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(19)【発行国】日本国特許庁(JP)
(12)【公報種別】公表特許公報(A)
(11)【公表番号】
(43)【公表日】2024-11-15
(54)【発明の名称】分解炉燃料の製造方法
(51)【国際特許分類】
C10L 3/00 20060101AFI20241108BHJP
C01B 3/56 20060101ALI20241108BHJP
【ＦＩ】
C10L3/00 K
C01B3/56 Z
【審査請求】有
【予備審査請求】未請求
(21)【出願番号】P 2024508546
(86)(22)【出願日】2023-05-18
(85)【翻訳文提出日】2024-02-21
(86)【国際出願番号】 KR2023006796
(87)【国際公開番号】W WO2024080472
(87)【国際公開日】2024-04-18
(31)【優先権主張番号】10-2022-0131809
(32)【優先日】2022-10-13
(33)【優先権主張国・地域又は機関】KR
(81)【指定国・地域】
(71)【出願人】
【識別番号】500239823
【氏名又は名称】エルジー・ケム・リミテッド
(74)【代理人】
【識別番号】110000877
【氏名又は名称】弁理士法人ＲＹＵＫＡ国際特許事務所
(72)【発明者】
【氏名】キム、イン セオプ
(72)【発明者】
【氏名】リー、サン ベオム
(72)【発明者】
【氏名】ソン、ヒュン ソー
【テーマコード（参考）】
4G140
【Ｆターム（参考）】
4G140FA02
4G140FB05
4G140FC03
4G140FE01
(57)【要約】
本発明は、液相分解炉から由来する第１メタンオフガスストリームおよび気相分解炉から由来する第２メタンオフガスストリームを準備するステップと、前記第１メタンオフガスストリームの一部をメタンオフガス移出ストリームとして分岐し、残りから第１燃料ガスストリームを得るステップと、前記第２メタンオフガスストリームから第２燃料ガスストリームを得るステップと、前記第１および第２燃料ガスストリームを混合して混合燃料ガスストリームを準備するステップと、前記混合燃料ガスストリームに水素ガスストリームを混合するステップとを含む分解炉燃料の製造方法を提供する。
【特許請求の範囲】
【請求項1】
液相分解炉から由来する第１メタンオフガスストリームおよび気相分解炉から由来する第２メタンオフガスストリームを準備するステップと、前記第１メタンオフガスストリームの一部をメタンオフガス移出ストリームとして分岐し、残りから第１燃料ガスストリームを得るステップと、
前記第２メタンオフガスストリームから第２燃料ガスストリームを得るステップと、
前記第１燃料ガスストリームおよび前記第２燃料ガスストリームを混合して混合燃料ガスストリームを準備するステップと、
前記混合燃料ガスストリームに水素ガスストリームを混合するステップとを含む、分解炉燃料の製造方法。
【請求項2】
前記液相分解炉の供給原料は、ナフサを含み、前記気相分解炉の供給原料は、炭素数２～４の炭化水素化合物を含む、請求項１に記載の分解炉燃料の製造方法。
【請求項3】
前記気相分解炉の供給原料である前記炭素数２～４の炭化水素化合物は、再循環Ｃ２炭化水素化合物、再循環Ｃ３炭化水素化合物、プロパン、およびブタンからなる群から選択される１種以上を含む、請求項２に記載の分解炉燃料の製造方法。
【請求項4】
前記第１メタンオフガスストリーム内の水素の含量は、１０体積％～２０体積％であり、前記第２メタンオフガスストリーム内の水素の含量は、６７体積％～７７体積％である、請求項１に記載の分解炉燃料の製造方法。
【請求項5】
前記第２燃料ガスストリームは、前記第２メタンオフガスストリームに再循環水素ガスストリームが混合されたものであり、前記再循環水素ガスストリーム内の水素の含量は、前記第２メタンオフガスストリーム内の水素の含量より高い、請求項１に記載の分解炉燃料の製造方法。
【請求項6】
前記再循環水素ガスストリームは、圧力スイング吸着工程によるリジェクトガスである、請求項５に記載の分解炉燃料の製造方法。
【請求項7】
前記圧力スイング吸着工程によるリジェクトガスの流量は、前記第２メタンオフガスストリームの流量に対して５重量％～１５重量％である、請求項６に記載の分解炉燃料の製造方法。
【請求項8】
前記メタンオフガス移出ストリーム内の水素の含量は、１５体積％～２５体積％である、請求項１に記載の分解炉燃料の製造方法。
【請求項9】
前記分解炉燃料内の水素の含量は、５０体積％～９０体積％である、請求項１に記載の分解炉燃料の製造方法。
【請求項10】
前記気相分解炉は、第１および第２気相分解炉を含み、前記第２メタンオフガスストリームは、前記第１および第２気相分解炉の排出ストリームの混合ストリームから由来する、請求項１に記載の分解炉燃料の製造方法。
【請求項11】
前記第１メタンオフガスストリームおよび前記第２メタンオフガスストリームは、供給原料を液相分解炉または気相分解炉に供給して熱分解するステップと、
熱分解生成物である水素、Ｃ１、Ｃ２およびＣ３以上の炭化水素化合物を含む熱分解ガスを冷却塔で冷却するステップと、
冷却した熱分解ガスを圧縮機で圧縮するステップと、
前記圧縮機から排出された熱分解圧縮ストリームを精製するステップとを含む工程により準備する、請求項１に記載の分解炉燃料の製造方法。
【請求項12】
請求項１から１１のいずれか一項に記載の分解炉燃料の製造方法により製造された分解炉燃料を液相分解炉および気相分解炉のうち１以上の分解炉の燃料として使用するナフサの分解工程。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【0001】
本出願は、２０２２年１０月１３日付けの韓国特許出願第１０－２０２２－０１３１８０９号に基づく優先権の利益を主張し、該当韓国特許出願の文献に開示されている全ての内容は、本明細書の一部として組み込まれる。
【0002】
本発明は、ナフサ分解設備で使用するための分解炉燃料の製造方法に関する。
【背景技術】
【0003】
ナフサ（Ｎａｐｈｔｈａ）は、原油を蒸留して取得する留分であり、熱分解により石油化学の基礎原料であるエチレン、プロピレン、ベンゼンなどを生成するための材料として用いられる。ナフサの熱分解による生成物の製造は、通常、ナフサなどの炭化水素系化合物を分解炉（ｃｒａｃｋｉｎｇ ｆｕｒｎａｃｅ）で加熱して熱分解（ｔｈｅｒｍａｌ ｃｒａｃｋｉｎｇ）し、熱分解生成物を冷却、圧縮および精製して実施する。
【0004】
従来のナフサなどの炭化水素の熱分解工程は、熱分解に必要な燃料（fｕｅｌ）の燃焼によって相当な量の二酸化炭素が発生する問題を伴う。すなわち、分解炉の燃料としてナフサクラッキング工程で生産されるメタンオフガス（ＭＯＧ、ｍｅｔｈａｎｅ ｏｆｆ－ｇａｓ）が主に使用されており、メタンオフガスは、メタンを主成分として含むことから、メタンオフガスが分解炉の燃料として使用される場合、二酸化炭素が多量に排出される問題が発生する。熱分解工程で発生する二酸化炭素の排出量は、ナフサと関連する一連のナフサ工程で発生する二酸化炭素の排出量の９０％以上を占めるため、最近論議されている環境規制の問題に応えるべく、ナフサ工程で発生する二酸化炭素の排出量を低減する必要がある。その一環として、水素は、燃焼時に二酸化炭素を排出させないため、分解炉燃料内の水素の含量を増加させるための試み、すなわち、分解炉燃料としてメタンオフガスの一部を水素に代えようとする試みがなされている。
【0005】
しかし、燃料内の水素の含量をある水準以上に高めるためには、ナフサ分解炉設備の外部で、例えば、高純度の水素ガスを外部で購入して適用しなければならず、この場合、水素の購入による全工程の経済性が低下し得る。したがって、外部からさらに導入される高純度の水素の量を最小化し、且つ分解炉燃料に水素を最大限に含ませることができる方法が必要な状況である。
【0006】
さらに、メタンオフガスも、水素を含んでいながら燃料として価値があるだけに、水素によって代替されるメタンオフガスを経済的に活用することができる方法もともに開発されなければならない状況である。
【発明の概要】
【発明が解決しようとする課題】
【0007】
本発明が解決しようとする課題は、上記発明の背景技術で言及した問題を解決するために、熱分解を伴う石油化学工程に必要な分解炉の燃料を製造するにあたり、燃料内の水素の含量を高く維持することで、燃焼時に、二酸化炭素の発生を減少させることができる分解炉燃料の製造方法を提供することを目的とする。さらに、工程内の副生成物として発生する水素を効率的に活用することで、外部からさらに導入されなければならない水素の量を下げて経済性を図ることができる分解炉燃料の製造方法を提供することを目的とする。
【0008】
また、分解炉燃料として、水素によって代替されるメタンオフガス（ＭＯＧ）は、販売されるか、下流（ｄｏｗｎｓｔｒｅａｍ）工程に移送して活用することが一般的であるが、このように外部に移送されるメタンオフガス内に含まれた水素による水素の損失を最小にすることができる分解炉燃料の製造方法を提供することを目的とする。
【課題を解決するための手段】
【0009】
上記の課題を解決するための本発明の一実施形態によると、液相分解炉から由来する第１メタンオフガスストリームおよび気相分解炉から由来する第２メタンオフガスストリームを準備するステップと、前記第１メタンオフガスストリームの一部をメタンオフガス移出ストリームとして分岐し、残りから第１燃料ガスストリームを得るステップと、前記第２メタンオフガスストリームから第２燃料ガスストリームを得るステップと、前記第１および第２燃料ガスストリームを混合して混合燃料ガスストリームを準備するステップと、前記混合燃料ガスストリームに水素ガスストリームを混合するステップとを含む分解炉燃料の製造方法を提供する。
【発明の効果】
【0010】
本発明による分解炉燃料の製造方法を用いる場合、分解炉に供給される燃料の水素の含量を高めることで、分解炉から排出される二酸化炭素の量を減少させることができる。これにより、石油化学工程およびこれにより製造される製品のエコフレンドリーを図ることができる。
【0011】
一方、ナフサクラッキング工程の下流工程に使用されるかまたは自ら独立した商品性を有するメタンオフガスによって流出（ｌｅａｋ）され得る水素の損失を最小化し、さらには、ナフサクラッキング工程自体の効率性を高めて工程内で副生成物として発生または生産される水素を最大限に活用することで、外部からさらに導入される水素の量を最小化することができ、これにより、分解炉燃料の製造時にコストダウンを図ることができる分解炉燃料の製造方法が提供される。
【図面の簡単な説明】
【0012】
【図1】本発明の一実施形態による分解炉燃料の製造方法の工程フローチャートである。
【図2】本発明の実施例と対比される比較例による分解炉燃料の製造方法の工程フローチャートである。
【図3】本発明の実施例と対比される比較例による分解炉燃料の製造方法の工程フローチャートである。
【発明を実施するための形態】
【0013】
本発明の説明および特許請求の範囲にて使用されている用語や単語は、通常的もしくは辞書的な意味に限定して解釈してはならず、発明者らは、自分の発明を最善の方法で説明するために用語の概念を適切に定義することができるという原則に則って本発明の技術的思想に合致する意味と概念に解釈すべきである。
【0014】
本発明において、用語「ストリーム（ｓｔｒｅａｍ）」は、工程内の流体（ｆｌｕｉｄ）の流れを意味し得、また、配管内で流れる流体自体を意味し得る。具体的には、前記「ストリーム」は、各装置を連結する配管内で流れる流体自体および流体の流れを同時に意味し得る。また、前記流体は、気体（ｇａｓ）または液体（ｌｉｑｕｉｄ）を意味し得る。
【0015】
以下、本発明に関する理解を容易にするために、図１を参照して、本発明をより詳細に説明する。
【0016】
本発明の一実施形態による分解炉燃料の製造方法は、液相分解炉から由来する第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬおよび気相分解炉から由来する第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧを準備するステップを含むことができる。
【0017】
前記液相分解炉（ｌｉｑｕｉｄ ｃｒａｃｋｉｎｇ ｆｕｒｎａｃｅ）は、液相の供給原料が供給されて熱分解される分解炉であり、前記気相分解炉（ｇａｓ ｃｒａｃｋｉｎｇ ｆｕｒｎａｃｅ）は、気相の供給原料が供給され熱分解される分解炉であることができる。一方、前記液相分解炉および気相分解炉で行われる熱分解工程は、供給原料から熱分解生成物を取得するための工程であり、供給原料の相（ｐｈａｓｅ）によって液相分解炉と気相分解炉に区分して行われることができる。
【0018】
すなわち、本発明の一実施形態による熱分解工程は、エチレンなどの生成物の生産量を増加させるために、供給原料としてナフサを用いる液相成分（ｌｉｑｕｉｄ ｐｈａｓｅ ｍａｔｅｒｉａｌ）の分解工程以外に、供給原料としてエタンおよびプロパンなどのような炭素数２～４の炭化水素化合物を用いた気相成分（ｇａｓ ｐｈａｓｅ ｍａｔｅｒｉａｌ）の分解工程を区分して行うことができる。
【0019】
具体的には、前記液相分解炉に供給される供給原料は、液相の形態で供給される炭化水素化合物の混合物を含むことができる。具体的な例として、ナフサを含む供給原料であることができ、より具体的な例として、ナフサであることができる。前記ナフサは、原油の蒸留装置から取得されたガソリン（ｇａｓｏｌｉｎｅ）の留分から由来することができる。
【0020】
前記液相分解炉の熱分解温度は、５００℃～１，０００℃、７５０℃～８７５℃、または８００℃～８５０℃であることができ、この範囲内で、液相分解炉に供給された供給原料の熱分解収率に優れる効果がある。
【0021】
また、前記気相分解炉は、気相で供給される供給原料を熱分解するための分解炉であることができる。前記気相分解炉の供給原料は、炭素数２～４の炭化水素化合物を含む気相の原料であることができる。ここで、前記炭素数２～４の炭化水素化合物は、後続工程で分離されて循環される再循環Ｃ２、再循環Ｃ３炭化水素化合物、プロパン、およびブタンからなる群から選択される１種以上を含むことができる。
【0022】
一方、前記気相分解炉は、１種の気相分解炉が使用されることができ、本発明の一実施形態によると、気相で供給される気相原料によって２種以上の気相分解炉が使用されることができる。すなわち、前記気相分解炉は、供給原料によって、再循環Ｃ２およびＣ３炭化水素化合物を熱分解するための第１気相分解炉と、前記再循環Ｃ２およびＣ３炭化水素化合物とは別にさらに供給されるプロパンおよびブタンのうち１以上を熱分解するための第２気相分解炉とを含むことができる。前記第１および第２気相分解炉は、互いに並列に連結されることができる。
【0023】
前記第１気相分解炉に供給される再循環Ｃ２炭化水素化合物および再循環Ｃ３炭化水素化合物は、後続する精製工程で精製の後、再循環されるＣ２炭化水素化合物およびＣ３炭化水素化合物であることができる。具体的には、前記再循環Ｃ２炭化水素化合物は、後述する精製ステップ（Ｓ４）で精製の後、再循環されるエタン（ｅｔｈａｎｅ）であることができ、前記再循環Ｃ３炭化水素化合物は、後述する精製ステップ（Ｓ４）で精製の後、再循環されるプロパン（ｐｒｏｐａｎｅ）であることができる。
【0024】
前記第２気相分解炉に供給される供給原料は、前記再循環Ｃ２炭化水素化合物および前記Ｃ３炭化水素化合物とは別に供給される炭素数２～４の炭化水素化合物であり、プロパン（ｐｒｏｐａｎｅ）およびブタン（ｂｕｔａｎｅ）からなる群から選択される１種以上を含むことができ、より具体的には、液化石油ガス（ＬＰＧ）から由来することができる。一方、前記液化石油ガスは、気化して第２気相分解炉に供給されることができる。前記第２気相分解炉に供給される原料のコストは、比較的安くて外部からの供給が容易であり、生産コストを削減し、且つ熱分解生成物の生産量を増加させる効果がある。
【0025】
前記気相分解炉の熱分解温度は、５００℃～１，０００℃、７５０℃～９００℃、または８２５℃～８７５℃であることができ、この範囲内で、気相分解炉に供給された供給原料の熱分解収率に優れる効果がある。
【0026】
本発明の一実施形態による第１および第２メタンオフガスストリームＭＯＧＬ、ＭＯＧＧは、それぞれ前記液相分解炉および前記気相分解炉から由来することができる。
【0027】
具体的には、前記第１および第２メタンオフガスストリームＭＯＧＬ、ＭＯＧＧは、上述の供給原料をそれぞれの熱分解炉に供給して熱分解するステップ（Ｓ１）と、熱分解されて、水素、Ｃ１、Ｃ２およびＣ３以上の炭化水素化合物を含む熱分解ガスを冷却塔で冷却するステップ（Ｓ２）と、冷却した熱分解ガスを２個またはその以上の圧縮機で圧縮するステップ（Ｓ３）と、熱分解圧縮ストリームを精製するステップ（Ｓ４）とを含む工程によって準備することができる。
【0028】
すなわち、液相分解炉から由来する第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬは、液相供給原料が液相分解炉に供給され、その後、前記Ｓ１～Ｓ４のステップを経て製造されたストリームであることができ、気相分解炉から由来する第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧは、気相供給原料が気相分解炉に供給され、その後、前記Ｓ１～Ｓ４のステップを経て製造されたストリームであることができる。また、前記第１および第２メタンオフガスストリームＭＯＧＬ、ＭＯＧＧを製造するためのＳ１～Ｓ４のステップは、それぞれ別のラインを介して行われることができる。
【0029】
一方、本発明の一実施形態によると、前記熱分解圧縮ストリームを精製するステップ（Ｓ４）によって第１および第２メタンオフガスストリームＭＯＧＬ、ＭＯＧＧを得るステップは、脱メタン塔（ｄｅｍｅｔｈａｎｉｚｅｒ）と冷却循環区域（ｃｏｌｄ ｂｏｘ、ＣＢ）を含む装置によって行われることができる。
【0030】
具体的には、前記熱分解圧縮ストリームは、脱メタン塔（ｄｅｍｅｔｈａｎｉｚｅｒ）に供給されることができ、選択的には、前記熱分解圧縮ストリームが気液分離装置を経る場合には、前記気液分離装置の下部排出ストリームが脱メタン塔に供給されることができる。前記脱メタン塔は、水素、Ｃ１炭化水素化合物およびＣ２炭化水素化合物を含む熱分解圧縮ストリームを蒸留して、水素およびＣ１炭化水素化合物を含む上部排出ストリームとＣ２炭化水素化合物を含む下部排出ストリームを分離するための装置である。
【0031】
次いで、水素およびＣ１炭化水素化合物を含む脱メタン塔の上部排出ストリーム、または選択的には、前記気液分離装置が運転される場合には、気液分離装置の上部排出ストリームと脱メタン塔の上部排出ストリームは冷却循環区域に供給されて循環されることができる。これにより、水素リッチ（ｒｉｃｈ）ストリームとメタンリッチ（ｒｉｃｈ）ストリームが分離および生産されることができる。
【0032】
ここで、前記第１および第２メタンオフガスストリームＭＯＧＬ、ＭＯＧＧは、それぞれのラインで行われる脱メタン塔および冷却循環区域による分離および精製工程の結果として生産されるメタンリッチストリームであることができる。
【0033】
一方、本発明の一実施形態によると、前記第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬ内の水素の含量は１０体積％～２５体積％であり、メタンの含量は７５体積％～９０体積％であることができる。また、残量の成分として、例えば、一酸化炭素０．１体積％以下、エチレン０．３体積％以下、およびエタン０．００２体積％以下を含むことができる。
【0034】
前記第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧ内の水素の含量は６７体積％～７７体積％であり、メタンの含量は２３体積％～３３体積％であることができる。また、残量の成分として、一酸化炭素０．０５体積％以下およびエチレン０．１体積％以下を含むことができる。
【0035】
前記気相分解炉排出ストリームから由来する第２メタンオフガスＭＯＧＧに含まれた水素の含量は、液相分解炉排出ストリームから由来する第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬに含まれた水素の含量より高い。これは、液相分解炉の原料であるナフサが熱分解される場合に比べて、気相分解炉の原料であるエタンおよびプロパンが熱分解される場合に、分解炉排出ストリーム自体内に水素の含量が高く、気相分解炉排出ストリームからメタンオフガスを得る精製工程が比較的単純であり、気相分解炉排出ストリーム内の水素がほとんどメタンオフガスストリームＭＯＧＧに含まれ得るためである。また、分解炉排出ストリームに伴われる精製工程の場合、脱メタン塔の上部へのＣ２炭化水素化合物の流出を最小化するために、脱メタン塔の上部排出ストリームに対する極低温のエチレン冷媒を用いた凝縮工程が伴われるが、液相分解炉と関連する凝縮工程時の凝縮温度が気相分解炉と関連する凝縮工程時の凝縮温度より低いため、第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬに含まれた水素の含量が第２メタンオフガスＭＯＧＧに含まれた水素の含量より低くなる。
【0036】
通常、分解炉から由来するメタンオフガスは、メタンを多量含有していることから、炉（Ｆｕｒｎａｃｅ）の燃料として活用されることができる。すなわち、メタンオフガスは、それ自体で経済性を有することから、再循環されてナフサ工程内に設置された炉（ｆｕｒｎａｃｅ）、例えば、分解炉（ｃｒａｃｋｉｎｇ ｆｕｒｎａｃｅ）の燃料として使用されるか、ナフサ工程の系（ｓｙｓｔｅｍ）の外部に排出されて販売されることができる。しかし、メタンオフガスを再循環させて分解炉の燃料として活用する場合、メタンオフガスに含まれた炭化水素化合物の燃焼によって発生および排出される二酸化炭素によって環境汚染がもたらされるか、環境規制による制約を受け得る。また、上述のように、メタンオフガスには、一定量の水素が含まれているが、メタンオフガスを系外に排出して販売する場合には、販売されるメタンオフガスに含まれた水素まで系外に移出（ｅｘｐｏｒｔ）されることで、水素の流出（ｌｅａｋ）が引き起こされ得る。水素は、燃焼によって二酸化炭素を発生させず、燃焼価が比較的高いため、経済的および環境的の面で活用価値が高い。したがって、経済性の観点で、メタンオフガスに含まれた水素の流出を最小にし、且つ外部から導入（ｉｍｐｏｒｔ）される水素の供給を最小にするための工程効率性の改善が必要であり、さらには、分解炉燃料内の水素の含量を増大させることが環境的問題の観点で必要である。
【0037】
このような見地で、本発明の一実施形態による分解炉燃料の製造方法は、前記のように準備した第１および第２メタンオフガスストリームに対して、前記第１メタンオフガスストリームの一部をメタンオフガス移出（ｅｘｐｏｒｔ）ストリームとして分岐し、残りから第１燃料ガスストリームＦ１を得るステップを含むことができる。
【0038】
上述のように、気相分解炉から由来した前記第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧは、液相分解炉から由来した前記第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬに比べて水素の含量は高いのに対し、前記第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬの流量は、前記第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧの流量に比べて大きい。具体的には、前記第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬの質量流量は、前記第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧの質量流量に対して３倍～１０倍であることができる。これは、液相分解炉および気相分解炉に導入される原料の導入量により制御することができ、通常、主な原料であるナフサの活用および工程運用の経済的な観点で、前記のような質量流量比で運転することが好ましい。
【0039】
したがって、第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧに比べて水素の含量は低く、一方、流量は大きい第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬの一部を分岐してメタンオフガスを移出（ｅｘｐｏｒｔ）させることが、生産されるメタンオフガスの流量の大きな変化なく水素の流出を最小化することができるという観点で好ましい。前記メタンオフガス移出ストリームの流量は、外部から導入される水素ガスストリームＦＨの流量が増加するほど増加することができる。一方、メタンオフガス移出ストリームＭＯＧｅｘ内の水素の含量は、１５体積％～２５体積％であることができる。
【0040】
第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬは、ドラムＤ１に供給されて液相炭化水素が除去された後、ドラムＤ１から排出されることができる。前記ドラムＤ１から排出された第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬは、その一部がメタンオフガス移出ストリームＭＯＧｅｘとして分岐されて移出され、残りから第１燃料ガスストリームＦ１が得られることができる。前記第１燃料ガスストリームＦ１と前記第２燃料ガスストリームＦ２は、ヘッダーで混合されることができる。すなわち、メタンオフガス移出ストリームＭＯＧｅｘは、前記第１燃料ガスストリームＦ１が第２燃料ガスストリームＦ２と混合される前に、第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬから分岐されて移出されるストリームを意味し得る。
【0041】
本発明の一実施形態によると、前記第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧは、前記第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬに比べて水素の含量が高いため、前記第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧは、それ自体で第１燃料ガスストリームＦ１と混合されて混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄを形成する第２燃料ガスストリームＦ２であることができる。これにより、本発明は、分解炉燃料の燃焼時に発生可能な二酸化炭素の低減のために、分解炉燃料に外部から導入される水素ＦＨを含ませる場合、メタンオフガス移出ストリームＭＯＧｅｘが分岐される地点をメタンの含量が相対的に高いストリームに限定することで、外部への水素流出を最小化し、これにより、経済性を極大化することが可能である。
【0042】
一方、本発明の他の実施形態によると、前記第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧに再循環水素ガスストリームを混合して第２燃料ガスストリームＦ２を形成することができる。ここで、前記再循環水素ガスストリームとは、系内の後続工程で分離されて循環され、水素を豊富に含むストリームであり、前記再循環水素ガスストリーム内の水素の含量は、前記第２メタンオフガスストリーム内の水素の含量より高くすることができる。これにより、外部から導入される水素ガスストリームＦＨの流量を低減することができるが、分解炉燃料内の水素の含量をさらに高めることができる。
【0043】
より具体的には、前記再循環水素ガスストリームは、圧力スイング吸着工程によるリジェクトガスであることができる。すなわち、前記第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧは、圧力スイング吸着工程ＰＳＡによるリジェクト（ｒｅｊｅｃｔ）ガスＦＰＳＡと混合されて第２燃料ガスストリームＦ２を形成することができる。
【0044】
前記圧力スイング吸着工程は、ナフサの熱分解工程に伴われて高純度の水素ストリームを得るために行われる工程であり、圧力スイング吸着工程ＰＳＡのリジェクトガスＦＰＳＡは、前記圧力スイング吸着工程ＰＳＡによって取得される高純度の水素ストリーム以外の水素の含量が低い低純度の水素ストリームを意味し得る。
【0045】
前記圧力スイング吸着工程に導入される流入物または前記圧力スイング吸着工程の上流（ｕｐｓｔｒｅａｍ）工程または下流（ｄｏｗｎｓｔｒｅａｍ）工程が特に限定されるものではないが、一例としては、前記冷却循環区域から排出されるストリームとして水素リッチ（ｒｉｃｈ）ストリームが圧力スイング吸着工程に導入されることができ、圧力スイング吸着工程によって高純度の水素ストリームが生産されることができ、残りのストリームが圧力スイング吸着工程ＰＳＡリジェクトガスＦＰＳＡとして排出されることができる。
【0046】
前記リジェクトガスＦＰＳＡは、圧力スイング吸着工程ＰＳＡにより排出されるガスであり、前記リジェクトガス内の水素の含量は６０体積％～８０体積％であることができ、具体的には７０体積％～８０体積％であることができる。一方、前記リジェクトガス内のメタンの含量は２０体積％～４０体積％、または２０体積％～３０体積％であることができる。
【0047】
すなわち、圧力スイング吸着工程ＰＳＡのリジェクトガスは、前記第１および第２メタンオフガスストリームに含まれた水素の含量より高いことから、前記圧力スイング吸着工程のリジェクトガスを分解炉の燃料として活用する場合、燃焼時に排出される二酸化炭素の量を低減することができる。それだけでなく、圧力スイング吸着工程ＰＳＡによる高純度の水素ガスではなく、リジェクトガスを活用するという点で、工程の全体的な経済性を向上させることができる。
【0048】
上述のように、前記圧力スイング吸着工程ＰＳＡのリジェクトガスは、第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧと混合されることができる。上述のように、第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬは、相対的に水素の含量が低く、したがって、第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬの一部が移出ストリームとして分岐されてメタンオフガスの生産に使用されるため、水素の含量が高い分解炉燃料の製造のためには、前記リジェクトガスが第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧと混合することが、水素の流出防止の観点で好ましい。このような見地で、前記圧力スイング工程によるリジェクトガスの流量は、前記第２メタンオフガスストリームの流量に対して５重量％～１５重量％であることができる。
【0049】
一方、前記圧力スイング吸着工程ＰＳＡのリジェクトガスと混合された第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧは、ドラムＤ２に供給されて、ストリーム内の液相炭化水素が除去された後、前記ドラムＤ２から排出されることで、第２燃料ガスストリームＦ２を形成することができる。
【0050】
本発明の一実施形態による分解炉燃料の製造方法によると、前記第１および第２燃料ガスストリームＦ１、Ｆ２を混合して混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄを準備するステップと、前記混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄに水素ガスストリームＦＨを混合するステップとを含むことができる。
【0051】
すなわち、上述の工程で製造された第１および第２燃料ガスストリームＦ１、Ｆ２を分解炉燃料として供給するのに適するように混合して混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄを形成し、前記混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄ内の水素の含量を所望の水準に維持するために、さらに水素ガスストリームＦＨを前記混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄに混合する方式で分解炉燃料を製造することができる。
【0052】
まず、前記分解炉燃料内の水素の含量は、５０体積％～９０体積％に制御されることが好ましい。前記分解炉燃料内の水素の含量が５０体積％未満である場合には、燃焼時に発生する二酸化炭素の排出量が増加するため、環境的な観点で好ましくない。また、分解炉燃料内の水素の含量が９０体積％を超える場合には、燃料に追加されなければならない水素ガスストリームＦＨの量が増加することで経済性が低下し、このような燃料が分解炉のバーナー（ｂｕｒｎｅｒ）で燃焼される場合、逆火（ｂａｃｋ ｆｉｒｅ）による安全性に問題が発生し得、燃焼による窒素酸化物（ＮＯｘ）が過量に発生し、かえって環境的な観点でも好ましくない。
【0053】
前記混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄに前記水素ガスストリームＦＨをさらに追加することで、最終的な分解炉燃料内の水素の含量を５０体積％～９０体積％に制御することができる。
【0054】
一般的に導入（ｉｍｐｏｒｔ）される水素ガスストリームＦＨのｋｇ当たりコストは、第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬから移出されるメタンオフガスストリームのｋｇ当たりコストより高価であるため、分解炉燃料内の水素の含量を所望の水準に制御するにあたり、さらに導入される水素ガスストリームＦＨの流量を最小化することが重要である。したがって、本発明によると、再循環水素ガスストリーム、例えば、圧力スイング吸着工程によるリジェクトガスを気相分解炉から由来する第２メタンオフガスストリームに混合させ、メタンオフガス生産のためのメタンオフガス移出ストリームを第１メタンオフガスストリームから分岐させることで、所望の水素の含量を有する分解炉燃料を製造するためにさらに導入が必要な水素ガスストリームＦＨの流量を最小化することが可能である。これにより、エコフレンドリーな分解炉燃料を経済的に製造することができる。
【0055】
一方、本発明の分解炉燃料の製造方法によって製造された燃料は、液相分解炉および気相分解炉のうち１以上の分解炉の燃料として使用されることができる。
【0056】
以下、実施例を参照して、本発明をより詳細に説明する。しかし、下記実施例は、本発明を例示するためのものであって、本発明の範疇および技術思想の範囲内で様々な変更および修正が可能であることは、通常の技術者にとって明白なことであり、これらにのみ本発明の範囲が限定されるものではない。
【0057】
【0058】
まず、ナフサを液相分解炉に供給して熱分解した後、熱分解生成物を順に冷却、圧縮、精製して、水素の含量が１８体積％である第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬを準備した。ここで、前記第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬの流量は４９．８ｔｏｎ／ｈｒであった。一方、再循環Ｃ２、Ｃ３炭化水素化合物とプロパンを気相分解炉に供給して熱分解した後、熱分解生成物を順に冷却、圧縮、精製して、水素の含量が６７体積％である第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧを準備した。ここで、前記第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧの流量は７．８ｔｏｎ／ｈｒであった。
【0059】
このように準備した第１および第２メタンオフガスストリームを再循環水素ガスストリームと混合せず、それぞれ第１および第２燃料ガスストリームＦ１、Ｆ２にした。その後、これを混合して混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄにし、別の水素ガスストリームと混合せず、これを分解炉燃料にした。ここで、分解炉燃料内の水素の比率は２９．７体積％であった。
【0060】
実施例１
図１に図示された工程フローチャートに対して、ＡｓｐｅｎＴｅｃｈ社製のＡｓｐｅｎ Ｐｌｕｓシミューレータを用いて、工程をシミュレーションした。
図１に図示された工程フローチャートに対して、ＡｓｐｅｎＴｅｃｈ社製のＡｓｐｅｎ Ｐｌｕｓシミューレータを用いて、工程をシミュレーションした。
【0061】
比較例１のようにして、第１メタンオフガスストリーム（流量：４９．８ｔｏｎ／ｈｒ；水素の含量：１８体積％）と第２メタンオフガスストリーム（流量：７．８ｔｏｎ／ｈｒ；水素の含量：６７体積％）を準備した。
【0062】
一方、熱分解生成物を精製する過程で冷却循環区域から排出されるストリームに対して圧力スイング吸着工程ＰＳＡを行い、結果、リジェクト（ｒｅｊｅｃｔ）ガスＦＰＳＡを前記第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧと混合させた。前記レジェクガスＦＰＳＡ内の水素の含量は７７体積％であり、流量は０．６ｔｏｎ／ｈｒであった。
【0063】
前記第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬとリジェクトガスと混合した第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧをそれぞれドラムＤ１、Ｄ２に供給し、前記ドラムＤ１、Ｄ２に供給される流量と同じ流量でそれぞれのストリームを排出した。
【0064】
前記ドラムＤ１から排出される第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬの一部をメタンオフガス移出ストリームＭＯＧｅｘとして分岐し、残りから第１燃料ガスストリームＦ１を得た。ここで、前記移出ストリームＭＯＧｅｘ内の水素の含量は１８体積％であり、流量は３２．８ｔｏｎ／ｈｒであり、第１燃料ガスストリームＦ１内の水素の含量は１８体積％であり、流量は１７．０ｔｏｎ／ｈｒであった。一方、ドラムＤ２から排出されるリジェクトガスと混合された第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧを第２燃料ガスストリームＦ２にした（流量：８．４ｔｏｎ／ｈｒ）。
【0065】
次いで、前記第１および第２燃料ガスストリームＦ１、Ｆ２を混合して混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄを取得し、混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄ内の水素の含量は４３体積％であり、流量は２５．４ｔｏｎ／ｈｒであった。
【0066】
混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄ内の水素の含量を８５体積％に調整するために、純度１００％の水素ガスストリームＦＨを１４．２ｔｏｎ／ｈｒで混合することで、最終的な分解炉燃料（水素の含量：８５体積％、流量：３９．６ｔｏｎ／ｈｒ）を製造した。
【0067】
比較例２
図２に図示された工程フローチャートに対して、ＡｓｐｅｎＴｅｃｈ社製のＡｓｐｅｎ Ｐｌｕｓシミューレータを用いて、工程をシミュレーションした。
図２に図示された工程フローチャートに対して、ＡｓｐｅｎＴｅｃｈ社製のＡｓｐｅｎ Ｐｌｕｓシミューレータを用いて、工程をシミュレーションした。
【0068】
実施例１と同じ過程で、同じ水素の含量および流量を有する第１および第２メタンオフガスストリームＭＯＧＬ、ＭＯＧＧおよびリジェクトガス（水素の含量：７７体積％；流量：０．６ｔｏｎ／ｈｒ）を準備した。
【0069】
次に、リジェクトガスを第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧと混合させず、第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬと混合させ、メタンオフガス移出ストリームＭＯＧｅｘを第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬから分岐させず、第１および第２燃料ガスストリームＦ１、Ｆ２の混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄから分岐させた。ここで、メタンオフガス移出ストリームＭＯＧｅｘの水素の含量は３１体積％であり、流量は３３．７ｔｏｎ／ｈｒであった。
【0070】
一方、比較例２による混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄ内の水素の含量は３１体積％であり、流量は２４．５ｔｏｎ／ｈｒであった。
【0071】
その他には実施例１と同様に実施し、混合燃料ガスストリームＦｍｉｘｅｄ内の水素の含量を実施例１と同様、８５体積％に調整するために、純度１００％の水素ガスストリームＦＨを１５．１ｔｏｎ／ｈｒで混合することで、最終的な分解炉燃料（水素の含量：８５体積％、流量：３９．６ｔｏｎ／ｈｒ）を製造した。
【0072】
実施例２～５
図１に図示された工程フローチャートに対して、ＡｓｐｅｎＴｅｃｈ社製のＡｓｐｅｎ Ｐｌｕｓシミューレータを用いて、工程をシミュレーションした。
図１に図示された工程フローチャートに対して、ＡｓｐｅｎＴｅｃｈ社製のＡｓｐｅｎ Ｐｌｕｓシミューレータを用いて、工程をシミュレーションした。
【0073】
実施例２～５は、分解炉燃料内の水素の含量を表１に記載のように調整するために、水素ガスストリームＦＨの導入量および第１メタンオフガスストリームから分岐されて排出されるメタンオフガス移出ストリームＭＯＧｅｘの排出量を表１のように制御した以外は、実施例１と同じ工程の流れで分解炉燃料を製造した。
【0074】
比較例３～６
図２に図示された工程フローチャートに対して、ＡｓｐｅｎＴｅｃｈ社製のＡｓｐｅｎ Ｐｌｕｓシミューレータを用いて、工程をシミュレーションした。
図２に図示された工程フローチャートに対して、ＡｓｐｅｎＴｅｃｈ社製のＡｓｐｅｎ Ｐｌｕｓシミューレータを用いて、工程をシミュレーションした。
【0075】
比較例３～６は、分解炉燃料内の水素の含量を表２に記載のように調整するために、水素ガスストリームＦＨの導入量および第１メタンオフガスストリームから分岐されて排出されるメタンオフガス移出ストリームＭＯＧｅｘの排出量を表２のように制御した以外は、比較例２と同じ工程の流れで分解炉燃料を製造した。
【0076】
下記の表１および２において、二酸化炭素の削減は、比較例１に対して年間削減される量を意味する。
【0077】
【表1】
【0078】
【表2】
【0079】
実施例１～５および比較例２～６の結果により、分解炉燃料内の水素の含量が増加するほど、分解炉から排出される二酸化炭素削減の効果が増加した。
【0080】
また、再循環水素ガスストリーム、具体的には、圧力スイング吸着工程によるリジェクトガスを気相分解炉から由来する第２メタンオフガスストリームに混合させ、メタンオフガス（ＭＯＧ）移出ストリームを液相分解炉から由来する第１メタンオフガスストリームから排出させる実施例１～５の場合、そうでない比較例に比べて、メタンオフガス移出ストリームとともに流出される水素の略半分以上の水準に減少していることを確認することができ、且つ外部からさらに導入されなければならない水素ガスストリームの流量が減少していることを確認することができる。すなわち、分解炉燃料内の同じ水素の含量を実現する場合であっても、本発明の実施例による場合に、外部から購入しなければならない水素の導入量の減少による収益性の改善を図ることができた。
【図1】
【図2】
【図3】
【手続補正書】
【提出日】2024-02-21
【手続補正1】
【補正対象書類名】明細書
【補正対象項目名】００３５
【補正方法】変更
【補正の内容】
【0035】
前記気相分解炉排出ストリームから由来する第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧに含まれた水素の含量は、液相分解炉排出ストリームから由来する第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬに含まれた水素の含量より高い。これは、液相分解炉の原料であるナフサが熱分解される場合に比べて、気相分解炉の原料であるエタンおよびプロパンが熱分解される場合に、分解炉排出ストリーム自体内に水素の含量が高く、気相分解炉排出ストリームからメタンオフガスを得る精製工程が比較的単純であり、気相分解炉排出ストリーム内の水素がほとんどメタンオフガスストリームＭＯＧＧに含まれ得るためである。また、分解炉排出ストリームに伴われる精製工程の場合、脱メタン塔の上部へのＣ２炭化水素化合物の流出を最小化するために、脱メタン塔の上部排出ストリームに対する極低温のエチレン冷媒を用いた凝縮工程が伴われるが、液相分解炉と関連する凝縮工程時の凝縮温度が気相分解炉と関連する凝縮工程時の凝縮温度より低いため、第１メタンオフガスストリームＭＯＧＬに含まれた水素の含量が第２メタンオフガスストリームＭＯＧＧに含まれた水素の含量より低くなる。
【国際調査報告】