WO2007114250A1 - 液体燃料合成システム - Google Patents

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WO2007114250A1
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reactor
synthesis
synthesis gas
reformer
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Yasuhiro Onishi
Osamu Wakamura
Kenichiro Fujimoto
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Nippon Steel Engineering Co., Ltd.
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Definitions

  • the present invention relates to a liquid fuel synthesis system.
  • FT synthesis reaction Fischer-Tropsch synthesis reaction
  • synthesis gas raw material gas
  • FT synthesis reaction Fischer-Tropsch synthesis reaction
  • synthesis gas raw material gas
  • GTL Gas To Liquid
  • a liquid fuel synthesis system using GTL technology is composed of a reformer that reforms natural gas to produce carbon monoxide gas and hydrogen gas, and a liquid from the synthesis gas that is produced by the synthesis reaction by the reformer. It has a reactor that produces fuel. In order to improve the reaction rate of the synthesis reaction in the reactor, it is necessary to appropriately set the pressure of the synthesis gas introduced into the reactor and adjust the reaction pressure in the reactor appropriately.
  • a decarboxylation device, piping, valves, and the like may be provided between the reformer and the reactor. Therefore, in the conventional liquid fuel synthesizing system, the pressure of the synthesis gas sent from the reformer is lowered when it is introduced into the reactor due to pressure loss due to these devices and piping. As a result, since the reaction pressure in the reactor does not become an appropriate pressure, the reaction rate of the synthesis reaction decreases.
  • the present invention has been made in view of the above problems, and it is possible to secure a stable reaction pressure necessary for the synthesis reaction in the reactor, and to improve the reaction rate of the synthesis reaction. It is an object to provide an efficient liquid fuel synthesis system.
  • a liquid fuel synthesizing system of the present invention includes a reformer that reforms a hydrocarbon raw material to generate a syngas mainly composed of carbon monoxide and hydrogen gas; and included in the syngas A reactor for synthesizing liquid hydrocarbons such as carbon monoxide gas and hydrogen gas; a supply path for the synthesis gas from the reformer to the reactor; and the reformer provided in the supply path A first compression device that compresses at least a predetermined reaction pressure in the reactor with the synthesis gas generated in the reactor.
  • the first compression device compresses the synthesis gas above the pressure of the synthesis gas sent from the synthesis gas generation unit constituted by the reformer or the like, High pressure synthesis gas can be introduced into the reactor. As a result, the stable pressure required for the synthesis reaction in the reactor can be secured, and the reaction rate of the synthesis reaction can be improved.
  • a recycling path for returning unreacted synthesis gas discharged from the top of the reactor to the inlet of the reactor, and a recycling path provided in the recycling path, and at least the unreacted synthesis gas in the reactor And a second compression device that compresses to a pressure equal to or higher than the reaction pressure.
  • the second compression device can compress the synthesis gas to a pressure higher than the pressure of the unreacted synthesis gas sent from the reactor, and introduce the synthesis gas having a higher pressure into the reactor again.
  • the exhaust gas boiler further includes a waste heat boiler that recovers the heat of the synthesis gas generated in the reformer and generates steam, and the second compression device is driven by the steam generated in the exhaust heat boiler as a power source. May be. Due to the powerful configuration, the exhaust heat boiler recovers the thermal energy of the synthesis gas generated in the reformer and generates steam. Waste heat boiler power 2 Power source for the steam turbine connected to the compressor, and the second compressor is driven by this steam turbine.
  • the steam generated in the exhaust heat boiler may be directly supplied from the exhaust heat boiler to the generator without being depressurized. With this configuration, the energy held by the steam generated from the exhaust heat boiler can be used effectively.
  • FIG. 1 is a schematic diagram showing an overall configuration of a liquid fuel synthesis system according to an embodiment of the present invention.
  • FIG. 2 is a block diagram showing a configuration example of a high-pressure steam system in the liquid fuel synthesizing system according to the embodiment of the present invention.
  • FIG. 3 is a schematic diagram showing a configuration of a compressor in a liquid fuel synthesis system according to an embodiment of the present invention.
  • FIG. 1 is a schematic diagram showing an overall configuration of a liquid fuel synthesizing system 1 that is useful in the present embodiment.
  • the product refining unit 7 produces liquid fuel products (naphtha, kerosene, light oil, etc.) by hydrogenating and refining the liquid hydrocarbons produced by the FT synthesis reaction.
  • liquid fuel products nophtha, kerosene, light oil, etc.
  • the exhaust heat boiler 14 collects the exhaust heat of the synthesis gas generated in the reformer 12 and generates high-pressure steam.
  • the gas-liquid separator 16 separates water heated by heat exchange with the synthesis gas in the exhaust heat boiler 14 into gas (high-pressure steam) and liquid.
  • the gas-liquid separator 18 is a syngas cooled by the exhaust heat boiler 14. Then, the condensate is removed and the gas is supplied to the decarboxylation device 20.
  • the decarboxylation device 20 includes an absorption tower 22 that removes carbon dioxide gas using the absorbing liquid also from the syngas power supplied from the gas-liquid separator 18, and a regeneration that diffuses carbon dioxide from the absorbing liquid containing the carbon dioxide gas and regenerates it. With tower 24.
  • the hydrogen separation device 26 separates a part of the hydrogen gas contained in the synthesis gas from the synthesis gas from which the carbon dioxide gas has been separated by the decarbonation device 20. However, the decarboxylation device 20 may not be required in some cases.
  • the reformer 12 uses, for example, carbon dioxide and steam by the steam 'carbon dioxide gas reforming method represented by the following chemical reaction formulas (1) and (2). Natural gas is reformed to produce high-temperature synthesis gas mainly composed of carbon monoxide gas and hydrogen gas.
  • the reforming method in the reformer 12 is not limited to the above-mentioned steam 'carbon dioxide reforming method, for example, a water vapor reforming method, a partial oxidation reforming method (POX) using oxygen, Autothermal reforming (ATR), which is a combination of partial oxidation reforming and steam reforming, or carbon dioxide reforming can also be used.
  • the hydrogen separator 26 is provided in a branch line branched from a main piping force connecting the decarbonator 20 or the gas-liquid separator 18 and the bubble column reactor 30.
  • the hydrogen separator 26 can be constituted by, for example, a hydrogen PSA (Pressure Swing Ads orption) device that performs adsorption and desorption of hydrogen using a pressure difference.
  • This hydrogen PSA apparatus has adsorbents (zeolite-based adsorbent, activated carbon, alumina, silica gel, etc.) in a plurality of adsorbing towers (not shown) arranged in parallel.
  • high purity hydrogen gas eg, about 99.999%) separated from synthesis gas is continuously supplied to the reactor. can do.
  • the FT synthesis unit 5 includes, for example, a bubble column reactor 30, a gas-liquid separator 34, a separator 36, a gas-liquid separator 38, and a first rectifying column 40.
  • the bubble column reactor 30 generates FT synthesis reaction by synthesizing the synthesis gas produced by the synthesis gas production unit 3, that is, carbon monoxide gas and hydrogen gas, by FT synthesis reaction.
  • the gas-liquid separator 34 separates the water heated through the heat transfer tubes 32 disposed in the bubble column reactor 30 into water vapor (medium pressure steam) and liquid.
  • the separator 36 is connected to the center of the bubble column reactor 30 and separates the catalyst and the liquid hydrocarbon product.
  • the gas-liquid separator 38 is connected to the upper part of the bubble column reactor 30 and cools the unreacted synthesis gas and the gaseous hydrocarbon product.
  • the first rectification column 40 distills liquid hydrocarbons supplied from the bubble column reactor 30 via the separator 36 and the gas-liquid separator 38, and separates and purifies each product fraction according to the boiling point. To do.
  • the bubble column reactor 30 is an example of a reactor that synthesizes synthesis gas into liquid hydrocarbons, and is an FT synthesis reactor that synthesizes liquid hydrocarbons from synthesis gas by FT synthesis reaction. Function.
  • the bubble column reactor 30 is constituted by, for example, a bubble column type slurry bed type reactor in which a slurry made of a catalyst and a medium oil is stored inside a column type container.
  • the bubble column reactor 30 generates liquid hydrocarbons from synthesis gas by FT synthesis reaction.
  • the synthesis gas which is a raw material gas, is supplied as bubbles from the dispersion plate at the bottom of the bubble column reactor 30, and passes through the slurry composed of the catalyst and the medium oil.
  • hydrogen gas and carbon monoxide gas undergo a synthesis reaction as shown in chemical reaction formula (3) below.
  • the bubble column reactor 30 is of a heat exchanger type in which a heat transfer tube 32 is provided, and water (BFW: Boiler Feed Watt) is used as a refrigerant. er), and the heat of reaction of the FT synthesis reaction can be recovered as an intermediate pressure steam by heat exchange between the slurry and water.
  • BFW Boiler Feed Watt
  • Product refining unit 7 includes, for example, W AX fraction hydrocracking reactor 50, kerosene / light oil fraction hydrotreating reactor 52, naphtha fraction hydrotreating reactor 54, and gas-liquid separator 56, 58. , 60, a second rectification tower 70, and a naphtha 'stabilizer 72.
  • the WAX fraction hydrocracking reactor 50 is connected to the lower part of the first rectification column 40.
  • the kerosene / light oil fraction hydrotreating reactor 52 is located in the center of the first rectifying column 40. Connected to the department.
  • the naphtha fraction hydrotreating reactor 54 is connected to the upper part of the first rectifying column 40.
  • the gas-liquid separators 56, 58 and 60 are provided corresponding to the hydrogenation reactors 50, 52 and 54, respectively.
  • the second rectifying column 70 separates and purifies the liquid hydrocarbons supplied from the gas-liquid separators 56 and 58 according to the boiling point.
  • the naphtha stabilizer 72 rectifies the liquid hydrocarbons of the naphtha fraction supplied from the gas-liquid separator 60 and the second rectifying column 70, and discharges lighter components than butane to the flare gas (exhaust gas) side, Ingredients whose number is C or more
  • the liquid fuel synthesizing system 1 is supplied with natural gas (having the main component CH) as a hydrocarbon feedstock from an external natural gas supply source (not shown) such as a natural gas field or a natural gas plant.
  • the synthesis gas generation unit 3 reforms the natural gas to produce a synthesis gas (a mixed gas mainly composed of carbon monoxide and hydrogen gas).
  • the natural gas is supplied to the desulfurization reactor 10 together with the hydrogen gas separated by the hydrogen separator 26.
  • the desulfurization reactor 10 hydrodesulfurizes the sulfur content contained in the natural gas using, for example, a ZnO catalyst using the hydrogen gas.
  • the natural gas desulfurized in this way (which may contain diacid carbon) is a diacid carbon (CO 2) gas supplied from a carbon dioxide supply source (not shown).
  • CO 2 diacid carbon
  • the reformer 12 After the raw steam is mixed, it is supplied to the reformer 12.
  • the reformer 12 reforms natural gas using carbon dioxide and water vapor by the steam 'carbon dioxide gas reforming method described above, and generates high-temperature components mainly composed of carbon monoxide gas and hydrogen gas. Generate synthesis gas.
  • the reformer 12 is supplied with fuel gas and air for the burner provided in the reformer 12, and the steam / carbon dioxide gas is an endothermic reaction by the combustion heat of the fuel gas in the burner. The heat of reaction necessary for the reforming reaction has been provided.
  • the high-temperature synthesis gas (for example, 900 ° C, 2. OMPa G) generated in the reformer 12 in this way is supplied to the exhaust heat boiler 14 and is circulated in the exhaust heat boiler 14. Heat exchange with It is cooled down (for example, 400 ° C) and exhaust heat is recovered. At this time, water heated by the synthesis gas in the exhaust heat boiler 14 is supplied to the gas-liquid separator 16, and the gas component is reformed as high-pressure steam (for example, 3.4 to 10. OMPaG). The water in the liquid is returned to the waste heat boiler 14 after being supplied to the vessel 12 or other external device.
  • high-temperature synthesis gas for example, 900 ° C, 2. OMPa G
  • the synthesis gas produced in the synthesis gas production unit 3 is supplied to the bubble column reactor 30 of the FT synthesis unit 5.
  • the synthesis gas supplied to the bubble column reactor 30 is fed by the first compression device 110 provided in the piping 150 of the synthesis gas supply path connecting the decarboxylation device 20 and the bubble column reactor 30.
  • the pressure is increased to a pressure appropriate for the FT synthesis reaction (eg, 3.6 MPaG). Details will be described later.
  • a part of the synthesis gas from which the carbon dioxide gas has been separated by the decarbonator 20 is also supplied to the hydrogen separator 26.
  • the hydrogen separator 26 separates hydrogen gas contained in the synthesis gas by adsorption and desorption (hydrogen PSA) using a pressure difference as described above.
  • the separated hydrogen is supplied through various compressors (not shown) such as a gas holder (not shown) and various hydrogens that perform a predetermined reaction using hydrogen in the liquid fuel synthesis system 1.
  • reactors eg desulfurization reactor 10, WAX hydrocracking reactor 50, kerosene / light oil fraction hydrotreating reactor 52, naphtha fraction hydrotreating reactor 54, etc.
  • the synthesis gas produced by the synthesis gas production unit 3 is a bubble column. It flows from the bottom of the type reactor 30 and rises in the catalyst slurry stored in the bubble column reactor 30. At this time, in the bubble column reactor 30, the carbon monoxide and hydrogen gas contained in the synthesis gas react with each other by the FT synthesis reaction described above to generate hydrocarbons. Furthermore, at the time of this synthesis reaction, water is circulated through the heat transfer tube 32 of the bubble column reactor 30 to remove the heat of reaction of the FT synthesis reaction, and the water heated by this heat exchange is vaporized to form water vapor. It becomes. As for the water vapor, the water that has been liquefied in the gas-liquid separator 34 is returned to the heat transfer tube 32, and the gas component is supplied to the external device as medium-pressure steam (for example, 1.0 to 2.5 MPaG).
  • medium-pressure steam for example, 1.0 to 2.5 MPaG
  • the liquid hydrocarbon synthesized in the bubble column reactor 30 is taken out from the center of the bubble column reactor 30 and introduced into the separator 36.
  • the separator 36 separates the catalyst (solid content) in the removed slurry into a liquid content containing a liquid hydrocarbon product.
  • a part of the separated catalyst is returned to the bubble column reactor 30, and the liquid is supplied to the first rectifying column 40.
  • unreacted synthesis gas and the synthesized hydrocarbon gas are introduced into the gas-liquid separator 38.
  • the gas-liquid separator 38 cools these gases, separates some condensed liquid hydrocarbons, and introduces them into the first fractionator 40.
  • the unreacted synthesis gas CO and H
  • the unreacted synthesis gas is reintroduced into the bottom of the bubble column reactor 30 and reused for the FT synthesis reaction.
  • the main component is a hydrocarbon gas with a low carbon number (C or less) that is not covered by the product.
  • Exhaust gas (flare gas) is introduced into an external combustion facility (not shown), burned, and released into the atmosphere.
  • step 8 Part of the gas separated in step 8 forms hydrocarbon gas below C and unreacted synthesis gas.
  • Exhaust gas (flare gas) is introduced into an external combustion facility (not shown) via pipes 140 and 144, burned, and released into the atmosphere.
  • the first rectifying column 40 is separated from the bubble column reactor 30 to the separator 36, as described above.
  • Liquid hydrocarbons (various carbon numbers) supplied via the liquid separator 38 are heated and fractionated using the difference in boiling points, and the naphtha fraction (boiling point less than about 315 ° C) and kerosene. 'Separate into a gas oil fraction (boiling point approx. 315-800 ° C) and WAX fraction (boiling point greater than approx. 800 ° C)' and refine.
  • the liquid hydrocarbons (mainly C or more) of WAX taken out from the bottom of the first rectifying column 40 are
  • Kerosene and liquid hydrocarbons (mainly C to C) of kerosene / light oil fraction transferred to WAX fraction hydrocracking reactor 50 and taken out from the center of first fractionator 40
  • the liquid hydrocarbon (mainly C to C) of the naphtha fraction which is transferred to the reactor 52 and from which the upper force of the first rectifying column 40 is also taken out is transferred to the naphtha fraction hydrotreating reactor 54.
  • the WAX fraction hydrocracking reactor 50 receives liquid hydrocarbons (generally C or more) having a large number of carbon atoms supplied from the lower column of the first rectifying column 40 from the hydrogen separator 26. Supplied
  • the catalyst and heat are used to cleave C C bonds of hydrocarbons with a large number of carbons to produce low molecular weight hydrocarbons with a small number of carbons.
  • the product containing liquid hydrocarbons hydrocracked by this WAX hydrocracking reactor 50 is separated into gas and liquid by gas-liquid separator 56, of which liquid hydrocarbons are separated by the second rectification fraction.
  • the gas component (including hydrogen gas) is transferred to the tower 70 and transferred to the kerosene / light oil fraction hydrotreating reactor 52 and the naphtha fraction hydrotreating reactor 54.
  • Kerosene ⁇ Gas oil fraction hydrotreating reactor 52 is a liquid hydrocarbon of kerosene 'light oil fraction (generally C to C ), Hydrogen content
  • Hydrotreating is performed using hydrogen gas supplied from the separation device 26 through the WAX hydrocracking reactor 50.
  • This hydrorefining reaction is a reaction in which hydrogen is added to the unsaturated bond of the liquid hydrocarbon to saturate to produce a linear saturated hydrocarbon.
  • the hydrogenated and purified product containing liquid hydrocarbons is separated into a gas and a liquid by the gas-liquid separator 58, and the liquid hydrocarbons are transferred to the second rectification column 70 for gas separation. (Including hydrogen gas) is reused in the hydrogenation reaction.
  • the naphtha fraction hydrotreating reactor 54 has a small number of carbon atoms supplied by the upper force of the first rectifying column 40! /, And liquid hydrocarbons (approximately C or less) of the naphtha fraction are separated from the hydrogen separator 26 to WA
  • the second fractionator 70 distills the liquid hydrocarbons supplied from the WAX fraction hydrocracking reactor 50 and the kerosene / light oil fraction hydrotreating reactor 52 as described above. Hydrocarbons with a carbon number of C or less (boiling point less than about 315 ° C) and kerosene (boiling point about 315 to 450 ° C)
  • diesel oil (boiling point approx. 450-800 ° C).
  • Gas oil is taken out from the lower force of the second fractionator 70, and kerosene is taken out from the central force.
  • hydrocarbon gas having a carbon number of C or less is taken out from the top of the second rectifying column 70 and is supplied to the naphtha stabilizer 72.
  • the naphtha's stabilizer 72 distills hydrocarbons having a carbon number of C or less supplied from the naphtha fraction hydrotreating reactor 54 and the second rectifying column 70 as a product.
  • the main component of the exhaust is hydrocarbons whose main component is a carbon number not exceeding the specified number (C or less).
  • the reformer 12 adopts the steam / carbon dioxide reforming method described above, so that carbon dioxide contained in the natural gas as a raw material is effectively used,
  • the first compressor 110 and the second compressor 120 are not installed, and the synthesis gas sent from the reformer and the top of the bubble column reactor are used.
  • the pressure of the synthesis gas to which the force is also sent is a bubble tower type due to pressure loss of equipment and piping. There was a problem that it dropped by the time it was introduced into the reactor. In addition, when the synthesis gas with reduced pressure is introduced into the bubble column reactor, the reaction rate of the synthesis reaction in the bubble column reactor deteriorates! / There was a habit problem.
  • the exhaust gas close to about 1000 ° C is reformed in the reforming process of the reformer that reforms natural gas to produce synthesis gas composed of carbon monoxide gas and hydrogen gas. Since the gas is discharged, the exhaust heat is recovered by the exhaust heat boiler to generate a large amount of high-pressure water vapor. Conventionally, this high-pressure steam has been widely used as a heat source for heating the tower equipment in a decompressed state.
  • FIG. 2 is a block diagram showing a configuration example of a high-pressure steam system in the liquid fuel synthesizing system 1 according to the present embodiment.
  • the liquid fuel synthesizing system 1 includes a first compression device 110 that compresses the synthesis gas synthesized by the reformer 12, and a bubble column reaction.
  • a second compressor 120 that compresses the unreacted synthesis gas recycled from the vessel 30, and a generator 134 that is driven by a steam turbine 132 that uses steam generated in the exhaust heat boiler 14 as a power source.
  • the first compression device 110 is disposed on the downstream side of the decarboxylation device 20 in the piping 150 of the supply path through which the synthesis gas flows.
  • the first compression device 110 is arranged upstream of the synthesis gas inlet of the bubble column reactor 30 so that the synthesis gas compressed by the first compression device 110 is introduced into the bubble column reactor 30. Is done.
  • the piping 150 is configured to be connected to the bubble column reactor 30 via the gas-liquid separator 18 and the decarboxylation device 20 from the exhaust heat boiler 14 as a synthesis gas supply path.
  • the second compression device 120 is disposed in pipes 142 and 146 as recycling paths for reintroducing unreacted synthesis gas sent from the top of the bubble column reactor 30 into the bubble column reactor 30.
  • the second compression device 120 is disposed on the downstream side of the gas-liquid separator 38. Then, the second compression device 120 is disposed upstream of the synthesis gas inlet of the bubble column reactor 30 so that the gas compressed by the second compression device 120 is reintroduced into the bubble column reactor 30. Deployed.
  • the pipe 140 connected to the gas-liquid separator 38 and the pipes 142 and 146 are configured as a recycling path.
  • FIG. 3 is a schematic diagram showing the configuration of the first compression device 110 and the second compression device 120 in the liquid fuel synthesizing system according to the present embodiment.
  • the first compression device 110 and the second compression device 120 include a compressor 114, a motor unit 116, and a steam turbine 112.
  • the compressor 114 is a device that compresses gas by a driving device and continuously delivers the compressed gas.
  • the compressor 114 has a gas inlet portion 114a and an outlet portion 114b.
  • the compressor 114 introduces the synthesis gas from the inlet portion 114a and sends the compressed synthesis gas from the outlet portion 114b.
  • a positive displacement compressor and a turbo compressor can be used.
  • a reciprocating reciprocating compressor, a rotary screw compressor, or the like can be used.
  • turbo compressor a centrifugal radial compressor, a turbo compressor, or an axial flow compressor is used.
  • An axial flow compressor can be used.
  • the positive displacement compressor first confines a certain volume of gas in the chamber, and then compresses the gas by increasing the gas pressure by reducing the volume of the chamber in which the gas is confined.
  • the compressed gas is continuously discharged outside.
  • a turbo compressor rotates an impeller contained in a casing, compresses the gas by applying pressure and speed to the gas by increasing the energy of the gas generated by the impeller, and compresses the compressed gas. Discharge continuously outside.
  • the motor unit 116 is connected to the rotating shaft of the steam turbine 112 and the rotating shaft of the compressor 114.
  • the motor unit 116 is driven by the rotational force of the steam turbine 112 and transmits the rotational force to the compressor 114 to drive the compressor 114.
  • the steam turbine 112 is a heat engine that converts thermal energy of steam into power.
  • the steam turbine 112 is composed of fixed stationary blades and rotating blades.
  • the steam turbine 112 applies high-speed steam flow generated by the stationary blades to the blades and rotates the rotor on which the blades are attached. Get. Steam that is a gas is introduced into the steam turbine 112 on the inlet side 112a.
  • a back pressure turbine, a condensate turbine, or the like can be used as the steam turbine 112 as the steam turbine 112.
  • the back pressure turbine discharges water vapor in the form of gas to the outlet side 112b, and the condensate turbine cools the water vapor on the outlet side 112b with a cooler (not shown) and discharges it as liquid water. .
  • the steam turbine 112 connected to the compressor 114 is driven by using high-pressure steam discharged from the exhaust heat boiler 14 as a power source. Therefore, the steam turbine 112 is connected to a steam pipe for introducing a high-pressure steam.
  • This steam pipe is provided so as to connect a gas-liquid separator 16 for taking out high-pressure steam discharged from the exhaust heat boiler 14 and a steam turbine 112. Further, the steam turbine 112 is provided with a discharge port for discharging condensed water (condensate) condensed with high-pressure steam by energy conversion.
  • first compression device 110 operations of the first compression device 110 and the second compression device 120 to which high-pressure steam is supplied in the liquid fuel synthesis system 1 that is useful in the present embodiment will be described with reference to FIGS. 2 and 3. .
  • the operation of the first compressor 110 that compresses the synthesis gas synthesized in the reformer 12 will be described below.
  • the synthesis gas After the synthesis gas is discharged from the reformer 12, it passes through the exhaust heat boiler 14 and is cooled, and then passes through the decarboxylation device 20 and the piping 150 as the supply path to be compressed in the first. Introduced into device 110.
  • the first compression device 110 compresses the introduced synthesis gas.
  • the pressure of the synthesis gas is, for example, about 2.
  • the pressure of the synthesis gas introduced into the first compression device 110 increases to, for example, 3.6 MPaG.
  • the synthesis gas discharged from the first compression device 110 is introduced into the bubble column reactor 30.
  • the synthesis gas pressure at this time is, for example, about 3.2 MPaG due to pressure loss in the piping.
  • the pressure of the synthesis gas introduced into the bubble column reactor 30 is set appropriately, It is necessary to adjust the reaction pressure appropriately.
  • the synthesis gas whose pressure has been increased to a predetermined reaction pressure or higher can be introduced into the bubble column reactor 30, so that the FT synthesis reaction
  • the reaction pressure can be increased, and the reaction rate of the synthesis reaction can be improved.
  • the reaction pressure of the FT synthesis reaction in the bubble column reactor 30 is the pressure when discharged from the decarboxylation device 20, for example, about 1.8 MPaG, Is less than that, and the reaction rate of the FT synthesis reaction is, for example, about 50%.
  • the reaction pressure of the FT synthesis reaction can be increased to, for example, about 3.2 MPaG. Therefore, the reaction rate of the FT synthesis reaction is, for example, about 60% or more. It can be raised to above.
  • the first compressor 110 can also buffer the pressure fluctuation of the upstream synthesis gas. Therefore, the first compressor 110 can stably supply the boosted synthetic gas to the downstream side of the first compressor 110. Therefore, in the present embodiment, by installing the first compression device 110 upstream of the bubble column reactor 30 on the synthesis gas introduction side, the synthesis gas having a stable pressure can be supplied to the bubble column reactor 30. it can. As a result, the reaction pressure of the FT synthesis reaction in the bubble column reactor 30 is also stabilized, so that the FT synthesis reaction can be stabilized.
  • the first compressor 110 is driven using high-pressure steam generated from the exhaust heat boiler 14 as a power source.
  • high-pressure steam generated from the exhaust heat boiler 14
  • a large amount of excess high-pressure steam exists, so that this high-pressure steam can be used as a power source for the steam turbine 112 connected to the first compressor 110.
  • power consumption can be reduced compared to the case where the power of the first compressor 110 is electric power. As a result, this embodiment can improve the energy efficiency of the entire liquid fuel synthesizing system 1.
  • the second compression device 120 that compresses unreacted synthesis gas sent from the bubble column reactor 30 will be described.
  • the bubble column reactor 30 for example, about 40% of unreacted gas is present in which all of the introduced synthesis gas does not react.
  • Unreacted synthesis gas After being sent out from the top of the bubble column reactor 30, it passes through the gas-liquid separator 38, passes through the pipes 140, 1 42 and 146, and is reintroduced to the upstream side of the bubble column reactor 30. .
  • the second compression device 120 compresses the unreacted synthesis gas.
  • the pressure of the synthesis gas sent from the top of the bubble column reactor 30 and introduced into the second compressor 120 is: BR> A, for example, about 3. OMPaG.
  • the pressure of the synthesis gas compressed by the second compression device 120 rises to, for example, 3.6 MPaG.
  • the pressured synthesis gas can be introduced into the bubble column reactor 30 and the reaction pressure of the FT synthesis reaction in the bubble column reactor 30 is increased. be able to. And the reaction rate of FT synthesis reaction can be improved.
  • the second compression device 120 can buffer the upstream pressure fluctuation and the like, and is stable at the inlet of the bubble column reactor 30 on the downstream side. Pressure synthesis gas can be supplied. As a result, the pressure in the bubble column reactor 30 is stabilized, so that the FT synthesis reaction can be stabilized.
  • the second compressor 120 is driven by a steam turbine 112 that uses high-pressure steam generated from the exhaust heat boiler 14 as a power source.
  • the excess high-pressure steam in the liquid fuel synthesizing system 1 can be effectively used to reduce power consumption, so that the energy efficiency of the entire liquid fuel synthesizing system 1 can be improved. it can.
  • the steam turbine 132 is connected to a steam piping system through which high-pressure steam flows.
  • the steam pipe is provided so as to connect the gas-liquid separator 16 that takes out the high-pressure steam discharged from the exhaust heat boiler 14 and the steam turbine 132.
  • the steam turbine 132 and the generator 134 are connected to each other so that the steam turbine 132 can transmit the power obtained by the high pressure steam to the generator 134.
  • the steam turbine 132 is driven using high-pressure steam generated from the exhaust heat boiler 14 as a power source. Then, when the steam turbine 132 rotates, the generator 134 can be driven to generate electric power. At this time, since the steam turbine 132 can be directly rotated without reducing the pressure of the high-pressure steam, the energy held by the high-pressure steam can be effectively used. In addition, excess high-pressure steam discharged from the exhaust heat boiler 14 As a result, the energy efficiency of the entire liquid fuel synthesis system 1 can be increased.
  • the electricity obtained by the generator 134 is supplied to and stored in the power storage facility 136 of the liquid fuel synthesis system 1, for example.
  • the storage facility 136 is installed in electrical connection with the generator 134 so as to store the electric power obtained by the generator 134.
  • the substation 138 is electrically connected to each device of the liquid fuel synthesizing system 1 so as to receive power stored in the power storage facility 136 and supply power to each device of the liquid fuel synthesizing system 1. Installed.
  • the electricity stored in the power storage facility 136 is supplied to each device in the liquid fuel synthesizing system 1 through the substation 138.
  • the electricity generated by the generator 134 can be used for the first compressor 110 and the second compressor 120, a pump for flowing fluid, a blower when exhaust gas is discharged from the reformer 12, and the like.
  • the above electricity can also be used for rotating equipment such as a pump used when regenerating the carbon dioxide absorbing liquid in the decarboxylation device 20. As a result, the energy efficiency of the entire liquid fuel synthesis system 1 is improved.
  • the power storage facility 136 by storing electricity in the power storage facility 136, it is possible to stably supply power to the liquid fuel synthesis system 1. That is, the stored electricity can be used when the liquid fuel synthesizing system 1 is started up. Furthermore, the installation of the power storage facility 136 can take measures to prevent the liquid fuel synthesis system 1 from being damaged in an emergency such as a power failure. For example, in a system that circulates water vapor, the pump can be operated continuously and cooled even during a power outage, causing damage to equipment and reactors due to temperature rise and temperature rise of the equipment and reactor. Can be prevented.
  • the high-temperature (eg, 900 to 1000 ° C) synthesis gas discharged from the reformer 12 is cooled (for example, cooled to about 400 ° C).
  • the exhaust heat boiler 14 a large amount of water is circulated. Therefore, more high-pressure steam is generated than in general plant equipment.
  • this high-pressure steam is supplied to the reformer 12 in the liquid fuel synthesis system 1 and used for reforming the natural gas in the reformer 12. High-pressure steam is also used to trace pipes and raise the temperature of various plant facilities after the pressure is reduced.
  • the hydrocarbon raw material supplied to the liquid fuel synthesizing system 1 is not limited to a powerful example using natural gas, and other hydrocarbons such as asphalt and residual oil are used. Use raw materials.
  • the liquid hydrocarbon is synthesized by the FT synthesis reaction, but the present invention is not limited to a powerful example.
  • a bubble column type slurry bed reactor is used as a reactor for synthesizing synthesis gas into liquid hydrocarbons.
  • the present invention is not limited to a powerful example, and for example, FT synthesis reaction may be performed using a fixed bed reactor.
  • first compression device 110 and the second compression device 120 are driven by the steam turbine 112 powered by high-pressure steam
  • a power source is connected to the motor unit 116 of the device 110, and the first compression device 110 and the second compression device 120 may be driven by electric power, or may be driven by combined use of water vapor and electric power. It may be moved.
  • liquid fuel synthesis system of the present invention a stable reaction pressure necessary for the synthesis reaction in the reactor can be secured, and the reaction rate of the synthesis reaction can be improved.

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Abstract

　この液体燃料合成システム１は、炭化水素原料を改質して一酸化炭素ガス及び水素ガスを主成分とする合成ガスを生成する改質器１２と、合成ガスに含まれる一酸化炭素ガス及び水素ガスから液体炭化水素を合成する気泡塔型反応器３０と、改質器１２から気泡塔型反応器３０への合成ガスの供給経路としての配管１５０と、改質器１２で生成された合成ガスを少なくとも気泡塔型反応器３０における所定の反応圧力以上に圧縮する第１圧縮装置１１０とを備える。

Description

明 細 書
液体燃料合成システム
技術分野
[0001] 本発明は、液体燃料合成システムに関する。
本願は、 2006年 3月 30日に出願された日本国特許出願第 2006— 95932号につ いて優先権を主張し、その内容をここに援用する。
背景技術
[0002] 近年、天然ガスカゝら液体燃料を合成するための方法の 1つとして、天然ガスを改質 して一酸化炭素ガス (CO)と水素ガス (H )とを主成分とする合成ガスを生成し、この
2
合成ガスを原料ガスとしてフィッシャー ·トロプシュ合成反応 (以下、「FT合成反応」と いう。）により液体炭化水素を合成し、さらにこの液体炭化水素を水素化および精製 することで、ナフサ (粗ガソリン)、灯油、軽油、ワックス等の液体燃料製品を製造する GTL (Gas To Liquid:液体燃料合成)技術が開発されている。
[0003] GTL技術を用 、た液体燃料合成システムは、天然ガスを改質して一酸化炭素ガス と水素ガスが生成する改質器と、合成反応によって改質器が生成した合成ガスから 液体燃料を生成する反応器などを備えている。そして、反応器における合成反応の 反応率を向上させるためには、反応器に導入する合成ガスの圧力を適切に設定し、 反応器内の反応圧力を適切に調整する必要がある。
発明の開示
発明が解決しょうとする課題
[0004] しかしながら、改質器と反応器との間には、脱炭酸装置や配管、弁などが設けられ ることがある。従って、従来の液体燃料合成システムでは、改質器カゝら送出された合 成ガスの圧力は、これらの装置や配管などによる圧力損失によって、反応器への導 入時には低下している。その結果、反応器内の反応圧力が適切な圧力とならないた め、合成反応の反応率が低下する。
[0005] そこで、本発明は、上記問題に鑑みてなされたものであり、反応器における合成反 応に必要な安定した反応圧力を確保でき、合成反応の反応率を向上させることが可 能な液体燃料合成システムを提供することを目的とする。
課題を解決するための手段
[0006] 本発明の液体燃料合成システムは、炭化水素原料を改質して一酸ィ匕炭素ガス及 び水素ガスを主成分とする合成ガスを生成する改質器と；前記合成ガスに含まれる 一酸ィ匕炭素ガス及び水素ガスカゝら液体炭化水素を合成する反応器と；前記改質器 から前記反応器への前記合成ガスの供給経路と;前記供給経路に設けられ、前記改 質器で生成された合成ガスを少なくとも前記反応器における所定の反応圧力以上に 圧縮する第 1圧縮装置と；を備える。
[0007] カゝかる構成により、第 1圧縮装置は、改質器等カゝら構成される合成ガス生成ユニット から送出された合成ガスの圧力以上に合成ガスを圧縮して、反応器内より高い圧力 の合成ガスを反応器に導入することができる。その結果、反応器における合成反応 に必要な安定した圧力を確保でき、合成反応の反応率を向上させることができる。
[0008] 上記改質器で生成された合成ガスの熱を回収して水蒸気を発生させる排熱ボイラ 一をさらに備え、第 1圧縮装置は、排熱ボイラーで発生した水蒸気を動力源として駆 動してもよい。力かる構成により、排熱ボイラーは、改質器で生成された合成ガスの熱 エネルギーを回収して、水蒸気を発生する。排熱ボイラー力 発生した水蒸気は、第
1圧縮装置に接続された蒸気タービンの動力源となり、第 1圧縮装置はこの蒸気ター ビンによって駆動される。
[0009] 上記反応器の塔頂から排出される未反応の合成ガスを、反応器の導入口に戻すリ サイクル経路と、該リサイクル経路に設けられ、未反応の合成ガスを少なくとも反応器 における所定の反応圧力以上に圧縮する第 2圧縮装置と、をさらに備えてもよい。か かる構成により、第 2圧縮装置は、反応器から送出された未反応の合成ガスの圧力 以上に合成ガスを圧縮して、より高い圧力の合成ガスを反応器に再び導入すること ができる。
[0010] 上記改質器で生成された合成ガスの熱を回収して水蒸気を発生させる排熱ボイラ 一をさらに備え、第 2圧縮装置は、排熱ボイラーで発生した水蒸気を動力源として駆 動してもよい。力かる構成により、排熱ボイラーは、改質器で生成された合成ガスの熱 エネルギーを回収して、水蒸気を発生する。排熱ボイラー力 発生した水蒸気は、第 2圧縮装置に接続された蒸気タービンの動力源となり、第 2圧縮装置はこの蒸気ター ビンによって駆動される。
[0011] 上記改質器で生成された合成ガスの熱を回収して水蒸気を発生させる排熱ボイラ 一と、排熱ボイラーで発生した水蒸気を動力源として駆動し、液体燃料合成システム 内の各装置に電力を供給する発電機と、をさらに備えてもよい。力かる構成により、排 熱ボイラーは、改質器で生成された合成ガスの熱エネルギーを回収して、水蒸気を 発生する。排熱ボイラーから発生した水蒸気は、発電機に接続された蒸気タービン の動力源となり、発電機はこの蒸気タービンによって駆動され、発電する。
[0012] 上記排熱ボイラーで発生した水蒸気を、排熱ボイラーから発電機に減圧せずに直 接供給してもよい。カゝかる構成により、排熱ボイラーから発生した水蒸気が保有する エネルギーを有効に利用することができる。
発明の効果
[0013] 以上説明したように本発明によれば、反応器における合成反応に必要な安定した 反応圧力を確保でき、合成反応の反応率を向上させることができる。
図面の簡単な説明
[0014] [図 1]図 1は、本発明の実施形態にかかる液体燃料合成システムの全体構成を示す 概略図である。
[図 2]図 2は、本発明の実施形態にカゝかる液体燃料合成システムにおける高圧スチー ム系統の構成例を示すブロック図である。
[図 3]図 3は、本発明の実施形態にカゝかる液体燃料合成システムにおける圧縮機の 構成を示す概略図である。
符号の説明
[0015] 1…液体燃料合成システム、 3…合成ガス生成ユニット、 5〜FT合成反応ユニット、 7…製品精製ユニット、 10…脱硫反応器、 12…改質器、 14· ··排熱ボイラー、 16, 18 , 34, 38, 56, 58, 60· ··気液分離器、 20…脱炭酸装置、 22…吸収塔、 24· ··再生 塔、 26· ··水素分離装置、 30· ··気泡塔型反応器、 32· ··伝熱管、 36· ··分離器、 40· ·· 第 1精留塔、 50· -WAX分水素化分解反応器、 52· ··灯油，軽油留分水素化精製反 応器、 54· ··ナフサ留分水素化精製反応器、 70· ··第 2精留塔、 72· ··ナフサ'スタビラ ィザ一、 110…第 1圧縮装置、 112· ··蒸気タービン、 114…圧縮機、 116· ··モータ部 、 120…第 2圧縮機、 132· ··蒸気タービン、 134· ··発電機、 136…蓄電設備、 138〜 変電所、 140, 142, 144, 146, 150· ··配管
発明を実施するための最良の形態
[0016] 以下に添付図面を参照しながら、本発明の好適な実施の形態について詳細に説 明する。なお、本明細書及び図面において、実質的に同一の機能構成を有する構 成要素については、同一の符号を付することにより重複説明を省略する。
[0017] まず、図 1を参照して、本発明の実施形態に力かる GTL (Gas To Liquid)プロセスを 実行する液体燃料合成システム 1の全体構成及び動作について説明する。図 1は、 本実施形態に力かる液体燃料合成システム 1の全体構成を示す概略図である。
[0018] 図 1に示すように、本実施形態にカゝかる液体燃料合成システム 1は、天然ガス等の 炭化水素原料を液体燃料に転換する GTLプロセスを実行するプラント設備である。 この液体燃料合成システム 1は、合成ガス生成ユニット 3と、 FT合成ユニット 5と、製品 精製ユニット 7とから構成される。合成ガス生成ユニット 3は、炭化水素原料である天 然ガスを改質して一酸ィ匕炭素ガスと水素ガスを含む合成ガスを生成する。 FT合成ュ ニット 5は、生成された合成ガス力もフィッシャー 'トロプシュ合成反応（以下、「FT合 成反応」という。 )により液体炭化水素を生成する。製品精製ユニット 7は、 FT合成反 応により生成された液体炭化水素を水素化 ·精製して液体燃料製品 (ナフサ、灯油、 軽油等)を製造する。以下、これら各ユニットの構成要素について説明する。
[0019] まず、合成ガス生成ユニット 3について説明する。合成ガス生成ユニット 3は、例え ば、脱硫反応器 10と、改質器 12と、排熱ボイラー 14と、気液分離器 16および 18と、 脱炭酸装置 20と、水素分離装置 26とを主に備える。脱硫反応器 10は、水添脱硫装 置等で構成され、原料である天然ガスから硫黄成分を除去する。改質器 12は、脱硫 反応器 10から供給された天然ガスを改質して、一酸化炭素ガス (CO)と水素ガス (H
2 )とを主成分として含む合成ガスを生成する。排熱ボイラー 14は、改質器 12にて生 成した合成ガスの排熱を回収して高圧スチームを発生する。気液分離器 16は、排熱 ボイラー 14において合成ガスとの熱交換により加熱された水を気体 (高圧スチーム） と液体とに分離する。気液分離器 18は、排熱ボイラー 14にて冷却された合成ガスか ら凝縮分を除去し気体分を脱炭酸装置 20に供給する。脱炭酸装置 20は、気液分離 器 18から供給された合成ガス力も吸収液を用いて炭酸ガスを除去する吸収塔 22と、 当該炭酸ガスを含む吸収液から炭酸ガスを放散させて再生する再生塔 24とを有する 。水素分離装置 26は、脱炭酸装置 20により炭酸ガスが分離された合成ガスから、当 該合成ガスに含まれる水素ガスの一部を分離する。ただし、上記脱炭酸装置 20は場 合によっては設ける必要がな 、こともある。
[0020] このうち、改質器 12は、例えば、下記の化学反応式（1)、（2)で表される水蒸気'炭 酸ガス改質法により、二酸ィ匕炭素と水蒸気とを用いて天然ガスを改質して、一酸化炭 素ガスと水素ガスとを主成分とする高温の合成ガスを生成する。なお、この改質器 12 における改質法は、上記水蒸気'炭酸ガス改質法の例に限定されず、例えば、水蒸 気改質法、酸素を用いた部分酸化改質法 (POX)、部分酸化改質法と水蒸気改質 法の組合せである自己熱改質法 (ATR)、炭酸ガス改質法などを利用することもでき る。
[0021] CH +H O→CO + 3H · · · (1)
4 2 2
CH +CO→2CO + 2H · · · (2)
4 2 2
[0022] また、水素分離装置 26は、脱炭酸装置 20又は気液分離器 18と気泡塔型反応器 3 0とを接続する主配管力 分岐した分岐ラインに設けられる。この水素分離装置 26は 、例えば、圧力差を利用して水素の吸着と脱着を行う水素 PSA (Pressure Swing Ads orption:圧力変動吸着)装置などで構成できる。この水素 PSA装置は、並列配置さ れた複数の吸着塔 (図示せず。 )内に吸着剤 (ゼオライト系吸着剤、活性炭、アルミナ 、シリカゲル等)を有しており、各吸着塔で水素の加圧、吸着、脱着 (減圧）、パージ の各工程を順番に繰り返すことで、合成ガスから分離した純度の高 ヽ水素ガス (例え ば 99. 999%程度）を、連続して反応器へ供給することができる。
[0023] なお、水素分離装置 26における水素ガス分離方法としては、上記水素 PSA装置 のような圧力変動吸着法の例に限定されず、例えば、水素吸蔵合金吸着法、膜分離 法、或いはこれらの組合せなどであってもよい。
[0024] 次に、 FT合成ユニット 5について説明する。 FT合成ユニット 5は、例えば、気泡塔 型反応器 30と、気液分離器 34と、分離器 36と、気液分離器 38と、第 1精留塔 40とを 主に備える。気泡塔型反応器 30は、上記合成ガス生成ユニット 3で生成された合成 ガス、即ち、一酸ィ匕炭素ガスと水素ガスとを FT合成反応させて液体炭化水素を生成 する。気液分離器 34は、気泡塔型反応器 30内に配設された伝熱管 32内を流通して 加熱された水を、水蒸気（中圧スチーム)と液体とに分離する。分離器 36は、気泡塔 型反応器 30の中央部に接続され、触媒と液体炭化水素生成物を分離処理する。気 液分離器 38は、気泡塔型反応器 30の上部に接続され、未反応合成ガス及び気体 炭化水素生成物を冷却処理する。第 1精留塔 40は、気泡塔型反応器 30から分離器 36、気液分離器 38を介して供給された液体炭化水素を蒸留し、沸点に応じて各製 品留分に分離'精製する。
[0025] このうち、気泡塔型反応器 30は、合成ガスを液体炭化水素に合成する反応器の一 例であり、 FT合成反応により合成ガスから液体炭化水素を合成する FT合成用反応 器として機能する。この気泡塔型反応器 30は、例えば、塔型の容器内部に触媒と媒 体油とからなるスラリーが貯留された気泡塔型スラリー床式反応器で構成される。この 気泡塔型反応器 30は、 FT合成反応により合成ガスから液体炭化水素を生成する。 詳細には、この気泡塔型反応器 30では、原料ガスである合成ガスは、気泡塔型反応 器 30の底部の分散板から気泡となって供給され、触媒と媒体油からなるスラリー内を 通過し、懸濁状態の中で下記化学反応式 (3)に示すように水素ガスと一酸化炭素ガ スとが合成反応を起こす。
[0026] 2nH +nCO→(-CH -) +nH O · · · (3)
2 2 n 2
[0027] この FT合成反応は発熱反応であるため、気泡塔型反応器 30は内部に伝熱管 32 が配設された熱交換器型になっており、冷媒として例えば水（BFW: Boiler Feed Wat er)を供給し、上記 FT合成反応の反応熱を、スラリーと水との熱交換により中圧スチ ームとして回収できるようになって!/、る。
[0028] 最後に、製品精製ユニット 7について説明する。製品精製ユニット 7は、例えば、 W AX分水素化分解反応器 50と、灯油，軽油留分水素化精製反応器 52と、ナフサ留 分水素化精製反応器 54と、気液分離器 56, 58, 60と、第 2精留塔 70と、ナフサ 'ス タビラィザー 72とを備える。 WAX分水素化分解反応器 50は、第 1精留塔 40の下部 に接続されている。灯油，軽油留分水素化精製反応器 52は、第 1精留塔 40の中央 部に接続されている。ナフサ留分水素化精製反応器 54は、第 1精留塔 40の上部に 接続されている。気液分離器 56, 58, 60は、これら水素化反応器 50, 52, 54のそ れぞれに対応して設けられている。第 2精留塔 70は、気液分離器 56, 58から供給さ れた液体炭化水素を沸点に応じて分離'精製する。ナフサ'スタビライザー 72は、気 液分離器 60及び第 2精留塔 70から供給されたナフサ留分の液体炭化水素を精留し て、ブタンより軽い成分はフレアガス (排ガス)側へ排出し、炭素数が C以上の成分
5
は製品のナフサとして分離 ·回収する。
[0029] 次に、以上のような構成の液体燃料合成システム 1により、天然ガスカゝら液体燃料を 合成する工程 (GTLプロセス）について説明する。
[0030] 液体燃料合成システム 1には、天然ガス田又は天然ガスプラントなどの外部の天然 ガス供給源（図示せず。）から、炭化水素原料としての天然ガス (主成分が CH )が供
4 給される。上記合成ガス生成ユニット 3は、この天然ガスを改質して合成ガス（一酸ィ匕 炭素ガスと水素ガスを主成分とする混合ガス)を製造する。
[0031] 具体的には、まず、上記天然ガスは、水素分離装置 26によって分離された水素ガ スとともに脱硫反応器 10に供給される。脱硫反応器 10は、当該水素ガスを用いて天 然ガスに含まれる硫黄分を例えば ZnO触媒で水添脱硫する。このようにして天然ガ スを予め脱硫しておくことにより、改質器 12及び気泡塔型反応器 30等で用いられる 触媒の活性が硫黄により低下することを防止できる。
[0032] このようにして脱硫された天然ガス（二酸ィ匕炭素を含んでもょ ヽ。 )は、二酸化炭素 供給源（図示せず。）から供給される二酸ィ匕炭素 (CO )ガスと、排熱ボイラー 14で発
2
生した水蒸気とが混合された後で、改質器 12に供給される。改質器 12は、例えば、 上述した水蒸気'炭酸ガス改質法により、二酸化炭素と水蒸気とを用いて天然ガスを 改質して、一酸化炭素ガスと水素ガスとを主成分とする高温の合成ガスを生成する。 このとき、改質器 12には、例えば、改質器 12が備えるバーナー用の燃料ガスと空気 が供給されており、当該バーナーにおける燃料ガスの燃焼熱により、吸熱反応である 上記水蒸気 ·炭酸ガス改質反応に必要な反応熱がま力なわれている。
[0033] このようにして改質器 12で生成された高温の合成ガス（例えば、 900°C、 2. OMPa G)は、排熱ボイラー 14に供給され、排熱ボイラー 14内を流通する水との熱交換によ り冷却 (例えば 400°C)されて、排熱回収される。このとき、排熱ボイラー 14において 合成ガスにより加熱された水は気液分離器 16に供給され、この気液分離器 16から 気体分が高圧スチーム（例えば 3. 4〜10. OMPaG)として改質器 12または他の外 部装置に供給され、液体分の水が排熱ボイラー 14に戻される。
[0034] 一方、排熱ボイラー 14において冷却された合成ガスは、凝縮液分が気液分離器 1 8において分離 ·除去された後、脱炭酸装置 20の吸収塔 22、又は気泡塔型反応器 3 0に供給される。吸収塔 22は、貯留している吸収液内に、合成ガスに含まれる炭酸ガ スを吸収することで、当該合成ガスから炭酸ガスを除去する。この吸収塔 22内の炭酸 ガスを含む吸収液は、再生塔 24に導入され、当該炭酸ガスを含む吸収液は例えば スチームで加熱されてストリツビング処理され、放散された炭酸ガスは、再生塔 24から 改質器 12に送られて、上記改質反応に再利用される。
[0035] このようにして、合成ガス生成ユニット 3で生成された合成ガスは、上記 FT合成ュ- ット 5の気泡塔型反応器 30に供給される。このとき、気泡塔型反応器 30に供給される 合成ガスの組成比は、 FT合成反応に適した組成比（例えば、 H： CO = 2： 1 (モル比
2
) )に調整されている。なお、気泡塔型反応器 30に供給される合成ガスは、脱炭酸装 置 20と気泡塔型反応器 30とを接続する合成ガス供給経路の配管 150に設けられた 第 1圧縮装置 110により、 FT合成反応に適切な圧力（例えば 3. 6MPaG)以上に昇 圧されるが、詳細は後述する。
[0036] また、上記脱炭酸装置 20により炭酸ガスが分離された合成ガスの一部は、水素分 離装置 26にも供給される。水素分離装置 26は、上記のように圧力差を利用した吸着 、脱着 (水素 PSA)により、合成ガスに含まれる水素ガスを分離する。この分離された 水素は、ガスホルダー（図示せず。）等カゝら圧縮機（図示せず。）を介して、液体燃料 合成システム 1内において水素を利用して所定反応を行う各種の水素利用反応装置 (例えば、脱硫反応器 10、 WAX分水素化分解反応器 50、灯油 ·軽油留分水素化精 製反応器 52、ナフサ留分水素化精製反応器 54など）に、連続して供給される。
[0037] 次いで、上記 FT合成ユニット 5は、上記合成ガス生成ユニット 3によって生成された 合成ガスから、 FT合成反応により、液体炭化水素を合成する。
[0038] 具体的には、上記合成ガス生成ユニット 3によって生成された合成ガスは、気泡塔 型反応器 30の底部から流入されて、気泡塔型反応器 30内に貯留された触媒スラリ 一内を上昇する。この際、気泡塔型反応器 30内では、上述した FT合成反応により、 当該合成ガスに含まれる一酸ィ匕炭素と水素ガスとが反応して、炭化水素が生成され る。さらに、この合成反応時には、気泡塔型反応器 30の伝熱管 32内に水を流通させ ることで、 FT合成反応の反応熱を除去し、この熱交換により加熱された水が気化して 水蒸気となる。この水蒸気は、気液分離器 34で液ィ匕した水が伝熱管 32に戻されて、 気体分が中圧スチーム (例えば 1. 0〜2. 5MPaG)として外部装置に供給される。
[0039] このようにして、気泡塔型反応器 30で合成された液体炭化水素は、気泡塔型反応 器 30の中央部から取り出されて、分離器 36に導入される。分離器 36は、取り出され たスラリー中の触媒 (固形分)と、液体炭化水素生成物を含んだ液体分とに分離する 。分離された触媒は、その一部を気泡塔型反応器 30に戻され、液体分は第 1精留塔 40に供給される。また、気泡塔型反応器 30の塔頂からは、未反応の合成ガスと、合 成された炭化水素のガス分とが気液分離器 38に導入される。気液分離器 38は、こ れらのガスを冷却して、一部の凝縮分の液体炭化水素を分離して第 1精留塔 40に導 入する。一方、気液分離器 38で分離されたガス分については、未反応の合成ガス（ COと H )は、気泡塔型反応器 30の底部に再投入されて FT合成反応に再利用され
2
、また、製品対象外である炭素数が少ない (C以下)の炭化水素ガスを主成分とする
4
排ガス (フレアガス)は、外部の燃焼設備 (図示せず。 )に導入されて、燃焼された後 に大気放出される。
[0040] 一方、気液分離器 38で分離されたガス分にっ 、て、製品対象外である炭素数が少 ない (C以下）の炭化水素ガス及び未反応の合成ガス (COと H )は、リサイクル経路
4 2
の配管 142, 146に設けられた第 2圧縮装置 120によって必要量を吸引され、配管 1 40, 142, 146を経由して、気泡塔型反応器 30の底部に再導入される。このうちの 未反応の合成ガス (COと H )は、 FT合成反応に再利用される。また、気液分離器 3
2
8で分離されたガス分の一部は、 C以下の炭化水素ガス及び未反応の合成ガスを成
4
分とする排ガス (フレアガス）として、配管 140, 144を経由して、外部の燃焼設備（図 示せず。 )に導入されて、燃焼された後に大気放出される。
[0041] 次 、で、第 1精留塔 40は、上記のようにして気泡塔型反応器 30から分離器 36、気 液分離器 38を介して供給された液体炭化水素 (炭素数は多様)を加熱して、沸点の 違いを利用して分留し、ナフサ留分 (沸点が約 315°C未満)と、灯油'軽油留分 (沸点 が約 315〜800°C)と、 WAX分 (沸点が約 800°Cより大）とに分離 '精製する。この第 1精留塔 40の底部から取り出される WAX分の液体炭化水素（主として C 以上）は、
21
WAX分水素化分解反応器 50に移送され、第 1精留塔 40の中央部から取り出される 灯油 ·軽油留分の液体炭化水素 (主として C 〜C )は、灯油，軽油留分水素化精製
11 20
反応器 52に移送され、第 1精留塔 40の上部力も取り出されるナフサ留分の液体炭 化水素（主として C〜C )は、ナフサ留分水素化精製反応器 54に移送される。
5 10
[0042] WAX分水素化分解反応器 50は、第 1精留塔 40の下部カゝら供給された炭素数の 多い WAX分の液体炭化水素 (概ね C 以上)を、上記水素分離装置 26から供給さ
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れた水素ガスを利用して水素化分解して、炭素数を C 以下に低減する。この水素化
20
分解反応では、触媒と熱を利用して、炭素数の多い炭化水素の C C結合を切断し て、炭素数の少ない低分子量の炭化水素を生成する。この WAX分水素化分解反応 器 50により、水素化分解された液体炭化水素を含む生成物は、気液分離器 56で気 体と液体とに分離され、そのうち液体炭化水素は、第 2精留塔 70に移送され、気体 分 (水素ガスを含む。）は、灯油 ·軽油留分水素化精製反応器 52及びナフサ留分水 素化精製反応器 54に移送される。
[0043] 灯油 ·軽油留分水素化精製反応器 52は、第 1精留塔 40の中央部力も供給された 炭素数が中程度である灯油'軽油留分の液体炭化水素 (概ね C 〜C )を、水素分
11 20
離装置 26から WAX分水素化分解反応器 50を介して供給された水素ガスを用いて 、水素化精製する。この水素化精製反応は、上記液体炭化水素の不飽和結合に水 素を付加して飽和させ、直鎖状飽和炭化水素を生成する反応である。この結果、水 素化精製された液体炭化水素を含む生成物は、気液分離器 58で気体と液体に分 離され、そのうち液体炭化水素は、第 2精留塔 70に移送され、気体分 (水素ガスを含 む。）は、上記水素化反応に再利用される。
[0044] ナフサ留分水素化精製反応器 54は、第 1精留塔 40の上部力も供給された炭素数 が少な!/、ナフサ留分の液体炭化水素 (概ね C 以下)を、水素分離装置 26から WA
10
X分水素化分解反応器 50を介して供給された水素ガスを用いて、水素化精製する。 この結果、水素化精製された液体炭化水素を含む生成物は、気液分離器 60で気体 と液体に分離され、そのうち液体炭化水素は、ナフサ'スタビライザー 72に移送され、 気体分 (水素ガスを含む。）は、上記水素化反応に再利用される。
[0045] 次 ヽで、第 2精留塔 70は、上記のようにして WAX分水素化分解反応器 50及び灯 油 ·軽油留分水素化精製反応器 52から供給された液体炭化水素を蒸留して、炭素 数が C 以下の炭化水素 (沸点が約 315°C未満）と、灯油（沸点が約 315〜450°C)と
10
、軽油（沸点が約 450〜800°C)とに分離 ·精製する。第 2精留塔 70の下部力もは軽 油が取り出され、中央部力 は灯油が取り出される。一方、第 2精留塔 70の塔頂から は、炭素数が C 以下の炭化水素ガスが取り出されて、ナフサ'スタビライザー 72に
10
供給される。
[0046] さらに、ナフサ'スタビライザー 72では、上記ナフサ留分水素化精製反応器 54及び 第 2精留塔 70から供給された炭素数が C 以下の炭化水素を蒸留して、製品として
10
のナフサ (C〜C )を分離'精製する。これにより、ナフサ'スタビライザー 72の下部
5 10
力もは、高純度のナフサが取り出される。一方、ナフサ'スタビライザー 72の塔頂から は、製品対象外である炭素数が所定数以下 (C以下)の炭化水素を主成分とする排
4
ガス (フレアガス）が排出される。この排ガスは、外部の燃焼設備（図示せず。）に導入 されて、燃焼された後に大気放出される。
[0047] 以上、液体燃料合成システム 1の動作 (GTLプロセス）につ 、て説明した。かかる G TLプロセスにより、天然ガスを、高純度のナフサ（C〜C ：粗ガソリン）、灯油（C 〜
5 10 11
C ：ケロシン)及び軽油（C 〜C ：ガスオイル)等のクリーンな液体燃料に、容易且
15 16 20
つ経済的に転換することができる。さらに、本実施形態では、改質器 12において上 記水蒸気 ·炭酸ガス改質法を採用して!ヽるので、原料となる天然ガスに含有されて!ヽ る二酸化炭素を有効に利用し、かつ、上記 FT合成反応に適した合成ガスの組成比（ 例えば、 H ： CO = 2 : l (モル比））を改質器 12の 1回の反応で効率的に生成すること
2
ができ、水素濃度調整装置などが不要であると 、う利点がある。
[0048] ところで、従来の液体燃料合成システムでは、第 1圧縮装置 110や第 2圧縮装置 12 0が設置されておらず、改質器から送出された合成ガス及び気泡塔型反応器の塔頂 力も送出された合成ガスの圧力は、装置や配管などの圧力損失によって、気泡塔型 反応器に導入される時までに低下するという問題があった。また、圧力が低下した合 成ガスが気泡塔型反応器に導入される場合、気泡塔型反応器内の合成反応の反応 率が悪化すると！/ヽぅ問題があった。
[0049] さらに、液体燃料合成システムでは、天然ガスを改質して一酸化炭素ガスと水素ガ スとからなる合成ガスを生成する改質器の改質工程において、約 1000°Cに近い排 ガスが排出されるため、排熱ボイラーで排熱を回収して高圧かつ大量の水蒸気を発 生させている。この高圧スチームは、従来、減圧した状態で、塔 '槽機器類の加熱用 熱源として利用することが多力つた。
[0050] さらに、液体燃料合成システムは、低温の液を加熱して高温で蒸留塔へ供給したり 、高温の液を低温まで冷却したりする処理操作があり、この温度落差が大きいため、 加熱用水蒸気及び冷却水が大量に必要となり、液体燃料合成システム全体のエネ ルギー効率が悪 、と 、う問題があった。
[0051] そこで、本発明の実施形態にカゝかる液体燃料合成システム 1において、排熱ボイラ 一 14で発生した水蒸気を第 1圧縮装置 110、第 2圧縮装置 120及び発電機 134に 利用する構成について、図 1および図 2を参照して説明する。図 2は、本実施形態に 力かる液体燃料合成システム 1における高圧スチーム系統の構成例を示すブロック 図である。
[0052] 本実施形態に力かる液体燃料合成システム 1は、図 1及び図 2に示すように、改質 器 12で合成された合成ガスを圧縮する第 1圧縮装置 110と、気泡塔型反応器 30か らリサイクルされる未反応の合成ガスを圧縮する第 2圧縮装置 120と、排熱ボイラー 1 4で発生した水蒸気を動力源とする蒸気タービン 132によって駆動する発電機 134と を備える。
[0053] 第 1圧縮装置 110は、合成ガスが流れる供給経路の配管 150において、脱炭酸装 置 20の下流側に配置される。そして、第 1圧縮装置 110で圧縮された合成ガスが、 気泡塔型反応器 30に導入されるように、第 1圧縮装置 110は気泡塔型反応器 30の 合成ガス導入口の上流側に配置される。ここで、配管 150は、合成ガスの供給経路と して、排熱ボイラー 14から、気液分離器 18、脱炭酸装置 20を経由して、気泡塔型反 応器 30に接続されて構成される。 [0054] 第 2圧縮装置 120は、気泡塔型反応器 30の塔頂から送出される未反応の合成ガス を気泡塔型反応器 30に再び導入するリサイクル経路としての配管 142, 146に配置 される。具体的には、第 2圧縮装置 120は、気液分離器 38の下流側に配置される。 そして、第 2圧縮装置 120は、第 2圧縮装置 120で圧縮されたガスが、気泡塔型反応 器 30に再び導入されるように、気泡塔型反応器 30の合成ガス導入口の上流側に配 置される。ここで、気液分離器 38に接続された配管 140と、配管 142, 146は、リサイ クル経路として構成される。
[0055] 次に、第 1圧縮装置 110、第 2圧縮装置 120について具体的に説明する。図 3は、 本実施形態に力かる液体燃料合成システムにおける第 1圧縮装置 110、第 2圧縮装 置 120の構成を示す概略図である。
[0056] 第 1圧縮装置 110、第 2圧縮装置 120は、図 3に示すように、圧縮機 114と、モータ 部 116と、蒸気タービン 112とからなる。
[0057] 圧縮機 114は、駆動装置によって気体を圧縮し、圧縮された気体を連続的に送出 する装置である。圧縮機 114は、気体の入口部 114aと出口部 114bとを有し、入口 部 114aから合成ガスを導入し、出口部 114bから圧縮された合成ガスを送出する。 圧縮機 114は、例えば容積形圧縮機とターボ形圧縮機を使用できる。容積形圧縮機 としては、往復動式のレシプロ圧縮機、回転式のスクリュー圧縮機などを使用でき、タ ーボ形圧縮機としては、遠心式のラジアル圧縮機、ターボ圧縮機、軸流式の軸流圧 縮機などを使用できる。
[0058] 容積形圧縮機は、まず、室内に一定容積の気体を閉じ込め、その後、気体が閉じ 込められた室内の容積を縮小することにより、気体の圧力を高めて、気体を圧縮し、 その圧縮された気体を外部に連続的に排出する。ターボ形圧縮機は、ケーシングに 納められた羽根車を回転させて、羽根車によって生じる気体のエネルギー増加によ つて、気体に圧力と速度を与えて、気体を圧縮し、その圧縮された気体を外部に連 続的に排出する。
[0059] モータ部 116には、蒸気タービン 112の回転軸と圧縮機 114の回転軸が接続され る。モータ部 116は、蒸気タービン 112の回転力によって駆動され、その回転力を圧 縮機 114に伝達して、圧縮機 114を駆動させる。 [0060] 蒸気タービン 112は、水蒸気の熱エネルギーを動力に変換する熱機関である。蒸 気タービン 112は、固定された静翼と、回転する動翼とからなり、静翼で発生した高 速蒸気流を動翼に当て、動翼の取り付けられたロータを回転させることによって駆動 力を得る。蒸気タービン 112には、入口側 112aは気体である水蒸気が導入される。 蒸気タービン 112として、背圧タービン又は復水タービン等を使用することができる。 背圧タービンは、水蒸気を出口側 112bに気体のまま排出し、復水タービンは、水蒸 気を出口側 112bで冷却器（図示せず。 )によって冷却して、液体である水として排出 する。
[0061] 圧縮機 114に接続される蒸気タービン 112は、排熱ボイラー 14から排出された高 圧スチームを動力源として駆動される。従って、蒸気タービン 112には、高圧スチー ムを導入するための水蒸気配管が接続される。この水蒸気配管は、排熱ボイラー 14 から排出された高圧スチームを取り出す気液分離器 16と、蒸気タービン 112とを接 続するように設けられる。また、蒸気タービン 112には、エネルギー変換によって高圧 スチームが凝縮した凝縮水 (コンデンセート)を排出する排出口が設けられる。
[0062] 次に、本実施形態に力かる液体燃料合成システム 1における高圧スチームの供給 先の第 1圧縮装置 110、第 2圧縮装置 120の動作について、図 2及び図 3を参照して 説明する。まず、改質器 12で合成された合成ガスを圧縮する第 1圧縮装置 110の動 作について以下説明する。合成ガスは、改質器 12から排出された後、排熱ボイラー 14を通過して冷却され、さらに脱炭酸装置 20を経由して、供給経路としての配管 15 0を通過して、第 1圧縮装置 110に導入される。第 1圧縮装置 110は、この導入された 合成ガスを圧縮する。具体的には、合成ガスの圧力は、改質器 12から排出された時 、例えば約 2. OMPaGであり、その後、脱炭酸装置 20から排出された時、例えば約 1 . 8MPaGである。そして、第 1圧縮装置 110に導入された合成ガスの圧力は、例え ば 3. 6MPaGまで上昇する。第 1圧縮装置 110から排出された合成ガスは、気泡塔 型反応器 30に導入される。この時の合成ガス圧力は、配管などの圧力損失によって 、例えば約 3. 2MPaGとなる。
[0063] 気泡塔型反応器 30における FT合成反応の反応率を向上させるためには、気泡塔 型反応器 30に導入する合成ガスの圧力を適切に設定し、気泡塔型反応器 30内の 反応圧力を適切に調整する必要がある。上述したように、本実施形態は、第 1圧縮装 置 110を設置することによって、所定の反応圧力以上に昇圧した合成ガスを気泡塔 型反応器 30に導入することができるので、 FT合成反応の反応圧力を高めることがで き、合成反応の反応率を向上させることができる。
[0064] 第 1圧縮装置 110を設置しないときは、気泡塔型反応器 30内の FT合成反応の反 応圧力は、脱炭酸装置 20から排出した時の圧力である例えば約 1. 8MPaG、また はそれ以下の値となり、 FT合成反応の反応率は、例えば約 50%である。そして、本 実施形態は、第 1圧縮装置 110を設置することによって、例えば約 3. 2MPaGまで F T合成反応の反応圧力を高めることができるので、 FT合成反応の反応率を例えば約 60%又はそれ以上まで上昇させることができる。
[0065] また、第 1圧縮装置 110の上流側の排熱ボイラー 14や脱炭酸装置 20の動作や配 管、弁などの圧力損失などによって、合成ガスの圧力の変動や脈動が配管内部に生 じても、第 1圧縮装置 110は、上流側の合成ガスの圧力変動等を緩衝することができ る。そのため、第 1圧縮装置 110は、第 1圧縮装置 110の下流側に、昇圧した合成ガ スを安定して供給することができる。従って、本実施形態は、気泡塔型反応器 30の 合成ガス導入側の上流に第 1圧縮装置 110を設置することによって、気泡塔型反応 器 30に安定した圧力の合成ガスを供給することができる。その結果、気泡塔型反応 器 30内の FT合成反応の反応圧力も安定するため、 FT合成反応を安定させることが できる。
[0066] さらに、第 1圧縮装置 110は、排熱ボイラー 14から発生した高圧スチームを動力源 として駆動される。上述したとおり、液体燃料合成システム 1では、多量の余剰高圧ス チームが存在するため、この高圧スチームを第 1圧縮装置 110に接続された蒸気タ 一ビン 112の動力源として利用することができる。さらに、第 1圧縮装置 110の動力を 電力とする場合に比べて、電力の消費を抑えられる。その結果、本実施形態は、液 体燃料合成システム 1全体のエネルギー効率を高めることができる。
[0067] 次に、気泡塔型反応器 30から送出された未反応の合成ガスを圧縮する第 2圧縮装 置 120について説明する。気泡塔型反応器 30では、導入された合成ガスが全て反 応するのではなぐ例えば約 40%の未反応ガスが存在する。未反応の合成ガスは、 気泡塔型反応器 30の塔頂から送出された後、気液分離器 38を経由し、配管 140, 1 42, 146を通過して、気泡塔型反応器 30の上流側に再び導入される。第 2圧縮装置 120は、この未反応の合成ガスを圧縮する。具体的には、気泡塔型反応器 30の塔 頂カゝら送出されて、第 2圧縮装置 120に導入される前の合成ガスの圧力は · BR〉A例 えば約 3. OMPaGである。そして、第 2圧縮装置 120によって圧縮された合成ガスの 圧力は、例えば 3. 6MPaGまで上昇する。その結果、上述した第 1圧縮装置 110の 場合と同様に、昇圧した合成ガスを気泡塔型反応器 30に導入することができ、気泡 塔型反応器 30内の FT合成反応の反応圧力を高めることができる。そして、 FT合成 反応の反応率を向上させることができる。
[0068] また、第 2圧縮装置 120は、第 1圧縮装置 110と同様に、上流側の圧力変動などを 緩衝することができ、下流側である気泡塔型反応器 30の導入口に安定した圧力の 合成ガスを供給することができる。その結果、気泡塔型反応器 30内の圧力が安定す るので、 FT合成反応を安定させることができる。
[0069] 第 2圧縮装置 120は、排熱ボイラー 14から発生した高圧スチームを動力源とした蒸 気タービン 112によって駆動される。第 1圧縮装置 110の場合と同様に、液体燃料合 成システム 1における余剰高圧スチームを有効に利用し、電力の消費を抑えることが できるので、液体燃料合成システム 1全体のエネルギー効率を高めることができる。
[0070] 次に、蒸気タービン 132によって駆動する発電機 134について説明する。まず、蒸 気タービン 132は、高圧スチームが流れる水蒸気配管系統に接続される。具体的に は、水蒸気配管は、排熱ボイラー 14から排出された高圧スチームを取り出す気液分 離器 16と、蒸気タービン 132とを接続するように設けられる。そして、蒸気タービン 13 2が高圧スチームによって得られた動力を発電機 134に伝達できるように、蒸気ター ビン 132と発電機 134は、互いに接続して設置される。
[0071] 蒸気タービン 132は、排熱ボイラー 14から発生した高圧スチームを動力源として駆 動される。そして、蒸気タービン 132が回転することによって、発電機 134を駆動させ 、電力を発生させることができる。このとき、高圧スチームを減圧せずに、直接蒸気タ 一ビン 132を回転させることができるので、高圧スチームが保有するエネルギーを有 効に利用することができる。また、排熱ボイラー 14から排出された余剰高圧スチーム を有効に利用することができるため、液体燃料合成システム 1全体のエネルギー効率 を上昇させることができる。
[0072] 発電機 134によって得られる電気は、例えば液体燃料合成システム 1の蓄電設備 1 36に供給され、蓄電される。蓄電設備 136は、発電機 134によって得られる電力を 蓄電するように、発電機 134と電気的に接続されて設置される。また、変電所 138は 、蓄電設備 136に蓄えられた電力を受電して、液体燃料合成システム 1の各装置に 電力を供給するように、液体燃料合成システム 1の各装置と電気的に接続されて、設 置される。
[0073] 蓄電設備 136で蓄電された電気は、変電所 138を通じて液体燃料合成システム 1 における各装置へ供給される。具体的には、発電機 134で発生した電気は、第 1圧 縮装置 110や第 2圧縮装置 120、流体を流すためのポンプ、改質器 12から排ガスを 排出するときのブロワなどに使用できる。また、脱炭酸装置 20における二酸化炭素吸 収液を再生する際に使用される例えばポンプ等の回転機器にも上記の電気が使用 できる。その結果、液体燃料合成システム 1全体のエネルギー効率が向上する。
[0074] また、蓄電設備 136に電気を蓄電することによって、液体燃料合成システム 1に安 定的に電力を供給することができる。即ち、液体燃料合成システム 1の起動時ゃメン テナンス時に、蓄電された電気を使用することができる。さらに、蓄電設備 136の設 置は、停電等の緊急時に、液体燃料合成システム 1を破損させないための措置をとる ことができる。例えば、水蒸気を循環させる系統において、停電時にも、連続してボン プを運転させ、冷却を行うことができるので、機器類、反応器の温度上昇及び温度上 昇による機器類、反応器の破損を防止することができる。
[0075] 以上のとおり、液体燃料合成システム 1では、改質器 12から排出された高温 (例え ば 900〜1000°C)の合成ガスを冷却する（例えば約 400°Cに冷却する）ために、排 熱ボイラー 14において多量の水を循環させる。そのため、一般のプラント設備に比 ベて、高圧スチームが多く発生する。この高圧スチームは、上述したとおり、液体燃料 合成システム 1では、改質器 12へ供給されて、改質器 12における天然ガスの改質に 利用される。また、高圧スチームは、減圧された後、配管のトレースや、プラント設備 各所の昇温にも利用されている。 [0076] さらに、液体燃料合成システム 1では、高圧スチームが多量に発生するため、上記 の利用だけでは、なお余剰高圧スチームが残存する。そこで、余剰高圧スチームは、 水として回収されて、廃棄されていた力 この場合、高圧スチームの持つ熱エネルギ 一を無駄に消費することとなってしまう。そこで、排熱ボイラー 14から発生した高圧ス チームを、第 1圧縮装置 110、第 2圧縮装置 120、発電機 134の蒸気タービン 132に 供給することとした。その結果、高圧スチームの熱エネルギーを動力に変換すること ができ、高圧スチームを有効に利用することができる。
[0077] 以上、添付図面を参照しながら本発明の好適な実施形態について説明した力 本 発明は力かる例に限定されないことは言うまでもない。当業者であれば、特許請求の 範囲に記載された範疇内において、各種の変更例または修正例に想到し得ることは 明らかであり、それらについても当然に本発明の技術的範囲に属するものと了解され る。
[0078] 例えば、上記実施形態では、液体燃料合成システム 1に供給される炭化水素原料 として、天然ガスを用いた力 力かる例に限定されず、例えば、アスファルト、残油な どその他の炭化水素原料を用いてもょ 、。
[0079] また、上記実施形態では、気泡塔型反応器 30における合成反応として、 FT合成 反応により液体炭化水素を合成したが、本発明は力かる例に限定されない。気泡塔 型反応器における合成反応としては、例えば、ォキソ合成 (ヒドロホルミル化反応）「R •CH = CH +CO + H→R-CH CH CHO」、メタノール合成「CO + 2H→CH O
2 2 2 2 2 3
H」、ジメチルエーテル（DME)合成「3CO + 3H→CH OCH +CO」などにも適
2 3 3 2
用することができる。
[0080] また、上記実施形態では、合成ガスを液体炭化水素に合成する反応器として、気 泡塔型スラリー床式反応器を用いたが、本発明は力かる例に限定されず、例えば、 固定床式反応器などを用いて FT合成反応を行ってもょ ヽ。
[0081] また、上記実施形態では、第 1圧縮装置 110、第 2圧縮装置 120を高圧スチームを 動力とした蒸気タービン 112によって駆動する例を示したが、この例に限定されず、 第 1圧縮装置 110のモータ部 116に電源が接続されて、第 1圧縮装置 110、第 2圧 縮装置 120は電力によって駆動されてもよぐさらに水蒸気と電力の併用によって駆 動されてもよい。
[0082] また、上記実施形態では、第 1圧縮装置 110、第 2圧縮装置 120に接続された蒸気 タービン 112は、排熱ボイラー 14から排出された高圧スチームを動力源とする例に ついて示したが、この例に限定されず、気泡塔型反応器 30の伝熱管を通過して発生 する中圧スチームを動力源としてもよ!/、。
産業上の利用可能性
[0083] 本発明は、炭化水素原料を改質して一酸ィ匕炭素ガス及び水素ガスを主成分とする 合成ガスを生成する改質器と;前記合成ガスに含まれる一酸ィヒ炭素ガス及び水素ガ スから液体炭化水素を合成する反応器と；前記改質器から前記反応器への前記合 成ガスの供給経路と;前記供給経路に設けられ、前記改質器で生成された合成ガス を少なくとも前記反応器における所定の反応圧力以上に圧縮する第 1圧縮装置と;を 備える液体燃料合成システムに関する。
本発明の液体燃料合成システムによれば、反応器における合成反応に必要な安 定した反応圧力を確保でき、合成反応の反応率を向上させることができる。

Claims

請求の範囲
[1] 炭化水素原料を改質して一酸ィ匕炭素ガス及び水素ガスを主成分とする合成ガスを 生成する改質器と； 前記合成ガスに含まれる一酸ィ匕炭素ガス及び水素ガス力ゝら液 体炭化水素を合成する反応器と；
前記改質器から前記反応器への前記合成ガスの供給経路と；
前記供給経路に設けられ、前記改質器で生成された合成ガスを少なくとも前記反 応器における所定の反応圧力以上に圧縮する第 1圧縮装置と;を備える液体燃料合 成システム。
[2] 前記改質器で生成された合成ガスの熱を回収して水蒸気を発生させる排熱ボイラ 一をさらに備え、
前記第 1圧縮装置は、前記排熱ボイラーで発生した水蒸気を動力源として駆動す る請求項 1に記載の液体燃料合成システム。
[3] 前記反応器から排出される未反応の合成ガスを、前記反応器の導入口に戻すリサ イタル経路と；
前記リサイクル経路に設けられ、前記未反応の合成ガスを少なくとも前記反応器に おける所定の反応圧力以上に圧縮する第 2圧縮装置と;をさらに備える請求項 1に記 載の液体燃料合成システム。
[4] 前記改質器で生成された合成ガスの熱を回収して水蒸気を発生させる排熱ボイラ 一をさらに備え、
前記第 2圧縮装置は、前記排熱ボイラーで発生した水蒸気を動力源として駆動す る請求項 3に記載の液体燃料合成システム。
[5] 前記改質器で生成された合成ガスの熱を回収して水蒸気を発生させる排熱ボイラ 一と；
前記排熱ボイラーで発生した水蒸気を動力源として駆動し、前記液体燃料合成シ ステム内の各装置に電力を供給する発電機と；をさらに備える請求項 1に記載の液体 燃料合成システム。
[6] 前記排熱ボイラーで発生した水蒸気を、前記排熱ボイラーから前記発電機に減圧 せずに直接供給する請求項 5に記載の液体燃料合成システム。
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Cited By (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2495914C2 (ru) * 2008-06-20 2013-10-20 ДжиТиЭлПЕТРОЛ ЭлЭлСи Устройства и способы обработки водорода и монооксида углерода
US9193918B2 (en) 2011-07-15 2015-11-24 Mitsubishi Heavy Industries, Ltd. Method for generating electricity and for producing gasoline from methanol and system therefor
WO2019175476A1 (en) 2018-03-13 2019-09-19 Teknologian Tutkimuskeskus Vtt Oy Method and apparatus for producing carbon monoxide

Families Citing this family (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE102012010542A1 (de) * 2011-12-20 2013-06-20 CCP Technology GmbH Verfahren und anlage zur erzeugung von synthesegas
JP6016486B2 (ja) * 2012-07-06 2016-10-26 三菱重工業株式会社 ガソリンを製造するシステム又は方法
DE102013013443A1 (de) * 2013-08-12 2015-02-12 CCP Technology GmbH C-Konverter mit Filterfunktion

Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4098339A (en) * 1976-06-21 1978-07-04 Mobil Oil Corporation Utilization of low BTU natural gas
JPH01115992A (ja) * 1987-10-29 1989-05-09 Nkk Corp 炭化水素の製造方法
JPH06184559A (ja) * 1991-05-30 1994-07-05 British Petroleum Co Plc:The 改良されたガス変換法
US6711903B1 (en) * 2002-03-01 2004-03-30 John W. Rich, Jr. Integrated electric power and synthetic fuel plant
WO2004108860A1 (ja) * 2003-06-09 2004-12-16 Hitachi, Ltd. 新燃料製造プラント及びこれに用いられる海水淡水化装置
US20050209348A1 (en) * 2004-03-16 2005-09-22 Bowe Michael J Converting natural gas to longer-chain hydrocarbons

Patent Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4098339A (en) * 1976-06-21 1978-07-04 Mobil Oil Corporation Utilization of low BTU natural gas
JPH01115992A (ja) * 1987-10-29 1989-05-09 Nkk Corp 炭化水素の製造方法
JPH06184559A (ja) * 1991-05-30 1994-07-05 British Petroleum Co Plc:The 改良されたガス変換法
US6711903B1 (en) * 2002-03-01 2004-03-30 John W. Rich, Jr. Integrated electric power and synthetic fuel plant
WO2004108860A1 (ja) * 2003-06-09 2004-12-16 Hitachi, Ltd. 新燃料製造プラント及びこれに用いられる海水淡水化装置
US20050209348A1 (en) * 2004-03-16 2005-09-22 Bowe Michael J Converting natural gas to longer-chain hydrocarbons

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2495914C2 (ru) * 2008-06-20 2013-10-20 ДжиТиЭлПЕТРОЛ ЭлЭлСи Устройства и способы обработки водорода и монооксида углерода
US9193918B2 (en) 2011-07-15 2015-11-24 Mitsubishi Heavy Industries, Ltd. Method for generating electricity and for producing gasoline from methanol and system therefor
WO2019175476A1 (en) 2018-03-13 2019-09-19 Teknologian Tutkimuskeskus Vtt Oy Method and apparatus for producing carbon monoxide
EP3765404A4 (en) * 2018-03-13 2021-12-08 Teknologian tutkimuskeskus VTT Oy METHOD AND APPARATUS FOR THE PRODUCTION OF CARBON MONOXIDE

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