WO2007114279A1 - 液体燃料合成システム - Google Patents

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WO2007114279A1
WO2007114279A1 PCT/JP2007/056926 JP2007056926W WO2007114279A1 WO 2007114279 A1 WO2007114279 A1 WO 2007114279A1 JP 2007056926 W JP2007056926 W JP 2007056926W WO 2007114279 A1 WO2007114279 A1 WO 2007114279A1
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gas
liquid
synthesis
reactor
liquid fuel
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PCT/JP2007/056926
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Inventor
Yasuhiro Onishi
Osamu Wakamura
Kenichiro Fujimoto
Original Assignee
Nippon Steel Engineering Co., Ltd.
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Publication date
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    • C01B3/02—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
    • C01B3/32—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air
    • C01B3/34—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air by reaction of hydrocarbons with gasifying agents
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
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    • C10G2/342—Apparatus, reactors with moving solid catalysts
    • C10G2/344—Apparatus, reactors with moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
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    • C01B2203/0227—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step containing a catalytic reforming step
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
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    • Y02P20/129—Energy recovery, e.g. by cogeneration, H2recovery or pressure recovery turbines

Definitions

  • the present invention relates to a liquid fuel synthesis system for synthesizing liquid fuel from a hydrocarbon raw material such as natural gas.
  • FT synthesis reaction Fischer-Tropsch synthesis reaction
  • synthesis gas as raw material gas
  • GTL Gas To Liquid
  • the present invention has been made in view of such problems, and in a liquid fuel synthesizing system that also synthesizes liquid fuel with a hydrocarbon raw material power such as natural gas, the exhaust heat of the reformer.
  • the power of the equipment to recover and the equipment to recover the reaction heat of the reactor The objective is to improve the thermal efficiency of the entire liquid fuel synthesis system by effectively using the generated intermediate pressure steam.
  • a first aspect of the liquid fuel synthesis system of the present invention is a reformer that reforms a hydrocarbon raw material to generate a synthesis gas mainly composed of carbon monoxide gas and hydrogen gas;
  • An exhaust heat recovery device for recovering exhaust heat of the synthesis gas discharged from a catalyst vessel; a reactor for synthesizing liquid hydrocarbons from carbon monoxide gas and hydrogen gas contained in the synthesis gas; and the exhaust heat
  • a heat treatment device for performing a predetermined heat treatment using water vapor generated in the recovery device.
  • the exhaust heat recovery device such as the exhaust heat boiler has a high pressure when recovering the exhaust heat of the synthesis gas discharged from the reformer.
  • Water vapor high pressure steam
  • this high-pressure steam can be used as a heating source for a predetermined heat treatment apparatus in the liquid fuel synthesizing system to improve the thermal efficiency of the entire liquid fuel synthesizing system.
  • a first aspect of the liquid fuel synthesizing system of the present invention includes an absorption tower that separates carbon dioxide gas from the synthesis gas discharged from the exhaust heat recovery apparatus using an absorption liquid, and a separation performed by the absorption tower. And a regeneration tower having a regeneration tower that dissipates the carbon dioxide gas by heating the absorption liquid containing the treated carbon dioxide gas, and the heat treatment apparatus may be the regeneration tower. According to the present invention, the high-pressure steam from the exhaust heat recovery apparatus can be used as a heating source when heating the absorbent in the regeneration tower.
  • a first aspect of the liquid fuel synthesizing system of the present invention further includes a rectifying column for heating the liquid hydrocarbon synthesized in the reactor to fractionate a plurality of types of liquid fuels having different boiling points.
  • the heat treatment apparatus may be the rectification column.
  • the high-pressure steam from the exhaust heat recovery device can be used as a heating source when heating the liquid hydrocarbon in the rectification column.
  • a second aspect of the 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 gas and hydrogen gas; A reactor for synthesizing liquid hydrocarbons such as carbon monoxide and hydrogen gas contained in the gas; A reaction heat recovery device that is provided in the reactor and recovers the reaction heat of the synthesis reaction of the liquid hydrocarbon; a heat treatment device that performs a predetermined heat treatment using steam generated in the reaction heat recovery device; Is provided.
  • the reaction heat recovery device such as the heat transfer tube is configured to recover steam at a relatively low pressure (medium pressure steam) when recovering the reaction heat of the reactor. ).
  • this intermediate pressure steam can be used as a heating source for a predetermined heat treatment apparatus in the liquid fuel synthesizing system to improve the thermal efficiency of the entire liquid fuel synthesizing system.
  • a second aspect of the liquid fuel synthesizing system of the present invention further includes a rectifying column that heats the liquid hydrocarbon synthesized in the reactor to fractionate the liquid hydrocarbons into a plurality of types of liquid fuels having different boiling points.
  • the heat treatment apparatus may be the rectification column.
  • the medium-pressure steam from the reaction heat recovery apparatus can be used as a heating source when heating the liquid hydrocarbon in the rectification column.
  • the rectifying column is provided with a rectifying column decompression device (for example, a vacuum pump) for reducing the pressure in the rectifying column, that is, the pressure.
  • a rectifying column decompression device for example, a vacuum pump
  • the boiling point of the liquid fuel in the rectification tower can be lowered, and even steam with low energy such as medium pressure steam can be used as a heating source.
  • the liquid fuel can be fractionated with less heat, and the liquid fuel does not receive much heat history. Therefore, the quality of the liquid fuel product to be refined can be improved.
  • a second aspect of the liquid fuel synthesizing system of the present invention is an exhaust heat recovery device that recovers exhaust heat of the synthesis gas exhausted from the reformer force, and exhausted from the exhaust heat recovery device.
  • a decarbonation comprising: an absorption tower for separating carbon dioxide gas using the synthesis gas power absorbent; and a regeneration tower for heating the absorbent containing carbon dioxide separated by the absorption tower to dissipate carbon dioxide.
  • the apparatus may further include an apparatus, and the heat treatment apparatus may be the regeneration tower.
  • the medium-pressure steam from the reaction heat recovery apparatus can be used as a heating source when the absorption liquid is heated in the regeneration tower.
  • the regeneration tower includes a front A regeneration tower decompression device (for example, a vacuum pump) for reducing the pressure in the regeneration tower may be provided.
  • a regeneration tower decompression device for example, a vacuum pump
  • low-energy steam such as medium-pressure steam can be used as a heating source.
  • a steam decompression device for decompressing water vapor generated from the exhaust heat recovery device is disposed between the exhaust heat recovery device and the heat treatment device.
  • the apparatus for recovering the exhaust heat of the reformer and the apparatus power for recovering the reaction heat of the reactor are also provided.
  • the generated steam can be used as a heating source for a predetermined heat treatment apparatus in the liquid fuel synthesis system. Therefore, according to the present invention, it is possible to improve the thermal efficiency of the entire liquid fuel synthesizing system by effectively using the intermediate pressure steam.
  • FIG. 1 is a schematic diagram showing an overall configuration of a liquid hydrocarbon synthesis system according to an embodiment of the present invention.
  • FIG. 2 is a block diagram showing an outline of steam utilization in the liquid hydrocarbon synthesis system according to the 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.
  • a liquid fuel synthesis system 1 is a plant facility that executes a GTL process for converting a hydrocarbon feedstock such as natural gas into liquid fuel.
  • the liquid fuel synthesizing system 1 includes a syngas generating unit 3, an FT synthesizing unit 5, and a product refining unit 7.
  • the synthesis gas generation unit 3 reforms the natural gas, which is a hydrocarbon raw material, to generate synthesis gas containing carbon monoxide gas and hydrogen gas.
  • the FT synthesis unit 5 also generates liquid hydrocarbons by the Fischer's Tropsch synthesis reaction (hereinafter referred to as “FT synthesis reaction”).
  • the product refining unit 7 produces liquid fuel products (naphtha, kerosene, light oil, wax, etc.) by hydrogenating and refining the liquid hydrocarbons produced by the FT synthesis reaction.
  • liquid fuel products nophtha, kerosene, light oil, wax, etc.
  • the synthesis gas generation unit 3 includes, for example, a desulfurization reactor 10, a reformer 12, an exhaust heat boiler 14 as an example of an exhaust heat recovery device, gas-liquid separators 16 and 18, and a decarbonation device 20. And a hydrogen separator 26 mainly.
  • the desulfurization reactor 10 is composed of a hydrodesulfurization device and the like, and removes sulfur components from natural gas as a raw material.
  • the reformer 12 reforms the natural gas supplied from the desulfurization reactor 10 to generate a synthesis gas containing carbon monoxide gas (CO) and hydrogen gas (H) as main components.
  • the Ira 14 recovers 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 a gas (high-pressure steam) and a liquid.
  • the gas-liquid separator 18 removes the condensate from the synthesis gas cooled by the exhaust heat boiler 14 and supplies the gas to the decarbonator 20.
  • the decarboxylation device 20 includes an absorption tower 22 that separates the carbon dioxide gas from the synthesis gas supplied from the gas-liquid separator 18 using the absorption liquid, and the absorption liquid containing the carbon dioxide gas is heated by, for example, steam. And a regeneration tower 24 for regenerating by dissipating carbon dioxide gas.
  • 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.
  • the reformer 12 uses, for example, carbon dioxide and steam by the steam 'carbonate 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.
  • a steam decompression device 144 is provided at the tip of the gas-liquid separator 16.
  • high pressure steam generated from the exhaust heat boiler 14 has a pressure of about 3.4 to: LOMPaG, and this high pressure steam is decompressed to have a pressure of about 1.2 to 2.5 MPaG, for example.
  • a steam decompression device 144 is provided to produce a medium pressure steam.
  • a basic organic solvent is generally used, and as such a basic organic solvent, examples thereof include amine solvents such as monoethanolamine, catecholamine, tryptamine, arylamine, and alkanolamine.
  • the decarboxylation device 20 uses, for example, the above-mentioned amine solvent as an absorption liquid, and absorbs carbon dioxide gas by the reaction represented by the following chemical reaction formula (3) to generate strong rubamic acid.
  • the reaction represented by the following chemical reaction formula (3) is an equilibrium reaction.
  • the hydrogen separator 26 is provided in a branch line branched from the main piping force that connects 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 Adsorption) apparatus that performs adsorption and desorption of hydrogen using a pressure difference.
  • This hydrogen PSA system is arranged in parallel
  • the adsorbents zeolite adsorbent, activated carbon, alumina, silica gel, etc.
  • adsorbents zeolite adsorbent, activated carbon, alumina, silica gel, etc.
  • adsorbing towers not shown
  • hydrogen is pressurized, adsorbed and desorbed (decompressed) in each adsorbing tower.
  • the FT synthesis unit 5 mainly 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 circulates water heated through the heat transfer pipe 32 as an example of the reaction heat recovery device disposed in the bubble column reactor 30, steam (medium pressure steam), and liquid Separated into and.
  • 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. .
  • 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
  • the synthesis gas is supplied as bubbles from the dispersion plate at the bottom of the bubble column reactor 30, and rises in the slurry composed of the catalyst and the medium oil. Then, during the rise, it is dissolved in the synthesis gas force S slurry contained in the bubbles, and the hydrogen gas and the monoxide-carbon gas cause a synthesis reaction as shown in the following chemical reaction formula (4).
  • the bubble column reactor 30 is a heat exchanger type in which a heat transfer tube 32 is disposed inside, and water (BFW: Boiler Feed Watt) is used as a refrigerant. er), etc., and the reaction heat of the FT synthesis reaction is changed to a medium pressure by heat exchange between the slurry and water It can be collected as steam.
  • 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 connected to the center of the first rectifying column 40.
  • 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 with a number greater than C
  • the liquid fuel synthesizing system 1 includes natural gas (main component is CH 2) as a hydrocarbon feedstock from an external natural gas supply source (not shown) such as a natural gas field or a natural gas plant.
  • natural gas main component is CH 2
  • an external natural gas supply source not shown
  • 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 (including 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 uses, for example, the steam 'carbon dioxide reforming method described above to convert natural gas using carbon dioxide and steam. By reforming, a high-temperature synthesis gas mainly composed of carbon monoxide gas and hydrogen gas is generated. At this time, for example, 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. It is cooled (for example, 400 ° C) by heat exchange with the heat and 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 absorption tower 22 of the decarboxylation device 20 or the bubble tower Is fed to the mold reactor 30.
  • the absorption tower 22 removes carbon dioxide from the synthesis gas by absorbing the carbon dioxide contained in the synthesis gas in the stored absorption liquid.
  • the absorption liquid containing carbon dioxide gas in the absorption tower 22 is introduced into the regeneration tower 24, and the absorption liquid containing carbon dioxide gas is heated by, for example, steam and subjected to the stripping process. It is sent to the reformer 12 and reused for the reforming reaction. Further, the absorption liquid that has been extracted and regenerated by extracting carbon dioxide is sent to the absorption tower 22 and reused for removing the carbon dioxide.
  • 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 FT by a compressor (not shown) provided in a pipe connecting the decarboxylation device 20 and the bubble column reactor 30.
  • the pressure is increased to a pressure suitable for the synthesis reaction (eg, 3.6 MPaG).
  • 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 to liquid fuel via a compressor (not shown) such as a gas holder (not shown).
  • Various hydrogen-utilizing reactors for example, desulfurization reactor 10, WAX hydrocracking reactor 50, kerosene / light oil fraction hydrotreating reactor 52, which perform a predetermined reaction using hydrogen in the synthesis system 1. Naphtha fraction hydrotreating reactor 54 etc.).
  • the FT synthesis unit 5 synthesizes liquid hydrocarbons from the synthesis gas produced by the synthesis gas production unit 3 by an FT synthesis reaction.
  • the synthesis gas from which the carbon dioxide gas has been separated by the decarboxylation device 20 flows from the bottom of the bubble column reactor 30 and is stored in the bubble column reactor 30. Ascends in the catalyst slurry.
  • carbon monoxide and hydrogen gas contained in the synthesis gas react to generate hydrocarbons by the above-described FT 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 and vaporized. It becomes.
  • the water liquefied by 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).
  • the liquid hydrocarbon synthesized in the bubble column reactor 30 in this way 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.
  • the first rectification column 40 is a liquid hydrocarbon (having various carbon numbers) supplied from the bubble column reactor 30 through the separator 36 and the gas-liquid separator 38 as described above. ), And fractionating using the difference in boiling point, naphtha fraction (boiling point less than about 315 ° C) and kerosene 'light oil fraction (boiling point) 315-800 ° C) and WAX fraction (boiling point greater than about 800 ° C).
  • 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 the liquid hydrocarbon (approximately 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 the kerosene 'light oil fraction (approximately 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 by a hydrogen separator. 26 to WAX
  • Hydrorefining is performed using the hydrogen gas supplied through the fractional hydrocracking reactor 50.
  • the hydrorefined liquid hydrocarbon-containing product is separated into a gas and a liquid by the gas-liquid separator 60, and the liquid hydrocarbon is a kind of rectification tower, naphtha's stabilizer.
  • the gas (including hydrogen gas) is transferred to the 72 and reused for the hydrogenation reaction.
  • 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 rectification column 70 and 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).
  • Gas (flare gas) is discharged. This exhaust gas is introduced into an external combustion facility (not shown), burned, and released into the atmosphere.
  • 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,
  • FT synthesis reaction by high-pressure steam generated during exhaust heat recovery of the synthesis gas generated in the reformer 12 by the exhaust heat boiler 14 or by the bubble column reactor 30 by the heat transfer tube 32 is performed.
  • the medium-pressure steam generated during the recovery of the reaction heat was not effectively used, and most of it was recovered as condensed condensate and discarded.
  • medium pressure steam As shown in the figure, for example, it is steam with a relatively low pressure of about 1.2 MPaG, so its utility value as a heating source with low energy is low.
  • high-pressure steam generated by heat recovery from the exhaust heat boiler 14 is often made into medium-pressure steam using a pressure reducing valve, a temperature reducing device alone, or a steam pressure reducing device 144 using a combination thereof.
  • high-pressure steam (A in the circle in the figure) generated during exhaust heat recovery by the exhaust heat boiler 14 is used.
  • medium-pressure steam (B in the figure) generated during the recovery of reaction heat by the heat transfer tube 32 is converted into the regeneration tower 24 of the decarboxylation unit 20, the first rectification tower 40, the second rectification tower 70.
  • the high-pressure steam and medium-pressure steam in the liquid fuel synthesis system 1 as a heat source for heat treatment equipment that performs predetermined heat treatment using water vapor, such as Naphtha's Stabilizer 72, GTL technology Liquid fuel synthesizing system that uses 1 to improve overall thermal efficiency
  • FIG. 2 is a block diagram showing an outline of the use of water vapor in the liquid fuel synthesis system 1 according to the embodiment of the present invention.
  • the regeneration tower 24 includes a heat exchanger 242 as a heating means for performing heating when the carbon dioxide gas is dissipated from the absorbing liquid containing a large amount of carbon dioxide gas.
  • This heat exchanger 242 performs heat exchange in order to use the heat of the high-temperature steam for heating the absorbing liquid in the regeneration tower, and the steam after the heat exchange is exchanged with drain via a steam trap or the like. Then discharged.
  • the steam serving as the heat source of the heat exchanger 242 is medium pressure steam obtained by reducing the high pressure steam generated by the exhaust heat recovery of the exhaust heat boiler (WHB) 14 by the steam decompression device 144, or the heat transfer tube 32. Use medium pressure steam generated by the recovery of the reaction heat.
  • the heat exchanger 242 can heat the absorbent in the regeneration tower 24 to about 100 to 140 ° C., for example.
  • the regeneration tower 24 includes a regeneration tower decompression device 244 that reduces the pressure in the regeneration tower 24.
  • a vacuum pump can be used as the powerful regeneration tower decompression device 244.
  • a high-pressure liquid flow is generated by the pump, supplied to the nozzle, and the pressure drop due to the velocity energy of the liquid ejected from the nozzle at high speed is used.
  • An ejector pump can be used that connects a line that draws gas or its condensate.
  • the first rectification column 40 includes a heat exchanger 402 as a heating means for performing fractional distillation of a mixture of a plurality of liquid hydrocarbons having different boiling points generated by the bubble column reactor 30.
  • the second rectification column 70 is provided with a heat exchanger 702 as a heating means for fractionating the reaction products of the hydrogenation reactors 50, 52, and 54.
  • These heat exchangers 402 and 702 perform heat exchange in order to use the heat of the high-temperature steam for heating the liquid hydrocarbons in the first rectification column 40 and the second rectification column 70, and heat exchange After being removed, the water vapor is discharged as liquid water.
  • medium-pressure steam obtained by reducing the high-pressure steam generated by the exhaust heat recovery of the exhaust heat boiler ( WHB ) 14 by the steam decompression device 144 as the steam serving as the heat source for the heat exchangers 402 and 702, Use medium pressure steam generated by heat recovery from the heat transfer tube 32.
  • the heat exchangers 402 and 7002 can heat the liquid hydrocarbons in the first rectifying column 40 and the second rectifying column 70 to, for example, about 300 ° C.
  • the first rectifying column 40 and the second rectifying column 70 are respectively reduced in pressure in the first rectifying column 40 and the second rectifying column 70, that is, a pressure reducing device for the first rectifying column. 404 and the second rectifying column decompression device 704 are provided.
  • a vacuum pump can be used in the same manner as the regeneration tower pressure reducing device 244.
  • the pressure in the first rectifying column 40 and the second rectifying column 70 is reduced by using the first rectifying column pressure reducing device 404 and the second rectifying column pressure reducing device 704.
  • the natural gas from which the sulfur component has been removed by the desulfurization reactor 10 is reformed by the reformer 12, and synthesized with carbon monoxide gas and hydrogen gas as main components. Gas is generated. Exhaust heat is recovered by the exhaust heat boiler 14 from the synthesis gas generated by the reformer 12. Steam (high-pressure steam) generated by exhaust heat recovery by the exhaust heat boiler 14 is reduced to, for example, about 1.2 MPaG by the force steam decompression device 144 having a high pressure of, for example, about 3.8 MPaG.
  • the synthesis gas from which the exhaust heat has been recovered is sent to the absorption tower 22 of the decarboxylation device 20, and the carbon dioxide gas is separated by the absorption liquid.
  • the absorption liquid that has absorbed carbon dioxide and has a high carbon dioxide concentration is sent to the regeneration tower 24, where the absorption liquid is regenerated.
  • the regeneration tower 24 is made a reduced-pressure atmosphere by the decompression device 244 for the regeneration tower, and the absorption liquid containing the carbon dioxide gas is heated using the heat exchanger 242, the carbon dioxide gas from the absorption liquid is heated. Released.
  • Regeneration tower 244 The absorbed liquid regenerated by releasing carbon dioxide gas is sent to the absorption tower 22 and reused for removing the carbon dioxide gas.
  • the synthesis gas from which the carbon dioxide gas has been removed is introduced into the bubble column reactor 30, and an FT synthesis reaction, that is, a liquid hydrocarbon synthesis reaction is performed.
  • an FT synthesis reaction that is, a liquid hydrocarbon synthesis reaction
  • the reaction heat of the FT synthesis reaction is recovered by the heat transfer tube 32 so that the temperature of the liquid hydrocarbon in the bubble column reactor 30 does not rise too much. Be controlled. Steam (medium pressure steam) is generated by the recovery of the reaction heat of the heat transfer tube 32.
  • the liquid hydrocarbon synthesized in the bubble column reactor 30 is a mixture containing various hydrocarbons having different carbon numbers (different boiling points), and this is sent to the first rectification column 40.
  • fractionation is performed in the first fractionator 40 using the difference in boiling points.
  • the first rectifying tower 40 the first rectifying tower The first rectifying column 40 is evacuated by the pressure reducing device 404 and the liquid hydrocarbon mixture is fractionally distilled while heating the liquid hydrocarbon mixture having different boiling points using the heat exchanger 402.
  • the hydrocarbon components fractionated in the first fractionator 40 are still the final products of the liquid fuel synthesis system 1, such as naphtha, kerosene and light oil, as well as those with higher carbon numbers, olefins, etc. Those having an unsaturated bond are also included. For this reason, the hydrogenation reactors 50, 52, and 54 decompose the hydrocarbons into those having a small number of carbons by hydrocracking, or add hydrogen to form saturated hydrocarbon components.
  • the reaction products in the hydrogenation reactors 50, 52, 54 are further sent to the second rectification column 70, where final liquid hydrocarbon products such as naphtha, kerosene and light oil ( Liquid fuel product).
  • final liquid hydrocarbon products such as naphtha, kerosene and light oil ( Liquid fuel product).
  • the pressure in the second rectifying column 70 is reduced by the second rectifying column decompression device 704, and a mixture of liquid hydrocarbons having different boiling points is heated using the heat exchanger 702.
  • the liquid hydrocarbon mixture is fractionated.
  • the heat source 242 used in the regeneration tower 24, the heat exchanger 402 in the first rectifying tower 40, and the heat exchanger 702 in the second rectifying tower 70 are used.
  • medium-pressure steam obtained by reducing the high-pressure steam generated by the exhaust heat recovery of the exhaust heat boiler 14 by the steam decompression device 144 or intermediate pressure steam generated by the reaction heat recovery of the heat transfer tube 32 can be used. Therefore, it is possible to effectively use the medium pressure steam, which has been used for few applications because the pressure of water vapor is relatively low, and has not been used effectively in the liquid hydrocarbon system 1, and this allows liquid hydrocarbons to be used effectively.
  • the overall thermal efficiency of system 1 can be significantly improved.
  • low pressure medium pressure steam for heating in the first rectifying column 40 and heating in the second rectifying column 70 the thermal history received by the liquid hydrocarbon can be reduced, and the final product It is also possible to improve the quality.
  • the hydrocarbon raw material supplied to the liquid fuel synthesizing system 1 is not limited to a powerful example using natural gas, and other carbonization such as asphalt and residual oil, for example.
  • a hydrogen raw material may be used.
  • liquid hydrocarbons were synthesized by FT synthesis reaction using bubble column reactor 30 as the bubble column reactor according to the present invention. It is not limited to.
  • examples of the regeneration tower 24, the first rectification tower 40, and the second rectification tower 70 of the decarboxylation apparatus 20 are given as the heat treatment apparatus, but the heat treatment apparatus is not limited to a powerful example. Any apparatus other than the above may be used as long as the apparatus performs predetermined heat treatment using water vapor in the liquid fuel synthesis system. For example, medium pressure steam can be used for heating naphtha's stabilizer 72 and the like.
  • 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, for example, FT synthesis reaction may be performed using a fixed bed reactor.
  • the present invention provides a reformer for reforming a hydrocarbon raw material to generate a synthesis gas mainly composed of carbon monoxide gas and hydrogen gas; and the synthesis discharged from the reformer cover
  • An exhaust heat recovery device for recovering exhaust heat of gas; a reactor for synthesizing liquid hydrocarbons from carbon monoxide gas and hydrogen gas contained in the synthesis gas; and generated in the exhaust heat recovery device!
  • a heat treatment apparatus that performs predetermined heat treatment using water vapor.
  • the entire liquid fuel synthesizing system can be effectively utilized by utilizing the intermediate pressure steam that also generates the apparatus power for recovering the exhaust heat of the reformer and the apparatus heat for recovering the reaction heat of the reactor. Thermal efficiency 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およ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、改質器１２から排出された合成ガスの排熱を回収する排熱ボイラー１４と、合成ガスを反応させて液体燃料の合成反応を行う気泡塔型反応器３０と、気泡塔型反応器３０に設けられ液体燃料の合成反応の反応熱を回収する伝熱管３２と、排熱ボイラー１４または伝熱管３２から発生した水蒸気を利用して所定の熱処理を行う熱処理装置２４，４０，７０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、天然ガス等の炭化水素原料から液体燃料を合成するための液体燃料 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— 95534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 ·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] 従来の GTL技術を用いた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を主成分とする合成ガスを生成する改質器カゝら排出される排ガス の熱や、例えば FT合成反応等の液体燃料合成反応が行われる反応器で発生する 反応熱を回収する際に、熱交換器などの装置を使用してスチームとして回収している 発明の開示
発明が解決しょうとする課題
[0004] しカゝしながら、改質器の排熱を回収する装置 (例えば、排熱ボイラー)や反応器の 反応熱を回収する装置 (例えば、伝熱管）から発生したスチームは、例えば圧力が 1 . 2MPaG程度と比較的圧力の低いスチーム（以下、「中圧スチーム」という。）のため 、有効に利用されず、その大部分が冷却され、凝縮ドレンとして廃棄されている。
[0005] そこで、本発明は、このような問題に鑑みてなされたもので、天然ガス等の炭化水 素原料力も液体燃料を合成する液体燃料合成システムにお 、て、改質器の排熱を 回収する装置や反応器の反応熱を回収する装置力 発生した中圧スチームを有効 利用して、液体燃料合成システム全体の熱効率を向上させ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の第一の態様は、炭化水素原料を改質して一酸 化炭素ガスおよ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;前記改質 器カゝら排出された前記合成ガスの排熱を回収する排熱回収装置と;前記合成ガスに 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反応器と;前記 排熱回収装置において発生した水蒸気を利用して所定の熱処理を行う熱処理装置 と；を備える。
[0007] 本発明の液体燃料合成システムの第一の態様にぉ ヽて、上記排熱ボイラー等の排 熱回収装置は、改質器力 排出された合成ガスの排熱を回収する際に高圧の水蒸 気 (高圧スチーム)を発生する。本発明によれば、この高圧スチームを、液体燃料合 成システム内の所定の熱処理装置の加熱源として利用して、液体燃料合成システム 全体の熱効率を向上させることができる。
[0008] 本発明の液体燃料合成システムの第一の態様は、前記排熱回収装置から排出さ れた前記合成ガスから吸収液を用いて炭酸ガスを分離する吸収塔と、前記吸収塔で 分離した炭酸ガスを含む前記吸収液を加熱して炭酸ガスを放散させる再生塔と、を 有する脱炭酸装置をさらに備えており、前記熱処理装置は前記再生塔であってもよ い。本発明によれば、排熱回収装置からの高圧スチームを、再生塔において吸収液 を加熱する際の加熱源として使用することができる。
[0009] 本発明の液体燃料合成システムの第一の態様は、前記反応器で合成された前記 液体炭化水素を加熱して沸点の相違する複数種類の液体燃料を分留する精留塔を さらに備えており、前記熱処理装置は前記精留塔であってもよい。本発明によれば、 排熱回収装置からの高圧スチームを、精留塔において液体炭化水素を加熱する際 の加熱源として使用することができる。
[0010] 本発明の液体燃料合成システムの第二の態様は、炭化水素原料を改質して一酸 化炭素ガスおよ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 ；前記反応器に設けられ、前記液体炭化水素の合成反応の反応熱を回収する反応 熱回収装置と;前記反応熱回収装置において発生した水蒸気を利用して所定の熱 処理を行う熱処理装置と；を備える。
[0011] 本発明の液体燃料合成システムの第二の態様において、上記伝熱管等の反応熱 回収装置は、反応器の反応熱を回収する際に比較的低い圧力の水蒸気（中圧スチ ーム）を発生する。本発明によれば、この中圧スチームを、液体燃料合成システム内 の所定の熱処理装置の加熱源として利用して、液体燃料合成システム全体の熱効 率を向上させることができる。
[0012] 本発明の液体燃料合成システムの第二の態様は、前記反応器で合成された前記 液体炭化水素を加熱して沸点の相違する複数種類の液体燃料に分留する精留塔を さらに備えており、前記熱処理装置は前記精留塔であってもよい。本発明によれば、 反応熱回収装置からの中圧スチームを、精留塔において液体炭化水素を加熱する 際の加熱源として使用することができる。
[0013] 本発明の液体燃料合成システムの第二の態様において、前記精留塔は、前記精 留塔内の気圧、すなわち圧力を減少させる精留塔用減圧装置 (例えば、真空ポンプ など)を備えていてもよい。これにより、精留塔内の液体燃料の沸点を下げることがで き、中圧スチームのようなエネルギーの低い水蒸気でも加熱源として利用することが できる。さらに、液体燃料の沸点を下げることができることから、より少ない熱で液体燃 料を分留することができ、液体燃料が熱履歴をあまり受けないで済む。したがって、 精製される液体燃料製品の品質を向上させることができる。
[0014] 本発明の液体燃料合成システムの第二の態様は、前記改質器力 排出された前 記合成ガスの排熱を回収する排熱回収装置と、前記排熱回収装置から排出された 前記合成ガス力 吸収液を用いて炭酸ガスを分離する吸収塔と、前記吸収塔で分離 した炭酸ガスを含む前記吸収液を加熱して炭酸ガスを放散させる再生塔と、を有す る脱炭酸装置をさらに備えており、前記熱処理装置は前記再生塔であってもよい。本 発明によれば、反応熱回収装置からの中圧スチームを、再生塔において吸収液をカロ 熱する際の加熱源として使用することができる。
[0015] また、本発明の液体燃料合成システムの第二の態様において、前記再生塔は、前 記再生塔内の気圧を減少させる再生塔用減圧装置 (例えば、真空ポンプなど)を備 えていてもよい。これにより、吸収液の沸点を下げることができ、中圧スチームのような エネルギーの低い水蒸気でも加熱源として利用することができる。
[0016] また、排熱回収装置と熱処理装置との間には、排熱回収装置から発生した水蒸気 を減圧させるスチーム減圧装置が配設されて!/、てもよ!/、。
発明の効果
[0017] 本発明によれば、天然ガス等の炭化水素原料から液体燃料を合成する液体燃料 合成システムにおいて、改質器の排熱を回収する装置や、反応器の反応熱を回収 する装置力も発生したスチームを、液体燃料合成システム内の所定の熱処理装置の 加熱源として利用することが可能である。したがって、本発明によれば、中圧スチーム を有効利用して、液体燃料合成システム全体の熱効率を向上させることができる。 図面の簡単な説明
[0018] [図 1]図 1は、本発明の実施形態に係る液体炭化水素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係る液体炭化水素合成システムにおける水蒸気 利用の概要を示すブロック図である。
符号の説明
[0019] 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· ·· 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、 3 0…気泡塔型反応器、 32· ··伝熱管、 34, 38· ··気液分離器、 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、 56, 58, 60· ··気液分離器、 70· ··第 2精留塔 、 72· ··ナフサ'スタビライザー、 144· ··スチーム減圧装置、 242, 402, 702· ··熱交換 器、 244…再生塔用減圧装置、 404…第 1精留塔用減圧装置、 704…第 2精留塔用 減圧装置
発明を実施するための最良の形態 [0020] 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。
[0021] 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。
[0022] 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、ワックス等)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
[0023] 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、排熱回収装置の一例としての排熱ボイラー 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 )とを主成分として含む合成ガスを生成する。排熱ボ
2
イラ一 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から吸収液を用いて炭 酸ガスを分離する吸収塔 22と、当該炭酸ガスを含む吸収液を例えばスチームで加熱 して、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。
[0024] 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。
[0025] CH +H O→CO + 3H · · · (1)
4 2 2
CH +CO→2CO + 2H · · · (2)
4 2 2
[0026] また、気液分離器 16の先には、スチーム減圧装置 144が設けられている。排熱ボ イラ一 14から発生した例えば高圧スチームは、 3. 4〜： LOMPaG程度の圧力を有し ており、この高圧スチームを減圧させて例えば 1. 2〜2. 5MPaG程度の圧力を有す る中圧スチームにするためのスチーム減圧装置 144が設けられて 、る。
[0027] また、脱炭酸装置 20において炭酸ガスを吸収 '除去するために使用される吸収液 としては、一般に、塩基性の有機溶剤が使用され、このような塩基性の有機溶剤とし ては、例えば、モノエタノールァミン、カテコールアミン、トリプタミン、ァリールァミン、 アルカノールァミン等のアミン系溶剤が挙げられる。脱炭酸装置 20は、例えば、上記 アミン系溶剤を吸収液として使用し、下記の化学反応式 (3)で表される反応により、 炭酸ガスを吸収して力ルバミン酸を生成する。なお、下記化学反応式（3)で示される 反応は平衡反応である。
[0028] RNH +CO→RNHCOOH · · · (3)
2 2
[0029] また、水素分離装置 26は、脱炭酸装置 20または気液分離器 18と気泡塔型反応器 30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 A dsorption: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。
[0030] 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内に配設された反応熱回収装置の一 例としての伝熱管 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。
[0031] 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 上昇し、上昇中に気泡中に含まれる合成ガス力 Sスラリー中に溶解し、下記化学反応 式 (4)に示すように水素ガスと一酸ィ匕炭素ガスとが合成反応を起こす。
[0032] 2nH +nCO→— (CH ) + nH O · · · (4)
2 2 n 2
[0033] 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)等を供給し、上記 FT合成反応の反応熱を、スラリーと水等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。
[0034] 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以上の成分は
5
製品のナフサとして分離 ·回収する。
[0035] 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。
[0036] 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 )
4が供 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。
[0037] 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。
[0038] 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。
[0039] 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。
[0040] 一方、排熱ボイラー 14にお ヽ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。また、炭酸ガスが抽出されて 再生された吸収液は、吸収塔 22に送られて、上記炭酸ガスの除去に再利用される。
[0041] 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とを接続する配管に設けられた圧縮器 (図示せず。 )によ り、 FT合成反応に適切な圧力（例えば 3. 6MPaG)まで昇圧される。
[0042] 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）に連続的に供給される。
[0043] 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。
[0044] 具体的には、上記脱炭酸装置 20にお ヽて炭酸ガスを分離された合成ガスは、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 リー内を上昇する。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化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で液化した水が伝熱管 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。
[0045] 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。
[0046] 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
[0047] 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
21
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
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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。
[0048] 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。
[0049] 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 WAX
10
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、精留塔の一種であるナフサ'スタビラィ ザ一 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
[0050] 次 、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に供
10
給される。
[0051] 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。
[0052] 以上、液体燃料合成システム 1の工程 (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
5〜C ：粗ガソリン）、灯油（C
10 11〜
C ：ケロシン)及び軽油（C
15 16〜C ：ガスオイル)等のクリーンな液体燃料に、容易且
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。
[0053] ところで、従来は、排熱ボイラー 14による改質器 12で生成された合成ガスの排熱 回収の際に発生する高圧スチームや、伝熱管 32による気泡塔型反応器 30による FT 合成反応の反応熱回収の際に発生する中圧スチームは、有効に利用されず、その 大部分が凝縮ドレンとして回収され廃棄されていた。特に、中圧スチームは、上述し たように、例えば 1. 2MPaG程度と比較的圧力が低い水蒸気であるため、エネルギ 一が小さぐ加熱源等としての利用価値が低力つた。また、排熱ボイラー 14の熱回収 により発生した高圧スチームは、減圧弁や減温装置単独およびこれらの組み合わせ によるスチーム減圧装置 144を使用して中圧スチームとされることが多い。
[0054] そこで、本実施形態に係る液体燃料合成システム 1にお 、ては、図 1に示すように、 排熱ボイラー 14による排熱回収の際に発生する高圧スチーム（図の丸囲みの A)や、 伝熱管 32による反応熱回収の際に発生する中圧スチーム（図の丸囲みの B)を、脱 炭酸装置 20の再生塔 24、第 1精留塔 40、第 2精留塔 70、ナフサ'スタビライザー 72 など、水蒸気を利用して所定の熱処理を行う熱処理装置の加熱源として使用すること により、上記高圧スチームや中圧スチームを液体燃料合成システム 1内で有効利用 して、 GTL技術を利用した液体燃料合成システム 1全体の熱効率を向上させて 、る
[0055] 以下、図 2に基づ 、て、カゝかる本実施形態に係る液体燃料合成システム 1における 排熱ボイラー 14による排熱回収の際に発生する高圧スチームや、伝熱管 32による 反応熱回収の際に発生する中圧スチームなどの水蒸気利用の詳細について説明す る。なお、図 2は、本発明の実施形態に係る液体燃料合成システム 1における水蒸気 利用の概要を示すブロック図である。
[0056] まず、本実施形態に係る再生塔 24、第 1精留塔 40、第 2精留塔 70の詳細な構成 について説明する。なお、その他の構成については上述したとおりである。
[0057] 図 2に示すように、再生塔 24は、炭酸ガスを多く含む吸収液から炭酸ガスを放散さ せる際の加熱を行うための加熱手段として、熱交 242を備えている。この熱交換 器 242は、高温の水蒸気の有する熱を再生塔内の吸収液の加熱に使用するために 熱交換を行い、熱交換がされた後の水蒸気はスチームトラップ等を経由してドレンと して排出される。本実施形態では、この熱交 242の加熱源となる水蒸気として、 排熱ボイラー (WHB) 14の排熱回収により発生した高圧スチームをスチーム減圧装 置 144により減圧した中圧スチームや、伝熱管 32の反応熱回収により発生した中圧 スチームを使用する。このような中圧スチームを利用して熱交換器 242は、再生塔 24 内の吸収液を例えば約 100〜140°C程度まで加熱することができる。 [0058] また、再生塔 24は、再生塔 24内の圧力を減少させる再生塔用減圧装置 244を備 えている。力かる再生塔用減圧装置 244としては、例えば、真空ポンプを用いること ができる。この真空ポンプとしては、例えば、ポンプによって高圧液流を発生させ、こ れをノズルに供給し、ノズルから高速で噴出する液体の速度エネルギーによる圧力 低下を利用して、この圧力低下部分に空気およびガスまたはその凝縮液を吸引する 管路を接続するェゼクタポンプを使用することができる。このように、再生塔用減圧装 置 244を利用して再生塔 24内の圧力を減少させて、吸収液の沸点を低下させること により、上記中圧スチームのような保有するエネルギーの小さな水蒸気を使用しても 、炭酸ガスを吸収した吸収液の再生を十分に行うことができる。
[0059] また、第 1精留塔 40は、気泡塔型反応器 30により生成された沸点の異なる複数の 液体炭化水素の混合物の分留を行うための加熱手段として、熱交換器 402を備えて おり、第 2精留塔 70は、水素化反応器 50, 52, 54の反応生成物の分留を行うため の加熱手段として、熱交換器 702を備えている。この熱交換器 402および 702は、高 温の水蒸気の有する熱を第 1精留塔 40および第 2精留塔 70内の液体炭化水素の加 熱に使用するために熱交換を行い、熱交換がされた後の水蒸気は液体の水として排 出される。本実施形態では、この熱交 402および 702の加熱源となる水蒸気とし て、排熱ボイラー (WHB) 14の排熱回収により発生した高圧スチームをスチーム減 圧装置 144により減圧した中圧スチームや、伝熱管 32の反応熱回収により発生した 中圧スチームを使用する。このような中圧スチームを利用して熱交 402および 7 02は、第 1精留塔 40および第 2精留塔 70内の液体炭化水素を例えば約 300°C程度 まで加熱することができる。
[0060] 第 1精留塔 40および第 2精留塔 70は、それぞれ、第 1精留塔 40および第 2精留塔 70内の気圧、すなわち圧力を減少させる第 1精留塔用減圧装置 404および第 2精留 塔用減圧装置 704を備えている。かかる第 1精留塔用減圧装置 404および第 2精留 塔用減圧装置 704としては、再生塔用減圧装置 244と同様に、例えば、真空ポンプ を用いることができる。このように、第 1精留塔用減圧装置 404および第 2精留塔用減 圧装置 704を利用して第 1精留塔 40および第 2精留塔 70内の気圧、すなわち圧力 を減少させて、液体炭化水素の沸点を低下させて、真空蒸留等を行うことにより、上 記中圧スチームのような保有するエネルギーの小さな水蒸気を使用しても、沸点の異 なる液体炭化水素成分の分留を行うのに十分な熱量を供給することができる。また、 液体炭化水素の沸点を低くすることから、加熱する液体炭化水素に与えられる熱量 を小さくすることができ、従来よりも熱履歴を受けることを少なくすることができる。これ により、精製される液体炭化水素製品の品質を向上させることができる。
[0061] 次に、排熱ボイラー 14による排熱回収の際に発生する高圧スチームや、伝熱管 32 による反応熱回収の際に発生する中圧スチームなどの水蒸気利用の具体的な方法 について説明する。
[0062] 図 2に示すように、脱硫反応器 10により硫黄成分が除去された天然ガスは、改質器 12により改質されて、一酸ィ匕炭素ガスと水素ガスを主成分とする合成ガスが生成する 。改質器 12により生成された合成ガスは、排熱ボイラー 14により排熱が回収される。 排熱ボイラー 14による排熱回収により発生した水蒸気 (高圧スチーム）は、例えば 3. 8MPaG程度の高い圧力を有している力 スチーム減圧装置 144により、例えば 1. 2 MPaG程度にまで減圧される。一方、排熱が回収された合成ガスは、脱炭酸装置 20 の吸収塔 22に送出され、吸収液により炭酸ガスが分離される。
[0063] 炭酸ガスを吸収して炭酸ガス濃度が高くなつた吸収液は、再生塔 24に送られ、吸 収液の再生が行われる。再生塔 24では、再生塔用減圧装置 244により再生塔 24内 を減圧雰囲気にし、当該炭酸ガスを含む吸収液を熱交換器 242を用いて加熱しなが ら、吸収液カゝら炭酸ガスが放出される。再生塔 244炭酸ガスを放散して再生された吸 収液は、吸収塔 22に送られて、上記炭酸ガスの除去に再利用される。
[0064] 炭酸ガスが除去された合成ガスは、気泡塔型反応器 30に導入され、 FT合成反応 、すなわち、液体炭化水素の合成反応が行われる。このとき、 FT合成反応は、発熱 反応であることから、伝熱管 32により FT合成反応の反応熱が回収され、気泡塔型反 応器 30内の液体炭化水素の温度が上昇しすぎないように制御される。この伝熱管 3 2の反応熱の回収により水蒸気（中圧スチーム）が発生する。
[0065] 気泡塔型反応器 30内で合成された液体炭化水素は、炭素数の異なる (沸点の異 なる)様々な炭化水素を含む混合物であり、これを第 1精留塔 40に送出して、第 1精 留塔 40内で、沸点の差を利用して分留が行われる。第 1精留塔 40では、第 1精留塔 用減圧装置 404により第 1精留塔 40内を真空状態にし、沸点の異なる液体炭化水 素の混合物を熱交換器 402を用いて加熱しながら、液体炭化水素混合物の分留を 行う。
[0066] 第 1精留塔 40で分留された炭化水素成分は、まだ液体燃料合成システム 1による 最終製品であるナフサ、灯油、軽油のほかに、さらに炭素数の多いものや、ォレフィ ンなどの不飽和結合を有するものも含まれている。そのため、水素化反応器 50, 52 , 54により、炭化水素の水素化分解により炭素数を少ないものに分解したり、水素付 加により飽和の炭化水素成分にしたりする。
[0067] この水素化反応器 50, 52, 54における反応生成物は、さらに、第 2精留塔 70に送 出され、ここで、ナフサ、灯油、軽油などの最終的な液体炭化水素製品 (液体燃料製 品）に分留される。第 2精留塔 70では、第 2精留塔用減圧装置 704により第 2精留塔 70内を減圧状態にし、沸点の異なる液体炭化水素の混合物を熱交換器 702を用い て加熱しながら、液体炭化水素混合物の分留を行う。
[0068] ここで、上述したように、再生塔 24内の熱交 242、第 1精留塔 40内の熱交換 器 402および第 2精留塔 70内の熱交換器 702で使用する加熱源として、排熱ボイラ 一 14の排熱回収により発生した高圧スチームをスチーム減圧装置 144により減圧し た中圧スチームや、伝熱管 32の反応熱回収により発生した中圧スチームを使用する ことができる。したがって、従来は水蒸気の圧力が比較的低いために用途が少なぐ あまり有効利用されていな力つた中圧スチームを、液体炭化水素システム 1内で有効 利用することができ、これにより、液体炭化水素システム 1全体の熱効率を著しく向上 させることができる。また、第 1精留塔 40における加熱や第 2精留塔 70における加熱 に、エネルギーの低い中圧スチームを使用することにより、液体炭化水素が受ける熱 履歴を減少させることができ、最終製品の品質の向上を図ることも可能である。
[0069] 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。 [0070] 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よい。
[0071] また、上記実施形態では、本発明に係る気泡塔型反応器として、気泡塔型反応器 30を用いて、 FT合成反応により液体炭化水素を合成したが、本発明はカゝかる例に 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 口ホルミル化反応）「R'CH = CH +CO + H→R'CH CH CHO」、メタノール合成
2 2 2 2
「CO + 2H→CH OH」、ジメチルエーテル（DME)合成「3CO + 3H→CH OCH
2 3 2 3 3
+ CO」などにも適用することができる。
2
[0072] また、上記実施形態では、熱処理装置として、脱炭酸装置 20の再生塔 24、第 1精 留塔 40、第 2精留塔 70の例を挙げたが、力かる例に限定されず、液体燃料合成シス テムにお 1、て水蒸気を利用して所定の熱処理を行う装置であれば、上記以外の任意 の装置であってよい。例えば、ナフサ'スタビライザー 72等の加熱においても中圧ス チームを使用することができる。
[0073] 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。
産業上の利用可能性
[0074] 本発明は、炭化水素原料を改質して一酸化炭素ガスおよ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;前記改質器カゝら排出された前記合成ガスの排熱を 回収する排熱回収装置と;前記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反応器と；前記排熱回収装置にお!ヽて発生した水蒸気を 利用して所定の熱処理を行う熱処理装置と；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、改質器の排熱を回収する装置や反応 器の反応熱を回収する装置力も発生した中圧スチームを有効利用して、液体燃料合 成システム全体の熱効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ヒ炭素ガスおよ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；
前記改質器から排出された前記合成ガスの排熱を回収する排熱回収装置と； 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；
前記排熱回収装置において発生した水蒸気を利用して所定の熱処理を行う熱処 理装置と；を備える液体燃料合成システム。
[2] 前記排熱回収装置から排出された前記合成ガスから吸収液を用いて炭酸ガスを分 離する吸収塔と、前記吸収塔で分離した炭酸ガスを含む前記吸収液を加熱して炭酸 ガスを放散させる再生塔と、を有する脱炭酸装置をさらに備え、
前記熱処理装置は、前記再生塔である請求項 1に記載の液体燃料合成システム。
[3] 前記反応器で合成された前記液体炭化水素を加熱して沸点の相違する複数種類 の液体燃料に分留する精留塔をさらに備え、
前記熱処理装置は、前記精留塔である請求項 1に記載の液体燃料合成システム。
[4] 炭化水素原料を改質して一酸ィ匕炭素ガスおよ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；
前記反応器に設けられ、前記液体炭化水素の合成反応の反応熱を回収する反応 熱回収装置と；
前記反応熱回収装置において発生した水蒸気を利用して所定の熱処理を行う熱 処理装置と；を備える液体燃料合成システム。
[5] 前記反応器で合成された前記液体炭化水素を加熱して沸点の相違する複数種類 の液体燃料を分留する精留塔をさらに備え、
前記熱処理装置は、前記精留塔である請求項 4に記載の液体燃料合成システム。
[6] 前記精留塔は、前記精留塔内の気圧を減少させる精留塔用減圧装置を備える請 求項 5に記載の液体燃料合成システム。
[7] 前記改質器から排出された前記合成ガスの排熱を回収する排熱回収装置と、前記 排熱回収装置力 排出された前記合成ガス力 吸収液を用いて炭酸ガスを分離する 吸収塔と、前記吸収塔で分離した炭酸ガスを含む前記吸収液を加熱して炭酸ガスを 放散させる再生塔と、を有する脱炭酸装置をさらに備え、
前記熱処理装置は、前記再生塔である請求項 4に記載の液体燃料合成システム。
[8] 前記再生塔は、前記再生塔内の気圧を減少させる再生塔用減圧装置を備える請 求項 7に記載の液体燃料合成システム。
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