WO2016064084A1 - 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기 및 이를 이용한 합성가스 또는 수소가스의 제조방법 - Google Patents

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Definitions

  • the present invention relates to a shell-and-tube type reactor for reforming natural gas and a method for producing syngas or hydrogen gas using the same.
  • Natural gas, coal, and biomass are used to produce syngas through reforming reactions.
  • the syngas is used in chemical synthesis raw materials, fuels, and industrial processes through various post-stage processes.
  • the produced syngas contains a large amount of hydrogen, which is used in modern industries such as ammonia synthesis, oil refining, smelting, polysilicon manufacturing, semiconductor manufacturing, and LED manufacturing. It is an essential substance. Recently, in order to achieve the target of reducing carbon dioxide, the steel industry is underway to use hydrogen in the smelting process.
  • hydrogen is increasingly valued as a clean energy source with high efficiency and no pollutant emission when linked with a fuel cell.
  • the core of small and medium-sized hydrogen production plant should be economical compared to transportation method based on mass production, and should be able to operate flexibly according to the situation of the consumer.
  • Small and medium-sized hydrogen production plant of 50 ⁇ 5,000 Nm 3 / h class is a technology that can compete with liquefied hydrogen transport method and hydrolysis method, and the development of highly efficient process is essential for natural gas reforming method to secure competitiveness.
  • the process for producing syngas from natural gas includes steam reforming of methane (SMR), partial oxidation of methane (POX) using oxygen, and carbon dioxide reforming of methane.
  • SMR steam reforming of methane
  • POX partial oxidation of methane
  • CDR methane
  • SCR steam carbon dioxide reforming
  • H 2 carbon monoxide and hydrogen
  • CO carbon monoxide and hydrogen
  • the hydrogen production process through the existing natural gas reforming reaction is composed of SMR (700-900 °C) -HTS (300-450 °C) -LTS (200-250 °C) -PSA.
  • the conventional hydrogen production process has a disadvantage in that the operating temperature of the reformer (reformer) is required to be high temperature of 700 ⁇ 900 °C low operating efficiency and low cost economical to be composed of a high temperature material.
  • the conventional hydrogen production process has to be carried out in a separate reactor it is difficult to form a compact process.
  • SMR Steam Methane Reforming Reaction
  • SMR has an advantage of having a CO 2 / H 2 ratio of 0.25 in the product gas, which is lower in CO 2 generation ratio and more hydrogen can be obtained from a certain amount of hydrocarbon compared to a hydrocarbon-based partial oxidation process.
  • the conversion reaction includes a high temperature conversion reaction and a low temperature conversion reaction depending on the temperature.
  • HTS high temperature shift reaction
  • LTS low temperature shift reaction
  • High temperature shift reaction using a Fe 2 O 3 catalyst was added to Cr 2 O 3 as a co-catalyst can be carried out at 350 ⁇ 550 °C.
  • Typical chemical components of the catalysts used are Fe (56.5-57.5%) and Cr (5.6-6.0%).
  • the high temperature conversion reaction has a higher CO conversion rate as the space velocity decreases, and the reaction rate increases as the catalyst particle diameter decreases.
  • H 2 S does not affect the catalytic reaction over a fairly wide temperature range, but as the temperature is lowered, a small amount of H 2 S also slows down the high temperature conversion reaction. In other words, the concentration of 4% H 2 S does not affect the reaction rate at 410 ° C. or higher, but does not affect the reaction rate only within 0.5% of the H 2 S containing concentration at 350 ° C.
  • Low temperature conversion reaction is carried out at 200 ⁇ 250 °C, using a catalyst such as CuO (15 ⁇ 31%) / ZnO (36 ⁇ 62%) / Al 2 O 3 (0 ⁇ 40%).
  • a catalyst such as CuO (15 ⁇ 31%) / ZnO (36 ⁇ 62%) / Al 2 O 3 (0 ⁇ 40%).
  • Cr-based low temperature conversion catalysts have been developed.
  • the minimum temperature of the reaction should be higher than the dew point of the water gas and the CO concentration in the off-gas is 1% or less.
  • the low temperature conversion catalyst is used after conversion to a reduced state through an initial activation process. Since the deterioration of activity by H 2 S is severe, it is necessary to install H 2 S removal process at the inlet to maintain H 2 S concentration below 0.1 ppm in low temperature conversion reaction.
  • a hydrogen purification process may be connected.
  • PSA pressure swing adsorption
  • the pressure swing adsorption (PSA) may consist of 4-12 adsorption towers. Molecular sieve is used as the adsorbent, and 80 to 92% H 2 can be separated from the mixed gas stream of 400 to 500 psig.
  • the adsorbent may be regenerated through a purification process using H 2 gas by reducing the pressure to 5 psig.
  • the present inventors have provided an exothermic reaction tube or exothermic heat exchanger arranged in the center of a reactor in a shell-and-tube type natural gas reforming reactor, and at the center of the reactor.
  • an exothermic reaction tube or exothermic heat exchanger arranged in the center of a reactor in a shell-and-tube type natural gas reforming reactor, and at the center of the reactor.
  • Another object of the present invention is to provide a method for efficiently producing syngas or hydrogen gas from natural gas using the reactor.
  • a first aspect of the present invention provides a reactor for shell-and-tube type natural gas reforming, comprising at least one hydrogen separation tube and an exothermic reaction tube or exothermic heat exchanger disposed at the center of the reactor, wherein Provided is a reactor characterized by being filled with a reaction catalyst for gas reforming.
  • the second aspect of the present invention provides a method for producing syngas or hydrogen gas from natural gas using the shell-and-tube type natural gas reforming reactor.
  • the present invention is in one embodiment a shell- capable of separating hydrogen simultaneously with a natural gas reforming reaction, as shown in FIG. 1B or 1C.
  • a reactor for reforming an n-tube type natural gas is provided.
  • the shell-and-tube type natural gas reforming reactor according to the present invention includes an exothermic reaction tube or exothermic heat exchanger disposed at the center of the reactor, and is filled with a reaction catalyst for reforming natural gas in the reactor shell. to be.
  • the shell-and-tube type natural gas reforming reactor includes at least one hydrogen separation tube and an exothermic reaction tube or exothermic heat exchanger disposed at the center of the reactor, and the natural gas reforming in the reactor shell. It is characterized by being filled with a reaction catalyst.
  • FIG. 2 is a schematic diagram illustrating a process in which a reforming reaction of natural gas, high-purity hydrogen production, and carbon dioxide collection occur simultaneously in a membrane reactor according to one embodiment of the present invention.
  • the membrane reactor of the present invention is a natural gas and steam supplied to the inside of the reactor by the reforming catalyst filled in the shell reforming reaction of the natural gas occurs in the fluid containing hydrogen and carbon dioxide generated at this time Hydrogen is selectively separated into the hydrogen separation tube to enable high purity hydrogen production and carbon dioxide capture at the same time, and the production efficiency of these gases is excellent.
  • the hydrogen is separated through the hydrogen separation tube at the same time as the natural gas reforming reaction to remove hydrogen in the reactor shell in which the natural gas reforming reaction occurs, whereby the efficiency of the natural gas reforming reaction can be improved and lowered.
  • a similar efficiency natural gas reforming reaction can be carried out at temperature.
  • the reactor can be operated with a similar reaction efficiency by lowering the temperature of the reactor 100 °C or more.
  • the reactor of the present invention when used, not only can the thermodynamic equilibrium be destroyed by the LeCharlie's law to ensure the thermodynamic conversion rate even at a low temperature of 500 to 600 ° C., but also the reformer temperature of 500 to 900 ° C. As it can be lowered to ⁇ 600 °C, the reactor is made of medium and low temperature materials because of excellent operating efficiency and low reformer temperature, thus enabling economic reactor configuration.
  • high-purity hydrogen production and carbon dioxide capture are possible at the same time as the reaction, and thus, after-stage hydrogen purification process and carbon dioxide capture process can be excluded, so a compact process configuration is possible and environmentally friendly clean energy production technology.
  • Figure 3 is a schematic diagram showing the structure of a tubular membrane module in a shell-and-tube type natural gas reforming reactor according to an embodiment of the present invention.
  • At least one exothermic reaction tube or exothermic heat exchanger disposed inside the reactor, and the exothermic reaction It may have a structure having a plurality of hydrogen separation tubes arranged circumferentially outward of the tube for heating or the heat generating heat exchanger.
  • the natural gas reforming reaction is a large endothermic reaction so that the required heat can be supplied by catalytic combustion reaction with air of the combustion gas in an exothermic reaction tube disposed at the center of the reactor.
  • the temperature (T 1 ) of the exothermic reaction tube or exothermic heat exchanger is higher than the temperature (T 2 ) of the catalyst bed packed in the shell, and the exothermic reaction tube or exothermic heat exchanger disposed in the center of the reactor While moving heat radially outward from the reactor, syngas may be formed by an endothermic reaction with a reaction catalyst for reforming the natural gas in the reactor shell.
  • the reactor according to the present invention is provided with a heating means inside the reactor heat is transferred from the inside of the reactor (T 1 ) to the outside (T 2 , T 1 > T 2 ), it is excellent in thermal efficiency.
  • the heating means may be provided with a combustion catalyst to supply heat through an exothermic reaction, but may be provided with a heat transfer means (T 1 ).
  • the exothermic reaction tube may be filled with at least one catalyst capable of catalyzing the exothermic reaction.
  • the catalyst which can catalyze the exothermic reaction usable in the present invention includes a combustion catalyst.
  • a combustion catalyst a catalyst in which Pt / Rh is supported on cordierite may be used, but is not limited thereto.
  • the reaction catalyst for natural gas reforming filling in the reactor shell may be any type of catalyst capable of reforming reaction, such as pellet form, bead form, foam form and powder form. More preferably, it may be a catalyst for metal foam based reforming reaction.
  • the key is to overcome the problem of interdiffusion caused by contact between the membrane and the metal foam when the metal foam catalyst is mounted on the outside of the membrane. This can be solved by coating the catalyst after inserting a rod that can block the coating material.
  • the metal foam catalyst usable in the present invention is at least one metal selected from the group consisting of aluminum, iron, stainless steel, nickel, iron-chromium-aluminum alloys (Fecralloy), nickel-chromium alloys, copper and copper-nickel alloys.
  • Nickel catalyst may be coated on the surface of the metal structure of the foam form, but is not limited thereto.
  • the nickel catalyst may be Ni / Al 2 O 3 , Ni / Al 2 O 3 / CaO, or Ni / MgAl 2 O 4 , but is not limited thereto.
  • hydrogen in the synthesis gas formed by the reaction catalyst for natural gas reforming in the reactor shell may penetrate through the hydrogen separation tube and be concentrated or separated into the hydrogen separation tube.
  • the tube for hydrogen separation used in the present invention it is preferable to use a membrane having high hydrogen permeability.
  • Hydrogen separators usable include hydrogen selectivity in syngas, ceramics including silica, alumina, zirconia, yttria, cerea, YSZ, or combinations thereof; Or a metal composed of nickel, copper, iron, palladium, ruthenium, rhodium, platinum, a combination thereof, or the like; Alternatively, the composite composition may be a mixture of the metal and the ceramic.
  • the separator can be operated at 600 ° C or higher.
  • the hydrogen separation tube is a porous support; It may be in the form having a hydrogen separation membrane located on one side or both sides of the porous support (see Figure 5a), the porous support itself may perform a hydrogen separation membrane function.
  • the hydrogen separation membrane may be formed outside or inside the tube based on the porous support as a coating layer of metal. It may be a metal dense film, such as a palladium-based hydrogen separation membrane composed of palladium or a palladium alloy.
  • the separator can be operated at 600 ° C or higher. It is also possible to use a hydrogen separation membrane composed of nickel, nickel alloys, iron or iron alloys.
  • the hydrogen separation tube may further include a diffusion barrier between the porous support and the metal-based hydrogen separation membrane as shown in FIG. 5A when a metal such as palladium and a palladium alloy or nickel, iron, and copper is included.
  • the hydrogen separation tube is a porous support; A hydrogen separation membrane located on the first surface of the porous support; And a catalyst layer for water gas shift reaction (WGS) positioned on the second surface of the hydrogen separation membrane or the porous support (see FIG. 5B).
  • WGS water gas shift reaction
  • the catalyst for low temperature SMR may be charged adjacent to a hydrogen separation tube having hydrogen permeability, or may be coated and used on the hydrogen separation tube.
  • a membrane with the catalyst for low temperature SMR according to the present invention can also be used as a separation tube having hydrogen permeability.
  • a metal or ceramic material may be used as the porous support.
  • the material of the porous metal stainless steel, nickel, inconel, or the like may be used.
  • a material of the porous ceramic an oxide based on Al, Ti, Zr, Si, or the like may be used.
  • porous metal tubes include tubular alumina supports, porous stainless steel tubes.
  • a surface treatment process may be performed to control the surface roughness of the porous support.
  • a polishing process such as CMP (Chemical Mechanical Polishing) or a process using plasma may be used.
  • the size of the surface pores formed in the porous support is not too large or too small.
  • the size of the surface pores of the porous support is less than 0.001 ⁇ m, the permeability of the porous support itself is low, making it difficult to function as a porous support.
  • the size of the surface pores exceeds 10 ⁇ m has a disadvantage that the pore diameter is too large to form a thick thickness of the hydrogen separation layer. Therefore, the size of the surface pores of the porous support is preferably formed to have a 0.001 to 10 ⁇ m.
  • the porous shielding layer which may be formed on the porous metal support in the present invention may pass hydrogen through pores / gaps to prevent diffusion that may occur between the palladium, which is a separator layer component, and the metal support. It may be formed of a ceramic material.
  • shielding layers include oxide-based, nitride-based, and carbide-based ceramics including one of Ti, Zr, Al, Si, Ce, La, Sr, Cr, V, Nb, Ga, Ta, W, and Mo. have.
  • there is an oxide-based ceramic material such as TiO y , ZrO y , Al 2 O z (1 ⁇ y ⁇ 2 or 2 ⁇ z ⁇ 3).
  • the shielding layer may form the metal oxide powder by a dry spray method, a wet spray method or a sol gel method.
  • the thickness of the shielding layer may be determined in consideration of manufacturing conditions and use conditions of the hydrogen separation membrane. For example, considering the use conditions of 400 °C, when forming the TiOy to the shielding layer may be formed to a thickness of 100 to 200nm. When forming ZrOy as a shielding layer may be formed to a thickness of 500 to 800nm.
  • Spray coating solves the problem of support defect formation that may occur in the shielding layer coating, and is easy to coat a large area.
  • a dense palladium-containing layer as a catalyst layer for hydrogen separation outside or inside the support.
  • the Pd-containing layer may be palladium or a palladium alloy.
  • the palladium alloy may be an alloy of Pd with at least one metal selected from the group consisting of Au, Ag, Cu, Ni, Ru, and Rh. It is also within the scope of the present invention that the Pd-containing layer further includes a layer such as Pd / Cu, Pd / Au, Pd / Ag, Pd / Pt in a multilayer structure.
  • the Pd-containing layer can be formed to a thickness of 0.1 ⁇ 20 ⁇ m. If the thickness is less than 0.1 ⁇ m, the hydrogen permeability may be further improved, but it is difficult to manufacture the metal separator densely, which causes a problem of shortening the life of the metal separator. If the thickness is formed to be greater than 20 ⁇ m, it can be densely formed while the hydrogen permeability can be relatively low. In addition, the use of expensive palladium has a problem that the manufacturing cost of the overall hydrogen separation membrane increases due to the metal separator formed thicker than 20 ⁇ m. Preferably, considering the life characteristics, hydrogen permeability, etc. of the metal separator, it is preferable to form a thickness of 1 ⁇ 10 ⁇ m.
  • the thickness of the Pd-containing layer is preferably as thin as the metal separator. According to the present invention, by manufacturing the Pd-containing layer through the electroless plating method using sputtering, polishing and plating solution, it is possible to form a metal dense film without defects such as pinholes while increasing the mechanical strength of the thin film while reducing the layer thickness.
  • a layer of Pd or Pd alloy by using a general sputtering method, a general polishing method and a general electroless plating method, but is limited to the use conditions and materials of each sputtering method, polishing method and electroless plating method. It doesn't work.
  • the electroless plating method of the membrane coating method is a technology capable of large area coating regardless of the shape of the support. Since contamination of the membrane by carbon may be a problem, it is preferable to completely exclude the carbon source. On the other hand, the plating is carried out at room temperature, not only excellent in high temperature durability, but also simple in facilities and very economical in manufacturing process.
  • a hydrogen separator ie, a palladium-based metal separator, of a metal material coated with a palladium (Pd) -containing layer has high hydrogen permeability and excellent hydrogen separation.
  • the palladium-based metal separator can be used to produce pure hydrogen usefully for fuel cells or other processes that consume hydrogen, and to be used in a hydrogenation or dehydrogenation reaction process to improve the quality of a target product. Can be.
  • hydrogen molecules (H 2 ) When the hydrogen is separated from the palladium-based metal separator, hydrogen molecules (H 2 ) are diffused onto the surface of the Pd layer, and then hydrogen molecules are adsorbed on the surface of the Pd layer, and the adsorbed hydrogen molecules are dissociated, and the Pd layer lattice ( After the dissociated hydrogen atom (H) in the lattice), the hydrogen molecules are regenerated, when the hydrogen molecules are regenerated, the hydrogen molecules are desorbed on the surface of the Pd layer, and hydrogen is separated through the process of diffusion of the hydrogen molecules.
  • the operating temperature of the hydrogen separation membrane is 300 ⁇ 600 °C.
  • the hydrogen permeation amount is mainly due to the hydrogen partial pressure P1 on the raw material side, the hydrogen partial pressure P2 on the purification side, and the film thickness t of the palladium-based metal separator and the membrane area of the metal separator. That is, the hydrogen permeation amount Q per unit area is in the relationship of the following formula (1).
  • A varies depending on the type of alloy film, operating conditions, and the like.
  • the upper end of the exothermic reaction tube or exothermic heat exchanger and the upper end of the hydrogen separation tube of the membrane reactor of the present invention utilize metal tube characteristics to weld the metal tube and tube sheet to the filter end ( Tube sheets can be sealed by joining or using metal fittings.
  • Tube sheets can be sealed by joining or using metal fittings.
  • the tube sheet, module cover and module body equipped with a separator can be assembled in a flange method to complete the unit module.
  • the membrane reactor is provided with means for supplying natural gas and steam into the reactor shell from the bottom of the reactor, the reactor top is formed by the reaction catalyst for reforming the natural gas in the reactor shell Means for evacuating the fluid from which hydrogen is removed from the syngas and means for evacuating hydrogen concentrated or separated from the tube for hydrogen separation.
  • the present invention can provide a membrane reactor capable of separating hydrogen at the same time as the natural gas reforming reaction, connected to the PSA device, as shown in Figure 1c.
  • the reforming reaction is possible at a lower temperature than that of the conventional natural gas reforming reactor, and therefore, at least 1/10 or less than that of the conventional reactor. It is possible to use low cost reactor materials. In addition, there is no need for a two-stage WGS reactor, thereby eliminating the need for water and cooling fluid supplies for the reaction.
  • the membrane reactor to which the PSA device as shown in FIG. 1C is connected may be operated at a similar pressure but at a lower pressure than the membrane reactor as shown in FIG. 1B.
  • the hydrogen selectivity (based on H 2 / N 2 ) may be preferably 3 to 1000, more preferably 5 to 100, and more preferably 10 to 50. That is, it is applicable if the hydrogen permeability is higher than the degree of separation.
  • the hydrogen separation membrane for the membrane reactor of FIG. 1C all kinds of inorganic membranes satisfying the above conditions may be applied. For example, hydrogen separation membranes composed of nickel, nickel alloys, iron or iron alloys are preferred.
  • the hydrogen separation membrane used in the membrane reactor to which the PSA device is connected is a low-cost separation structure having a hydrogen separation degree of 20, which is different from that of the palladium-based hydrogen separation membrane used in the membrane reactor of FIG.
  • the hydrogen separation membrane used in the membrane reactor to which the PSA device is connected has a lower hydrogen separation degree than the palladium-based hydrogen separation membrane but high hydrogen permeability.
  • the hydrogen separation tube of the membrane reactor connected to the PSA device as shown in Figure 1c is a porous support as shown in Figure 5b; Nickel or iron-based hydrogen separation membrane (Ni or Fe based selective layer) positioned on the porous support; And it may include a catalyst layer for water gas shift reaction (WGS) located on the nickel or iron-based hydrogen separation membrane.
  • Nickel or iron-based hydrogen separation membrane Ni or Fe based selective layer
  • WSS water gas shift reaction
  • the membrane reactor to which the PSA device as shown in FIG. 1C is connected may have a temperature difference in the reaction gas advancing direction so that the front end portion may be controlled by the SMR region and the rear end portion may be controlled by the WGS region. That is, the front end of the membrane reactor is set to a temperature range suitable for SMR 500 to 600 °C by SMR Natural gas steam reforming produces syngas (CO + H 2 mixed gas), Thereafter, the CO concentration can be lowered to 2% or less by performing a purification process by WGS at the rear end of the membrane reactor by setting the temperature range suitable for the WGS to 300 to 400 ° C. at the rear end of the membrane reactor.
  • the production of syngas and the gas purification process can be performed simultaneously in a single membrane reactor, thereby enabling a more compact system configuration.
  • the SMR region and the WGS region can be distinguished through a temperature difference.
  • the catalyst layer for water gas shift reaction (WGS) may be provided throughout the SMR region and the WGS region, and may be divided into the SMR region and the WGS region through temperature setting as described above.
  • the catalyst layer for water gas shift reaction (WGS) may be provided only in the WGS region, the temperature can be set according to the region.
  • the optimal module design data can be obtained through gas dispersion simulation. Based on this, it can be used as basic data for combustor development.
  • the present invention also provides a method for producing syngas or hydrogen gas from natural gas using the shell-and-tube type natural gas reforming reactor.
  • the present invention provides the natural gas in the reactor shell while the heat generated from the exothermic reaction tube or the exothermic heat exchanger disposed radially toward the outside of the reactor, disposed at the center of the reactor by using the shell-and-tube type natural gas reforming reactor.
  • Synthesis gas can be formed by the endothermic reaction by the reforming reaction catalyst, so that it can be operated in a relatively low temperature range of 500-600 ° C, and when one or more hydrogen separation tubes are disposed inside the reactor shell, By selectively separating hydrogen from the formed synthesis gas, a hydrogen separation process may be performed at the same time as the natural gas reforming reaction, thereby efficiently and efficiently preparing the synthesis gas or hydrogen gas from natural gas.
  • the process can be designed in consideration of the factors, in which the flow-sheet is shown in FIG.
  • the characteristic of the process shown in FIG. 4 is that the produced hydrogen is discharged to the permeate side and used for preheating the natural gas for reforming reaction and preheating air for combustion as shown in the flow-sheet, and the waste heat present in the exhaust gas generated in the burner. Is used to make steam for reaction, and carbon dioxide and extra hydrogen discharged through the retentate side is used for preheating natural gas for fuel while recovering energy through the combustor.
  • Membrane reactor according to the present invention is excellent in thermal efficiency and economic efficiency can reduce the cost of hydrogen production 20-30% compared to the existing system.
  • FIG. 1 is a schematic diagram of a reaction process comparing a conventional reformer (FIG. 1A) and a membrane reformer (FIGS. 1B and 1C) according to an embodiment of the present invention.
  • FIG. 1B illustrates a case where a membrane reactor capable of separating hydrogen simultaneously with a natural gas reforming reaction is used
  • FIG. 1C illustrates a case where a PSA device for hydrogen purification is connected to a separator reactor capable of separating hydrogen simultaneously with a natural gas reforming reaction. .
  • FIG. 2 is a schematic diagram illustrating a process in which a reforming reaction of natural gas, high-purity hydrogen production, and carbon dioxide collection occur simultaneously in a membrane reactor according to one embodiment of the present invention.
  • Figure 3 is a schematic diagram schematically showing the structure of a tubular membrane module according to an embodiment of the present invention.
  • Figure 4 is a high-purity hydrogen production and pre-combustion CCS simultaneous process flow-sheet using a membrane reactor.
  • Figure 5a is a schematic diagram showing a cross-sectional structure of the tube for hydrogen separation usable in the membrane reactor of Figure 1b.
  • Figure 5b is a schematic diagram showing a cross-sectional structure of the tube for hydrogen separation usable in the membrane reactor of Figure 1c.
  • FIG. 6 is a schematic diagram schematically illustrating a case in which a temperature gradient is given in a membrane reactor in which a hydrogen purification apparatus is connected to a rear stage as illustrated in FIG. 1C.
  • a tubular membrane module according to one embodiment of the present invention was fabricated, and a reaction process was designed.
  • a Pd separation membrane having the following performance was used as the hydrogen separation membrane.
  • the membrane reactor of the present invention has excellent methane conversion rate and hydrogen separation ability even under low pressure of 1.0 to 3.0 bar even at a low temperature of 550 ° C.
  • Example 2 Manufacture membrane reactor of the present invention
  • a tubular membrane module according to one embodiment of the present invention was fabricated, and a reaction process was designed.
  • a Pd separation membrane having the following performance was used as the hydrogen separation membrane.

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Abstract

본 발명은 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기 및 이를 이용한 합성가스 또는 수소가스의 제조방법에 관한 것으로, 더욱 상세하게는 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기에 있어서, 하나 이상의 수소 분리용 튜브 및 반응기 중심에 배치된, 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기를 구비하고, 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매가 충진되어 있어 운전효율이 우수하고 반응과 동시에 고순도수소생산 및 이산화탄소 포집이 가능한 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기 및 이를 이용한 합성가스 또는 수소가스의 제조방법에 관한 것이다.

Description

쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기 및 이를 이용한 합성가스 또는 수소가스의 제조방법
본 발명은 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기 및 이를 이용한 합성가스 또는 수소가스의 제조방법에 관한 것이다.
천연가스, 석탄 및 바이오메스는 개질반응을 통하여 합성가스를 생산하며 생산된 합성가스는 다양한 후단공정을 거쳐 화학물질 합성원료, 연료 및 산업공정에 사용한다.
또한, 생산된 합성가스에는 다량의 수소가 포함되어 있는데 이 수소는 정제공정을 거쳐 암모니아 합성, 정유공정, 제련공정, 폴리실리콘제조공정 및 반도체제조공정, LED 제조공정에 사용하는 등 현대 산업에 있어 필수적인 물질이다. 최근 이산화탄소 감축 목표를 달성하기 위하여 철강산업에서도 제련공정에 수소를 사용하기 위한 연구가 진행 중이다.
특히, 수소는 연료전지와 연계할 경우 효율이 높고 오염물 배출이 없는 청정에너지원으로서 그 가치가 날로 증가하고 있다.
그러나, 천연가스, 석탄 및 바이오메스를 이용하여 수소를 제조하고 이를 이용하는 일련의 공정에서 합성가스제조공정이 차지하는 비중이 전체 공정비용에서 60-70%를 차지하는바 효율이 우수한 합성가스 제조공정 개발이 필요하다.
한편, 암모니아합성, 정유공정, 반도체제조공정, LED 제조공정, 폴리실리콘제조공정, 철강산업 등 다양한 산업시설에 기존 수송에 의한 공급방식을 탈피하여 현지에서 수소를 공급하기 위한 50 ~ 5,000 Nm3/h급 중소형 수소생산 플랜트 개발이 활발히 진행 중이다.
중소형급 수소생산 플랜트의 핵심은 대용량 생산을 기반으로 한 수송방식에 비하여 경제적이어야 하며 수요자의 상황에 맞게 유동적 운전이 가능하여야 한다.
50 ~ 5,000 Nm3/h급 중소형 수소생산플랜트는 액화수소 수송방식 및 수전해법과 경쟁 가능한 기술이며 천연가스 개질방식이 경쟁성을 확보하기 위하여 효율이 우수한 공정개발이 반드시 필요하다.
또한, 천연가스 또한 화석연료로 청정에너지원으로 활용하기 위해서는 지구온난화의 주범인 이산화탄소배출 문제 해결이 선행되어야 한다. 천연가스를 이용한 청정에너지생산기술은 수소생산과 동시에 이산화탄소를 대기에 방출하기 전에 포집하여 처리함(연소전 CCS)으로써 완성할 수 있다.
천연가스로부터 합성가스를 제조하는 방법은, 메탄의 수증기 개질 반응(steam reforming of methane; SMR), 산소를 이용한 메탄의 부분산화반응(partial oxidation of methane; POX), 메탄의 이산화탄소 개질반응(carbon dioxide reforming of methane; CDR) 및 수증기 개질반응과 이산화탄소 개질 반응이 혼합된 메탄의 혼합 개질반응(Steam carbon dioxide reforming, SCR) 등으로 크게 구분될 수 있으며, 각 개질반응으로부터 생성되는 일산화탄소와 수소(H2/CO) 비는 후속 공정에서 최적으로 요구되는 비에 따라서 다르게 사용될 수 있다.
한편, 기존 천연가스 개질 반응을 통한 수소생산 공정은 도 1a에 도시된 바와 같이, SMR(700-900℃)-HTS(300-450℃)-LTS(200-250℃)-PSA로 구성된다. 이러한 기존 방식의 수소생산 공정은 개질기(리포머)의 운전온도가 700~900℃의 고온이 요구되어 운전효율이 낮고 고온용 재질로 구성되어야 하여 경제성이 떨어지는 단점이 있다. 또한, 기존 방식의 수소생산 공정은 별도의 반응기로 수행하여야 하여 컴팩트한 공정 조성이 어렵다.
Steam Methane Reforming 반응(SMR)은 촉매를 이용해 천연가스를 수증기 존재하에서 개질해 하기 반응식 1과 같이 합성가스(CO + H2의 혼합 가스)로 화학 전환하는 반응이다.
[반응식 1]
CH4 + H2O → CO + 3H2 △H = 206.28 kJ/mol
SMR은 생성 기체 중 CO2/H2 비가 0.25로서, 탄화수소를 원료로 한 부분산화 공정에 비하여 CO2 생성비가 낮고, 일정량의 탄화수소로부터 더 많은 양의 수소를 얻을 수 있다는 장점이 있다.
SMR 공정에서 생산된 유체 내에는 CO/H2 비가 높으므로 하기 반응식 2와 같이 CO를 전환반응을 통하여 CO2 및 H2로 전환시킬 수 있다. 이를 수성가스 전환반응(water-gas shift reaction, WGS)이라 한다.
[반응식 2]
CO + H2O → CO2 + H2 △H = -41.3 kJ/mol
전환반응은 온도에 따라 고온 전환반응 및 저온 전환반응이 있다.
따라서, SMR 공정 이후 고온전환반응(high temperature shift reaction; HTS) 공정과 저온전환반응(low temperature shift reaction; LTS) 공정이 연결될 수 있다.
고온 전환반응은 Cr2O3를 조촉매로 첨가한 Fe2O3 촉매를 사용하여 350~550℃에서 수행할 수 있다. 대표적인 사용 촉매의 화학 성분은 Fe(56.5 ~ 57.5％), Cr(5.6 ~ 6.0％)이다. 일반적으로 고온전환반응은 공간속도가 감소할수록 CO 전환율은 높고, 촉매 입경이 감소할수록 반응속도는 증가한다. H2S는 상당히 넓은 온도 범위에서는 촉매 반응에 영향을 미치지 않지만 온도가 낮아질수록 소량의 H2S도 고온 전환반응 속도를 떨어뜨린다. 즉, 410℃ 이상에서는 농도 4％ H2S도 반응속도에 영향을 미치지 않지만, 350℃에서는 H2S 함유 농도 0.5％ 이내에서만 반응속도에 영향을 미치지 않는다.
저온 전환반응은 200 ~ 250℃에서 수행하며, CuO(15~31％)/ZnO(36~62％)/Al2O3(0~40％) 등의 촉매를 사용한다. 최근에는 Cr계의 저온 전환 촉매가 개발되었다. 반응 최저 온도는 수성가스의 이슬점보다 높아야 하며, 배출가스 중의 CO 농도는 1％ 이하가 된다. 저온 전환반응 촉매는 초기에 활성화 과정을 거쳐 환원 상태로 전환시켜 사용한다. H2S에 의한 활성 저하가 심각하므로 저온 전환반응에서는 입구에 H2S 제거 공정을 설치하여 H2S 농도를 0.1 ppm 이하로 유지하는 것이 필요하다.
상기 전환반응 이후 수소 정제 공정이 연결될 수 있다. 수소 정제 공정에는 PSA 뿐만 아니라, 분리막법, 심냉법 등이 사용될 수 있다. 예컨대, PSA(pressure swing adsorption)는 4-12개의 흡착탑으로 구성될 수 있다. 흡착제로는 molecular sieve를 사용하며, 400 ~ 500 psig의 혼합가스 흐름에서 80 ~ 92％ H2를 분리할 수 있다. 흡착이 완료된 흡착제는 5 psig까지 감압시켜 H2 기체를 사용한 정화공정을 통하여 재생될 수 있다.
이러한 배경 하에서, 본 발명자들은 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기에 있어서, 하나 이상의 수소 분리용 튜브 및 반응기 중심에 배치된, 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기를 구비하고, 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매가 충진되어 있는 반응기를 제작하고 이의 운전효율을 조사한 결과 상기 반응기가 운전효율이 우수하고 반응과 동시에 고순도수소생산 및 이산화탄소 포집이 가능함을 확인하고 본 발명을 완성하였다.
본 발명의 목적은 운전효율이 우수하고 반응과 동시에 고순도수소생산 및 이산화탄소 포집이 가능한 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기를 제공하는 것이다.
본 발명의 다른 목적은 상기 반응기를 이용하여, 효율적으로 천연가스로부터 합성가스 또는 수소가스를 제조하는 방법을 제공하는 것이다.
본 발명의 제1양태는 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기에 있어서, 하나 이상의 수소 분리용 튜브 및 반응기 중심에 배치된, 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기를 구비하고, 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매가 충진되어 있는 것이 특징인 반응기를 제공한다.
본 발명의 제2양태는 상기 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기를 이용하여, 천연가스로부터 합성가스 또는 수소가스를 제조하는 방법을 제공한다.
이하 본 발명을 자세히 설명한다.
다단계의 공정들이 각각 별도의 반응기들로 연결되는 종래 방식과는 달리, 본 발명은 하나의 양태로서 도 1b 또는 도 1c에 도시된 바와 같이, 천연가스 개질 반응과 동시에 수소를 분리할 수 있는 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기를 제공한다.
본 발명에 따른 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기는, 반응기 중심에 배치된, 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기를 구비하고, 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매가 충진되어 있는 것이 특징이다.
또한, 본 발명에 따른 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기는, 하나 이상의 수소 분리용 튜브 및 반응기 중심에 배치된, 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기를 구비하고, 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매가 충진되어 있는 것이 특징이다.
도 2는 본 발명의 일 구체예에 따라 분리막 반응기 내에서 천연가스의 개질 반응과 고순도수소생산 및 이산화탄소 포집이 동시에 일어나는 공정을 도시한 모식도이다.
도 2에 나타난 바와 같이 본 발명의 분리막 반응기는 반응기 내부로 공급되는 천연가스와 스팀이 쉘 내부에 충진된 개질 촉매에 의해 천연가스의 개질 반응이 일어나고 이때 발생되는 수소 및 이산화탄소 등을 포함하는 유체 중에서 수소가 수소 분리용 튜브 내로 선택적으로 분리되어 고순도 수소 생산 및 이산화탄소 포집이 동시에 가능하고 이들 가스의 생산 효율이 우수하다.
본 발명의 반응기는, 천연가스 개질 반응과 동시에 수소 분리용 튜브를 통해 수소가 분리되어, 천연가스 개질 반응이 일어나는 반응기 쉘 내 수소가 제거됨으로써, 천연가스 개질 반응의 효율이 향상될 수 있고 더욱 낮은 온도에서도 유사한 효율의 천연가스 개질 반응을 수행할 수 있다. 구체적으로, 본 발명의 분리막 반응기를 사용할 경우, 반응기의 온도를 100℃ 이상 낮춰서 유사한 반응 효율로 반응기를 운전할 수 있다.
따라서, 본 발명의 반응기를 사용할 경우, 르샤를리에 법칙에 의하여 열역학적 평형을 파괴해 500~600 ℃ 의 저온에서도 열역학적 전환율을 확보할 수 있을 뿐만 아니라, 기존 700~900℃에서 운전하던 개질기 온도를 500~600℃로 낮출 수 있어 운전효율이 우수하고 개질기 온도가 낮아 중저온용 재질로 반응기를 구성할 수 있어 경제적인 반응기 구성이 가능하다. 또한, 반응과 동시에 고순도수소생산 및 이산화탄소 포집이 가능하여 후단수소정제공정 및 이산화탄소 포집공정을 배재할 수 있어 컴팩트한 공정구성이 가능하고 환경 친화적인 청정에너지생산기술이다. 즉, 천연가스를 이용한 청정에너지생산기술에 있어 분리막반응기를 사용할 경우 고순도수소를 생산함과 동시에 이산화탄소를 분리할 수 있어 컴팩트한 공정구성이 가능할 뿐만 아니라 경제적인 운전이 가능하다. 나아가, 분리막 반응기 특성상 이산화탄소는 고압으로 포집되며 이는 이송 및 저장비용 절감효과를 유발하여 경제적인 공정 구성이 가능하다.
도 3은 본 발명의 일 구체예에 따른 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기에서 튜브형 분리막 모듈의 구조를 개략적으로 도시한 모식도이다.
도 3에 도시된 바와 같이, 본 발명의 일 구체예에 따른 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기에 있어서, 반응기 내부에 배치된 하나 이상의 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기, 및 상기 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기의 외측으로 원주상으로 배열된 다수개의 수소 분리용 튜브를 구비하는 구조를 가질 수 있다.
본 발명의 반응기에서 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기의 상단 또는 하단; 및 수소 분리용 튜브의 상단 또는 하단은 튜브 시트(tube sheet)에 의해 반응기에 고정될 수 있다.
천연가스 개질 반응은 큰 흡열 반응이어서 필요한 열은 반응기 중심에 배치되어 있는 발열 반응용 튜브 내에서 연소가스의 공기에 의한 촉매 연소 반응에 의해 공급될 수 있다.
본 발명의 반응기에서, 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기의 온도(T1)는 쉘 내 충진된 촉매층의 온도(T2)보다 높고, 반응기 중심에 배치된 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기로부터 반응기 외부쪽으로 방사형으로 열이 이동하면서, 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매에 의한 흡열반응에 의해 합성가스가 형성될 수 있다.
즉, 본 발명에 따른 반응기는 반응기 내부에 가열 수단을 구비하여 열이 반응기 안쪽(T1)에서 바깥쪽(T2, T1 > T2)으로 열전달되므로, 열효율이 우수하다. 이때, 상기 가열 수단은 연소촉매를 구비하여 발열반응을 통해 열을 공급할 수도 있으나, 열전달 수단(T1)을 구비할 수도 있다.
도 3에 도시된 바와 같이, 상기 발열 반응용 튜브는 발열 반응을 촉매 작용할 수 있는 적어도 하나의 촉매가 충진될 수 있다.
본 발명에서 사용 가능한 발열 반응을 촉매 작용할 수 있는 촉매로는 연소 촉매가 있다. 구체적으로, 본 발명에서 사용 가능한 연소 촉매로는 Pt/Rh이 코디어라이트(cordierite)에 담지된 촉매 등을 사용할 수 있으며, 이에 제한되는 것은 아니다.
한편, 본 발명에서, 반응기 쉘 내에 충진 가능한 천연가스 개질용 반응 촉매는 펠렛 형태, 비드 형태, 폼 형태 및 파우더 형태 등 개질반응이 가능한 어떠한 형태의 촉매도 가능하다. 더욱 바람직하기로는 금속폼 기반 개질반응용 촉매일 수 있다.
금속폼 촉매를 사용하면, 열전달 및 물질전달 효과를 극대화 하고 튜브형 분리막에서 문제가 될 수 있는 농도구배에 의한 수소회수율 한계를 극복할 수 있다.
금속폼을 이용한 분리막 반응기 구성에 있어서 핵심은 분리막 외부에 금속폼 촉매를 장착할 경우 분리막과 금속폼 접촉에 의한 상호확산 문제를 극복하는 것인데, 금속폼에 촉매를 코팅할 때 분리막과 맞닿는 부분을 촉매 코팅물질과 차단할 수 있는 봉을 삽입한 후 촉매를 코팅함으로 해결 가능하다.
본 발명에서 사용 가능한 금속폼 촉매는 알루미늄, 철, 스테인리스 스틸, 니켈, 철-크롬-알루미늄 합금(Fecralloy), 니켈-크롬 합금, 구리 및 구리-니켈 합금으로 이루어진 군으로부터 선택되는 1종 이상의 금속으로 이루어진 폼 형태의 금속 구조체 표면에 니켈 촉매가 코팅된 것일 수 있으며, 이에 제한되는 것은 아니다.
상기 니켈 촉매는 Ni/Al2O3, Ni/Al2O3/CaO 또는 Ni/MgAl2O4일 수 있으며, 이에 제한되는 것은 아니다.
본 발명의 반응기에서, 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매에 의해 형성된 합성가스 중 수소는 수소 분리용 튜브를 통해 관통하여 수소 분리용 튜브 안쪽으로 농축 또는 분리될 수 있다.
본 발명에 사용되는 수소 분리용 튜브는 수소투과도가 높은 분리막을 사용하는 것이 바람직하다.
사용 가능한 수소 분리막은 합성가스에서 수소 선택성이 있는 것으로, 실리카, 알루미나, 지르코니아, 이트리아, 세레아, YSZ 또는 이의 조합 등을 포함하는 세라믹; 혹은, 니켈, 구리, 철, 팔라듐, 루테늄, 로듐, 백금, 또는 이의 조합 등으로 구성된 금속; 혹은 상기 금속과 세라믹이 혼합된 복합조성일 수 있다. 상기 분리막은 600℃ 이상에서도 운전 가능하다.
모듈의 용이성 및 얇은 분리층 형성을 위하여 수소 분리용 튜브는 다공성 지지체를 사용하는 것이 바람직하다.
본 발명에서, 수소 분리용 튜브는 다공성 지지체; 상기 다공성 지지체의 일면 또는 양면에 위치한 수소 분리막을 구비한 형태일 수도 있고(도 5a 참조), 다공성 지지체 자체가 수소 분리막 기능을 수행할 수도 있다.
수소 분리막은 금속의 코팅층으로 다공성 지지체를 기준으로 튜브 외부 또는 내부에 형성되어 있을 수 있다. 팔라듐 혹은 팔라듐 합금으로 구성된 팔라듐계 수소 분리막과 같이 금속 치밀막일 수 있다. 상기 분리막은 600℃ 이상에서도 운전 가능하다. 또한, 니켈, 니켈 합금, 철 또는 철 합금으로 구성된 수소 분리막을 사용할 수도 있다.
수소 분리용 튜브는 팔라듐 및 팔라듐 합금 혹은 니켈, 철, 구리 등 금속이 포함될 경우 도 5a와 같이 다공성 지지체와 금속계 수소분리막 사이에 확산방지층 (diffusion barrier)을 더 포함할 수 있다.
또한, 수소 분리용 튜브는 다공성 지지체; 상기 다공성 지지체의 제1면에 위치한 수소 분리막; 및 상기 수소 분리막 또는 상기 다공성 지지체의 제2면에 위치하는 수성가스 전환반응(WGS)용 촉매층을 포함할 수 있다(도 5b 참조).
본 발명의 반응기에서 저온 SMR용 촉매는 수소 투과도가 있는 수소 분리용 튜브에 인접하여 충진될 수도 있고, 상기 수소 분리용 튜브 상에 코팅되어 사용될 수도 있다. 또한, 본 발명에 따른 저온 SMR용 촉매로 멤브레인을 형성하여 수소 투과도가 있는 분리 튜브로 사용할 수도 있다.
본 발명에서 다공성 지지체로는 금속 또는 세라믹 소재가 사용될 수 있다. 다공성 금속의 소재로는 스테인리스 스틸, 니켈, 인코넬 등이 사용될 수 있다. 다공성 세라믹의 소재로는 Al, Ti, Zr, Si 등을 기반으로 한 산화물이 사용될 수 있다. 다공성 금속 튜브의 비제한적인 예로 튜브형 알루미나 지지체, 다공성 스테인리스 스틸 튜브가 있다.
다공성 지지체의 표면 조도를 조절하기 위해서 표면 처리 공정을 수행할 수 있다. 표면 처리 방법으로는 CMP(Chemical Mechanical Polishing)와 같은 연마 공정이나, 플라즈마를 이용한 공정이 사용될 수 있다.
다공성 지지체에 형성된 표면 기공의 크기가 너무 크거나 너무 작지 않은 것이 바람직하다. 예컨대, 다공성 지지체의 표면기공의 크기가 0.001 ㎛ 미만인 경우에는 다공성 지지체 자체의 투과도가 낮아 다공성 지지체로서의 기능을 수행하기 어렵다. 반면에 표면 기공의 크기가 10 ㎛를 초과하는 경우에는 기공 직경이 너무 커져서 수소분리층의 두께를 두껍게 형성해야 하는 단점이 있다. 따라서 다공성 지지체의 표면 기공의 크기는 0.001 내지 10 ㎛를 갖도록 형성하는 것이 바람직하다.
선택적으로, 본 발명에서 다공성 금속 지지체 위에 형성될 수 있는 다공성 차폐층은 분리막층 구성물질인 팔라듐과 금속지지체 사이에 발생할 수 있는 확산을 방지하기 위함으로 기공/간극을 통해 수소를 통과시킬 수 있는 것으로, 세라믹 소재로 형성될 수 있다. 차폐층의 비제한적인 예로는 Ti, Zr, Al, Si, Ce, La, Sr, Cr, V, Nb, Ga, Ta, W 및 Mo 중에 하나를 포함하는 산화물계, 질화물계, 카바이드계 세라믹이 있다. 바람직하게는 TiOy, ZrOy, Al2Oz (1<y≤2 이거나 2<z≤3) 등의 산화물계 세라믹 소재가 있다. 상기 차폐층은 금속산화물 분말을 건식 스프레이방법, 습식스프레이방법 혹은 졸겔법에 의해 형성할 수 있다.
차폐층은 수소 분리막의 제조 조건 및 사용 조건을 고려하여 두께가 결정될 수 있다. 예컨대 400℃의 사용 조건을 고려할 때, 차폐층으로 TiOy을 형성하는 경우 100 내지 200nm의 두께로 형성될 수 있다. 차폐층으로 ZrOy을 형성하는 경우 500 내지 800nm의 두께로 형성될 수 있다.
한편, 지지체 표면에 확산방지층을 구성하기 위하여 대량생산이 용이한 스프레이 코팅법을 도입하는 것이 바람직하다. 스프레이 코팅법은 차폐층 코팅에서 발생할 수 있는 지지체 defect 형성문제를 해결할 수 있으며, 대면적 코팅이 용이하다.
지지체 외부 또는 내부에 수소 분리용 촉매층으로서 치밀한 팔라듐 함유층 코팅하는 것이 바람직하다.
본 발명에서 Pd 함유층은 팔라듐 또는 팔라듐 합금일 수 있다. 팔라듐 합금은 Pd와, Au, Ag, Cu, Ni, Ru 및 Rh로 구성된 군에서 선택된 하나 이상의 금속과의 합금일 수 있다. Pd 함유층이 Pd/Cu, Pd/Au, Pd/Ag, Pd/Pt 등과 같은 층을 다층구조로 더 포함하는 것도 본 발명의 범주에 속한다.
Pd 함유층은 0.1~20 ㎛ 두께로 형성할 수 있다. 두께가 0.1 ㎛ 미만이면 수소 투과율이 더욱 향상되기 때문에 좋겠지만, 금속 분리막을 조밀하게 제조하기 힘들고 이로 인해 금속 분리막의 수명이 짧아지는 문제점을 안고 있다. 두께를 20 ㎛ 초과로 형성할 경우, 조밀하게 형성할 수 있는 반면에 수소 투과율이 상대적으로 떨어질 수 있다. 또한 고가인 팔라듐을 이용하여 20 ㎛ 초과의 두껍게 형성된 금속 분리막으로 인해 전체적인 수소 분리막의 제조 비용이 증가하는 문제점을 안고 있다. 바람직하게는 금속 분리막의 수명 특성, 수소 투과율 등을 고려할 때, 1~10㎛의 두께로 형성하는 것이 바람직하다.
분리막을 통한 수소투과도 특성상 얇을수록 높은 수소투과도를 나타내므로 금속분리막으로써 Pd 함유층의 두께는 가능한 얇은 것이 바람직하다. 본 발명은 스퍼터링, 폴리싱과 도금용액을 사용하는 무전해도금법을 통해 Pd 함유층을 제조함으로써 층 두께를 얇게 하면서도 박막의 기계적강도는 높일 뿐 아니라 핀홀과 같은 결점이 없는 금속치밀막을 형성할 수 있다.
본 발명에서는 일반적인 스퍼터링법, 일반적인 폴리싱법 및 일반적인 무전해도금법을 사용하여, Pd 또는 Pd 합금으로 된 층을 형성할 수 있으나, 각 스퍼터링법, 폴리싱법 및 무전해도금법의 사용조건 및 재료들에 제한되지 않는다.
분리막 코팅방법 중 무전해도금법은 지지체의 형상에 구애받지 않고 대면적 코팅이 가능한 기술이다. 카본에 의한 분리막 오염이 문제될 수 있으므로, 카본소스를 완전히 배재하는 것이 바람직하다. 한편, 상온에서 도금을 진행하여 고온내구성이 우수할 뿐만 아니라 시설이 간단하고 제조공정이 매우 경제적이다.
팔라듐(palladium, Pd) 함유층이 코팅된 금속 소재의 수소 분리막, 즉 팔라듐계 금속 분리막은 높은 수소 투과율과 우수한 수소 분리성을 구비하고 있다. 또한, 팔라듐계 금속 분리막은 연료전지나 수소를 소비하는 다른 프로세스를 위하여 유용하게 순수한 수소를 제조할 수 있고, 대상제품의 품질을 향상시키기 위하여 수소화나 탈수소화 반응 프로세스에 사용할 수 있는 등 다양하게 응용될 수 있다.
팔라듐계 금속 분리막에서 수소가 분리되는 과정을 살펴보면, 수소분자(H2)가 Pd 층 표면으로 확산된 후 수소분자는 Pd 층 표면에 흡착하게 되고, 흡착된 수소분자가 해리되고, Pd 층 격자(lattice) 내에서 해리된 수소 원자(H)가 확산된 후, 수소 분자가 재생되고, 수소분자가 재생되면 Pd 층 표면에서 수소분자가 탈착되어, 수소분자가 확산되는 과정을 거쳐서 수소가 분리된다. 통상적으로, 수소 분리막의 작동 온도는 300 ~ 600℃이다.
팔라듐계 금속 분리막에서 수소 투과량은 원료측의 수소 분압 P1과 정제측의 수소 분압 P2와 팔라듐계 금속 분리막의 막두께 t와 이 금속 분리막의 막 면적이 주된 요소가 된다. 즉, 단위 면적당 수소 투과량 Q는 하기 수학식 1의 관계에 있다.
[수학식 1]
Figure PCTKR2015009205-appb-I000001
상기 식 중 A는 합금막의 종류나 조작 조건 등에 따라 달라진다.
상기 식에서 알 수 있듯이, 수소 투과막의 성능을 향상시키기 위해, 즉 단위 면적당 수소 투과량을 향상시키기 위해서는, I. 합금 종류에 따라 상이한 정수 A가 큰 합금을 개발하거나, Ⅱ. 수소 투과막의 막 두께를 얇게 하거나, Ⅲ. 수소의 분압 차이를 크게 하는 것을 생각할 수 있다. 팔라듐 합금을 베이스로 한 수소 투과막에서는, 주로 막 두께를 얇게 하여 수소 투과능을 향상시키는 방법이 고려되고 있다. 그러나, 막 두께를 얇게 하면 기계 강도가 약해진다. 수소 투과량은 수소의 분압차의 영향을 받기 때문에 박막화와 강도의 양립이 요구된다. 그 때문에, 막 두께가 얇은 팔라듐 합금은 기계 강도를 보충하기 위해 상기한 바와 같이 다공성 지지체를 조합하여 사용된다.
도 3에 도시된 바와 같이, 본 발명의 분리막 반응기의 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기의 상단 및 수소 분리용 튜브의 상단은 금속 튜브특성을 활용하여 필터 끝단에 용접된 금속튜브와 튜브 시트(tube sheet)를 접합 혹은 금속 피팅을 사용하여 실링이 가능하다. 또한, 분리막이 장착된 tube sheet, module cover 및 module body는 플랜지 방식으로 조립하여 단위 모듈을 완성할 수 있다.
또한, 도 3에 도시된 바와 같이, 상기 분리막 반응기는, 반응기 하단으로부터 천연가스 및 스팀을 반응기 쉘 내부로 공급하는 수단을 구비하고, 반응기 상단으로는 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매에 의해 형성된 합성가스 중 수소가 제거된 유체를 배기하는 수단 및 수소 분리용 튜브로부터 농축 또는 분리된 수소를 배기하는 수단을 구비할 수 있다.
도 3에 도시된 본 발명의 일 실시예에 따른 튜브형 분리막 모듈의 운전방식을 개략적으로 설명하면 다음과 같다. 먼저, 반응기 하단으로부터 천연가스 및 스팀을 반응기 쉘 내부로 공급하는 수단을 통해 천연가스 및 스팀이 반응기 하단으로부터 공급되고 분배기(distributor)를 통해 반응기 쉘 내부로 균일하게 분배된 후 반응기 쉘 내부에 충진되어 있는 천연가스 개질용 촉매로 인하여 개질 반응을 일으키고 이로부터 수소 및 이산화탄소 등을 포함하는 유체를 발생시킨다. 이후 발생된 유체로부터 수소가 선택적으로 수소 분리용 튜브 내부로 통과하여, 수소가 풍부한 유체인 투과 가스(permeate stream) 및 수소가 결핍된 유체인 배출 가스(retentate stream)로 각각 2종의 배기 가스로 분리되고, 상단의 배출 가스 배기 수단을 통해 수소가 결핍된 유체가 배출되고 이보다 더욱 상단에 있는 투과 가스 배기 수단을 통해 수소가 풍부한 유체가 배출된다.
다른 일 양태로서, 본 발명은 도 1c에 도시된 바와 같이, PSA 장치가 연결된, 천연가스 개질 반응과 동시에 수소를 분리할 수 있는 분리막 반응기를 제공할 수 있다.
상기 PSA 장치가 연결된, 천연가스 개질 반응과 동시에 수소를 분리할 수 있는 분리막 반응기의 경우에도, 기존 천연가스 개질 반응기에 비하여 저온에서 개질 반응이 가능하며, 이에 따라 기존 반응기 대비 최소 1/10 이하의 저가형 반응기 소재를 사용하는 것이 가능하다. 또한, 2단의 WGS 반응기가 불필요하며, 이에 따라 반응에 필요한 물 및 냉각유체공급이 불필요하다. 상기 도 1c와 같은 PSA 장치가 연결된 분리막 반응기는 도 1b와 같은 분리막 반응기와 비교하여 반응온도는 유사하나 낮은 압력으로 운전이 가능하다.
도 1c와 같은 PSA 장치가 연결된 분리막 반응기는 수소투과도가 높은 분리막을 사용하는 것이 바람직하다. 또한, 수소선택도(H2/N2 기준)는 바람직하기로는 3~1000, 더욱 바람직하기로는 5~100, 더욱 바람직하기로는 10~50일 수 있다. 즉, 분리도의 우수성 보다 수소투과도가 높으면 적용 가능하다. 도 1c의 분리막 반응기용 수소 분리막으로는 상기 조건을 충족하는 모든 종류의 무기막이 적용 가능하다. 예를 들어, 니켈, 니켈 합금, 철 또는 철 합금으로 구성된 수소 분리막이 바람직하다. 이때 상기 PSA 장치가 연결된 분리막 반응기에 사용되는 수소 분리막은 수소 분리도가 20 수준의 저가형 분리구조체로서, 상기 도 1b의 분리막 반응기에서 사용하는 팔라듐계 수소 분리막이 10,000 이상의 수소 분리도를 갖는 것과 차이가 있다. 전술한 바와 같이 상기 PSA 장치가 연결된 분리막 반응기에 사용되는 수소 분리막은 수소 분리도가 팔라듐계 수소 분리막에 비해 상대적으로 낮으나 수소 투과도가 높다.
바람직하기로, 도 1c와 같은 PSA 장치가 연결된 분리막 반응기의 수소 분리용 튜브는 도 5b와 같이 다공성 지지체; 상기 다공성 지지체 상에 위치하는 니켈 또는 철계 수소 분리막(Ni or Fe based selective layer); 및 상기 니켈 또는 철계 수소 분리막 상에 위치하는 수성가스 전환반응(WGS)용 촉매층을 포함할 수 있다.
또한, 도 6과 같이, 도 1c와 같은 PSA 장치가 연결된 분리막 반응기는 반응가스 진행 방향으로 온도 차이를 두어 전단부는 SMR 영역으로 제어하고 후단부는 WGS 영역으로 제어할 수 있다. 즉, 분리막 반응기의 전단부는 SMR에 적절한 온도 범위인 500 내지 600℃로 설정하여 SMR에 의한 천연가스 수증기 개질을 통해 합성가스(CO + H2의 혼합 가스)를 생성시키고, 이후 분리막 반응기의 후단에서 WGS에 적절한 온도 범위인 300 내지 400℃로 설정하여 분리막 반응기의 후단에서 WGS에 의한 정제공정을 수행함으로써 CO 농도를 2% 이하로 낮출 수 있다. 이러한 분리막 반응기의 구성을 통해 하나의 분리막 반응기 내에서 합성가스의 생산과 가스 정제공정을 동시에 수행할 수 있어 보다 컴팩트한 시스템 구성이 가능하다.
본 발명에서, 상기 SMR 영역과 WGS 영역은 온도 차이를 통해 구분할 수 있다. 본 발명에서, 상기 수성가스 전환반응(WGS)용 촉매층은 SMR 영역과 WGS 영역 전체에 걸쳐 구비될 수 있으며 전술한 바와 같이 온도 설정을 통해 SMR 영역과 WGS 영역으로 구분될 수 있다. 또한, 본 발명에서, 상기 수성가스 전환반응(WGS)용 촉매층은 WGS 영역에만 구비될 수 있으며, 해당 영역에 맞게 온도를 설정할 수 있다.
튜브형 분리막을 이용한 시스템 확장의 용이성을 확보하고 모듈 효율을 극대화하기 위하여, 가스분산 전산모사를 통하여 최적의 모듈설계자료를 확보할 수 있다. 이를 기반으로 연소기 개발 기초자료로 활용할 수 있다.
또한, 본 발명은 상기 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기를 이용하여, 천연가스로부터 합성가스 또는 수소가스를 제조하는 방법을 제공한다.
본 발명은 상기 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기를 이용함으로써 반응기 중심에 배치된, 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기로부터 발생된 열이 반응기 외부쪽으로 방사형으로 이동하면서, 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매에 의한 흡열반응에 의해 합성가스가 형성될 수 있어 비교적 저온인 500-600℃의 온도 범위에서도 운전이 가능할 뿐만 아니라, 반응기 쉘 내부에 하나 이상의 수소 분리용 튜브가 배치된 경우 이를 통해 상기 형성된 합성가스로부터 수소를 선택적으로 분리시켜 천연가스 개질반응과 동시에 수소 분리공정이 이루어질 수 있어 천연가스로부터 합성가스 또는 수소가스를 경제적이고 효율적으로 제조할 수 있다.
본 발명의 분리막 반응기를 이용한 천연가스 개질 및 수소 분리 공정에서 고려해야 할 사항은 반응물 공급, 생산물 포집, 부산물 처리, 폐열 및 에너지원 회수를 통한 효율 극대화이다.
상기 factor 들을 고려하여 공정을 설계할 수 있으며, 이때 Flow-sheet는 도 4와 같다.
도 4에 도시된 공정의 특징은 flow-sheet에서 보는 것과 같이 생산된 수소는 permeate side로 배출되고 열교환기를 거쳐 개질반응용 천연가스 예열 및 연소용 공기 예열에 활용하고 버너에서 발생한 배가스에 존재하는 폐열은 반응용 스팀제조에 활용하며, retentate side를 통하여 배출되는 이산화탄소와 여분의 수소는 연소기를 통하여 에너지를 회수함과 동시에 연료용 천연가스 예열에 활용하는 것이다.
본 발명에 따른 분리막 반응기는 열효율과 경제성이 우수하여 수소생산단가를 기존 시스템 대비 20~30% 정도 낮출 수 있다.
또한, 수소화경제를 대비하여 경제적인 수소생산과 더불어 이산화탄소 포집이 가능한 cross-cutting 소재 및 공정 기술 제공이 가능하다.
도 1은 전통방식의 개질기(도 1a)와 본 발명의 일 구체예에 따른 분리막 개질기(도 1b 및 도 1c)를 비교한 반응공정 모식도이다. 도 1b는 천연가스 개질 반응과 동시에 수소를 분리할 수 있는 분리막 반응기를 사용한 경우이고, 도 1c는 천연가스 개질 반응과 동시에 수소를 분리할 수 있는 분리막 반응기에 수소정제를 위한 PSA 장치가 연결된 경우이다.
도 2는 본 발명의 일 구체예에 따라 분리막 반응기 내에서 천연가스의 개질 반응과 고순도수소생산 및 이산화탄소 포집이 동시에 일어나는 공정을 도시한 모식도이다.
도 3은 본 발명의 일 구체예 따른 튜브형 분리막 모듈의 구조를 개략적으로 도시한 모식도이다.
도 4는 분리막반응기를 이용한 고순도수소제조 및 연소전 CCS 동시공정 flow-sheet이다.
도 5a는 도 1b의 분리막 반응기에 사용가능한 수소 분리용 튜브의 단면 구조를 개략적으로 도시한 모식도이다.
도 5b는 도 1c의 분리막 반응기에 사용가능한 수소 분리용 튜브의 단면 구조를 개략적으로 도시한 모식도이다.
도 6은 도 1c와 같이 수소정제 장치가 후단에 연결된 분리막 반응기에서, 온도 구배를 주는 경우를 개략적으로 도시한 모식도이다.
이하, 본 발명을 실시예를 통하여 보다 상세하게 설명한다. 그러나 이들 실시예는 본 발명을 예시적으로 설명하기 위한 것으로 본 발명의 범위가 이들 실시예에 한정되는 것은 아니다.
실시예 1: 본 발명의 분리막 반응기 제작
도 1c 및 도 3에 도시된 바와 같이, 본 발명의 일구체예 따른 튜브형 분리막 모듈을 제작하고, 반응공정을 설계하였다. 수소 분리막으로는 하기 성능을 갖는 Pd 분리막을 사용하였다.
Pd 분리막 성능 : 수소투과도 = 40 ml/min/㎠, 수소/질소 선택도 = 24 (at ΔP=0.5 bar, 500℃)
실험예 1: 본 발명의 분리막 반응기의 운전효율 조사
상기 실시예 1에서 제작한 튜브형 분리막 모듈을 사용하여 천연가스 개질 및 수소 분리공정을 동시에 수행한 후 운전효율을 조사하였다.
실험 조건은 하기와 같았다.
GHSV = 1,000/h, S/C(Steam to Carbon ratio) = 3.0, 반응온도: 550℃ → 평형 메탄전환율 = ~55% at 1 bar
그 결과를 하기 표 1에 나타내었다.
표 1
압력차, bar 운전압력 메탄전환율,% CO 농도, % H2/CO 비
0 1.0 48 1.6 41
0.5 1.5 48.4 1.7 39
1.0 2.0 54 1.9 37
1.5 2.5 63 2.1 35
2 3.0 69.5 2.3 33
상기 표 1을 통해, 본 발명의 분리막 반응기가 550℃의 저온에서도 1.0 내지 3.0 bar의 낮은 압력 하에서 우수한 메탄전환율 및 수소 분리능을 갖는 것을 알 수 있다.
실시예 2: 본 발명의 분리막 반응기 제작
도 1c 및 도 3에 도시된 바와 같이, 본 발명의 일구체예 따른 튜브형 분리막 모듈을 제작하고, 반응공정을 설계하였다. 수소 분리막으로는 하기 성능을 갖는 Pd 분리막을 사용하였다.
Pd 분리막 성능: 수소투과도 = 50 ml/min/㎠, 수소/질소 선택도 = 30 (at ΔP=0.5 bar, 500℃)
실험예 2: 본 발명의 분리막 반응기의 운전효율 조사
상기 실시예 2에서 제작한 튜브형 분리막 모듈을 사용하여 천연가스 개질 및 수소 분리공정을 수행한 후 운전효율을 조사하였다.
실험 조건은 하기와 같았다.
GHSV = 3,500/h, S/C(Steam to Carbon ratio) = 3.0, 반응온도: 500℃ → 평형 메탄전환율 = ~42% at 1 bar
그 결과를 하기 표 2에 나타내었다.
표 2
압력차, bar 운전압력 메탄전환율,% CO 농도, % H2/CO 비
1.0 2.0 36 1.2 40.5
1.5 2.5 53 1.5 42.2
2.0 3.0 68 1.7 42.1
2.5 3.5 77 1.9 41.4
실시예 1과 2을 비교할 때 수소투과도와 선택도가 높을수록 낮은 온도에서도 유사하거나 높은 메탄전환율 확보가 가능함을 알 수 있다.

Claims (16)

  1. 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기에 있어서,
    하나 이상의 수소 분리용 튜브 및 반응기 중심에 배치된, 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기를 구비하고, 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매가 충진되어 있는 것이 특징인 반응기.
  2. 제1항에 있어서, 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기의 상단 또는 하단; 및 수소 분리용 튜브의 상단 또는 하단은 튜브 시트(tube sheet)에 의해 반응기에 고정된 것이 특징인 반응기.
  3. 제1항에 있어서, 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기의 온도(T1)는 쉘 내 충진된 촉매층의 온도(T2)보다 높고, 반응기 중심에 배치된 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기로부터 반응기 외부쪽으로 방사형으로 열이 이동하면서, 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매에 의한 흡열반응에 의해 합성가스가 형성되는 것이 특징인 반응기.
  4. 제1항에 있어서, 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매에 의해 형성된 합성가스 중 수소가 수소 분리용 튜브를 통해 관통하여 수소 분리용 튜브 안쪽으로 농축 또는 분리되는 것이 특징인 반응기.
  5. 제1항에 있어서, 수소 분리용 튜브는 수소 분리막이 튜브 외부 또는 내부에 형성되어 있는 것이 특징인 반응기.
  6. 제1항에 있어서, 수소 분리용 튜브는 다공성 지지체; 상기 다공성 지지체 상에 위치하는 확산 배리어(diffusion barrier); 및 상기 확산 배리어 상에 위치하는 팔라듐계 수소 분리막(Pd selective layer)을 포함하는 것이 특징인 반응기.
  7. 제1항에 있어서, 수소 분리용 튜브는 실리카, 알루미나, 지르코니아, 이트리아, 세레아, YSZ, 또는 이의 조합을 포함하는 세라믹; 니켈, 구리, 철, 팔라듐, 루테늄, 로듐, 백금, 또는 이의 조합으로 구성된 금속; 또는 상기 금속과 세라믹이 혼합된 복합조성으로 형성된 것이 특징인 반응기.
  8. 제1항에 있어서, 수소 분리용 튜브는 다공성 지지체; 상기 다공성 지지체의 제1면에 위치한 수소 분리막; 및 상기 수소 분리막에 또는 상기 다공성 지지체의 제2면에 위치하는 수성가스 전환반응(WGS)용 촉매층을 포함하는 것이 특징인 반응기.
  9. 제1항에 있어서, 반응기의 가스 진행방향으로 전단부로 수증기 개질 반응(SMR) 영역 및 후단부로 수성가스 전환반응(WGS) 영역을 구비하고, 상기 영역은 온도 차이를 두어 제어되는 것이 특징인 반응기.
  10. 제9항에 있어서, SMR 영역은 500 내지 600℃의 온도 범위로 설정되고 WGS 영역은 300 내지 400℃의 온도 범위로 설정되는 것이 특징인 반응기.
  11. 제1항에 있어서, 상기 발열 반응용 튜브는 발열 반응을 촉매 작용할 수 있는 적어도 하나의 촉매가 충진된 것이 특징인 반응기.
  12. 제1항에 있어서, 반응기 하단으로부터 천연가스 및 스팀을 반응기 쉘 내부로 공급하는 수단을 구비하고, 반응기 상단으로는 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매에 의해 형성된 합성가스 중 수소가 제거된 유체를 배기하는 수단 및 수소 분리용 튜브로부터 농축 또는 분리된 수소를 배기하는 수단을 구비한 것이 특징인 반응기.
  13. 제1항에 있어서, 반응기 쉘 내에 충진 가능한 천연가스 개질용 반응 촉매는 금속폼 기반 개질반응용 촉매인 것이 특징인 반응기.
  14. 제13항에 있어서, 수소 분리용 튜브와 금속폼 접촉에 의한 상호확산을 방지하기 위하여 봉이 삽입된 것이 특징인 반응기.
  15. 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기에 있어서,
    반응기 중심에 배치된, 발열 반응용 튜브 또는 발열용 열 교환기를 구비하고, 반응기 쉘 내 천연가스 개질용 반응 촉매가 충진되어 있는 것이 특징인 반응기.
  16. 제1항 내지 제14항 중 어느 한 항에 기재된 쉘-앤-튜브형 천연가스 개질용 반응기를 이용하여, 천연가스로부터 합성가스 또는 수소가스를 제조하는 방법.
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