて満たす温度が存在しない問題が発生し得る。
このように、前記適正範囲の動粘度および引火点のいずれか一つでも満たしていない温度でＰＦＯストリーム、ＰＧＯストリーム、またはＰＦＯストリームとＰＧＯストリームの混合油ストリームが燃焼室に供給される場合には、燃焼室内の差圧が上昇するか噴霧がスムーズに行われず、燃焼性能を低下させる可能性があり、酸素過剰による爆発の恐れを高めるか、または燃焼反応の発生前にバーナーで火炎が生じ得、燃焼室内の火炎の逆化現象によって爆発の恐れが存在し、燃焼室の耐火物が損傷する問題が発生し得る。
具体的には、前記ＰＦＯストリームは、重質留分の含量が高くて粘度が非常に高く、前記ＰＦＯストリームを合成ガスの原料として使用するためには加熱を介して粘度を下げる必要があるが、引火点より低い温度での動粘度が適正範囲に制御されない問題がある。また、前記ＰＧＯストリームの場合には、引火点が常温以下と非常に低くて合成ガス原料としての使用が不可能である。また、前記ＰＧＯストリームおよびＰＦＯストリームの混合油ストリームは、一般的に、ＰＦＯストリームおよびＰＧＯストリームの全体のストリームの流量に対して、ＰＧＯストリームの流量の比率は０．３５～０．７程度であり、この場合にも、動粘度と引火点を同時に満たすことができず、合成ガスの原料としては使用が困難である。
一般的に、ＰＦＯストリームおよびＰＧＯストリームは、ＮＣＣ工程において最も重い残渣油であることから単純燃料として使用されており、このように、単純燃料として使用される場合には、組成および物性を調節する必要がなかった。しかし、本発明のように、合成ガスの原料として使用するためには、特定の物性、例えば、動粘度と引火点を同時に満たす必要がある。しかし、ＰＧＯストリームは、動粘度が満たされても引火点が過剰に低く、ＰＦＯストリームは、引火点は高いとしても動粘度が過剰に高く、それぞれのストリームは、動粘度と引火点を同時に満たすことができず、合成ガスの原料としては使用が困難であった。また、前記ＰＦＯストリームおよびＰＧＯストリームの全体のストリームを合成ガスの原料として使用する場合、一般的に、ＰＦＯストリームおよびＰＧＯストリームの全体のストリームの流量に対して、ＰＧＯストリームの流量の比率は０．３５～０．７程度であり、この場合にも、動粘度と引火点を同時に満たすことができず、合成ガスの原料としては使用が困難であった。これに対して、本発明では、前記ＰＧＯストリームの全量を蒸留塔４０に供給して前処理し、前処理されたＰＧＯストリームである蒸留塔４０の下部排出ストリームとＰＦＯストリームをガス化工程（Ｓ３）の原料として燃焼室に供給することで、前記フィードストリームの燃焼室への供給時点で、前記フィードストリームの引火点は、前記供給時点のフィードストリームの温度より２５℃以上高い範囲に制御し、且つ動粘度は、前記供給時点のフィードストリームの温度で３００ｃＳｔ以下の範囲に制御することができ、これにより、合成ガスの原料として使用するための条件を満たすことができた。
本発明の一実施形態によると、前記フィードストリームは、ガス化工程（Ｓ３）に供給される前に熱交換器（図示せず）を通過させた後、ガス化工程（Ｓ３）に供給することができる。この場合、前記フィードストリームのガス化工程（Ｓ３）への供給温度を調節するとともに、廃熱として廃棄される前記フィードストリームの顕熱を、熱交換器を用いて、工程内において再使用することで、工程エネルギーを低減することができる。
本発明の一実施形態によると、前記ガス化工程（Ｓ３）内の燃焼室に供給されたフィードストリームを７００℃以上、７００～２０００℃、または８００～１８００℃の温度で燃消させるステップをさらに含むことができる。また、前記フィードストリームをガス化剤とともに前記燃焼室に供給することができる。この際、前記ガス化剤は、酸素、空気、水蒸気からなる群から選択される１種以上を含むことができ、具体的な例として、前記ガス化剤は、酸素および水蒸気であることができる。
このように、前記フィードストリームをガス化剤の存在下で、高温で燃消させることで、合成ガスが製造されることができる。本発明の製造方法により製造された前記合成ガスは、一酸化炭素と水素を含み、二酸化炭素、アンモニア、硫化水素、シアン化水素、および硫化カルボニルからなる群から選択される１種以上をさらに含むことができる。
本発明の一実施形態によると、合成ガスの製造方法では、必要な場合、バルブ、ポンプ、分離器および混合器などの装置をさらに設置することができる。
以上、本発明による合成ガスの製造方法について記載および図面に図示しているが、前記の記載および図面の図示は、本発明を理解するための核心的な構成のみを記載および図示したものであって、前記記載および図面に図示している工程および装置以外に、別に記載および図示していない工程および装置は、本発明による合成ガスの製造方法を実施するために適宜応用されて用いられることができる。
以下、実施例を参照して本発明をより詳細に説明する。しかし、下記実施例は、本発明を例示するためのものであって、本発明の範疇および技術思想の範囲内で様々な変更および修正が可能であることは、通常の技術者にとって明白なことであり、これらにのみ本発明の範囲が限定されるものではない。
実施例
実施例１～５
図１に図示されている工程フローチャートにしたがって、合成ガスの製造を行った。
実施例１～５
図１に図示されている工程フローチャートにしたがって、合成ガスの製造を行った。
具体的には、ナフサ分解工程（Ｓ１）のガソリン精留塔１０の全体の段数に対して４０％の段から排出された側部排出ストリームを第１ストリッパー２０に供給した後、前記第１ストリッパー２０の下部から熱分解ガス油（ＰＧＯ）を含むＰＧＯストリームを排出し、この際、前記ＰＧＯストリーム内のＣ１０～Ｃ１２の含量は７４重量％と確認された。また、前記ガソリン精留塔１０の全体の段数に対して１００％の段から排出された下部排出ストリームを第２ストリッパー３０に供給した後、前記第２ストリッパー３０の下部から熱分解燃料油（ＰＦＯ）を含むＰＦＯストリームを排出し、この際、前記ＰＦＯストリーム内のＣ１３＋の含量は９１重量％と確認された。また、前記ＰＧＯストリームの引火点は３０．５℃であり、４０℃での動粘度は７０ｃＳｔであり、前記ＰＦＯストリームの引火点は８８℃であり、４０℃での動粘度は６７５ｃＳｔであった。
前記ＰＧＯストリームは蒸留塔４０に供給した後、前記蒸留塔４０の蒸留比率を調節して、蒸留塔４０の下部排出ストリームはＰＦＯストリームと混合してガス化工程（Ｓ３）のためのフィードストリームを生成することで前処理工程（Ｓ２）を行った。この際、前記蒸留塔４０の還流比は３に制御し、前記蒸留塔４０に供給されるＰＧＯストリームおよびＰＦＯストリームの流量比は０．６５：１と確認された。
前記フィードストリームは、酸素および蒸気とともにガス化工程（Ｓ３）内の燃焼室に供給し、水素および一酸化炭素を含む合成ガスを製造した。
下記表１には、前記蒸留塔４０の蒸留比率、前記フィードストリームの燃焼室への供給時点温度および引火点を測定して示した。また、前記測定結果に応じて、工程運転基準を満たすか否かを確認した。この際、前記フィードストリームの燃焼室への供給時点は、熱交換器を用いて動粘度を３００ｃＳｔに制御する温度条件に設定した。具体的には、動粘度を３００ｃＳｔに制御する温度条件を導き出すために、当該サンプルの動粘度を温度別に測定した後、温度と粘度関係式（Ｃｏｒｒｅｌａｔｉｏｎ）を設けて内挿法（Ｉｎｔｅｒｐｏｌａｔｉｏｎ）を用いて計算した。
前記動粘度と引火点は、下記のように測定し、これは、実施例および比較例の両方で適用した。
（１）動粘度：測定しようとするサンプルのストリームからサンプルを取得し、Ａｎｔｏｎ Ｐａａｒ社製のＳＶＭ ３００１を使用してＡＳＴＭ Ｄ７０４２に準じて測定した。また、前記各サンプルは動粘度測定温度より１０℃低く温度を維持し、軽質物質（Ｌｉｇｈｔ）の気化を防ぐために、密封した容器にサンプルを保管して気相の発生を最小化した。
（２）引火点：測定しようとするサンプルのストリームからサンプルを取得し、ＴＡＮＡＫＡ社製のａｐｍ－８を使用してＡＳＴＭ Ｄ９３に準じて測定した。また、前記各サンプルは、引火点の予想温度より１０℃低く温度を維持し、軽質物質（Ｌｉｇｈｔ）の気化を防ぐために、密封した容器にサンプルを保管して気相の発生を最小化した。
比較例
比較例１
図２に図示されている工程フローチャートにしたがって、合成ガスの製造を行った。
比較例１
図２に図示されている工程フローチャートにしたがって、合成ガスの製造を行った。
具体的には、ナフサ分解工程（Ｓ１）のガソリン精留塔１０の全体の段数に対して１００％の段から排出された下部排出ストリームを第２ストリッパー３０に供給した後、前記第２ストリッパー３０の下部から熱分解燃料油（ＰＦＯ）を含むＰＦＯストリームを排出した。
前記ＰＦＯストリームは、酸素および蒸気とともにガス化工程（Ｓ３）内の燃焼室に供給した。この際、前記ＰＦＯストリーム内のＣ１３＋の含量は９１重量％と確認され、前記ＰＦＯストリームの引火点は８８℃であり、４０℃での動粘度は６７５ｃＳｔであった。
下記表２には、前記ＰＦＯストリームの燃焼室への供給時点温度を測定して示した。また、前記測定結果に応じて、工程運転基準を満たすか否かを確認した。この際、前記ＰＦＯストリームの燃焼室への供給時点は、熱交換器を用いて動粘度を３００ｃＳｔに制御する温度条件に設定した。
比較例２
図３に図示されている工程フローチャートにしたがって、合成ガスの製造を行った。
図３に図示されている工程フローチャートにしたがって、合成ガスの製造を行った。
具体的には、ナフサ分解工程（Ｓ１）のガソリン精留塔１０の全体の段数に対して４０％の段から排出された側部排出ストリームを第１ストリッパー２０に供給した後、前記第１ストリッパー２０の下部から熱分解ガス油（ＰＧＯ）を含むＰＧＯストリームを排出した。
前記ＰＧＯストリームは酸素および蒸気とともにガス化工程（Ｓ３）内の燃焼室に供給した。この際、前記ＰＧＯストリーム内のＣ１０～Ｃ１２の含量は７４重量％と確認され、前記ＰＧＯストリームの引火点は３０．５℃であり、４０℃での動粘度は７０ｃＳｔであった。
下記表２には、前記ＰＧＯストリームの燃焼室への供給時点温度を測定して示した。また、前記測定結果に応じて、工程運転基準を満たすか否かを確認した。この際、前記ＰＧＯストリームの燃焼室への供給時点は、熱交換器を用いて動粘度を３００ｃＳｔに制御する温度条件に設定した。
比較例３
図４に図示されている工程フローチャートにしたがって、合成ガスの製造を行った。
図４に図示されている工程フローチャートにしたがって、合成ガスの製造を行った。
具体的には、ナフサ分解工程（Ｓ１）のガソリン精留塔１０の全体の段数に対して４０％の段から排出された側部排出ストリームを第１ストリッパー２０に供給した後、前記第１ストリッパー２０の下部から熱分解ガス油（ＰＧＯ）を含むＰＧＯストリームを排出し、この際、前記ＰＧＯストリーム内のＣ１０～Ｃ１２の含量は７４重量％と確認された。前記ガソリン精留塔１０の全体の段数に対して１００％の段から排出された下部排出ストリームを第２ストリッパー３０に供給した後、前記第２ストリッパー３０の下部から熱分解燃料油（ＰＦＯ）を含むＰＦＯストリームを排出し、この際、前記ＰＦＯストリーム内のＣ１３＋の含量は９１重量％と確認された。
次に、前記ＰＧＯストリームおよびＰＦＯストリームを混合することで混合油ストリームを生成した。この際、前記ＰＧＯストリームの引火点は３０．５℃であり、４０℃での動粘度は７０ｃＳｔであり、前記ＰＦＯストリームの引火点は８８℃であり、４０℃での動粘度は６７５ｃＳｔであった。また、前記混合油ストリームの流量に対するＰＧＯストリームの流量の比率は０．４であった。その後、前記混合油ストリームを酸素および蒸気とともにガス化工程（Ｓ３）内の燃焼室に供給した。
下記表２には、前記混合油ストリームの引火点、前記混合油ストリームの燃焼室への供給時点温度を測定して示した。また、前記測定結果に応じて、工程運転基準を満たすか否かを確認した。この際、前記混合油ストリームの燃焼室への供給時点は、熱交換器を用いて動粘度を３００ｃＳｔに制御する温度条件に設定した。
前記表１および表２で、工程運転基準を満たすか否かは、実施例１～５および比較例１～３のそれぞれで燃焼室に供給されるストリームに対して、前記燃焼室への供給時点での動粘度が３００ｃＳｔになるようにする前記燃焼室への供給時点での温度が引火点より２５℃以上低い場合〇、そうではない場合×と表示した。
前記表１および表２を参照すると、本発明の合成ガスの製造方法にしたがって、蒸留塔４０の蒸留比率を適正範囲（０．０４～０．２３）に調節して下部排出ストリームを生成した後、前記蒸留塔４０の下部排出ストリームとＰＦＯストリームをフィードストリームとしてガス化工程（Ｓ３）のための燃焼室に供給した実施例２～４の場合、前記フィードストリームの燃焼室への供給時点で、前記フィードストリームの引火点は、前記燃焼室への供給時点のフィードストリームの温度より２５℃以上高く、動粘度は、前記燃焼室への供給時点のフィードストリームの温度で３００ｃＳｔ以下の範囲を有することを確認することができる。このような引火点および動粘度の範囲を同時に有することで、ガス化工程（Ｓ３）の原料として使用するための工程運転条件を満たすことを確認した。
特に、前記図１に図示されているように、前処理工程（Ｓ２）で蒸留塔４０の蒸留比率が０．１～０．２の範囲内に制御された状態で排出される蒸留塔４０の下部排出ストリームとＰＦＯストリームを含むフィードストリームを形成した実施例３は、フィードストリームの燃焼室への供給時点で、前記フィードストリームの引火点は、前記燃焼室への供給時点のフィードストリームの温度より２８℃以上高く、より安定した運転が可能であることを確認した。
また、蒸留塔４０の蒸留比率を適正範囲（０．０４～０．２３）に調節していない状態で排出される蒸留塔４０の下部排出ストリームとＰＦＯストリームを含むフィードストリームを形成した実施例１および５を参照すると、前記燃焼室への供給時点のフィードストリーム温度で動粘度を３００ｃＳｔに制御する時に、前記燃焼室への供給時点のフィードストリームの温度が引火点より２５℃以上低く制御されないことが分かる。
一方、図２に図示されているように、前記ＰＦＯストリームを前処理工程（Ｓ２）なしに直接前記燃焼室に供給するか（比較例１）、図３に図示されているように、前記ＰＧＯストリームを前処理工程（Ｓ２）なしに直接前記燃焼室に供給するか（比較例２）、または、前記図４に図示されているように、ＰＧＯストリームおよびＰＦＯストリームの混合油ストリームを本発明による前処理工程（Ｓ２）なしに直接燃焼室に供給する場合（比較例３）には、上述の適正範囲の動粘度および引火点をすべて満たす温度が存在しないことを確認することができる。このように、適正範囲の動粘度および引火点をすべて満たすことができない比較例１～３それぞれのストリームは、ガス化工程（Ｓ３）の原料として使用するための工程運転条件を満たすことができないことを確認した。
前記適正範囲の動粘度および引火点のいずれか一つでも満たしていない温度でガス化工程（Ｓ３）の原料が燃焼室に供給される場合には、燃焼室内の差圧が上昇するか噴霧がスムーズに行われず、燃焼性能を低下させる可能性があり、酸素過剰による爆発の恐れを高めるか、または燃焼反応の発生前に、バーナーで火炎が生じ得、燃焼室内の火炎の逆化現象によって爆発の恐れが存在し、燃焼室の耐火物が損傷する問題がある。
Claims (15)
- ナフサ分解工程（ＮＣＣ）から排出される熱分解ガス油（Ｐｙｒｏｌｙｓｉｓ Ｇａｓ Ｏｉｌ、ＰＧＯ）を含むＰＧＯストリームを蒸留塔に供給するステップと、
前記蒸留塔の下部排出ストリームとナフサ分解工程（ＮＣＣ）から排出される熱分解燃料油（Ｐｙｒｏｌｙｓｉｓ Ｆｕｅｌ Ｏｉｌ、ＰＦＯ）を含むＰＦＯストリームをフィードストリームとしてガス化工程のための燃焼室に供給するステップと、
を含み、
前記フィードストリームは、前記燃焼室への供給時点での動粘度が３００ｃＳｔ以下である、合成ガスの製造方法。 - 前記蒸留塔に供給されるＰＧＯストリームの流量に対する前記蒸留塔の上部排出ストリームの流量の比率（ｄｉｓｔｉｌｌａｔｅの比率）は、０．０４～０．２３である、請求項１に記載の合成ガスの製造方法。
- 前記蒸留塔に供給されるＰＧＯストリームの流量に対する前記蒸留塔の上部排出ストリームの流量の比率（ｄｉｓｔｉｌｌａｔｅの比率）は、０．１～０．２である、請求項１又は２に記載の合成ガスの製造方法。
- 前記フィードストリームの引火点は、前記燃焼室への供給時点での温度より２５℃以上高い、請求項１～３のいずれか一項に記載の合成ガスの製造方法。
- 前記フィードストリームは、前記燃焼室への供給時点での動粘度が１ｃＳｔ～３００ｃＳｔであり、
前記フィードストリームの引火点は、前記燃焼室への供給時点での温度より２５℃～１５０℃高い、請求項１～４のいずれか一項に記載の合成ガスの製造方法。 - 前記フィードストリームは、燃焼室への供給時点での温度が２０℃～９０℃である、請求項１～５のいずれか一項に記載の合成ガスの製造方法。
- 前記フィードストリームは、前記蒸留塔の下部排出ストリームおよび前記ＰＦＯストリームの流量比が０．２：１～１．６：１である、請求項１～６のいずれか一項に記載の合成ガスの製造方法。
- 前記フィードストリームを燃焼室に供給する前に、熱交換器を通過させる、請求項１～７のいずれか一項に記載の合成ガスの製造方法。
- 前記ＰＧＯストリームは、Ｃ１０～Ｃ１２の炭化水素を７０重量％以上含み、
前記ＰＦＯストリームは、Ｃ１３＋炭化水素を７０重量％以上含む、請求項１～８のいずれか一項に記載の合成ガスの製造方法。 - 前記ＰＧＯストリームの引火点は、１０～５０℃であり、
前記ＰＦＯストリームの引火点は、７０～２００℃である、請求項１～９のいずれか一項に記載の合成ガスの製造方法。 - 前記ＰＧＯストリームは、４０℃での動粘度が１～２００ｃＳｔであり、
前記ＰＦＯストリームは、４０℃での動粘度が４００～１００，０００ｃＳｔである、請求項１～１０のいずれか一項に記載の合成ガスの製造方法。 - 前記ＰＧＯストリームは、前記ナフサ分解工程のガソリン精留塔の側部から排出された側部排出ストリームを第１ストリッパーに供給した後、前記第１ストリッパーの下部から排出された下部排出ストリームであり、
前記ＰＦＯストリームは、前記ナフサ分解工程のガソリン精留塔の下部から排出された下部排出ストリームを第２ストリッパーに供給した後、前記第２ストリッパーの下部から排出された下部排出ストリームである、請求項１～１１のいずれか一項に記載の合成ガスの製造方法。 - 前記ガソリン精留塔の下部排出ストリームは、前記ガソリン精留塔の全体の段数に対して９０％以上の段から排出され、
前記ガソリン精留塔の側部排出ストリームは、前記ガソリン精留塔の全体の段数に対して１０％～７０％の段から排出される、請求項１２に記載の合成ガスの製造方法。 - 前記蒸留塔の下部排出ストリームは、Ｃ１０＋炭化水素の含量が８０重量％以上であり、Ｃ８－炭化水素の含量が５重量％以下である、請求項１～１３のいずれか一項に記載の合成ガスの製造方法。
- 前記蒸留塔の還流比（ｒｅｆｌｕｘ ｒａｔｉｏ）は、０．０３～１２である、請求項１～１４のいずれか一項に記載の合成ガスの製造方法。
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